简捷法精馏塔设计计算

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多组分精馏的简捷计算和逐板计算举例

0.59842 0.000984
w
lg 6.24
1
4.6
塔釜温度17℃，利用气相中的烷烃冷凝提供塔釜中需要的热量，可以认为是塔顶部分冷凝，塔釜泵厢式循环。
最小回流比：
ibzi 1 q
ib
ib xdi
ib
Rm
1
其中需要注意的问题： zi是题面中的数据；1-q=0.36；采用牛顿迭代法；b组分选取（i—C40挥发度最小）；采用全塔平均温度-39℃和压力
C10 : yn1 0.3026xn 0.5279
C2 : yn1 0.3026xn 0.1353
C20 : yn1 0.3026xn 0.0204
相平衡方程中的 ib 是精馏段平均温度下的
值： 95 60 77.50C ，（进料温度与塔顶温度的平均值）
⑦逐板计算相平衡方程与操作线方程交替运用。
精馏段相平衡方程：xi
yi ib yi ib
xi 1
手算 0.005，计算机计算 0.0001
精馏段操作线方程：yn1,i
R R
1
xn,i
1 R
1
xd
,i
R 0.434
yn1,i 0.3026xn,i 0.6974xd,i
H2 : yn1 0.3026xn 8.7175103
⑥确定进料位置因为是气液相进料，可以采用芬斯克公式计算精馏段塔板数塔顶温度：-95℃；进料温度：-60℃；塔釜温度：17℃ 从塔顶温度与进料温度相差不大，可以判断精馏段塔板数不会太多，采用全塔的平均温度计算误差会很大。所以，采用塔顶温度和进料温度的平均值 95 60 77.50C 来计算。
yi ib

多组分复杂精馏塔的简捷计算

(S + D ) = 59.6
W = 40.4
对于采出板上以上总的采出部分存在以下关系：
d i + si = (S + D )xsdi
xsd 3 ≈ 0.01计算得出的根据假设的在侧线采出板以上，
d 3 + s3 和 w3
组分 1 2 3
，1和2组分的数据未知？
11.3 47.9 40.8
fi
? ? 40.2
Dxdi + Sxsi = D+S
α ib x sdi ∑ α − θ = 1 + Rmin中 ib
，采
di
6.65 0.35 6× 10 7
-4
x di
0.95 0.05 3× 10
-4
x sdi
0.19 0.8 0.01
（b）q不知道，进料组成和温度已知，采用Partially
Vaporized and Liquefied Equilibrium来求解。
⎛ d 3 + s3 ⎞ ⎛ d 3 + s3 ⎞ ⎛ d1 + s1 ⎞ ⎛ d 2 + s2 ⎞ lg⎜ ⎜ w ⎟ ⎟ − lg⎜ ⎜ w ⎟ ⎟ − lg⎜ ⎟ lg⎜ ⎜ w ⎟ ⎟ ⎜ w ⎟ 1 3 2 3 ⎝ ⎠ ⎠ ⎠= ⎝ ⎝ ⎠ ⎝ lg α 13 lg α 23
(d1 + s1 ) + w1 = 11.3 (d 2 + s 2 ) + w2 = 47.9
解
θ中 = 1.137 ， Rmin中 = 3.5 。 q = 0.24 ，
上段计算得出最小回流比 Rm上，中下段计算得出最小回流比 Rm中，操作的时候究竟用那个作为回流比，既要满足上段的要求又要满足中段的要求。

化工原理下1-5简捷法、多侧线、塔高塔径

VV(q11)F 1 L RD q1F1 V (R1)D(q11)F1
LLq2F2
V'V''(q21)F2
L
R D q1F 1q2F 2
V (R1)D (q11)F 1(q21)F 2
可编辑ppt
12
两股进料的精馏塔最小回流比的确定
可编辑ppt
由ab线斜率求Rmin1
由ck线斜率求Rmin2
选择较大者作为Rmin
18
2）单板效率
单板效率又称默弗里（Murphree）效率，它
是以混合物经过实际板的组成变化与经过理论板的组成变化之比来表示的。单板效率既可用气相组成表示，也可用液相组成表示，分别称为气相单板效率和液相单板效率。
可编辑ppt
19
气相单板效率
EMV
yn yn*
yn1 yn1
液相单板效率
EML
Vs
22.4V 3 600
Tp0 T0 p
可编辑ppt
25
1.5.9 连续精馏装置的热量衡算和节能
1.塔顶冷凝器热量衡算以单位时间为基准，对冷凝器热量衡算（忽
略热损失）
Q C V IV D (L IL D D IL D ) kJ/h
QC
冷凝器的热负荷
VI V D
L
I LD
D 冷凝器的
I L D 热量衡算
LV0VW
易挥发组分衡算
L x m V 0 y 0 V y m 1 W x W
可编辑ppt
6
对于塔内恒一摩、尔直流动接蒸汽加热
VV 0 LW
Wxm V0 ym 1WxW
ym 1 W V0 xm W V0 xW
提馏段操作线方程

6.精馏简捷计算

Nm = lg( xDA xBB ⋅ ) xDB xBA lg α AB
Rm xD − ye xD − ye = ==⇒ Rm = ye − xe Rm + 1 xD − xe
对于多元混合物的精馏计算，必须引入一些新的概念和定义。
2
精馏
精馏简捷计算
1.关键组分
进料中按分离要求选取的两个组分，（大多挥发度相邻的两个组分）。它们在塔顶或塔底产中的回收率或含量通常是给定的，因此，对于系回收率含量的分离起着决定性的作用。
Underwood方程的几点说明：基本假定 ① α＝常数，② 恒摩尔流；如果塔内α变化不大，α i = 3 α D α F α B ；如果塔内α变化较大，tα = ( Dt D + Bt B ) / F ，先算平均温度，再算 α (tα ) 。
13
精馏
精馏简捷计算
θ应介于 αHK < θ < αLK 之间，否则无效。
α L ≈ α LK ,α H ≈ α HK
这时L、H组分也会出现在塔的两端，也是分布组分，则分布组分采用非清晰分割法，分布组分其余非分布组分采用清晰分割法较好。非分布组分
23
精馏
精馏简捷计算
注意！
清晰分割法与非清晰分割法都是近似估算方法
1.R∞时，NT最少，全部组分在塔的两端出现，都是分布组分； 2. Rm时，NT→∞，非分布组分只在塔的一端出现； 3. R∞时的产品组成与Rm时的产品组成有些差异； Ropt与R∞的产品组成又有差异。
F
一般恒浓区的浓度和位置均未知，所以多组分Rm的严格计算至今没有一个通用方法，一般采用近似估算方法。
12
精馏
精馏简捷计算

Aspen简捷法精馏塔设计计算

例5-2 简捷法精馏设计计算
5）DSTWU模型设置
这里轻关键组分为NC4，重关键组分为I-C5。
对于轻关键组分NC4
Recov=29.7248/30=0.9908
重关键组分为I-C5 Recov=0.2247/20=0.01124
第27页
例5-2 简捷法精馏设计计算
5） DSTWU模型设置
回流比的输入可随便输入一个值，该值如果小于Rmin,则系统安装 2Rmin作为回流比进行计算；如大于Rmin，就按照实际的值进行计算。
第6页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
Distl（简捷法精馏核算）
Distl模型可以模拟一个带有一股进料和两种产品的多级多组分的蒸馏塔，塔可带有分凝器或全凝器。模型假定恒摩尔流和恒相对挥发度。用Edimister法进行产品组成。
第7页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
Distl（简捷法精馏核算）
第2页
5 塔Columns模块
进行简捷蒸馏的模型有DSTWU, Distl和
SCFrac
进行严格的多级分离的模块有RadFrac,
MultiFrac, PetroFrac, RateFrac
用于液-液萃取塔的严格模型有Extract
第3页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块 DSTWU(简捷法精馏设计) Distl（简捷法精馏核算）
第5页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
DSTWU(简捷法精馏设计)
采用Winn法估算最小级数，Underwood法估算最小回流比，Gilliland法规定级数所必需的回流比或规定回流比所必需的级数。
可确定最小回流比、最小级数或实际回流比、实际级数。模型也估算最适宜的进料位置、冷凝器和再沸器负荷。可生成回流比对于级数的表和曲线。

6.精馏简捷计算

18
精馏
精馏简捷计算
分离要求的表示可有多种形式：
（）（xlk )B ≤ 0.1% 1 (2) （xlk )D ≥ 99.5% (3) （xlk )D ≥ 99.5% (4) (5) (ηlk )D = dlk / flk = 95% (ηlk )D = dlk / flk = 95% （xhk )D ≤ 0.2% （xhk )B ≤ 99.0% （xlk )B ≤ 0.1% (ηhk )B = bhk / fhk = 90% （xhk )B ≥ 90.0%
Underwood方程的几点说明：基本假定 ① α＝常数，② 恒摩尔流；如果塔内α变化不大，α i = 3 α D α F α B ；如果塔内α变化较大，tα = ( Dt D + Bt B ) / F ，先算平均温度，再算 α (tα ) 。
13
精馏
精馏简捷计算
θ应介于 αHK < θ < αLK 之间，否则无效。
用61座精馏塔的逐板计算结果整理得到，条件是比较宽的。
16
精馏
精馏简捷计算
5、进料位置的确定
吉利兰关联式求出的理论板隐含着最佳进料位置的要求。
1）Kirkbride经验式
N R ⎡⎛ x F ,hk = ⎢⎜ N S ⎢⎜ x F ,lk ⎣⎝ ⎞ ⎛ x B ,lk ⎟⋅⎜ ⎟ ⎜x ⎠ ⎝ B ,hk
工艺要求：（回收率）
η D ,C 2 H 6 > 97% η B ,C 3 H 6 > 99%
该如何确定关键组分？
5
精馏
精馏简捷计算
2.芬斯克方程
计算全回流操作时，达到规定分离要求所需的最少理论板
Nm =
xD,lk xB,hk lg( ⋅ ) xD,hk xB,lk lgαlk,hk

简单精馏塔严格计算

设计一脱丙烷塔。

已知进料量h kmol /100，原料压力MPa 0.1，温度50℃,组成如下表。

塔操作压力0.817()MPa A ，塔顶设全凝器，塔底设再沸器。

分离要求：塔顶异丁烷含量为0.06，塔底丙烷含量为0.06解：（一）、用简捷法得到如下基本参数（二）LM 法1、初步确定理论级数1）设8=S 、2=n 、6=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算，结果列表：2）设7=S 、2=n 、5=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算3）比较进料板液摩尔分数已经接近，可进入第一次循环。

2、第一次循环 1）塔顶塔底量调整1585.035.165.684977.05652.0=+-==∆A d 4004.062.538.42206.01871.0-=+-=∆B d4509.07076.122107.02924.22716.02716.02107.0-=+-=∆C d 0073.09972.4037.00028.00102.00102.00370.0=+-=∆D d归零化，使得∑=∆0d ，i iw d∆-=∆-2）根据调整后的数据进行塔的逐板计算，结果列表，各板的汽液流率和摩尔分数列表 3）温度分布 4）计算各板气液流率 5）计算换热器热负荷 6）计算各板汽体液体流率 7）核算各板气液组成（1）各板汽液流率和温度确定相对挥发度（2）逐板计算3、采用同样的方法，经过4次循环，结果如下：基本达到要求。

故理论板数为7.。

4-简捷法精馏塔设计计算

—冷凝器 ( Condenser) —再沸模块---简捷蒸馏模块
➢DSTWU(简捷法精馏设计)
DSTWU模型有四组模型设定参数（1）塔设定 ( Column specifications) （2）关键组分回收率（3）压力 ( Pressure)
第8页
4.2 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
➢DSTWU(简捷法精馏设计)
DSTWU模型有四组模型设定参数
（1）塔设定 ( Column specifications)
--塔板数 ( Number of stages) --回流比 ( Reflux ratio)
>0, 实际回流比； <-1, 绝对值=实际回流比/最小回流比
第37页
例4-2 简捷法精馏设计计算
7）生成回流比随理论板数变化表 • 在输入表input 中的calculation options 页面中
选择 • generate table of reflux vs num of theoretical
stages
第38页
例4-2 简捷法精馏设计计算
7）生成回流比随理论板数变化表 • 在输入表input,中的calculation options 页面中
第2页
4.1 塔Columns模块 ➢进行简捷蒸馏的模型有DSTWU, Distl和
SCFrac
➢进行严格的多级分离的模块有RadFrac,
MultiFrac, PetroFrac, RateFrac
➢用于液-液萃取塔的严格模型有Extract
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4.2 塔Columns模块---简捷蒸馏模块 ➢DSTWU(简捷法精馏设计) ➢Distl（简捷法精馏核算） ➢SCFrac模块

精馏塔的设计计算方法

精馏塔的设计计算方法各位尊敬的评委老师、领导、各位同学：上午好！这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。

二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。

对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。

设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。

计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。

本节就介绍前两种方法。

首先，我们看一下逐板计算法的原理。

该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。

从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。

根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。

从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。

按以上方法交替进行计算。

因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。

其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。

这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。

逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。

精馏塔的计算

吸收尾气：剩余的气体（惰气、残余溶质）
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。
吸收尾气B+少量A
如图：吸收剂自塔顶上部喷淋而下，塔底部排出溶液；
混合气体由塔底进入，塔顶部排出吸收尾气。溶剂
气液两相在塔内进行逆向接触的过程中，混合
气体内吸收质就转移到吸收剂中，达到了从混
合气体分离出某种组分的目的。混合气体
（A+B）
6．气体在液体中的溶解度：平衡状态下，液相中的溶质浓度。溶液
表明一定条件下，吸收过程可能达到的极限浓度。（溶剂+A）
吸收过程所以能自动进行，就是由于两相主体浓度尚未达到平衡，一旦达到平衡，推动力便等于0。因此，吸收过程的总推动力应该用任何一相主体浓度与其达到平衡浓度的差值来表示。
（1）以p-p*表示总推动力的吸收速率方程式（气相总吸收速率方程式）
NA=KG（p-p*）KG气相吸收总系数
吸收过程的总阻力由气膜阻力1/kG与液膜阻力1/HkL两部分组成。H溶解度系数
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。
2．在相界面处，汽液两相达相平衡。界面上无阻力。
（1）物料平衡：进入某装置或设备的物料量必等于排出某装置或设备的物料量与过程累积的量。当无累积量时，即：进料量=排出量。

Aspen简捷法精馏塔设计计算解析

第 9页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
SCFrac (简捷法多塔蒸馏)
对每个塔段必需规定产品压力和基于进料流率
的产品流率或分率，对所有产品，除馏出物外必须规定蒸汽与产品的比值。
计算中由于进行蒸汽计算，所以水必须被定义
为一个组分。所以水都与塔顶产品一起离开。
该模型不能处理固体，游离水计算可在冷凝器
5 简捷法精馏塔设计计算
1
第 1页
5 塔Columns模块
塔设备是化工生产中应用最为广泛的操作设备之一，通常在其中进行蒸馏（精馏）、吸收和萃取单元操作。吸收和蒸馏实际都是气液相平衡的单元操作，只是蒸馏过程的热量平衡相对更为复杂。
对塔设备可分为三大类：简捷法计算的蒸馏塔、严格法计算的蒸馏塔和液-液萃取塔三类。
第 6页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
Distl（简捷法精馏核算）
Distl模型可以模拟一个带有一股进料和两种产品的多级多组分的蒸馏塔，塔可带有分凝器或全凝器。模型假定恒摩尔流和恒相对挥发度。用Edimister法进行产品组成。
第 7页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
中完成。
第10页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
SCFrac (简捷法多塔蒸馏)
SCFrac估算：
产品组成和流率
每一段的级数
每一段的热或冷负荷
该模型不能处理固体，游离水计算可在冷凝器中完成。
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例5-1 简捷法精馏设计计算
• 利用精馏方法对附表中进料流股进行分离，其压强为445830 Pa，处于饱和液体状态。规定该分离操作的轻、重关键组分分别为N-Butane和I-Pentane，塔顶产品中轻、重关键组分的回收率（recovery）分别为0.99 08和0.0112，并规定操作采用回流比为最小回流比的1.8倍。体系热力学性质计算采用“SR K”模型方程。试确定：该条件下的最小回流比、理论板数、最小理论板数及适宜的进料位置。组分 Propane I-Butane N-Butane I-Pentane 流量 / kmol/s 0.0006 0.0013 0.0038 0.0025

4 精馏设计计算

计算依据：物料衡算
计算方法：逐板计算法(理论、图解法)、捷算法无论何种算法都涉及到如何确定第一块上升的气相组成y1 若塔顶为全凝器
y1=x0=xD
若塔顶为分凝器
y0=xD
y0与x0满足平衡关系
x0与y1满足操作关系 ——即分凝器看作一块理论板。
(1) 逐板计算法—— 计算基本方程：
NT、N F、yn、xn、Ln、Vn
解题思路： 1. 先将进料质量流量、质量分数→mol流量、mol分数 M1= 78 kg/kmol M2= 92 kg/kmol
0.46 / 78 xF 0.501 0.46 / 78 0.54 / 92 M F ,m xF M 1 (1 xF ) M 2 0.501 78 (1 0.501 92 85kg / km ol ) F 12000/ 85 141.2km ol/ h
推导过程：塔顶全凝器
yA xA y x B 1 B D
xA 1 yA 同一板y~x→Eeq. x y 1 B 1 B 1
塔顶第一板
第二板
yA xA y x B 2 B 1
1 xD 1 xD 1 1 yF 1 yF
Rmin q(Rm )q1 (1 q)(Rmin )q0
③适宜回流比的选择——经济核算确定
精馏过程费用：操作费与设备费用。 1）操作费用——冷媒、热媒及能耗－R • 再沸器中加热剂用量； • 冷凝、冷却器中冷剂用量。
xF q 1, xe xF , ye 1 ( 1) xF
( Rm ) q 1 1 xD 1 xD 1 xF 1 xF

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

第3讲：精馏简捷计算

整理后：
d i bHK lg d HK bi Nm lg i , HK
A,B,C,D A,B,C,D A,B,C,D B,C为关键组分
di d HK lg N m lg i , HK lg bi bHK f i d i bi
得到di，bi后，既可算出D,B，进一步计算xdi，xbi
0.1400
分离要求：xB ,3 0.0225 xD ,4 0.0106 F 983Kmol / h 估算塔顶和塔底的组成和量。解：轻组分全部塔顶蒸出，重组分全部塔釜出。所以：轻组分： d1 f1 983 0.011 10.8 Kmol / h b1 0
d 2 f 2 166.1Kmol / h b2 0
重组分： d5 0 b5 f5 983 0.1205 118.5 Kmol / h d 6 0 b6 f 6 137.6 Kmol / h
20
精馏
精馏简捷计算
关键组分，根据给定分离要求，由物料衡算得到得： D d1 d 2 ( f 3 Bx B ,3 ) Dx D ,4 B F D 983 D
B,C为关键组分
基本假定
B,C,D
轻组分：在塔顶产品中ηL＝1；即 di＝fi，bi＝0；重组分：在塔釜产品中ηH＝1；即 bi＝fi,，di＝0；
LK、HK组分在塔顶、塔底的浓度按分离要求规定。
塔两端产品的组成和量通过物料衡算就能算得。
17
精馏
精馏简捷计算
例２-５脱丁烷塔分离下列混合液
组分丙烷(1) 0.011 异丁烷(2) 0.169 丁烷(3) 0.446 异戊烷(4) 0.1135 戊烷(5) 0.1205 己烷(6) 0.1400

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。

用DSTWU简捷法设计一个精馏塔

用DSTWU简捷法设计一个精馏塔。

进料为40%（质量百分比）的苯和60%的甲苯混合物，处理量为50t/h，饱和液体进料，进料压力为130kPa，冷凝压力为110kPa，再沸器压力为130kPa，质量回收率为：苯99%，甲苯0.5%（均在塔顶的回收率），实际回流比取最小回流比的1.2倍，物性方法NRTL-RK。

请完成：
（1）计算精馏塔的理论板数、进料位置、塔顶馏出量与进料量比（塔顶采出比）；
（2）绘制回流比与理论板数关系曲线。

（3）运用灵敏度分析方法，分析并绘制回流比与理论板数关系曲线，其中回流比变化范围1.926-2.756，step 为0.1。

（4）用严格法核算简捷法得到的设计结果是否达到分离要求。

（质量回收率为：苯99%，甲苯0.5%（均在塔顶的回收率））
（5）通过使用（设计规定：Design Specs）调整回流比和塔顶采出比，达到分离要求。

（6）计算达到上述分离要求的填料仅留他的塔径（填料选择250Y 型，HETP=0.5m）
（7）如果使用板式精馏塔，假定实际板的Murphree效率为70%，再沸器效率为90%，请计算达到上述分离要求的实际塔板数，并
计算最佳进料位置（采用灵敏度分析或NQ-Curves工具）以及
实际回流比、塔顶采出比等。

（8）计算上述板式塔的塔径（选择筛板塔）。

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。

Aspen简捷法精馏塔设计计算

在冷凝器中完成。
例5-1 简捷法精馏设计计算
• 利用精馏方法对附表中进料流股进行分离，其压强为445830 ，处于饱和液体状态。规定该
分离操作的轻、重关键组分分
别为和，塔顶产品中轻、重关键组分的回收率（）分别为0.9 908和0.0112，并规定操作采用回流比为最小回流比的1.8倍。体系热力学性质计算采用“” 模型方程。
• 灵敏度分析定义方法：
•
(模型分析工具）
• (灵敏度分析）
• 灵敏度分析对象管理器
例5-3 灵敏度分析
例5-3 以例5-2为基础，由灵敏度分析工具，考察回流比的变化对实际塔板数的影响。灵敏度分析定义方法： 1）定义目标变量 2）定义自变量 3）规定表格
例5-3 灵敏度分析
例5-3 灵敏度分析
1）定义因变量（）
例5-3 灵敏度分析
1）定义因变量（）
例5-3 灵敏度分析
2）定义自变量()回流比（）自1.4-10，步长为0.5变化
例5-3 灵敏度分析
3）规定表格()规定需要软件计算的变量列表
例5-3 灵敏度分析
5 塔模块简捷蒸馏模块
➢（简捷法精馏核算）
➢ 模型可以模拟一个带有一股进料和两
种产品的多级多组分的蒸馏塔，塔可带有分凝器或全凝器。模型假定恒摩尔流和恒相对挥发度。用法进行产品组成。
5 塔模块简捷蒸馏模块
➢（简捷法精馏核算） ➢模型必需规定： ➢理论板数 ➢回流比 ➢塔顶产品流率 ➢其他相关的塔设备参数等 ➢可规定一个部分的或全部冷凝器。
例5-1 简捷法精馏设计计算
3）组分输入
例5-1 简捷法精馏设计计算
4）进料流股参数设置
例5-1 简捷法精馏设计计算

理论塔板简捷计算方法

6.4.6 理论塔板简捷计算方法目标：了解简捷计算法及使用条件（1）最少理论板数a.全回流操作一精馏塔在操作过程中，将塔顶蒸气全部冷凝，其凝液全部返回塔顶作为回流，称此操作为全回流，回流比R为无穷大（R=∞）。

此时通常不进料，塔顶、塔底不采出。

故精馏塔内气、液两相流量相等，L=V，两操作线效率均为1，并与对角线重合，如图6.4.15所示。

塔内无精馏段和提馏段之分，其操作线方程可表示为：（6.4.8）图 6.4.15全回流操作的最小理论塔板由于全回流操作时，使每块理论板分离能力达到最大，完成相同的分离要求，所需理论板数最少，并称其为最小理论板数。

最少理论板数由以下芬斯克方程求得：对双组分精馏，A，B两组分相对挥发度表示为j=1，2… N (6.4.9)由塔内操作线方程式（6.4.8）可得或（6.4.10）将各级相平衡关系相乘：运用式（6.4.10）化简，在各板上的相对挥发度近似取为常数，则通过简化和整理获得Fenske方程：该方程也可用于多组分精馏，其区别是以轻、重关键组分的分离代替双组分的精馏。

芬斯克方程推导6.4.6 理论塔板简捷计算方法（续）（2）简捷计算法将许多不同精馏塔的回流比、最小回流比、理论板数及最小理论板数即R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的关联。

常见的这种关联如图所示，称为吉利兰图（Gillilad）图，如图6.4.16所示。

图 6.4.16 吉利兰图·计算·由图6.4.16或式（6.4.11）求解Y值，代入下式。

·解得理论板数N及Nmin均含再沸器理论板。

采用简捷法也可估算精馏塔精馏段及提馏段理论塔板数或进料位置。

如果计算精馏段理论塔板数，则求精馏段最少理论板数，由进料组成代替，为精馏段平均相对挥发度，按以上步骤求得精馏段理论板数。

同理，求得提馏段理论板数。

例6.4.26.4.7 几种蒸馏操作方式的讨论目标：介绍几种不同操作的精馏过程在精馏过程中，常常有加热、进料方式不同，根据要求，其采出方式也有所区别，对此，分别讨论如下：（1）直接蒸气加热一般精馏是间接加热，主要是为避免对物料污染。

塔的简捷法和严格法计算

简化法严格法（15 板进料）（20 板进料）回流比(mol) 1.176 1.1346 冷凝器热负荷 -0.5505 -0.2548 （Mkcal/hr）再沸器热负荷 0.5819 0.5373 （Mkcal/hr）工况
3、简化计算说明
（1）须根据公用工程条件确定操作压力，即塔
顶冷凝器须采用冷却水冷却，故塔顶上升气相温度应不低于40℃；塔釜再沸器采用蒸气加热，进再沸器物料温度不得高于128℃。操作压力可以采用简化法试算，即先假设一操作压力，若温度未满足要求则调整压力，直至温度要求满足为止。
（2）采用简化法，求理论塔板数和回流比
塔的简化法和严格法计算
1、工艺条件
有一泡点物料， F=100kgmol/hr；物料组分
和组成如下：进料组分和组成组分 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 组成（mol%） 1 79 12 8
2、设计要求
试设计蒸馏塔，将C3 和C4 分离；塔顶物料要求butane 浓
简化法与严格法比较
从上述两种方法的计算结果可以看出以下问题：（1）进料板位置两种方法存在较大差异简化法求出进料板位置为15板；严格法通过灵敏度分析求得
最佳进料板位置为20板；（2）回流比及热负荷的不同简化法与严格法计算所得回流比和热负荷均存在一定差别，若进行进料板位置优化后，可以获得较大的节能效果。
TOTAL FEED R/R-MIN M/M-MIN REFLUX DUTY, M*KCAL/HR TRAYS TRAY RATIO CONDENSER REBOILER ----- ---- ------- ------- ------ ---------- ---------40 16.29 1.100 2.521 1.078 -5.221E-01 5.531E-01 37 15.34 1.150 2.369 1.127 -5.344E-01 5.654E-01 36 14.71 1.200 2.269 1.176 -5.468E-01 5.777E-01 34 14.15 1.250 2.180 1.225 -5.591E-01 5.900E-01 33 13.66 1.300 2.101 1.274 -5.714E-01 6.023E-01 个工况的计算结果，供用户选择。可取操作压力16kg/cm2，理论板36块，进料位置15块，回流比1.176，作为严格计算的条件