塔底直接蒸汽加热精馏的逐板计算方法
精馏塔塔设计及相关计算
---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------精馏塔塔设计及相关计算2011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Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/11/ 27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．设计内容 .................................................... 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---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 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。
蒸馏塔的简化逐板计算法
蒸馏塔的简化逐板计算法
蒸馏塔是以气液为连续相进行分离的塔器，通常由溶液进料管、分布板、气体进口管、分馏柱、回流罐、冷凝器、气体出口管、气体出口管和水洗冷却器等组成。
其中有关塔内设备的计算及操作条件的选择等都是研究的重要内容。
一、经典计算法。
二、蒸馏塔板数计算器。
三、塔内件力学计算。
四、固定床吸附浓缩。
四、简化计算方法。
以乙苯为例1、预计产量的上限：首先求出分离系数k1为3。
一般采用A型填料(多为冲孔板)。
k1=3。
设板高h。
则有1.2~h。
2、根据填料的类型(均质，沟槽，塑料，无沟槽)和板高计算填料直径Dd，在不考虑塔的空间效应时， Dd的影响可忽略不计，所以设Dd=D/2(板高/2)。
3、计算内件高度H(板高的5%)，由于塔底是死的， H= (1.5-0.125)H4、计算H与H′=H′-H，即H=H′5、计算产品量Q5.根据理论值(文献资料和经验值)Q = k2H=Qd6、根据单位体积分离系数K计算K=4。
计算出平板层数为1~6。
由于乙苯在塔顶要经过部分冷凝才能进入塔内，因此塔内第一板要加大，故选取第一板为4板( 4.5mm)，第二板为3板( 3mm)第三板为2板( 1.2mm)第四板为1板( 1mm)。
第五板(0.75mm)第六板(0.35mm) 7、计算板效率，由于板效率主要受塔内件结构影响，只要保证H/D=H′ / H≤5%即可。
8、计算处理量： V=K*(H/D)9、由蒸馏操作线计算操作温度：T=(C/4)H* V/ K* 100 10、物料衡算， 11、总物料衡算。
化工原理_32两组分连续精馏的计算之梯级图解法汇总
yA y B xA x 1 B D
xA x 1 B D
第1层理论板的汽 液平衡关系为
第1层和第2层理论 板之间操作关系为
yA xA y 1 x B 1 B
(1) 1kmol 进料所需最少蒸汽量 当理论板为无穷多时，操作线的上端 yF=0.288 的平衡线上（对应 x=xF=0.036），如本例附图上的点a所 示，操作线的斜率为
得
(2) 蒸汽量为最小用量两倍时所需理论板 层数及两产品组成 由于 解得 釜残液组成仍为 操作线斜率为 过点 e(0.00072,0)作斜率为4.08的直线交q 线于点d，联点cd即为操作线。自点d开始 在平衡线与操作线之间绘阶梯，至跨过点 c为止，需理论板层数为4.6。图解过程见 本例附图。
非正常平衡曲线最小回流比的求法
一、全回流和最小回流比
② 解析法 泡点进料
R min
xq x F
1 x D (1 x D ) [ ] 1 xF 1 xF
露点进料
R min
yq y F
1 x D 1 x D [ ] 1 1 y F 1 y F
二、适宜回流比的选择
x y
0 0 0.0080 0.0750 0.020 0.175 0.0296 0.250 0.033 0.270 0.036 0.288
解：本例为直接蒸汽加热的提馏塔。由 于泡点进料，根据恒摩尔流假定，则有 全塔物料衡算 乙醇组分衡算 将 代入式b，得 (a) (b)
以 1kmol 进料为基准，则有 得
重复上述的计算过程，直至塔釜（塔釜视 作第 N+1 层理论板）为止，可得
化工原理 第9章 液体精馏 典型例题题解(1)
第9章 精馏 典型例题例1：逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为汽相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得汽相经全凝器冷凝后作为产品。
已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。
试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。
解: 884.095.05.15.295.05.115.20000=⨯-=→=+=x x x x y DR=L/D=2905.03/95.0884.0323/95.032:11=+⨯=+=+y x y n n 精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111=+⨯==⨯-=-=y y y x例2：板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。
处理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 x D >84%。
若精馏条件为：回流比R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离任务？ 解：W=55kmol/h精馏段操作线方程：y n+1=0.5x n +0.42提馏段的操作线方程：Fq D R Wx x F q D R qFRD y w )1()1()1()1(--+---++=将相关数据代入得提馏段操作线方程：134.061.1-=x y 逐板计算：y 1=x D =0.84y 2=0.5×0.56+0.42=0.7057.0134.036.061.13=-⨯=y.22.05584.04550=⨯-=-=WDx Fx x Df w ()56.084.01.31.484.01111=⨯-=--=y y x αα36.07.01.31.470.02=⨯-=x22.024.057.01.31.457.03≥=⨯-=x所以不能完成任务。
理论塔板数求取
全回流时的回流比为：
斜率
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2.最少理论板层数
Nmin也可以从芬斯克（Fenske）方程式计算得到：
对双组分溶液 略去下标 A. B
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全回流的理论塔板数
14
(二)最小回流比 Rmin
对于一定的分离任务（即F. xF. q. xW. xD一定）而言, 应选 择适宜的回流比。
浮阀塔,板上开有若干大孔（标准孔 径为39 mm），每孔装有一个可以上、 下浮动的阀片。由孔上升的气流，经过 阀片与塔板的间隙而与板上横流的液体 接触，进行传质和传热过程。
（二）全塔效率（总效率）
为完成一定分离任务所需的理论塔板数与实际所需的实际塔板数之比。
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E NT
NP
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十、回流比的影响及其选择
从上块塔板流到下一块塔板的液体，塔顶第一块板上的回流液是由塔 顶上升蒸汽经冷凝后回流至塔内的液体称为回流液。
（一）全回流及最少理论板层数
1、全回流
若塔顶上升蒸气经冷凝后，全部回流至塔内，这种方式称为全回流。 此时，塔顶产品为零，通常F 及W 也均为零--既不向塔内进料，亦不从 塔内取出产品。全塔也就无精馏段和提馏段之区分，两段的操作线合二 为一。
（二）恒沸剂（或挟带剂）（溶剂）
第三组分与原溶液中的一个组分形成恒沸物，原有组分间的相对 挥发度增大，使该溶液能用一般精馏方法分离。第三组分称为恒沸剂 或挟带剂。
（三）恒沸精馏中合适挟带剂的选用：
（1）恒沸物恒沸点与溶液中纯组分沸点有相当差值，一般不小于10℃ （2）恒沸物易分离，以便回收挟带剂，挟带剂含量越少操作费用越省 （3）热稳定性、腐蚀性、毒性、价格等因素
循环糠醛 苯
精馏塔计算
逐板计算非泡点进料时精馏塔的加料板位置扬州化工学校徐忠娟申丽1．前言精馏塔的理论板层数的求取，通常采用两种方法：逐板计算法和图解法。
比较两种方法各有利弊：图解法简捷、方便但是准确性差；用逐板计算法得到的理论塔板数准确，不足的是计算过程复杂繁琐。
随着计算机知识的普及，学生掌握编程语言后，利用计算机瞬间即可完成繁琐的迭代运算，因而逐板计算法的应用也就越来越多。
无论是逐板计算法还是图解法，求取理论板层数，都需要确定加料板的位置。
2．加料板位置确定的原则图1 适宜的加料位置在图解法中适宜的加料板位置是以跨过两操作线交点的梯级来确定的。
如图（1）所示，当工艺条件和分离要求相同时，对于同一个塔，确定的加料位置不同，所需的理论塔板数不相同。
在图（1）的(a)中梯级已跨过精馏段操作线和提馏段操作线的交点d而仍在精馏段操作线和平衡线间作梯级，由于交点d以后精馏段操作线和平衡线间垂直距离较提馏段操作线和平衡线间的垂直距离小，作出的理论塔板数会增加。
反之若如图（1）中的（b）所示，在梯级尚未跨过两操作线的交点时就过早地更换操作线也同样会使理论塔板数增加。
只有当梯级刚跨过操作线交点就更换操作线作梯级如图（1）中（c）的所示，所得的理论板层数最少。
可见过迟或过早的更换操作线，都将导致理论板层数的增加。
同理逐板计算法中也存在该问题，在一般的化工原理教材中，介绍逐板计算法求理论板层数时，均以泡点进料为例，指出当计算到x N,≤x F 时（x F 为原料液的易挥发组分的摩尔分率），说明第N 层是加料板，那么对于非泡点进料状况又该如何确定，几乎不提。
许多学生碰到非泡点进料时，也用x N,≤x F 来确定加料板位置，结果是加料位置不适宜，导致理论板层数增多。
根据图解法中跨过两段操作线交点的梯级为适宜加料板位置的原则，结合多年的教学实践，我们总结出了最适宜的加料位置是该板的液相组成等于或略低于x q 。
其中x q 为精馏段操作线方程式和提馏段操作线方程式所联立的方程组解的x 值（相当于图解法中两操线交点的横坐标），当然，对于饱和液体进料，就有x q =x F 。
板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解
板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解王中麟(南京师范大学,南京,210042)摘要精馏是一种重要的工业单元操作,广泛用于石油、化工、轻工、制药、原子能等工业及生物工程、环境保护工程中。
精馏是一种高投入的操作。
其中塔板数和进料位置对投资、操作费用及产品质量影响重大。
主要讨论五种进料热状态下的进料口最佳位置的确定和精、提馏操作段内理论塔板数的确定。
关键词理论塔板;精馏操作段;提馏操作段;相平衡分类号TQ028. 13The Discussion of Determination about the Best Entrance of Raw Materials and the Number of Theoretical Plates inRectifying Tower/ Wang Zhonglin (Nanjing Normal University , Nanjing 210042 , P. R. China) / / Journal of NortheastForest ry University. - 2004 ,32 (2) . - 91～93Rectification is one kind of important unit - operation of indust ry , which has been used in wide - ranging of indus2t ry , such as oil indust ry , chemical engineering , light indust ry , pharmacy , indust ry of atom , bioengineering and engi2neering of environmental protection. Rectification is a kind of unit - operation that needs high cost . The number of theo2retical plates and ent rance of raw materials can affect the cost of investment and o peration as well as the quality of produc2tion greatly. The determination about the best ent rance of raw materials and the number of theoreticalplates in rectifyingsection and st ripping section with five kinds of heat - states is discussed.Key words Theoretical plate ; Rectifying section ; St ripping section ; Vapour - liquid phase equilibrium精馏在工业生产中是一种重要的,且应用非常广泛的传质单元操作。
直接蒸汽加热板式精馏塔设计
双组分溶液直接蒸汽加热板式精馏塔设计设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比● 最小回流比设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则min D ee ex y R y x -=-(1)设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye)min min 0(1)(1)e e Wy R D qF LV R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度来源：王志魁.化工原理（第三版），北京：化学工业出版社,2004 ● 确定操作回流比min(1.1~2.0)R R =用Matlab 或Excel 工具求出N 与R 间的关系以确定适宜的回流比。
7.5.6其它类型精馏塔及理论塔板数的计算
第二段:两股进料之间，其下降液量和上升气量与第一段进料热状态有关
L=RD=1×7.35=7.35kmol/h; V=(R+1)D=2×7.35=14.7kmol/h
饱和液体进料,q1=1。则第二段进料口以上的上升气量和下降液量为
L’=L+q1F1=7.35+10=17.35kmol/h; V’=V-(1-q1)F1=V=14.7kmol/h GLL
对第二股进料口以上作物料衡算
F1xF1 V' y s1 L'xs DxD
其它类型精馏塔理论板数的确定 直接蒸汽加热 当水是重组分时,可将加热蒸汽直接通入塔釜加热。 直接蒸汽加热不影响精馏操作线 由于塔底多了一股蒸汽流，其提 馏段的操作线与间接蒸汽加热过 程不同。其推导如下： 总物料衡算 轻组分衡算
L' S V' W
加热蒸气 S V F, xF L D, xD
V’ L’
F, xF D, xD
Q
W, xW
无回流的回收塔 GLL
其操作线方程与一般精馏塔的提馏段操作线方程相同。
ym 1 L' W ' xm ' xW V V
D V , V' D 1 q F ,
ym 1
冷液进料时
L' qF
提馏段操作线方程为
WxW qF xm D 1 q F D 1 q F
1.0 1
1
D1 xD1
q 2
yD2 y
q 2
1
y
3
F, xF
2 3
D2 xD2 (yD2)
化工原理课程知识模块(6)(精馏)
Rmin =
x D始 − y f yf − xf
R = (1.2 ~ 2) Rmin
操作初态塔内的操作方程
y=
x R x+ D R+1 R+1
逐板计算法或图解法得到所需要的理论塔板数。
x D始 的验算：与简单蒸馏相似， F , x f , W , x w 这 4 个量之间的关系为
F ln = W
xf
xAq 是精馏段操作线方程式、提馏段操作线方程式的交点坐标值。掌握了芬斯克公式，再
3
应用吉利兰关联式，是求理论板数的简捷计算法。 3、单板效率及总板效率 以汽相组成变化来表示的单板效率
E mv ,i =
y i − y i +1 y i∗ − y i +1 x i −1 − x i x i −1 − x i∗
Dx D 。主要求解： （1）操作回流比 R ； （2）所需要的理论塔板数。 Fx f
1、回流比的确定 首先确定操作线与平衡线的夹紧点坐标（ x e , y e ） 。若夹紧点出现在精馏段上或进料板 上，则
Rmin =
x D − ye ye − xe
若夹紧点出现在提馏段上，则根据此时精馏段的斜率求出最小回流比 Rmin
以液相组成变化来表示的单板效率
E mL , i =
E0 =
塔的总板效率
NT Np
4、塔径的确定 根据塔内汽相的实际体积流量及流速计算塔径
D=
π
Vs 4 u
汽相流速根据 Smith 曲线确定的汽相负荷因子进行确定。 精馏操作型问题 精馏操作型问题的命题方式：已知塔内所具有的理论板数和进料位置、进料流量、组 成和热状态、操作回流比、产品分配比，求解：塔顶产品组成 x D 、塔底产品组成 xW 以 及各塔板上汽相组成及液相组成。 求解方法： ，根据物料衡算式 Fx f = Dx D + WxW 计算 x D （或者 xW ） ； 1）先设 xW （或者 x D ） 2）从塔顶开始逐板计算，计算所得到的 xW 值与假设值进行比较，若相吻合，则结束计 算；若相差较大，则以所得到的 xW 值作为假设值，重复以上的计算，直至计算所得到的
化工原理 第9章 液体精馏 典型例题题解(1)
第9章 精馏 典型例题例1：逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为汽相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得汽相经全凝器冷凝后作为产品。
已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。
试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。
解: 884.095.05.15.295.05.115.20000=⨯-=→=+=x x x x y DR=L/D=2905.03/95.0884.0323/95.032:11=+⨯=+=+y x y n n 精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111=+⨯==⨯-=-=y y y x例2：板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。
处理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 x D >84%。
若精馏条件为：回流比R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离任务？ 解：W=55kmol/h精馏段操作线方程：y n+1=0.5x n +0.42提馏段的操作线方程：Fq D R Wx x F q D R qFRD y w )1()1()1()1(--+---++=将相关数据代入得提馏段操作线方程：134.061.1-=x y 逐板计算：y 1=x D =0.84y 2=0.5×0.56+0.42=0.7057.0134.036.061.13=-⨯=y.22.05584.04550=⨯-=-=WDx Fx x Df w ()56.084.01.31.484.01111=⨯-=--=y y x αα36.07.01.31.470.02=⨯-=x22.024.057.01.31.457.03≥=⨯-=x所以不能完成任务。
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。
6.逐板计算法计算理论塔板数
y n1
xD R 2 0.9 xn xn 0.667 xn 0.3 R 1 R 1 2 1 2 1
逐板计算法计算理论塔板数
提馏段操作线方程：
x F xW 0.4 0.0667 ( R q) q (2 1) 1 3 因： R xD xF 0.9 0.4
逐板计算法计算理论塔板数
1
Contents
理论板的假定
目 录
2
逐板计算法
逐板计算法计算理论塔板数
1、 理论板的假定
所谓理论板是指离开该板的汽液两相互成平衡，塔板上各
处的液相组成均匀一致的理想化塔板。
其前提条件是汽液两相皆充分混合、各自组成均匀、塔板 上不存在传热、传质过程的阻力。
逐板计算法计算理论塔板数
逐板计算法计算理论塔板数
再利用相平衡方程由y2’求算x2’，如此重复计算，直至计算到 xm≤xW 为止。 对于间接蒸汽加热，再沸器内汽液两相可视为平衡，再沸器相当于一层 理论板，故提馏段所需理论板层数为(m–1)。 在计算过程中，每使用一次平衡关系，便对应一层理论板。 逐板计算法计算结果准确，概念清晰，但计算过程繁琐，一般适用于 计算机的计算。
有关理论塔板的两点说明
（1）实际上，由于塔板上汽液间的接触面积和接触时间是有限
的，在任何形式的塔板上，汽液两相都难以达到平衡状态，除
非接触时间无限长，因而理论板是不存在的。 （2）理论板作为一种假定，可用作衡量实际板分离效率的依据
和标准。通常，在工程设计中，先求得理论板层数，用塔板效
率予以校正，即可求得实际塔板层数。 总之，引入理论板的概念，可用泡点方程和相平衡方程描述 塔板上的传递过程，对精馏过程的分析和计算是十分有用的。
连续精馏实际塔板数的计算[要诀]
![连续精馏实际塔板数的计算[要诀]](https://img.taocdn.com/s3/m/2e76b6076fdb6f1aff00bed5b9f3f90f76c64d08.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。
精馏3
↓ N↓ Ropt = (1.1 ~ 2) Rmin
费用
y m +1 =
WxW L' xm − V' V'
总费用
y xD
a
能源费 设备费
xW b xD
10/22
Rmin
化学化工学院 化工基础课程
Ropt
精馏
0 xW
四、回流比的影响及选用 1．最小回流比Rmin ．最小回流比 为完成某一分离要求， 为完成某一分离要求 ， 所需的理论塔板数为 无穷多时的回流比称 最小回流比。 为最小回流比
11
3
0.8 0.8
2 1 a
4 5 6
D, xD
0.6 0.6
7 8 98
d f
F, xF
0.4 0.4
109 11 10 0.2 0.2 12 11 13 12 14 13 b 00 x W W
00
c c
W, xW
xF xD
6/22
化学化工学院 化工基础课程
0.2 0.2
0.4 0.4
0.6 0.6
α = α Dα W
（包括塔釜） 包括塔釜
芬斯克（ ------------------芬斯克（Fenske）方程 芬斯克 ）
N min 1
化学化工学院 化工基础课程
x A x B lg x x α 1 = α Dα F B D A F = lg α 1 ----------------精馏段所需的最少理论板数 精馏段所需的最少理论板数
优点：可以用结构简单的塔釜鼓泡器代替造价昂贵的再沸器， 优点 ： 可以用结构简单的塔釜鼓泡器代替造价昂贵的再沸器 ， 且需要的加热蒸汽压力较低； 且需要的加热蒸汽压力较低； 缺点：需要的理论板数略有增多、塔釜排出更多的废液。 缺点：需要的理论板数略有增多、塔釜排出更多的废液。
精馏典型例题
第9章 精馏 典型例题例1：逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为汽相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得汽相经全凝器冷凝后作为产品。
已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。
试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。
解: 884.095.05.15.295.05.115.20000=⨯-=→=+=x x x x y DR=L/D=2905.03/95.0884.0323/95.032:11=+⨯=+=+y x y n n 精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111=+⨯==⨯-=-=y y y x例2：板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。
处理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 x D >84%。
若精馏条件为：回流比R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，α=4.10 ，问能否完成上述分离任务？ 解：W=55kmol/h精馏段操作线方程：y n+1=0.5x n +0.42提馏段的操作线方程：Fq D R Wx x F q D R qFRD y w )1()1()1()1(--+---++=将相关数据代入得提馏段操作线方程：134.061.1-=x y 逐板计算：y 1=x D =0.84y 2=0.5×0.56+0.42=0.7057.0134.036.061.13=-⨯=y.22.05584.04550=⨯-=-=WDx Fx x Df w ()56.084.01.31.484.01111=⨯-=--=y y x αα36.07.01.31.470.02=⨯-=x22.024.057.01.31.457.03≥=⨯-=x所以不能完成任务。
初步掌握精馏原理和塔板数的计算
通过测量精馏产品的质量或关键工艺参数，并对其进行调节，使 产品达到预设的质量指标。
串级控制
将两个或多个控制器串联起来，一个控制器的输出作为另一个控 制器的输入，以提高控制精度和稳定性。
过程参数的优化
进料流量
根据原料的性质和精馏塔的处理能力，合理调整进料流量，以实现 最佳的分离效果。
塔板温度
3
预测控制
利用模型预测未来的输出，并通过优化算法找到 最佳的控制策略，以实现最优的过程控制。
06 精馏过程的节能与环保
节能技术应用
热集成精馏
通过优化精馏塔内热量传递和回收，减少能量损失，提高能源利 用效率。
低温余热利用
利用低温余热驱动精馏过程，降低能耗，提高能源回收率。
高效换热器
采用高效换热器，减小换热温差，降低热量损失，提高换热效率。
02 塔板数的计算
塔板数的定义
塔板数定义
01
塔板数是指精馏塔内，用以分离液体混合物的理论塔板的数量。
理论塔板
02
理论塔板是假设的一种理想化的塔板，其上的液体和蒸汽分布
均匀，无停留时间，且满足平衡关系。
塔板效率
03
实际塔板与理论塔板的接近程度，用塔板效率表示。
塔板数的计算方法
01
02
03
逐板计算法
提高精馏塔效率的方法
优化操作条件
通过调整加热温度、压力、进料 流量等操作条件，可以改善精馏 塔内的传热和传质过程，从而提
高精馏塔的效率。
采用高效填料
在精馏塔内采用高效填料可以增加 气液接触面积，提高传质效率，从 而提高精馏塔的效率。
改进设备结构
通过改进精馏塔的结构设计，例如 增加塔板数、改变进料位置等，可 以提高精馏塔的分离能力和效率。
板式塔计算7
5.0设计条件洗油和粗苯的分离采用连续精馏，主要操作条件为：1.泡点进料，将原料液通过预热器至泡点后送入精馏塔内。
2.塔内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，预设回流比为最小回流比的1.5倍。
粗苯经产品冷却器冷却后送至储罐。
3.该物系属于易分离物系，再沸器间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
4.采用年产1t 焦炭为基准，基础数据如下：表5-1基础数据5.原料的处理量F=0.0609㎏／h6.原料液组成为0.025﹙苯的质量分率，下同﹚7.塔顶馏出液的组成为0.9958.塔底釜液的组成为0.0059.泡点进料 q=1 10.脱苯塔塔顶温度 18.21 11.单板压降 ≤0.7kPa51精馏塔的物料衡算5.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 M A =78.11㎏／kmol 洗油的摩尔质量M B =92.13㎏／kmol x F =13.92/975.011.78/025.011.78/025.0+=0.029x D =13.92/005.011.78/995.011.78/995.0+=0.996x W =13.92/995.011.78/005.011.78/005.0+=0.0064.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量M F =0.029×78.11＋﹙1－0.029﹚×92.13＝91.27㎏／kmol M D =0.996×78.11＋﹙1－0.996﹚×92.13＝78.59㎏／kmol M W =0.006×78.11＋﹙1－0.006﹚×92.13＝92.05㎏／kmol 4.1.3物料衡算 原料液处理量 F=72.910609.0=6.64×10—4 kmol ／h根据公式F=D+WFx F =Dx D +Wx W代入数据F=6.64×10—4 kmol ／h ，x F =0.029，x D =0.996，x W =0.006 联立得：D=1.54×10—5 kmol ／hW=6.49×10—4 kmol ／h 4.1.4塔板数的确定由文献[45]查得，苯的A B C 数据为6.02232、1206.350、220.237，洗油的A B C 数据为6.07826、1343.943、219.377，经安托万方程㏑p 0 =A －Ct B+,计算得到表5-2 表5-2不同温度下蒸汽压计算表由拉乌尔定律推导得公式000BA B P P P P x --= x PP y A 0=计算得到表5-3表5-3根据x 、y 绘制苯-甲苯体系的相图：利用表5-3绘制图5-1 最小回流比的计算 公式α＝p A 0/ p B 0x F =0.029, y F =()x x 11-+αα=()029.0143.21029.043.2⨯-+⨯=0.068R min = x D －y F ／y F －x F =029.0068.0068.0996.0--＝23.79取操作回流比R=1.5 R min =1.5×23.79=35.7求精馏塔的气液相负荷L=RD=35.7×1.54×10-4=5.50×10-4V=(R+1)D=36.7×1.54×10-4 =5.65×10-4L ’=L+F=5.50×10-4+6.64×10—4=1.21×10-3 V ’=V=5.65×10-4 操作线方程精馏段操作线方程为 y=x VDx V L + D =0.973x n +0.027 提馏段操作线方程为 y’=x V Wx V L ''''-W =相平衡方程： y=()xx11-+αα用逐板计算法计算理论塔板数：总塔效率的求取精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算 操作压力计算塔顶操作压力p D =101.3+18.21=119.51kPa 每层塔板的压降△P=0.7kPa进料板压力 P F =119.5+0.7×24=136.31kPa精馏段平均压力 P m =(119.5+136.31) ／2=127.914 kPa 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。
蒸馏操作技术—精馏计算(化工原理课件)
总物料衡算
L’ = V’ + W
易挥发组分衡算 L’x’m =V’y’m+1+WxW 整理得整理得：
ym 1
L L W
xm
W L W
xW
为方便起见省去下标，可变化为：
y L x W x L W L W
提馏段下降液 体的摩尔流量 第m层塔 板下降液 体的组成
N
L,xb
第m+1层塔板上 升蒸汽的组成
方程式中y与x的关系是一条直线，称为
精馏段操作线。
精馏段操作线方程
是对精馏段做局部物料衡算 得出的结论
它反映了精馏段内任意相邻的两 层塔板之间的气液相组成关系
对精馏计算有重要意义
精馏段操作线的斜率是什么？
化工原理
下降液相组成xn
精馏塔提馏段
下一层板上升蒸汽组成yn＋1
N L,xb
V,y'w
特点
L 斜率为 L W
截距为 W L W
与对角线相交，交点坐标 （Xw,Xw）
提馏段操作线方程
对提馏段做局部物料衡算得 出的结论
它反映了提馏段内任意相邻的两 层塔板之间的气液相组成关系
对精馏计算有重要意义
提馏段操作线的斜率是什么？
化工原理
先确定理论板层数N理
工程上确定 塔板数的方法
再求实际塔板数N实
lg
(1
xD xD
)(1
xW xW
lg m
)
1
方
程
全回流时的最少理论 全塔平均相对挥发度，一般可取塔
板数，不包括再沸器
顶、塔底或塔顶、塔底、进料的平均值
全回流
装置开工阶 段为迅速建 立塔内正常
双组份连续精馏
双组分连续精馏一、理论板的概念及恒摩尔流的假设（一）理论板在该板上，气液两相充分混合，接触时间无限长，则离开该板的气液两相达到相平衡状态，即 y*=f（x）。
一块理论板又称一个理论级或平衡级。
但实际上，由于气液两相在同一块实际板上接触时间和接触面积所限，气液间难以达到相平衡。
说明理论板是一种理想板，引出它的概念是作为衡量实际板分离效率的标准。
(二) 恒摩尔流的假设1．恒摩尔气流式中——精馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1；——提馏段中上升蒸汽的摩尔流量，kmol.h-1。
说明：（１）随着板位置的不同，虽然各板上气液组成各不同，但气相总摩尔流率不发生变化，即有多少轻组分进入气相，就相应的有多少重组分进入液相，所以总流率不变。
（２）精、提馏段上升蒸汽量不一定相等，即可能。
２．恒摩尔液流（同理）且Ｌ恒摩尔流假设成立的前提条件：（1）各组分的摩尔汽化潜热相等。
（2）气液间温度不同而交换的显热可忽略，因为汽化潜热>>显热。
（3）设备保温良好，热损失可忽略。
二、物料衡算和操作线方程（一）全塔物料衡算（如图７－１０所示）。
图７－１０精馏塔的物料衡算总物料衡算：（７－１５）轻组分物料衡算：（７－１５a）式中——原料液的流量，kmol.h-1；——塔顶产品（馏出液）流量，kmol.h-1；——塔底产品（釜残液）流量，kmol.h-1；——原料液中易挥发组分摩尔分率；——馏出液中易挥发组分摩尔分率；——釜残液中易挥发组分摩尔分率。
说明：几个概念（1）塔顶Ａ的回收率＝％（７－１６）（2）塔底Ｂ的回收率＝％（７－１６a）（3）塔顶采出率＝（７－１６b）（4）塔底采出率＝（７－１６c）讨论：（１）当产品质量规定后，采出率和随之确定，不能自由选择。
（２）当规定了Ｄ／Ｆ和时，则和Ｗ／Ｆ也随之确定，不能自由选择，反之亦然。
（3）在规定了分离要求后，应使或。
如果Ｄ／Ｆ取得过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶仍得不到高纯度的产品，其原因可由推出，当一定时，Ｄ／Ｆ增大会使下降。