精馏塔的设计计算
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
精馏塔优化设计计算
一．精馏塔优化设计计算【设计要求】375.71吨/溶度35wt%,产品溶度84(wt%),易挥发组分回收率0.98，1476小时。
进料热状况自选回流比自选单板压降≤0.7 kPa塔底温度100104℃本设计任务为分离二甲基亚砜-升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔物系属易分离物系，，2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，1二甲基亚砜摩尔质量MA=78.13kg/kmol水的摩尔质量MB=18 kg/kmolX F==0.7X D==0.96M F=0.3×78.13+0.7×18=36.04 kg/kmolM D=0.96×78.13+0.04×18=75.72 kg/kmol3.物料衡算原料处理量F==7.06水回收率衡算；=0.98 D=5.04总物料衡算7.06=D+W水物料衡算7.06×0.3=0.04D+WX W联立解得D=5.04kmol/h W=2.02kmol/h X w=0.05气液平衡数据6KPa下二甲基亚砜-水溶液平衡与温度的关系根据上表，利用内插法求进料，塔顶，塔底温度，由=得；塔顶；=T D=40.8°C+塔釜；=T W=96.7°C进料；=T F=48.1°C原料液，溜出液与釜残液的含量与温度相对挥发度的计算根据上表，利用内插法急速那精馏段和提馏段对应的气液相摩尔分率，得；精馏段；t1==44.45°C==X=0.75 y=0.98提馏段；t2==72.4°C==X=0.3 y=0.85将X1 Y1 X2 Y2分别带入气液平衡方程，得a1=16.3 a2=13.2a=(a1a2)0.5=14.67最小回流比及操作回流比的确定由泡点进料，可得X q=XF=0.7；Y q==o.97R min===-0.03一般回流比取最小回流比的2倍即R=2R min=0.1×2=0.2。
化工单元操作：精馏塔计算
（四）单股进料，无侧线出料 塔体上只有一个进料口，除塔顶馏出液和塔底残液，没有其他出料口。
二、全塔物料衡算（质量守恒）
1、物料衡算公式：
F = D + W FzF = DxD + WxW 2、采出率、易挥发组分回收率、难挥发组分回收率的概念和计算
2、提馏段操作线方程
L′ =V ′ + W
L′xm = V ′ym+1 + WxW
y m +1
=
L′ L′ −W
xm
−
WxW L′ −W
或者
y m +1
=
L′ V′
xm
− Wxw V′
它表达了在一定的操作条件下，提馏段内相邻两层塔板的下一层塔板上升蒸汽浓度 ym+1 与上 一层塔板下降液体浓度 xm 的关系。
3）进料线方程 y = q x − xF 进料线的意义：精馏段与提馏段两段操作线的交点轨迹。 q −1 q −1
二、操作线的绘制 步骤：
1、精馏段操作线 2、进料线，并与精馏段操作线有一交点 3、提馏段操作线
精馏塔计算
一、精馏塔塔板层数的确定
1、理论塔板的概念 汽液两相在塔板上充分接触，使离开塔板的两相温度相同，且两相组成互为平衡，则称
D = z F − xW F xD − xW
W = xD − zF =1− D
F xD − xW
F
ηD
=
Dx D Fz F
× 100%
ηW
= W (1 − xW ) ×100% F (1 − z F )
三、精馏操作线方程
1、精馏段操作线方程
精馏塔塔设计及相关计算
目录板式精馏塔设计任务3一．设计题目3 二．操作条件3 三．塔板类型3四．相关物性参数3五．设计容3设计方案错误!未定义书签。
一．设计方案的思考6二．工艺流程6板式精馏塔的工艺计算书7一．设计方案的确定及工艺流程的说明二．全塔的物料衡算 三．塔板数的确定四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 五．精馏段的汽液负荷计算六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 七．塔板负荷性能图筛板塔设计计算结果错误!未定义书签。
22 附属设备的的计算及选型25板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图 2011Administrator09级化工2班xx设计感想26苯-氯苯精馏塔的工艺设计一．设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计二. 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。
4. 操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态自选；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤0.7kPa。
二．操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；三.设备形式：筛板塔四. 有关物性参数相对分子质量：苯：78.11；氯苯：112.56序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13温度/K 404.85 401.15 394.15 389.55 384.45 379.55 374.05 370.05 365.95 360.65 356.65 355.35 353.25 X 0 0.035 0.102 0.161 0.232 0.315 0.419 0.506 0.608 0.755 0.882 0.92 1Y 0 0.146 0.335 0.464 0.575 0.678 0.77 0.828 0.881 0.935 0.97 0.98 1五. 设计容（一）设计方案的确定及流程说明（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）绘制生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对设计过程的评述和有关问题的分析讨论设计方案此塔为板式塔，通体由不锈钢制造。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔工艺工艺设计计算
第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。
3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。
（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W O W L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
精馏塔的工艺计算
精馏塔的计算对于要完成多组分分离设备的最终设计，必须使用严格算法，但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值，因此本设计中采用两种方法相结合，并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。
计算过程描述如下：第一步确定关键组分塔Ⅰ重关键组分（HK)：四氯化硅（SiCl4）轻关键组分（LK):三氯氢硅（SiHCl3) 轻组分（LNK)：二氯硅烷（SiH2Cl2)塔Ⅱ重关键组分（HK)：三氯化硅（SiHCl3）轻关键组分（LK):二氯硅烷（SiH2Cl2) 重组分（HNK)：四氯化硅（SiCl4)塔Ⅰ塔顶42℃SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量含量>=93.946釜液中SiCl4质量含量>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成馏出液中SiH2Cl2质量含量>=99.600釜液中SiHCl3质量含量>=99.500SiHCl3塔釜65℃SiCl4第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数组分塔Ⅰ塔Ⅱ进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd d w w Nm a-轾骣骣犏琪琪琪琪犏桫桫臌=3．由恩特伍德公式计算最小回流比,,1()i i Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q üï=-ï-ï?ýï=ï-ïþåå4.由芬斯克公式计算非清晰分割的物料组成()1i i Nm HK i HK HK f w d w a -=骣琪+琪桫 ，()()1NmHK i i HK HK i NmHK i HKHK d f w d d w a a--骣琪琪桫=骣琪+琪桫5.由Kirkbride 经验式确定进料位置0.2062,,,,HK F LK WR S LK F HK D z x N W N z x D 轾骣骣骣犏琪琪琪=琪犏琪琪桫犏桫桫臌6.由吉利兰关系式计算理论板数即0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ，1mN N Y N -=+ 第四步 由MESH 方程计算理论板数 1. 用FUG 简捷计算法得到的理论板数N 和进料位置M 作为初始值，初始化汽液流量j V 和j L 。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
简捷法精馏塔设计计算
例5-2 简捷法精馏设计计算
6） DSTWU结果查看
第35页
例5-2 简捷法精馏设计计算
6） DSTWU结果查看
• 最小回流比为1.32
• 实际回流比为1.8 • 最小理论板数为12.8
• 实际塔板数为23.7
• 进料板位置为第12块板
• 再沸器所需的热量为753.31kJ/sec
• 冷凝器所需的热量为688.95kJ/sec
第28页
例5-2 简捷法精馏设计计算
1） 流程图绘制
第29页
例5-2 简捷法精馏设计计算
2）全局参数设置
进入setup/specification进行全局变量（global 设置。这里
•
工程单位：MET
• Run Type： Flowsheet
• 报告要求显示流股的摩尔分率。
第30页
例5-2 简捷法精馏设计计算
• 冷凝器所需的冷量量为87897.2cal/sec
第26页
例5-2 简捷法精馏设计计算
例2 设计一精馏塔。泡点 进料，进料组成、塔顶 产品要求见表。操作压 力为4.4atm。要求塔顶 采用全凝器，回流比为 1.8。热力学计算采用物 性方法PENG-ROB。采 用DSTWU模块设计满 足上述分离要求的精馏 塔。
•
工程单位：自定义 us-1（以MET为基础）
• Run Type： Flowsheet
• 报告要求显示流股的摩尔分率。
第21页
例5-1 简捷法精馏设计计算
3） 组分输入
第22页
例5-1 简捷法精馏设计计算
4） 进料流股参数设置
第23页
例5-1 简捷法精馏设计计算
5） DSTWU模型设置
精馏塔的设计（毕业设计）
精馏塔的设计（毕业设计）精馏塔尺⼨设计计算初馏塔的主要任务是分离⼄酸和⽔、醋酸⼄烯，釜液回收的⼄酸作为⽓体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸⼄烯和⽔经冷却后进⾏相分离。
塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压⼒4kPa。
由于浮阀塔塔板需按⼀定的中⼼距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀⽚，其结构⽐泡罩塔简单，⽽且⽣产能⼒⼤，效率⾼，弹性⼤。
所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选⽤F1型重阀。
在⼯艺过程中，对初馏塔的处理量要求较⼤，塔内液体流量⼤，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液⾯落差，改善⽓液分布状况。
4.2.1 操作理论板数和操作回流⽐初馏塔精馏过程计算采⽤简捷计算法。
（1）最少理论板数N m系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，⼀般按Fenske ⽅程[20]求取。
式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或⽓相）中的摩尔分数；x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数；αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度；N m——系统最少平衡级（理论板）数。
塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：由式（4－9）得最少理论板数：初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较⼩，则最少理论板数：。
（2）最⼩回流⽐最⼩回流⽐，即在给定条件下以⽆穷多的塔板满⾜分离要求时，所需回流⽐R m，可⽤Underwood法计算。
此法需先求出⼀个Underwood参数θ。
求出θ代⼊式（4－11）即得最⼩回流⽐。
式中——进料（包括⽓、液两相）中i组分的摩尔分数；c——组分个数；αi——i组分的相对挥发度；θ——Underwood参数；——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。
进料状态为泡点液体进料，即q=1。
取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以利⽤试差法解得θ=0.9658，并代⼊式（4－11）得（3）操作回流⽐R和操作理论板数N0操作回流⽐与操作理论板数的选⽤取决于操作费⽤与基建投资的权衡。
精馏塔的计算
X1、X2—分别为出塔和进塔液体的组成，
（1）分子扩散的阻力和速率主要决定于扩散物质和流体的温度以及某些物理性质。
（2）分子扩散速率与其在扩散方向上的浓度梯度成正比。
分子扩散系数是物质的物理性质之一。扩散系数大，表示分子扩散快。
（3）分子在液体中扩散速率比在气体中要慢的多。因为液体的密度比气体的密度大得多，其分子间距小。
2．涡流扩散：通过流体质点的湍动和旋涡而传递物质的现象。主要发生在湍流流体中。
所以气体的摩尔分率为yA=pA/P=vA/V；xD
yB=PB/P= vB/V或yB=1-yAF，xF
三．物料衡算（双组分）
对总物料衡算F =D+W
对易挥发组分衡算FxF=DxD+ WxW
式中：W
F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/hxW
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率
二．吸收分类
组分数目：单组分吸收，多组分吸收。
化学反应：物理吸收，化学吸收。
热效应：等温吸收，非等温吸收。
三．相组成表示
1．比质量分率XW（YW）：混合物中两组分的质量之比。
XW（YW）= GA/GB=αA/αBkgA / kgB
2．比摩尔分率X（Y）：混合物中两组分的摩尔数之比。
X =nA/nB=xA/xB=xA/（1-xA）kmolA / kmolB
3．对流扩散：湍流主体与相界面间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总称。
它与传热过程的对流传热类似。
六．吸收机理
（一）吸收机理（双膜理论要点）
1．相互接触的汽液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个很薄的有效层流膜层。吸收质以分子扩散方式通过两膜层。
精馏塔的计算
本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。
苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。
5.1 确定操作条件顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率：进料： 794.0074.43239072.5x F ==塔顶： D x =0.8502塔底： w x =0.002该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=1.3R min ），及以下操作条件： 塔顶压力：10.0kPa ；塔底压力：30.0kPa ； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T =0.5 5.2 基础数据整理 （1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度：()01.17122502.11721=+℃平均压力：()=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+⨯⨯-⨯333100.107519.75100.10100.30213103.015⨯pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=⨯Nm 3/h操作状况下的体积： V 1=63610101.01003.1510101.027301.1712732512.779⨯+⨯⨯⨯+⨯=1103.2112 Nm 3/h气体负荷： V n =3064.036001103.2112= m 3/s气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240= kg/m 3液体负荷： L n =9470.036003409.2240= m 3/s171.01℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3（2）提馏段：图5-2 提馏段物料图平均温度：()01.23122502.23721=+℃ 入料压力：()Pa k 9.147519751030=-⨯-平均压力：()=+0.309.142122.5kPa 根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：表5-2 提馏段内回流标准状况下的体积：='0V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 63610101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ =751.0162 Nm 3/h气体负荷：V m =2086.03600751.0162=m 3/s气体密度 m ρ=7022.110162.7518788.5420=kg/m 3查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐 5.41(wt)%,密度1546kg/m 3。
精馏塔的简洁计算公式
精馏塔的简洁计算公式精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通过不同组分的沸点差异来实现分离。
在工程设计和操作中，需要对精馏塔进行计算和分析，以确保其正常运行和达到预期的分离效果。
在本文中，我们将介绍精馏塔的简洁计算公式，帮助读者更好地理解和应用这些公式。
1. 精馏塔的传质效率公式。
精馏塔的传质效率是评价其性能的重要指标之一。
传质效率通常用塔板数或高度来表示，其计算公式如下：N = HETP × (n-1)。
其中，N表示塔板数或塔高度，HETP表示每塔板传质高度，n表示理论板数。
2. 精馏塔的塔板压降公式。
塔板压降是精馏塔运行中需要考虑的重要参数之一。
塔板压降的计算公式如下：ΔP = ρ× g × H × (1-ε) + ΔPv。
其中，ΔP表示塔板压降，ρ表示液体密度，g表示重力加速度，H表示塔板高度，ε表示塔板孔隙率，ΔPv表示气体速度压降。
3. 精馏塔的塔顶温度计算公式。
精馏塔的塔顶温度是其操作中需要重点关注的参数之一。
塔顶温度的计算公式如下：T = T0 + ΔT。
其中，T表示塔顶温度，T0表示进料温度，ΔT表示塔顶降温。
4. 精馏塔的塔板液体高度计算公式。
塔板液体高度是精馏塔操作中需要实时监测和控制的参数之一。
塔板液体高度的计算公式如下：H = H0 + ΔH。
其中，H表示塔板液体高度，H0表示初始液位高度，ΔH表示液位变化量。
5. 精馏塔的塔板塔顶气体速度计算公式。
塔板塔顶气体速度是精馏塔操作中需要关注的参数之一。
塔板塔顶气体速度的计算公式如下：V = Q / A。
其中，V表示塔板塔顶气体速度，Q表示气体流量，A表示塔板横截面积。
总结。
精馏塔是一种重要的分离设备，其性能和操作参数需要通过计算和分析来进行评估和控制。
本文介绍了精馏塔的传质效率、塔板压降、塔顶温度、塔板液体高度和塔板塔顶气体速度的计算公式，希望能对读者有所帮助。
当然，精馏塔的计算和分析涉及到更多的参数和复杂的情况，需要结合具体的工程实际情况进行综合分析和计算。
精馏塔理论塔板数计算
精馏塔理论塔板数计算精馏塔是一种常用的分离和纯化混合物的设备。
在精馏过程中，混合物中的组分会根据其挥发性的差异，通过塔板分离为不同纯度的组分。
塔板数是衡量精馏塔分离效果的重要指标之一、本文将介绍精馏塔的理论塔板数计算方法，并简要解析其应用。
精馏塔的理论塔板数是指在无质量和热量传递损失的情况下，实现完全的分离所需的等效塔板数。
其计算可以使用Teope方程进行估算。
Teope方程是一个基于传递单元理论的简化模型，可以用于估算理论塔板数。
Teope方程的基本形式为：Nt=Nf+Nr+Nz其中，Nt为总塔板数，Nf为塔底下部的传质单元数，Nr为塔顶上部的传质单元数，Nz为塔体的塔板数。
传质单元数是通过传递单元量化描述的，可以根据不同的物理现象进行选择。
一般来说，传递单元可以是汽-液平衡单元、传质过程单元或传热过程单元等。
在使用Teope方程计算理论塔板数时，需要根据实际情况选择适当的传递单元。
常用的选择有根据挥发度平均法选择传质单元，或者根据物理性质（如热扩散系数）选择传质过程单元。
对于质量传输控制塔板，传质单元的选择可以通过挥发度平均法来实现。
挥发度是指组分在液相和气相中分配的平衡性质，可以通过实验或计算得到。
根据挥发度平均法，可以将塔板上的传质单元数定义为:Nf = ΔHF / ln(αi)其中，ΔHF为进料组分的化学势差，αi为塔底和塔顶组分浓度的挥发度比。
对于能量传输控制塔板，传热过程单元的选择可以使用传热系数的平均法。
传热系数是描述传热过程的性质，可以根据传热模型或实验来确定。
传热过程单元的计算可以使用下式：Nr=ΔHR/(KlA)其中，ΔHR为进料组分的焓差，Kl为液相传热系数，A为塔板有效面积。
总的塔板数Nt的计算可以通过对Nf、Nr和Nz进行求和得到。
需要注意的是，由于Teope方程是一个估算模型，其计算结果只能作为初步参考，并不能完全准确地预测塔板数。
精馏塔的理论塔板数计算是精馏塔设计的重要一步。
精馏塔设计计算
精馏塔设计计算1精馏塔工艺设计1.1设计参数该乙酸乙酯精馏塔设计处理乙酸乙酯和乙酸丁酯混合物的年处理能力为10000吨，进料含乙酸乙酯的质量分数为32％，塔顶产品乙酸乙酯的含量大于95％，釜液中乙酸乙酯的残留量小于4％。
操作条件：塔顶压力为常压，进料温度60℃，回流比为6.5。
1.2物料衡算根据设计参数中对乙酸乙酯产品产量及产品含量的要求，首先要进行物料衡算，得出塔顶产品和塔釜产品的流量，为了便于计算和区分，用A 代指混合物料中的乙酸乙酯，用B 代指乙酸丁酯。
乙酸乙酯的摩尔质量A M =88.11kg/kmol乙酸丁酯的摩尔质量B M =116.16kg/kmol进料含乙酸乙酯的摩尔百分数为F x =(32/88.11)/(32/88.11+68/116.16)=0.38287塔顶产品中乙酸乙酯摩尔百分数为D x =(95/88.11)/(95/88.11+5/116.16)=0.96161釜液中乙酸乙酯的的摩尔百分数为W x =(4/88.11)/(4/88.11+96/116.16)=0.05207原料液平均摩尔质量为B F A F F M x M x M )1(-+==105.42050kg/kmol （3.1） 塔顶产品平均摩尔质量为B D A D D M x M x M )1(-+==89.18684kg/kmol （3.2） 塔釜液体平均摩尔质量为B W A W W M x M x M )1(-+==114.69944kg/kmol （3.3） 设精馏塔平均每年工作300天，每天24小时连续运行，则进料摩尔流量为F =1000×103/(300×24×105.42050)=13.17475kmol/h由W D F += （3.4）))(W D w F x x x x F D --= （3.5）两式联立求解得塔顶液体摩尔流量D =4.79166kmol/h ，塔釜釜液摩尔流量W =8.38309kmol/h 。
二元连续精馏塔的计算与分析分析
7
7
6
8
8
7
c
0
x
c
c
1.0
0
x
1.0
0
x
1.0
适宜的加料位置
第五节 二元连续精馏塔的计算与分析
例题
在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物。原料中含苯 0.40(质量分率，下同) 泡点进料，要求塔顶产品中含苯 0.97，塔底产品中含苯0.02。原料流量为1500kg/h。回 流比为3.5，操作范围内相对挥发度α=2.46。试求：
少摩尔的蒸汽冷凝，相应就有多少摩尔的液体汽化。因此该精馏 过程属等摩尔反向扩散传质过程。
第五节 二元连续精馏塔的计算与分析
3.精馏段的操作线方程（Operating line）
在恒摩尔流假定下，精馏段的基本计算式为：
V LD
Vyn1 Lxn DxD
所以
yn1
L V
xn
D V
xD
L LD
xn
D LD
1. 精馏段的物料衡算 总物料衡算式
Vn1 Ln D
易挥发组分衡算式
Vn1 yn1 Ln xn DxD
或
yn1
Ln Vn1
xn
D Vn1
xD
第五节 二元连续精馏塔的计算与分析
2.恒摩尔流假定（Constant molal overflow hypothesis）
恒摩尔流假定提出的原因：
(1)各层板上液相的流量L1，L2……Ln以及汽相的流量V1，V2，…… ，Vn均不相同，求算理论塔板数除上面的物料衡算式外，需再作热 量衡算和相平衡关系才能求算，计算会变得比较复杂。 (2)恒摩尔流假定可以简化计算过程； (3)一些组分沸点接近的二元混合物接近恒摩尔流假定的情况。
精馏塔的设计计算
3、注意事项 整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。 ◇论述应该条理清晰，观点明确； ◇计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用
数据必须注明出处； ◇图表应能简要表达计算的结果。
第3页，共65页。
三、化工原理课程设计的步骤
本设计按以下几个阶段进行： 1、根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。根据给定任务， 对精馏装置的流程、操作条件、塔板类型等进行论述。 2、蒸馏塔的工艺计算
L(苯) m·Pas 0.308 0.279 0.255 0.233
L(甲苯) m·Pas 0.311 0.286 0.284 0.254
768.9 770.0 16.49 17.31 0.215 0.228
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(三) 气液负荷的计算
精馏段：V＝(R＋1)D kmol/h
Vs
VMVm
第1页，共65页。
2、课程设计组成 （1）设计说明书主要内容：
◇封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）； ◇ 目录； ◇ 设计任务书； ◇ 工艺流程图及设计方案说明； ◇ 设计条件及主要物性参数表； ◇ 工艺设计计算； ◇ 设计结果汇总表； ◇ 辅助设备的设计及选型； ◇ 设计评述及设计者对本设计有关问题的讨论； ◇参考资料。 （2） 工艺流程图及主体设备装配图；
3600Vm
m3/s
L＝RD
Ls
LMLm
3600Lm
m3/s
提馏段： V＝V ＋(q－1)F L ＝L ＋F
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第三节 板式塔主要尺寸的计算
板式塔主要尺寸的设计计算： ◇包括塔高 ◇塔径的设计计算 ◇板上液流形式的选择 ◇溢流装置的设计 ◇塔板布置等 设计时，先选取某段塔板（如精馏段、提馏段）条件下的参 数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，应尽量保持塔径相同， 以便于加工制造。 由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔 板尺寸需根据经验来选取，因此设计过程中不可避免要进行试 差，计算结果也需要工程标准化。
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第2章精馏塔的设计计算2.1 进料状况设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。
塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用浮阀塔。
2.2 加料方式和加料热状况加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。
虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。
2.3 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。
甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。
2.4 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。
其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。
需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流.故本设计采用强制回流。
2.5加热方式加热方式为直接加热和间接加热。
直接加热由塔底进入塔内。
由于重组分是水故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。
本设计采用间接蒸汽加热。
2.6工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
第3章设计方案的确定设计（论文）的主要任务及目标(1) 设计要求年处理含甲醇50％（质量分数）的甲醇与水混合液9万吨，每年按300天计算。
（每天24小时连续运转）原料组成：50%的甲醇和50%的水（质量分数）产品组成：产品含甲醇不低于95％，残液中含甲醇不高于2％。
当地压强：按照95kpa计算。
(2) 操作条件塔顶压强101.3kpa （表压）； 进料热状况，自选； 回流比，自选；塔釜加热蒸汽压力506kPa ； 单板压降不大于0.7kPa ； 塔板形式为浮阀塔。
本设计任务为分离甲醇和水混合物。
对于二元混合物的分离，本设计采用连续操作方式的浮阀式精馏装置。
本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。
该物系属易分离物系，操作回流比取最小回流比的 1.6倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。
精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔釜甲醇的摩尔分数甲醇的摩尔质量 M A =32kg/kmol ，水的摩尔质量M B =18kg/kmol原料液甲醇的摩尔分数：0.5/320.360.5/320.5/18F x ==+塔顶甲醇的摩尔分数： 0.95/320.9640.95/320.02/18D x ==+塔釜甲醇的摩尔分数： 0.02/320.0110.02/320.95/18W x ==+3.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量原料液产品的平均摩尔质量：0.36320.641823.04F M =⨯+⨯= 塔顶产品的平均摩尔质量： 0.964320.0361831.496D M =⨯+⨯= 塔釜产品的平均摩尔质量： 0.011320.9891818.154W M =⨯+⨯=3.1.3物料衡算原料处理量： 39000010542.53/2430023.04F kmol h ⨯==⨯⨯ 总物料衡算： 542.53D W =+甲醇物料衡算： 542.530.360.9640.011D W ⨯=+联立解得 211.2/331.33/D kmol h W kmol h ==3.2 塔板数的确定3．2.1 理论塔板数的求解甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表3-1），绘出x-y 图，见图3-1。
表3-1 甲醇-水物系气液平衡数据 温度t （℃）液相中的摩尔分数x 气相中的摩尔分数y 1000.000.000 96.4 0.02 0.134 93.5 0.04 0.234 91.2 0.06 0.304 89.3 0.08 0.365 87.7 0.10 0.418 84.4 0.15 0.517 81.7 0.20 0.579 78.0 0.30温度t/0C 液相中的摩尔分数/x 气相中的摩尔分数/y 温度 t（°C）液相甲醇x（mol%） 1000010000.665 76.0 0.33 0.692 75.3 0.40 0.729 73.1 0.50 0.779 71.2 0.600.82569.3 0.700.870精馏段气液负荷V=(R+1)D=(1.319+1) 211.2=489.773kmol/hL=RD=1.319=278.573kmol/h提馏段气液负荷，由于泡点进料，q=1则 489.773kmol/h278.573+542.53=821.103 kmol/h精馏段操作线方程176.073159.2060.9140.5250.434335.278335.278D L D y x x x x V V =+=+⨯=+提馏段操作线方程'649.252314.016''0.0113 1.9370.011''649.252314.016335.278W L W y x x x x L W V =+=+⨯=---3.2.1.3 图解法确定理论塔板数图 3-1 理论板层数图解法由图3-1可知，总理论塔板数T N 为8块(包括塔釜)，进料板位置F N 为自塔顶数起第5块。
3.2.2 全塔效率及实际塔板数3.2.2.1 全塔效率根据奥康奈尔经验式0.2450.49()T L E αμ-=式中α—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度，无因次量，量纲为1； L μ—塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，Pa·s查相关资料得甲醇-水物系的相对挥发度为 4.617α=，计算得0.348μ=则全塔效率 ()0.2450.49 4.6170.3480.43743.7%T E -=⨯⨯==，3.2.2.2 实际塔板数精馏段实际塔板数4100.437T P T N N E ==≈ 提馏段实际塔板数''370.437T PT N N E ==≈实际总塔板数 17N =总（不含塔釜）3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力每层板的压降 0.7P kPa ∆= 塔顶操作压力 101.3D P kPa =进料板压力 101.30.710108.3F P kPa =+⨯= 塔底压力 101.30.717113.2W P kPa =+⨯= 精馏段平均压力 101.3108.3104.82m P kPa +==提馏段平均压力 '108.3113.2110.752m P kPa +==3.3.2 操作温度内插法 121121x x x x t t t t --=--，查表1得 进料板0.3150.30.330.378.076.078.0F t --=--，解得进料板操作温度 77.09F t =℃， 同理可得塔顶操作温度 65.71D t =℃塔底操作温度 99.98W t =℃3.3.3 平均摩尔质量10.914D x y ==,由平衡曲线得10.805x =塔顶平均摩尔质量 ,0.91432(10.914)1830.802/VD m M kg kmol =⨯+-⨯=,0.80532(10.805)1829.27/LD mMkg kmol =⨯+-⨯=20.315F x x ==,由平衡曲线得20.678y =进料板平均摩尔质量 ,0.67832(10.678)1827.492/VF m M kg kmol =⨯+-⨯=,0.31532(10.315)1822.412/LF m M kg kmol =⨯+-⨯=0.0113W x =，由平衡曲线得30.018y =塔底平均摩尔质量,0.01832(10.018)1818.252/VW m M kg kmol=⨯+-⨯=,0.011432(10.0114)1818.159/LW m M kg kmol=⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量 ,30.8227.49229.147/2V m M kg kmol +==,29.2722.41225.841/2L m M kg kmol +==提馏段平均摩尔质量 ',27.49218.25222.872/2V mM kg kmol +==',22.41218.15920.286/2L m M kg kmol +==3.3.4 液相和气相平均密度查相关资料得甲醇与水在个温度下的密度如表3-2。
表3-2 甲醇与水在各温度下的密度ρ甲醇（kg/m 3）751 743 734 725 716 ρ水（kg/m 3）983.2977.8971.8965.3958.43.3.4.1 液相平均密度计算式,1A BL mLA LBa a ρρρ+=+查表2数据运用内插法求塔顶液相平均密度75174375165.71607060A ρ--=--，解得3746.431/A kg m ρ=983.2977.8983.265.71607060B ρ--=--，解得3980.117/B kg m ρ=所以 3,1755.437/0.95/746.431(10.95)/980.117LD m kg m ρ==+-同理可得进料板液相平均密度 3,850.454/LF m kg m ρ= 塔底液相平均密度 3,951.965/LW m kg m ρ= 精馏段液相平均密度 3,802.945/L m kg m ρ=提馏段液相平均密度 '3,901.209/L mkg m ρ= 3.3.4.2 气相平均密度由理想气体状态方程计算得 精馏段气相平均密度,3,102.729.1611.045/8.314(71.40273.15)m V m V m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段气相平均密度 '','3,'106.922.8860.814/8.314(88.54273.15)m V m V mmP kg m RT M ρ⨯==⨯+=3.3.5 液相平均表面张力查资料得甲醇与水在各温度下的表面张力如表3-3。