汽提塔及汽提塔塔板数计算
理论塔板数的计算
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
在一定范围内，增加塔板数可以显著提高分 离度，但超过一定值后，分离度的提高将变
得缓慢。
塔板数与产品纯度的关系
塔板数越多，产品纯度越高。这是因为塔板数越多， 物料在塔内停留的时间越长，越有利于组分的分离。
在实际操作中，为了达到所需的产品纯度，可以通过 增加塔板数来提高分离效果。
理论塔板数计算公式
理论塔板数计算公式是用于计算色谱柱分离效率的重要参数，其计算公式为：$N = 5.54(tR/W1/2)$，其中$N$为理论塔板数， $tR$为峰的保留时间，$W1/2$为半峰宽。
该公式基于色谱理论，通过将色谱峰的保留时间和峰宽等参数代入公式，即可得到理论塔板数。
实际应用中的计算方法
理论塔板数的计算
contents
目录
• 塔板数的定义 • 理论塔板数计算方法 • 塔板数的影响因素 • 塔板数与分离效果的关系 • 塔板数优化方法
01
塔板数的定义
塔板数的概念
01
塔板数是指塔内理论分离层的数 目，用于描述蒸馏塔或吸收塔等 分离设备的分离性能。
02
它反映了塔内各层分离效果的好 坏，是衡量分离设备效率的重要 参数。
在实际应用中，理论塔板数的计算通常需要借助色谱软件或仪器自带软件进行。
这些软件通常会提供自动计算或手动输入参数的功能，用户只需输入保留时间和峰 宽等参数，软件即可自动计算出理论塔板数。
此外，为了获得更准确的计算结果，还需要注意实验条件的标准化和数据的准确性。
计算过程中的注意事项
在计算理论塔板数时，需要注意峰宽的测量方法，因为不同的测量方法 可能会影响计算结果的准确性。
塔板数计算公式
塔板数计算公式
使用塔板数计算公式来计算塔板数量可以节省大量的时间和金钱。
它可以帮助您快速计算给定的塔板尺寸所需的塔板数量，以便在施工之前更好地准备材料和安排施工现场。
塔板数计算公式的基本原理是：每个塔板的长度和宽度（或直径），以及所需的深度，用来计算每块塔板所需的体积。
然后，将总体积除以每块塔板的体积，即可得出所需塔板数量。
塔板数计算公式包括以下几个基本步骤：
1.确定塔板的尺寸，包括长度，宽度（或直径）和深度。
2.计算塔板的体积。
长度乘以宽度（或直径），再乘以深度。
3.将总体积除以每块塔板的体积，以获得所需塔板数量。
例如，如果您需要构建一个塔，该塔有一个半径为3英尺，高度为2英尺的圆形塔板，您可以使用以下公式计算所需塔板数量：
计算总体积：V = 3.14 * 3 * 3 * 2 = 56.52平方英尺
计算每块塔板的体积：V = 3.14 * 3 * 3 * 0.25 = 7.06平方英尺
将总体积除以每块塔板的体积（V / V），可得出所需塔板数量：V / V = 56.52 / 7.06 = 8块塔板
使用塔板数计算公式，您可以准确计算出需要多少块塔板，从而有效地准备材料和安排施工现场。
塔板数计算公式的使用不仅可以节省时间，而且还可以节省金钱，因为您不需要多余的材料。
塔板数计算公式是一个非常有用的工具，它可以帮助您准确计算出需要多少块塔板，以及如何有效地准备材料和安排施工现场，以节省更多的时间和金钱。
塔板数计算公式
塔板数计算公式
塔板数计算公式是用来计算电站中需要安装多少塔板的一种计算方法。
它通常在设计火力发电厂时使用，以确定每个电站应安装多少个塔板以供实施某种特定的电力传输方案。
塔板数计算公式的基本原理是，根据电站的发电机和变压器的总容量，确定需要安装的塔板数量。
这个公式的具体形式如下：
塔板数 = 发电机容量/变压器容量
从这个公式可以看出，塔板数的计算主要取决于发电机和变压器的容量。
比如，如果电站中发电机容量为1万千瓦，而变压器容量为5千瓦，那么电站中需要安装的塔板数就是20个（10000/5000=20）。
塔板数计算公式不仅可以用于计算电站中需要安装多少塔板，还可以用于计算某一特定线路上塔板的数量。
比如，如果某一特定线路上有2个发电机，容量分别为5000千瓦和3000千瓦，而变压器容量为1000千瓦，那么此线路上需要安装的塔板数就是7个
（5000/1000+3000/1000=7）。
塔板数计算公式不仅用于电力传输，也可以用于其他领域，比如电信、水利等。
例如，在水利工程中，可以使
用塔板数计算公式来计算管道中所需要的塔板数量，以确定每个水库需要安装多少个塔板。
总之，塔板数计算公式是一种比较常用的计算方法，它可以被用于多个领域，帮助我们确定各种系统中所需要的塔板数量。
它可以在设计火力发电厂时使用，以确定每个电站应安装多少个塔板以供实施某种特定的电力传输方案，也可以用于其他领域，如电信、水利等。
汽提塔及汽提塔塔板数计算课件
汽提塔塔板数计算过程及结果分析
计算过程
根据化工原理和实际生产经验，汽提塔的塔板数计算需要考虑原料性质、操作 条件、分离要求等因素。计算过程中，需要使用相关的公式和图表，如亨利定 律、塔板效率曲线等。
结果分析
通过计算，可以得到汽提塔的塔板数。根据结果分析，该化工企业选择的汽提 塔塔板数能够满足工艺要求，实现原料的有效提纯。同时，结果也表明该汽提 塔具有较高的分离效率和较低的能耗。
离心分离技术
离心分离技术适用于处理大流量、 低浓度的物质，但设备成本和维 护成本较高。未来，提高离心机 的性能和降低成本将是重要方向 之一。
谢谢您的聆听
THANKS
汽提塔在化工生产中应用广泛，例如用于分离液体混合物中的组分，回收和纯化气 体等。
汽提塔对于提高产品质量、降低能源消耗和减少环境污染等方面具有重要意义。
在石油化工和煤化工等领域，汽提塔也常用于气体分离和净化，以满足生产工艺要 求和环保标准。
02
汽提塔的工作原理
汽提塔内物质流程
原料油进入汽提塔
汽提塔的原料油从顶部进入，通过降液管分 配到各个塔板。
05
汽提塔的优化与改进建议
提高汽提塔分离效果的措施
选用高效塔板
采用高效塔板，如舌形塔板、波形板等， 能够提高汽提塔的分离效果。
增加塔板数量
增加塔板数量可以增加汽提塔的分离级数， 提高分离效果。
调整操作参数
通过调整汽提塔的操作参数，如温度、压 力、液气比等，可以优化分离效果。
降低汽提塔能耗的方法
04
汽提塔塔板数计算实例
某化工企业汽提塔的工艺流程及操作条件
工艺流程
该化工企业采用XX工艺，生产过程中需要使用汽提塔对原料 进行提纯。汽提塔的工艺流程包括原料进入、预热、汽提、 冷凝、回流等步骤。
理论塔板数的计算
2、方法： 从塔顶到塔底计算。
精馏段：
xDy1 平 衡 x1操 作 y2 平 衡 x2L xn xq
当xn ＜xq时，q为加料板，因q点为两点操 作线交点，加料板为提馏段一块板，所以精馏 段理论板数为（n-1）块板。
提馏段：（改用提馏段操作线）
xn x1' （加料板下流液相组成）
例、在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合 物，已知进料液流量为80kmol/h，料液中苯含 量40%（摩尔分率，下同），泡点进料，塔顶 流出液含苯90%，要求苯回收率不低于90%， 塔顶为全凝器，泡点回流，回流比取2，在操作 条件下，物系的相对挥发度为2.47。
求：分别用逐板计算法和图解法计算所需的 理论板数。
2）以上理论板数是用泡点进料的情况所得，则 xq=xF，如果不是泡点进料，这时xq≠xF，我们要 把两条操作线交点q坐标求出，当x≤xq，即为加 料板。
3）塔顶采用分凝器：
塔顶分凝器相当于第一块理论板（进一个 气相，出一个气相和一个液相）；塔内第一块 板就成为第二块板。
D，yD V, y1
L, xL（2）相平衡方程 Nhomakorabea可写成：
x(y1)y2.47 y1.47 y
解： （1） 根据苯的回收率计算塔顶产品流量：
DFxF0.98 00.43k2m /hol
xD
0.9
由物料恒算计算塔底产品的流量和组成：
W F D 8 0 3 2 4 8 k m o l / h
x W F x F W D x D 8 0 0 .4 4 8 3 2 0 .9 0 .0 6 6 7
其中过q点的梯级为加料板，最后一个梯级 为再沸器。
塔内总共需要（m+n-2）块理论板。
理论塔板数求取-61页文档资料
循环糠醛 苯
环己烷 冷凝器
补充糠醛
冷凝器
萃
取
精
脱溶剂
馏
溶
底部产品
塔
剂
分
离
塔 糠醛-苯混合液
环己烷
苯+环己烷 （原料）
27
第五节 板式塔
中石化齐鲁 9.2米板式塔
28
中石化高桥10.2米填料塔
29
一、概述
评价塔设备性能的指标：
1. 生产能力大； 2. 分离效率高； 3. 阻力小，压降低； 4. 操作弹性大； 5. 满足工业对生产设备的一般要求：结构
QWGW.CW.tW
Q'
能量守恒:输入热量=输出热量
Q G Q F Q L Q D Q W Q '
(二)塔顶冷凝器
Q V Q L Q D R 1 .D .r
则冷却水的消耗量：
G水C水.Qt出 Vt进
（三）再沸器
由再沸器的热量衡算可求得:
G QG R 22
1
第一板： y1 xD
第二板：
y2
RR1x1
xD R1
x1
y1
(1)y1
x2
y2
(1)y2
得：（x1,y1） 得：（x2,y2）
第三板： ……
y3
R R1x2
xD R1
x3
y3
(1)y3
得：（x3,y3）
如此重复直至 xm≤xf为止，则精馏段的理论塔板数为m-1.
由
Vs
4
D2u
得 D 4V s
u 20
十二、连续精馏装置的热量衡算 (一)全塔的热量衡算
气提脱氨塔塔高计算
气提脱氨塔塔高计算
气提脱氨塔塔高计算涉及多个因素，包括塔内件（如填料、塔板等）的尺寸和位置，塔内流体的流动和反应特性，以及所需的分离效率等。
以下是一个简化版的计算步骤，仅供参考：
1. 确定塔内件尺寸：塔内件（如填料、塔板等）的高度和位置需要先确定。
这些信息通常基于实验数据或经验值。
2. 确定气液流量：根据工艺要求，确定气液的流量。
这些流量决定了塔内流体的流动特性。
3. 确定分离效率：根据所需的分离效果，确定塔的分离效率。
分离效率越高，需要的塔高越长。
4. 计算理论塔高：理论塔高是基于上述因素的一个简化值。
实际塔高可能还需要考虑其他因素，如塔内件的实际高度、安装空间等。
请注意，以上步骤只是一个简化版的计算过程，实际计算可能涉及更多复杂的因素和公式。
如果需要更精确的计算，建议咨询专业的工程师或工艺设计师。
理论塔板数公式
理论塔板数公式塔板是一种常用的结构元件，广泛用于建筑、化工、石油、冶金等行业。
它通过平行四棱柱或多头斜安放四棱柱组成，使得结构抗压、抗弯及抗扭性能更加强固。
塔板的抗弯能力决定于板厚及角度大小，其中塔板数是衡量塔板承载能力、抗弯能力的重要指标。
但是，没有一个统一的公式可以计算塔板数，建筑师应根据实际情况来确定塔板数。
实践表明，当塔板的高度处于20米以内时，塔板数可以以物理定律、建筑规范及技术规定来判定，其中包括：物理定律中的垂直力分解定律、相对移动定律、抗拉定律及蒙格雷罗抗弯定律。
下面介绍几种经常用于计算塔板数的公式：其一，板厚法求塔板数，只要将所需塔板厚度乘以柱距即可求得所需塔板数。
但是，塔板厚度一般是固定且经过规范给定，此法适用于所有板厚都相同的计算。
其二、构架跨度法求塔板数，该法以构架跨度作为主要指标，即给定构架跨度则塔板数也就给定，一般构架跨度不超过32米时，即每层塔板的构架跨度不超过32米时，塔板数一般不会大于30块，当构架跨度超过32米时，塔板数需要根据具体情况进行调整。
其三、蒙格雷罗定律求塔板数。
该定律指出，塔板数可以通过将塔板厚度与构架跨度乘积除以塔板跨度来确定。
根据塔板的设计原则，塔板的构架跨度一般控制在34米之间，同时塔板厚度也由设计要求决定，所以当塔板厚度与构架跨度相乘除以塔板跨度所得的塔板数即为理论塔板数。
塔板数的计算是很复杂的问题，建筑师必须根据建筑施工的具体情况来调整塔板数，因此，要想得出合理的塔板数，必须结合实际情况来进行推算计算，对力学原理有较好的理解，以及熟悉设计规范，才能在建筑施工中取得最佳的结果。
以上就是本文关于“理论塔板数公式”的讨论，希望能为建筑师提供参考，让他们更好地理解塔板数的计算方法，从而使建筑施工取得更好的效果。
理论塔板数的计算(4)
在直角坐标系中绘出y-x图（图略）。
根据精馏段操作线方程式（1），找到 a(0.9，0.9)，C(0，0.3)点，联接ac即得到精馏段 操作线。
根据式（2）提馏段操作线，通过 b(0.0667,0.0667)，以1.5为斜率作直线bq，即为 提馏段操作线。
从a点开始在平衡线与操作线之间绘直 角梯级，直至
加料过晚
加料过早
q
q
图6-39 加料过晚与加料过早
f e
图6-40 适宜的加料位置
最优加料板位置： x xq
应注意的是：
当某梯级跨越两操作线交点q时（此梯级为 进料板），应及时更换操作线，因为对一定的分 离任务，此时所需的理论板数最少，这时的加料 板为最佳加料板。
加料过早或过晚，都会使某些梯级的增浓程 度减少而使理论板数增加。
解： （1） 根据苯的回收率计算塔顶产品流量：
D F xF 0.9 80 0.4 32kmol / h
xD
0.9
由物料恒算计算塔底产品的流量和组成：
W F D 80 32 48kmol / h
xW
FxF DxD W
80 0.4 32 0.9 48
0.0667
已知回流比R=2，所以精馏段操作线方程为：
2）塔顶全凝器不相当于一块塔板（没有分离； 即进一个汽相出一个液相）；塔底为相当于一块 理论板的再沸器（进一个液相出一个液相和一个 汽相）；
3）泡点进料（q=1，两操作线交点xq=xF，用来 判别加料板位置。
2、方法： 从塔顶到塔底计算。
精馏段：
xD y1 平衡 x1 操作 y2 平衡 x2 xn xq
f
加料过早
e
图6-38 理论板数图解法示意图
6.7. 理论塔板数的计算解读
WxW L qF ym1 xm L qF W L qF W
双组分连续精馏塔所需理论板数，可采 用逐板计算法和图解法。
6.7.2 逐板计算法
假设塔顶冷凝器为全凝器，泡点回流，塔 釜为间接蒸汽加热，进料为泡点进料如图6－35 所示。
x1
F, xF
x2 xn xm-1
0.431 0.365<xF 0.301 0.226 0.151 0.089 0.044<xW
精馏塔内理论塔板数为10-1=9块，其中精 馏段4块，第5块为进料板。 （2）图解法计算所需理论板数 在直角坐标系中绘出y-x图（图略）。 根据精馏段操作线方程式（1），找到 a(0.9，0.9)，C(0，0.3)点，联接ac即得到精馏段 操作线。 根据式（2）提馏段操作线，通过 b(0.0667,0.0667)，以1.5为斜率作直线bq，即为 提馏段操作线。
2、方法：
从塔顶到塔底计算。
精馏段：
x D y1 x1 y2
平衡 操作
x2
平衡
xn xq
当xn ＜xq时，q为加料板，因q点为两点操 作线交点，加料板为提馏段一块板，所以精馏 段理论板数为（n-1）块板。
提馏段：（改用提馏段操作线）
xn x
' 1 操作
WxW 144 L' 48 0.0667 ym1 xm xm V' V' 96 96 1.5 xm 0.033
（2 ）
相平衡方程式可写成：
y x ( 1) y 2.47 1.47 y
y
（3 ）
利用操作线方程式（1），式（2）和相平 衡方程式（3），可自上而下逐板计算所需理 论板数。
汽提塔设计
汽提塔设计汽提塔设计一、操作条件二、汽提塔设计计算1、悬浮液加入量悬浮液进料量： (12m3/hr) 悬浮液比重：m3悬浮液固含量： 32% (我们的实际实际值是 %左右)则每小时进料悬浮液内PVC含量12×32%=hr2、水蒸气流通量塔顶蒸汽通常以每小时悬浮液加料量3-5%来调节本设计采用4%来调节P=, 水蒸气t=℃, 比容kg则水蒸气通量%=hr3、水蒸气体积流量=hr4、气液量比12==405、蒸汽消耗定额（以每T PVC计）每小时PVC树脂量： hr (绝干物料量)每小时蒸汽通量： hrO(g)/T PVC（绝干）蒸汽消耗定额：= H26、回收单体最大量由物料衡算可知：回收VCM量： T PVC =hr圆整到62kg/hr塔顶压力：8104Pa，此时VC的分压则 P=2600PaVC=80000-2600=×104Pa此时水蒸气分压：PH2OPV=nRThr 塔顶62℃7、塔顶蒸汽通量每小时蒸汽通量： hr塔顶水蒸气分压：×104Pa 蒸汽的比容：kg 假设此时蒸汽全部汽化随VC进入冷凝系统蒸汽通量: ×=hr8、塔顶混合蒸汽总量+=hr9、塔径、开孔率、孔径计算（1）塔径计算，取空塔气速 s(2) 塔高计算取塔板40块，以保证分离效率，板间距取400mm①塔顶空间考虑到气提夹带PVC露状粒子，为了让其自由沉降下来，取塔顶空间，即②塔底空间塔底出料时，树脂停留时间不宜过长，本设计取停留时间为2分钟V=12×2/60=V= =为便于控制液面波动，而应留有余量，本设计取塔底空间H=③塔高计算H=×40++=(3) 开孔率、孔径的计算、孔间距查《聚氯乙烯工艺学》取孔径16mm，开孔率取Φ=10%每块板上的孔数=×10%=563个孔间距φ用10代，则t=（4）塔主要参数塔径（mm） 1200塔高(mm) 17300孔径（mm） 16孔数 56310、小孔气速=s三、汽提塔热量衡算浆料中 GH2O =h 水蒸汽 GH2O（g）=530kg/hGPVC=h塔底出料 GPVC=3813kg/hGH2O=h1、进入汽提塔的热量Q进（1）浆料带入的热量Q1t1=75℃ Cp(H2O)=kg.℃Cpvc= kJ/kg.℃解得： Q1= Cpvc. + CpH2O.=××75+××75=×106kJ/h(2) 蒸汽带入的热量Q2蒸汽t2=℃汽化潜热H=kgCp(H2O)=kg.℃ t3=102℃ Cp(H2O)=kg.℃Q2= GH2O（g）H+ GH2O（g）CpH2O(t2-t3)=530×+530×+/2×=×106kJ/hQ进=Q1+Q2=×106 kJ/h2、汽提塔带走的热量Q出浆料带走的热量t3=102℃ Cp(H2O)=kg.℃Cpvc= kJ/kg.℃Q3= Cpvc. + CpH2O.=×3813×102+××102=×106kJ/h热损失，取热损失为进料量的1%Q损=1%×（Q1+Q2）=×104kJ/h塔顶蒸汽带走热量Q4Q1+Q2=Q3+Q4+Q损Q4=×××104=×104kJ/h 塔顶冷凝管所需冷水量Q Q传=Q4T=35℃ Cp(H2O)=kg.℃ρH2O=m3冷却水 t进=30℃ t出=40℃W冷却水=Q4/CpΔt=。
[精华]连续精馏实际塔板数的计算
![[精华]连续精馏实际塔板数的计算](https://img.taocdn.com/s3/m/d544fab1f424ccbff121dd36a32d7375a417c625.png)
5.3 连续精馏理论塔板数的计算本节重点：理论塔板数的计算。
本节难点：理论塔板数的计算—逐板计算法和图解法；双组分连续精馏塔所需理论板数，可采用逐板计算法和图解法。
5.3.1逐板计算法假设塔顶冷凝器为全凝器，泡点回流，塔釜为间接蒸汽加热，进料为泡点进料如图5－5所示。
因塔顶采用全凝器，即y 1=x D 5－24而离开第1块塔板的x 1与y 1满足平衡关系，因此x 1可由汽液相平衡方程求得。
即111)1(y y x --=αα 5－25第2块塔板上升的蒸汽组成y 2与第1块塔板下降的液体组成x1满足精馏段操作线方程，即Dx R x R R y 11112+++=5－26同理，交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程，直至计算到x n <x q (即精馏段与提馏段操作线的交点)后，再改用相平衡方程和提馏段操作线方程计算提馏段塔板组成，至x w ’<x w 为止。
现将逐板计算过程归纳如下：相平衡方程： x1 x2 x3……x n <x q-------x w ’<x w操作线方程： x D =y1 y2 y3在此过程中使用了几次相平衡方程即可得到几块理论塔板数（包括塔釜再沸器）。
5.3.2 图解法应用逐板计算法求精馏塔所需理论板数的过程，可以在y-x 图上用图解法进行。
具体求解步骤如下：1、相平衡曲线 在直角坐标系中绘出待分离的双组分物系y-x 图，如图5－13。
2、精馏段操作线3、提馏段操作线4、画直角梯级 从a 点开始，在精馏段操作线与平衡线之间作水平线及垂直线，当梯级跨过q 点时，则改在提馏段操作线与平衡线图5-13 理论板数图解法示意图之间作直角梯级，直至梯级的水平线达到或跨过b 点为止。
其中过q 点的梯级为加料板，最后一个梯级为再沸器。
最后应注意的是，当某梯级跨越两操作线交点q 时（此梯级为进料板），应及时更换操作线，因为对一定的分离任务，此时所需的理论板数最少，这时的加料板为最佳加料板。
6-2 理论塔板数的计算(简版)
逐 板 法 图 解 法 捷 算 法
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
2
双组分连续精馏塔的计算
理论板 理论板是指离开塔板的蒸汽和液体呈平 衡的塔板，它是人为的理想化的塔板。 理论板可以作为衡量实际塔板分离效果 的一个标准。
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
3
例1 环己烷 80.8℃ 苯 80.1℃ 常压下沸点 糠醛 161.7℃ 苯酚 180℃
环己烷-苯恒沸物 77℃
糠醛能显著降低苯的饱和蒸汽压，而对环己烷影响不明 显，使苯从易挥发组分变为难挥发组分，而且使环己烷-苯的 增大至2以上。
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
22
萃取剂的选择原则：
6-2 理论塔板数计算 （48）
23:29:19
说明： （1）EmV(n)和 EmL(n)不 一定相等， （2）一般情况单板效率 小于 1， 特殊情况它们会 大于 1， 通常出现在塔径 较大的精馏塔中。
16
2．全塔效率E0
又称总板效率，其定义为：
D, xD
理论板数 N E0 实际板数 N e
恒 沸 精 馏 特殊精馏 萃 取 精 馏
23:29:19
6-2 理论塔板数计算 （48）
x
19
1．恒沸精馏
加入的第三组分与原溶液中的一个或者两个组分形成 最低恒沸物，从而形成了“恒沸物－纯组分”的精馏体系， 恒沸物从塔顶蒸出，纯组分从塔底蒸出，这种形式的精馏称 为恒沸精馏，其中所添加的第三组分称为 恒沸剂或者夹带 剂。
ym+1 xm yN-1 xm+1
x N1 1 y N1 2 x N1 2 y N1 3
理论塔板数的计算方法
算。
提馏段操作线方程：
yn1
L L W
xn
W L W
xw
，得到yn+1 。
相平衡方程：yn1
1
(
xn1 1) xn 1
知识点编号：ZYKC20112902040703
理论塔板数与计算方法
在“2_4_3_4_双组分理想溶液气液相平衡关系” 知识点中，了解到双组分理想溶液的气液相平 衡关系，可用x-y图表示，当理想溶液的组分确 定和压力确定，气液相平衡关系曲线确定，如 图1所示。 在“2_4_6_3_最小回流比、最适宜回流比”知 识点中，了解到精馏塔操作对回流比有一个下 限要求，即最小回流比。根据最小回流比，可 确定最适宜回流比。最适宜回流比为最小回流 比的（1.1~2）倍。 在“2_4_6_4_部分回流操作时物料衡算”知识 点中，学习了恒摩尔流假定，包括恒摩尔气流 和恒摩尔溢流。进行物料衡算可得到精馏段操 作线方程和提馏段操作线方程。
图1 双组分理想溶液的气液相平衡关系曲线
精馏段操作线方程：
yn1
R R 1
xn
xD R 1
提馏段操作线方程：
ym' 1
L' L'W
xm'
W L'W
xW
在“2_4_7_1_混合物进料的热状况对精馏过程 的影响”知识点中，了解到进料热状态有五种， 即冷液进料、饱和液体进料、气液混合物进料、 饱和蒸气进料和过热蒸气进料。不同进料热状 态可用热状态参数q表示，对进料板进行物料衡 算，可获得进料方程（q线方程）：
一、理论塔板、理论塔板数
2.理论塔板数
理论塔板数，是指针对已知原料（组分x-y，组成xF，进料状态q），选定 一个适宜回流比（R），到达目标分离任务（xD，xW确定）所需要的理论 板数量。
化工单元操作：理论塔板数计算
1
2
a
3
f4
5d
6
e
7
b8 c
xW
xF
xD
理论塔板数
实际塔板数的确定
全塔效率 ：在指定的分离条件下，所需的理论塔板数NT（不包括塔釜）与 实际塔板数N之比，用符号ET表示。即
ET
NT N
则实际塔板数：
N NT ET
L
泡罩塔塔板效率关系曲线
（2）画出三条操作线
（3）画直角梯级：从塔顶a点 开始，跨越d点，到达c点结束
每一个梯级顶点代表一层 理论板，过d点为进料板， 末级为再沸器
1
2
a
3
f4
5d
6
e
7
b8 c
xW
xF
xD
理论塔板数
图解法
最适宜的进料位置 一般应在塔内液相或气相组成
与进料组成相同或相近的塔板上 ，分离效果好或一定的分离要求 所需理论板较少。
yn1
R R
1
xn
1 R
1
xD
ym1
L qF L qF W
xm
L
W qF
W
理论塔板数
逐板计算法
精馏段 从塔顶开始 ：塔顶采用全凝器，泡点回流
y1 xD (已知）
y1
1
x1 ( 1)x1
y1 x1(平衡关系)
x1
y1
1
y1
x1 y2（操作关系）
y2
R R 1
x1
xD R 1
理论塔板数
逐板计算法
精馏段
x
y
1
y
汽提塔设计
汽提塔设计汽提塔设计一、操作条件二、汽提塔设计计算1、悬浮液加入量悬浮液进料量：12112.7kg (12m3/hr) 悬浮液比重：1.099T/m3 悬浮液固含量： 32% (我们的实际实际值是 35.4%左右) 则每小时进料悬浮液内PVC含量12×32%1.099=4.22T/hr2、水蒸气流通量塔顶蒸汽通常以每小时悬浮液加料量3-5%来调节本设计采用4%来调节P=0.2MPa, 水蒸气t=119.6℃, 比容0.903m3/kg则水蒸气通量121.0994%=0.53T/hr3、水蒸气体积流量0.903530=478.6m3/hr4、气液量比478.6/12=39.88=405、蒸汽消耗定额（以每T PVC计）每小时PVC树脂量： 3.76T/hr (绝干物料量)每小时蒸汽通量： 0.53T/hr蒸汽消耗定额：0.53/3.76=0.141T H2O(g)/T PVC（绝干）6、回收单体最大量由物料衡算可知：回收VCM量： 16.49kg/T PVC 3.76=62.0024kg/hr 圆整到62kg/hr 塔顶压力：8104Pa，此时VC的分压则 PVC=2600Pa此时水蒸气分压：PH2O=80000-2600=7.74×104PaPV=nRT1063.1m3/hr 塔顶62℃7、塔顶蒸汽通量每小时蒸汽通量： 0.53T/hr塔顶水蒸气分压：7.74×104Pa 蒸汽的比容：2.176m3/kg 假设此时蒸汽全部汽化随VC进入冷凝系统蒸汽通量: 0.53×2.1761000=1153.3m3/hr8、塔顶混合蒸汽总量1063.1+1153.3=2216.4m3/hr9、塔径、开孔率、孔径计算（1）塔径计算，取空塔气速 0.6m/s(2) 塔高计算取塔板40块，以保证分离效率，板间距取400mm① 塔顶空间考虑到气提夹带PVC露状粒子，为了让其自由沉降下来，取塔顶空间0.6D，即0.8m② 塔底空间塔底出料时，树脂停留时间不宜过长，本设计取停留时间为2分钟V=12×2/60=0.4m3V= =0.354m为便于控制液面波动，而应留有余量，本设计取塔底空间H=0.5m ③ 塔高计算H=0.4×40+0.8+0.5=17.3m(3) 开孔率、孔径的计算、孔间距查《聚氯乙烯工艺学》取孔径16mm，开孔率取Φ=10% 每块板上的孔数=1.22/0.0162×10%=563个孔间距φ用10代，则t=48.2mm（4）塔主要参数塔径（mm） 1200塔高(mm) 17300孔径（mm） 16孔数 56310、小孔气速=5.44m/s三、汽提塔热量衡算浆料中 GH2O=8202.7kg/h 水蒸汽 GH2O（g）=530kg/hGPVC=3824.3kg/h塔底出料 GPVC=3813kg/hGH2O=8202.3kg/h1、进入汽提塔的热量Q进（1）浆料带入的热量Q1t1=75℃ Cp(H2O)=4.184kJ/kg.℃Cpvc=1.839 kJ/kg.℃解得： Q1= Cpvc. Gpvc.t1+ CpH2O. GH2O.t1=1.839×3824.3×75+4.184×8202.7×75 =3.1×106kJ/h(2) 蒸汽带入的热量Q2蒸汽t2=120.27℃ 汽化潜热H=2199.10kJ/kgCp(H2O)=4.247k J/kg.℃ t3=102℃ Cp(H2O)=4.216kJ/kg.℃ Q2= GH2O（g）H+ GH2O （g）CpH2O(t2-t3)=530×2199.10+530×(4.216+4.247)/2×(120.27-102) =1.21×106kJ/hQ进=Q1+Q2=4.31×106 kJ/h2、汽提塔带走的热量Q出浆料带走的热量t3=102℃ Cp(H2O)=4.216kJ/kg.℃Cpvc=1.839 kJ/kg.℃Q3= Cpvc. Gpvc.t3+ CpH2O. GH2O.t3=1.8392×3813×102+4.216×8202.7×102=4.24×106kJ/h 热损失，取热损失为进料量的1%Q损=1%×（Q1+Q2）=4.31×104kJ/h塔顶蒸汽带走热量Q4Q1+Q2=Q3+Q4+Q损Q4=4.31×106-4.24×106-4.31×104=2.69×104kJ/h 塔顶冷凝管所需冷水量QQ传=Q4T=35℃Cp(H2O)=4.167kJ/kg.℃ρH2O=993.95kg/m3冷却水 t进=30℃ t出=40℃W冷却水=Q4/CpΔt=。
汽提塔设计
汽提塔设计一、操作条件二、汽提塔设计计算1、悬浮液加入量悬浮液进料量：12112.7kg (12m3/hr) 悬浮液比重：1.099T/m3悬浮液固含量：32% (我们的实际实际值是35.4%左右)则每小时进料悬浮液内PVC含量12×32%1.099=4.22T/hr2、水蒸气流通量塔顶蒸汽通常以每小时悬浮液加料量3-5%来调节本设计采用4%来调节P=0.2MPa, 水蒸气t=119.6℃, 比容0.903m3/kg则水蒸气通量121.0994%=0.53T/hr3、水蒸气体积流量0.903530=478.6m3/hr4、气液量比478.6/12=39.88=405、蒸汽消耗定额（以每T PVC计）每小时PVC树脂量： 3.76T/hr (绝干物料量)每小时蒸汽通量：0.53T/hr蒸汽消耗定额：0.53/3.76=0.141T H2O(g)/T PVC（绝干）6、回收单体最大量由物料衡算可知：回收VCM量：16.49kg/T PVC 3.76=62.0024kg/hr 圆整到62kg/hr塔顶压力：8104Pa，此时VC的分压则P VC=2600Pa此时水蒸气分压：P H2O=80000-2600=7.74×104PaPV=nRT1063.1m3/hr 塔顶62℃7、塔顶蒸汽通量每小时蒸汽通量：0.53T/hr塔顶水蒸气分压：7.74×104Pa 蒸汽的比容：2.176m3/kg假设此时蒸汽全部汽化随VC进入冷凝系统蒸汽通量: 0.53×2.1761000=1153.3m3/hr8、塔顶混合蒸汽总量1063.1+1153.3=2216.4m3/hr9、塔径、开孔率、孔径计算（1）塔径计算，取空塔气速0.6m/s(2) 塔高计算取塔板40块，以保证分离效率，板间距取400mm①塔顶空间考虑到气提夹带PVC露状粒子，为了让其自由沉降下来，取塔顶空间0.6D，即0.8m②塔底空间塔底出料时，树脂停留时间不宜过长，本设计取停留时间为2分钟V=12×2/60=0.4m3V= =0.354m为便于控制液面波动，而应留有余量，本设计取塔底空间H=0.5m③塔高计算H=0.4×40+0.8+0.5=17.3m(3) 开孔率、孔径的计算、孔间距查《聚氯乙烯工艺学》取孔径16mm，开孔率取Φ=10%每块板上的孔数=1.22/0.0162×10%=563个孔间距φ用10代，则t=48.2mm（4）塔主要参数塔径（mm）1200塔高(mm) 17300孔径（mm）16孔数56310、小孔气速=5.44m/s三、汽提塔热量衡算浆料中G H2O=8202.7kg/h 水蒸汽G H2O（g）=530kg/hG PVC=3824.3kg/h塔底出料G PVC=3813kg/hG H2O=8202.3kg/h1、进入汽提塔的热量Q进（1）浆料带入的热量Q1t1=75℃Cp(H2O)=4.184kJ/kg.℃Cpvc=1.839 kJ/kg.℃解得：Q1= Cpvc. Gpvc.t1+ Cp H2O. G H2O.t1=1.839×3824.3×75+4.184×8202.7×75=3.1×106kJ/h(2) 蒸汽带入的热量Q2蒸汽t2=120.27℃汽化潜热H=2199.10kJ/kgCp(H2O)=4.247kJ/kg.℃t3=102℃Cp(H2O)=4.216kJ/kg.℃Q2= G H2O（g）H+ G H2O（g）Cp H2O(t2-t3)=530×2199.10+530×(4.216+4.247)/2×(120.27-102)=1.21×106kJ/hQ进=Q1+Q2=4.31×106 kJ/h2、汽提塔带走的热量Q出浆料带走的热量t3=102℃Cp(H2O)=4.216kJ/kg.℃Cpvc=1.839 kJ/kg.℃Q3= Cpvc. Gpvc.t3+ Cp H2O. G H2O.t3=1.8392×3813×102+4.216×8202.7×102=4.24×106kJ/h 热损失，取热损失为进料量的1%Q损=1%×（Q1+Q2）=4.31×104kJ/h塔顶蒸汽带走热量Q4Q1+Q2=Q3+Q4+Q损Q4=4.31×106-4.24×106-4.31×104=2.69×104kJ/h 塔顶冷凝管所需冷水量QQ传=Q4T=35℃Cp(H2O)=4.167kJ/kg.℃ρH2O=993.95kg/m3冷却水t进=30℃t出=40℃W冷却水=Q4/CpΔt=。
汽提塔水力学计算
附件一：塔内件技术方案和水力学计算书
1汽提塔（5-C-1001）
该塔设计塔径为Φ1200mm；
塔内共设置36层导向梯形浮阀塔盘，由上至下依次为1#~36#，塔板间距为450mm，溢流形式为单溢流；
1#塔盘上方设置进料管；
36#塔盘下方设置液封盘；
操作弹性：60%~110%；
2水洗塔（5-C-1002）
该塔设计塔径为Φ800mm；
塔内共设置一段38#矩鞍环散堆填料BED1#，填料段高度为3000mm；
BED1#上方设置液体进料分布管和槽式液体分布器，使进料液体均匀分布； 使用填料压圈和驼峰支撑对填料进行限位和固定；
操作弹性：30%~110%；
3急冷塔（5-C-2001）
该塔设计塔径为Φ800mm；
塔内共设置一段38#矩鞍环散堆填料BED1#，填料段高度为5000mm；
塔顶设置丝网除沫器，高度为100mm；
BED1#上方设置液体进料分布管和槽式液体分布器，使进料液体均匀分布； 使用填料压圈和驼峰支撑对填料进行限位和固定；
操作弹性：30%~110%；
4尾气吸收塔（5-C-2002）
该塔设计塔径为Φ800mm ；
塔内共设置两段38#矩鞍环散堆填料，从上至下依次为BED1#~BED2#，填料
段高度均为3500mm ；
塔顶设置丝网除沫器，高度为100mm ；
BED1#上方设置液体进料分布管和槽式液体分布器，使进料液体均匀分布； BED1#、BED2#之间设置液体收集器和槽式液体分布器，对液体进行收集和再
分布；
每段填料均使用填料压圈和驼峰支撑对填料进行限位和固定； 操作弹性： 30%~110%；
C a l。
汽提塔及汽提塔塔板数计算
式中yn, i* 为与第n块塔板上的液相浓度xn, i成 相平衡的气相浓度, 即 yn, *i = K ixn, i。故式 ( 6) 可整理为:
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
3 实际塔板数计算
由第n块塔板到塔底第N 块塔板的i组分的质量衡算可导出:
令n= n+ 1, 则
将式( 8) 和式( 9) 代入式( 7) 得:
i—第i组分
K— 相平衡常数 L— 废水的摩尔流量, m o l /h N— 气提塔的塔板数
n— 第n 块塔板
R— 废水中残留物分数, xN / xO S— 气提因数 V— 空气的摩尔流量, m o l /h
x— i组分在液相的摩尔分数
y— i组分在气相的摩尔分数 y* — 与液相浓度x 相平衡的气相摩尔分数
y
n, i
= K ixn, i
( 2)
yn, i— i组分离开第n 块塔板的气相摩尔分数
K i— i组分的相平衡常数
xn, i— i组分的液相摩尔分数
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
2 理想塔板数计算
将式( 2) 代入式( 1) 得:
Si x
n- 1, i
= ( 1+ Si ) xn, i- xn- 1, i ( 3)
3 实际塔板数计算 从式( 12) 和式( 13) 可以看出: 当Si> 1时, Ri值随N 的增加而变小。当 Si 接近1时,N 变成一个相当大的数, 这是因为对于易挥发有机化合物 的气提来说, Ri 通常是个很小的数。当Si< 1时, Ri 随N 的无限增加而 接近一定值, 并可由下式求得:
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
对理想塔板来说组分离开第n块塔板的气相浓度yn不该塔板上的液相处于平衡状态ynii组分离开第n块塔板的气相摩尔分数ii组分的相平衡常数xnii组分的液相摩尔分数易挥发有机化合物气提塔塔板数计算式中siki为气提因数它是确定气提塔操作的重要参数
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y K x = n, i
i n, i
( 2)
yn, i— i组分离开第n 块塔板的气相摩尔分数
K i— i组分的相平衡常数
xn, i— i组分的液相摩尔分数
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
2 理想塔板数计算 将式( 2) 代入式( 1) 得:
S x S x x i n- 1, i= ( 1+ i ) - n, i n- 1, i ( 3)
( 1)
式中 L— 废水的摩尔流量, m o l /h.
V— 空气的摩尔流量, mo l /h
x— i组分在液相的摩尔分数
y— i组分在气相的摩尔分数
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
2 理想塔板数计算
塔板的结构见图2。对理想塔板来说, 某
组分离开第n 块塔板的气相浓度yn 与该
塔板上的液相处于平衡状态, 则
式中yn, i* 为与第n块塔板上的液相浓度xn, i成 相平衡的气相浓度, 即 yn, *i = K ixn, i。故式 ( 6)
可整理为:
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
3 实际塔板数计算
由第n块塔板到塔底第N 块塔板的i组分的质量衡算可导出: 令n= n+ 1, 则 将式( 8) 和式( 9) 代入式( 7) 得:
式中Si= K i (V /L ) 为气提因数, 它是确定气提塔操作的重要参数。
如果进口空气不含有机杂质, 即yN+ 1, i= 0,式( 3) 的解为:
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
3 实际塔板数计算
对于实际塔板来说, 离开第n块塔板的气 液两相并不处于平衡状态, 见图3。其非理 想程度可用其气相的Murphree 效率Em i 来表示,其表达式为:
汽提塔塔板数计算
制作人：
汽提塔的工作原理
气提是一个物理过程，它采用一个气体介质破坏原气液两相平衡而 建立一种新的气液平衡状态，使溶液中的某一组分由于分压降低而解 吸出来，从而达到分离物质的目的。
例如，A为液体，B为气体，B溶于A中达到气液平衡，气相中以B气 相为主，加入气相汽提介质C时，气相中A、B的分压均降低从而破坏 了气液平衡，A、B物质均向气相扩散，但因气相中以B为主，趋于建 立一种新的平衡关系，故大量B介质向气相中扩散，从而达到气液相 分离目的。通过控制气提介质的量可以控制气提程度。
4 结论
利用式( 12) 和式( 13) 可计算废水中易挥发有机化合物的空气气 提塔的塔板数, 也可借助电子计算机推导出计算曲线或图表。对于废 水中残留物分数R= 0. 01, 0. 001, 0. 0001,以Em 为参数, S对N 的曲 线分别在图4、图5、和图6中给出。
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
3 实际塔板数计算
从式( 12) 和式( 13) 可以看出: 当Si> 1时, Ri值随N 的增加而变小。当 Si 接近1时,N 变成一个相当大的数, 这是因为对于易挥发有机化合物 的气提来说, Ri 通常是个很小的数。当Si< 1时, Ri 随N 的无限增加而 接近一定值, 并可由下式求得:
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
式中
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
3 实际塔板数计算 式( 10) 为一次线性限定差分方程, 可借助两个限定条件n= 0, x= x0
和n= N, x= xN 来求解。如果进入的空气为新鲜空气, 即yN+ 1= 0，
式中Ri= xN, i /xo, i为废水中残留料分数。
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
图4 R= 0. 01, 塔板数与S 和Em 的关系
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
图5 R= 0. 001, 塔板数与S 和Em 的关系
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
图6 R= 0. 0001, 塔板数与S 和Em 的关系
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
参考文献： 1.崔胜民，易挥发有机化合物气提塔塔板数计算，化工装备技术 , 1994(04)
易挥发有机化合物气提塔塔板数计算
1 基础计算式
采用板式塔的空气气提工艺流程见图1。
废水靠其重力自上而下流动, 新鲜的缩压空气
由下向上与废水逆流接触气提废水中的易挥发
有机化合物。在第n 块塔板上的i组分的质量
衡算式为:
L x V y Lx V y + n- 1, i
= n+ 1, i
+ n, i
n, i