2 精馏塔的工艺计算
精馏塔的计算
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？
Y =nA/nB=yA/yB=yA/（1-yA）kmolA / kmolB
Y =pA/pB=pA/（P - pA）
在吸收操作中，通常A组分：指吸收质
B组分：液相xB指吸收剂，气相yB指惰气
四．吸收推动力：实际浓度与平衡浓度之差。即ΔY=Y–Y*（以气相浓度表示）
ΔX=X*- X（以液相浓度表示）
脱收推动力：ΔY=Y*- Y（以气相浓度表示）
气膜、液膜越厚，传质阻力越大，传质速率就越小，而膜越薄，自然越有利传质。
（三）提高吸收速率：流体力学指出，流速越大，边界膜越薄。因此按照双膜理论，在其它条件不变时，增大流速，就可以减小双膜阻力，从而提高吸收速率。
七．吸收速率
1．吸收速率：是指单位传质面积上，单位时间内吸收的溶质量。
在稳定操作的吸收设备中吸收设备内的任一部位上，相界面两侧的对流传质速率是相等的（否则会在界面处有溶质积累）。因此其中任何一侧有效膜中的传质速率都能代表该处的吸收速率。
阻力阻力
双膜理论模型
通过假设，把整个相际传质的复杂过程简化为吸收质只是经气、液两层的分子扩散过程。因此两膜层就成为吸收过程的两个基本阻力。
（二）在两相主体浓度一定的情况下，两膜层的阻力便决定了传质速率的大小。双膜理论也称双阻力理论。
精馏塔主要尺寸的计算
第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由第二章可知80.07D t C =︒，95.79F t C =︒，108.5W t C =︒精馏段温度：()11()80.0795.7987.94361.0922n D F n t t t C T k =+=+=︒⇒=提馏段温度：()11()95.79108.5102.145375.29522m w F m t t t C T k =+=+=︒⇒=3.1.2平均分子量由第二章可知，塔顶馏出液，进料液及塔底残液的液相分子量分别为=78.35kg /kmol M L ，D ，=86.68kg /kmol M L ，F ，,=91.8kg/kmol L W M精馏段液相平均分子量:,1(78.3586.68)82.522L n M =+=提馏段液相平均分子量:,1(86.6891.8)89.242L m M =+=由第二章可知0.9932,0.0518,0.61D W F y y y === 塔顶馏出液，进料液及塔底残液的气相分子量1ni iii M y M ==∑ （3.1）由式（3.1）得塔顶馏出液的气相分子量,0.993278.11-=V D M =⨯+⨯（10.9932）92.1378.21由式（3.1）得进料液的气相分子量,0.6178.11+-=V F M =⨯⨯（10.61）92.1383.58由式（3.1）得塔底残液的气相分子量,0.051878.11(10.0518)92.1391.4V W M =⨯+-⨯=精馏段气相平均分子量,1(78.2183.58)80.862V n M =+=提馏段气相平均分子量,1(83.5891.4)84.82V m M =+= 3.1.3平均气相密度根据任务书的要求，塔顶表压为4 kPa ，压降为0.7 kPa 则塔顶压力：104,D p kPa =进料压力：1040.716115.2F p kPa =+⨯=塔底压力：1040.725121.5,W p kPa =+⨯=精馏段压力：1(104115.2)109.6,2n p kPa =+=提馏段压力：1(121.5115.2)118.35,2m p kPa =+=pM RT ρ= （3.2）精馏段密度：,,109.680.642.948.314361.09V nn 3V n n p M kg /m RT ρ⨯===⨯提馏段段：, 3.383V m kg /m ρ=3.1.3.1平均液相密度由任务得：98%,35%,2%D F W a a a ===利用表1.3的数据用插值法求得苯和甲苯在塔顶、塔底及进料温度时的密度其中,a D ρ表示苯在塔顶温度下的密度，,b D ρ表示甲苯在塔顶温度下的密度。
精馏工艺计算
F=D+W FxF=DxD+WxW 塔顶产品易挥发组分回收率η为： η= DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
2. 确定最小回流比
一般是先求出最小回流比，然后根据
气流截面积固定，操作弹性小 a、舌型塔板 —
气相夹带严重，板效率降低 气流截面积可调，操作弹性大
b、浮动喷射塔板 — 存在漏夜和吹干现象，板效率降低
c、浮舌塔板 — 操作弹性大、压降低，特适用减压蒸馏
二.塔板上汽液两相的流动现象
气液接触状态
塔板上汽液两相的流动现象
塔板上汽液两相的流动现象
(ii)当塔顶为分凝器时, x0 xd K
先求出分凝器内与 xd 成相平衡的 x0,再由操作线方程以 x0 计算得出 y1，然后由相平衡方程由 y1 计算出 x1，如此交替地使用操作线方程和相 平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板数和加 料位置。
（3）加料板位置的确定
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以 xq 为分
塔板类型 喷射型塔板：
板式塔
舌形塔板
浮舌塔板
无 溢 流 堰 ， 液 层 较 薄压，降 降 低 雾 沫 夹 带 少 ， 气 速 可高较， 生 产 能 力 增 大
喷射型
并 流 喷 射 ， 液 面 落 差 小
塔板
传 质 表 面 增 大 且 不 断新更， 传 质 效 果 提 高 板 效 率 并 不 是 很 高
塔板上汽液两相的流动现象
注意
通常希望在泡沫状态、喷射状态或两者的过渡状态下操作 液汽比较大时处于泡沫状态，较小时处于喷射状态 易挥发组分与难挥发组分的表面张力的相对大小对汽液 接触状态有影响
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。
精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段：H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式0.20.22026.06()0.078()0.0733C C σ===；max0.078 1.496/u m s ===，则：u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故： 1.265D m ===； 按标准，塔径圆整为1.４m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段：11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图20C0.20.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭； max 1.213/u m s===，'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=；' 1.20D m ===； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.4m 合适（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。
各计算如下： ①精馏段：1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.58.2810.480.91h w L l m ==查手册知：E 为1.03 依下式得堰上液高度：22332.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-=3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d fT W D A A ==故：d W =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m2220.080.08 1.30.106244f A D m ππ==⨯⨯=()0.10620.418.55,0.0023f T s A H s s L τ⨯===>符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ ②提馏段：1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ，即：'0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高'w h ''w L ow h =h -h ；由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.59.9812.630.91h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：2233''2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h oww L h E ml ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭0.070.01460.0554w h m =-=。
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 。
精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)
（不包括塔釜） （包括塔釜）
2、图解法 图解法求理论塔板数的基本原
理与逐板计算法相同，所不同的 是用相平衡曲线和操作线分别代 替相平衡方程和操作线方程。用 图解法求理论塔板层数的具体步 骤如下：
（1）绘相平衡曲线 （2）绘操作线 绘出精馏段 操作线和提馏段操作线
（3）绘直角梯级 从（xD,xD）点开始，在精馏段操作线 与平衡线之间绘水平线与垂直线构成直角梯级，当梯级跨 过两段操作线交点d时，则改在提馏段操作线与平衡线之间 作直角梯级，直至梯级的垂线达到或跨过(xW,xW)点为止。 梯级总数即为所需的理论塔板数（包括塔釜）。
职业教育环境监测与治理技术专业教学资源库《化工单元操作》课程
项目八 蒸馏及设备操作
南京科技职业学院
项目八：精馏及设备操作
任务2：精馏过程工艺参数的确定 ---理论塔板数计算 回流比计算
南京科技职业学院 化学工程系
一、理论塔板数计算
（一）理论塔板概念 若汽液两相能在塔板上充分接触，使离
开塔板的汽液两相温度相等，且组成互为平 衡，则称该塔板为理论塔板。
❖ 试用（1）逐板计算法，（2）图解法分别求出所 需的理论板层数及进料板位置。
（三）实际塔板数确定 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 称为全塔效率，用符
号ET表E示T 。N即NT
实际塔板数：
N NT ET
L
泡罩塔塔板效率关系曲线
y3
xn-1
精馏段操作线方程
yn
yn
相平衡方程求
xn≤ xd
直到xn xd（xd为两段操作线交点坐标x数值）时，说明第n 层板为加 料板，该板应属于提馏段。因此精馏段所需理论板数为n -1块。
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 。
精馏塔全塔效率计算公式
精馏塔全塔效率计算公式精馏塔是化工生产中非常重要的设备，用于分离混合物中的不同组分。
而全塔效率则是衡量精馏塔性能的一个关键指标。
要了解精馏塔全塔效率的计算公式，咱们得先弄明白全塔效率到底是个啥。
简单来说，全塔效率就是实际塔板数与理论塔板数的比值。
全塔效率的计算公式通常可以表示为：$E_T = \frac{N_{实际}}{N_{理论}}$ 。
这里的 $E_T$ 就是全塔效率啦。
那怎么去确定实际塔板数和理论塔板数呢？实际塔板数呢，就是咱们在设计或者实际运行中实实在在数出来的塔板数量。
理论塔板数就有点复杂啦，得通过一些复杂的热力学计算和相平衡关系来确定。
我记得有一次在化工厂实习的时候，就碰到了关于精馏塔效率计算的问题。
当时我们小组负责优化一个精馏塔的工艺参数，以提高产品的纯度和产量。
为了计算全塔效率，我们可真是费了好大的劲儿。
我们先收集了各种数据，像温度、压力、流量等等，然后根据混合物的性质和分离要求，运用复杂的公式和图表进行理论塔板数的计算。
这个过程中，数据稍微有点偏差，计算结果就相差很大。
比如说，在测量温度的时候，因为温度计的精度问题，导致温度数据有了一点小误差，结果算出来的理论塔板数就不太准确。
后来我们反复检查、校准仪器，重新测量数据，才得到了比较可靠的结果。
在确定了实际塔板数和理论塔板数之后，代入全塔效率的计算公式，就能得出全塔效率啦。
通过计算全塔效率，我们可以评估精馏塔的性能，找出可能存在的问题，比如塔板结构不合理、操作条件不合适等等。
总之，精馏塔全塔效率的计算公式虽然看起来简单，但是要准确计算和应用，还需要我们对精馏过程有深入的理解，对数据的收集和处理要非常严谨。
只有这样，才能真正发挥全塔效率这个指标的作用，让精馏塔更好地为化工生产服务。
希望通过我的讲解，能让您对精馏塔全塔效率的计算公式有更清楚的认识。
要是在实际应用中遇到问题，别着急，多思考、多尝试，总会找到解决办法的！。
精馏塔主要工艺尺寸计算
精馏塔主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SS V L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C0720.02045.21071.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /405.130.230.28.8770720.0max =-⨯=-=ρρρ可取安全系数为，则s m u u /843.0405.160.060.0max =⨯==故m u V D S 179.1843.092.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速。
2、提馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SSV L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的C ,即0679.02092.19068.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /279.170.270.20.9600679.0max =-⨯=-=ρρρ 可取安全系数为，则s m u u /767.0279.160.060.0max =⨯== 故m u V D S 825.0767.041.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速。
为统一精馏段和提馏段塔径，取为。
化工原理课程设计—浮筏式精馏塔设计2
p p pc pl p
p h ,m L g
即要验算： pp (1)干板阻力hc：（F1型重阀） 阀全开前
hp hc hl h
h p Lg 设计值（0.7kpa）
u0 u0c u0 u0c
hc 19.9
u0
0.175
L
（m液柱）
u0
F0
v
式中： F0——气体通过阀孔的动能因子； uo——孔速，m/s; ρV——气相密度，kg/m3； d0——阀孔直径，由浮阀的型号决定。对F1型重阀取0.039m。 Vs——气相流量，m3 /s； n——阀孔数；
2、阀孔排列
浮阀在塔板上常按三角形排列，可顺排或叉排，采用叉排更好。
整块板：正三角形叉排，t =75、100、125、150mm等； 分块板：等腰三角形叉排，t =75mm； t'=65mm、70mm、80mm、90mm、100mm、110mm几种。
一般了解
若低于此值或Lh/lw＜3m3/(m.h)，改用齿形堰。how也不宜超过 0.06~0.07m，否则改用双溢流型塔板。
hOW
齿形堰：
hOW由齿根算起
LS hn 1.17 lW
2 5
液层不超过齿顶
lw LS 0.735 hn
5 5 2 2 [hOW (hOW hn ) ] 超过齿顶
（2）板上充气液层阻力hl：
பைடு நூலகம்
hl 0 hL （h W +h OW） 0
ε0 ——反映板上液层充气的程度称充气因数。水：0.5；油： 0.2～0.35；烃：0.4～0.5。
(3)液体表面张力阻力hσ
2 h h L g
化工原理_课程设计_精馏塔_(精华版)
天津大学化学化工学院化工原理课程设计任务书专业：班级：姓名：杨志学号：设计时间：设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。
2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分率）。
5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。
6．操作回流比R=（1.1——2.0）R。
min设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。
指导教师：时间1设计任务1.1 任务1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。
2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％(质量分率)。
5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。
6．操作回流比R=(1.1—2.0)R。
min1.1.3 设计任务1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。
1.2 设计方案论证及确定1.2.1 生产时日设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。
精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)最新实用版
（三）实际塔板数确定 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 称为全塔效率，用符
号ET表E示T 。N即NT
实际塔板数：
N NT ET
L
泡罩塔塔板效率关系曲线
❖ 课后思考题
❖ 逐板计算法和图解法求算理论塔板数都是基于恒摩尔流假 定，而假定的主要条件是组分的摩尔汽化潜热相等。对组 分的摩尔汽化潜热相差较大物系，就不能用基于恒摩尔假 定的方法求取理论塔板数。
感谢观看
如此重复计算直至x m xW为止。
理论塔板数与哪些参数有关？ 试用（1）逐板计算法，（2）图解法分别求出所需的理论板层数及进料板位置。 理论塔板数常见的确定方法有逐板计算法和图解法 全回流和最少理论塔板数
Rmin
xD yq
yq xq
二、回流比计算
3. 适宜回流比
分析回流比大小对精馏设备费用和操作费用的 影响。以精馏过程的设备费用与操作费用之和最 小为原则来确定适宜回流比。一般取最小回流比 的1.1~2.0倍。
❖ 应该采用什么方法求理论塔板数？请查阅有关书籍。
二、回流比计算
1. 全回流和最少理论塔板数
回流比的最大极限，此时操作过程没有产品， 操作线斜率为1，对应的塔板数为最少，仅用于 精馏开车阶段和科研工作。
二、回流比计算
2. 最小回流比
用图解法求回理论流塔板比层数的最具体小步骤极如下：限，对应的塔板数为无穷多，确
（1）绘相平衡曲线 （2）绘操作线 绘出精馏段 操作线和提馏段操作线
（3）绘直角梯级 从（xD,xD）点开始，在精馏段操作线 与平衡线之间绘水平线与垂直线构成直角梯级，当梯级跨
过两段操作线交点d时，则改在提馏段操作线与平衡线之间
精馏塔的设计计算
液流型式选取参考表
液 体 流 量 m3/h U 型流型 单流型 双流型 阶梯流型
<7
<45
<9
<70
<11
<90 90-160
<11
<110 110-200 200-300
<11
<110 110-230 230-350
<11
<110 110-250 250-400
<11
<110 110-250 250-450
兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
可考虑取常压操作，塔顶压力为4kPa（表压）， 每层塔板压降p≤0.7kPa。
现在六页，总共六十五页。
3、进料状况的选择 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切
的联系。 在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到
泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较 容易控制，不致受季节气温的影响。
umax C
L V V
C
C20
L
20
0.2
筛板塔，可查教材Smith图 求 C20 ； 浮阀塔可查数据手册书确定C20 。
现在十九页，总共六十五页。
0.1 0.09
0.07 0.06
C20
0.05 0.04
0.03
0.02
HT=0.6 0.45 0.3
0.15
0.01 0.01
课本P.129
Vs
VMVm
3600Vm
m3/s
L＝RD
Ls
LMLm
3600Lm
m3/s
提馏段： V＝V ＋(q－1)F L ＝L ＋F
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。
精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)讲解
x D = y1
x 根据 x y 根据 y x 根据 x y
相平衡方程求
1
1
精馏段操作线方程
相平衡方程求
2
2
2
精馏段操作线方程
2
3
xn-1
yn
精馏段操作线方程
相平衡方程求
yn
x n≤ x d
直到xn xd（xd为两段操作线交点坐标x数值）时，说明第n 层板为加 料板，该板应属于提馏段。因此精馏段所需理论板数为n -1块。
理论塔板数与哪些参数有关？ 与物料量的多少是否有关？
NT f xF , xD , xW , q, R,
与进料位置也有关，提前进料和推迟进料都会使理论塔板数增多
某理想混合液用常压精馏塔进行分离。进料组成含 A81.5％，含B18.5％（摩尔百分数，下同），饱和 液体进料，塔顶为全凝器，塔釜为间接蒸气加热。 要求塔顶产品为含A95％，塔釜为含B95％，此物系 的相对挥发度为2.0，回流比为4.0。 试用（1）逐板计算法，（2）图解法分别求出所需 的理论板层数及进料板位置。
根据 y2 xm-1 ym
相平衡方程求
提馏段操作线方程
相平衡方程求
如此重复计算直至xm xW为止。由于离开塔釜的汽液两相组成达到平 衡，故塔釜相当于一块理论板，提馏段所需的理论塔板数为m-1块。
WxW L y m1 xm L W L W
x A yA 1 ( 1) x A
全塔所需的理论塔板数NT为
N n m 2
T
（不包括塔釜） （包括塔釜）
N n m 1
T
2、图解法 图解法求理论塔板数的基本原 理与逐板计算法相同，所不同的 是用相平衡曲线和操作线分别代 替相平衡方程和操作线方程。用 图解法求理论塔板层数的具体步 骤如下： （1）绘相平衡曲线 （2）绘操作线 绘出精馏段 操作线和提馏段操作线
板式精馏塔的工艺计算
板式精馏塔的工艺计算板式精馏塔是一种常用的化工设备，广泛应用于石油、化工、医药等行业。
其主要功能是通过将混合物中的组分按照其沸点进行分馏，使得目标组分的纯度得到提高。
在进行板式精馏塔的工艺计算时，需要考虑到以下几个方面：输入参数、计算目标、热力学计算和桶盖数的确定。
首先，需要明确输入参数。
输入参数包括原料混合物的组分和含量、所需纯度、塔顶温度和压力、塔底产品温度和压力等。
这些参数会直接影响到工艺计算的结果，因此需要准确确定。
计算目标包括分离效果、塔塔顶压力降、塔底回流比等。
分离效果是指目标组分在塔底的摩尔分数，一般通过输入纯度和目标产量来确定。
塔塔顶压力降是指输送各级板之间的压力差，需要根据所使用的塔板类型和流体性质进行计算。
塔底回流比则是指塔底回流液体的量与塔底产品量的比值，也会直接影响到分离效果。
其次，进行热力学计算。
热力学计算是指根据输入的参数和计算目标，通过热力学模型来计算实际的分馏过程。
常用的热力学模型有理想图、实际图和平均图等。
根据输入的参数和计算目标，可以利用这些模型计算出所需的塔塔回流比、板间汽液流量分布等。
最后，确定桶盖数。
桶盖数是指精馏塔具有多少个板。
桶盖数的确定需考虑到分离目标、塔塔顶压力降和塔底回流比等因素。
一般情况下，桶盖数越多，分离效果越好。
但是桶盖数增加会使得塔塔顶压力降增大，需要更多的能量来提供给塔塔顶最后板降低塔底回流比降低。
要确定适当的桶盖数，可以采用经验方法或者利用板塔模拟软件进行计算。
经验方法一般是通过经验公式或者经验图来确定桶盖数，而板塔模拟软件通常是基于物理方程建立模型，通过解算来计算最佳的桶盖数。
综上所述，板式精馏塔的工艺计算需要考虑输入参数、计算目标、热力学计算和桶盖数的确定。
通过合理设置这些参数和确定适当的桶盖数，可以实现有效的分馏过程，并获得所需的目标组分纯度。
但是，需要指出的是，由于化工生产中的多种因素的影响，实际操作时仍需要根据实际情况进行调整和优化。
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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/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=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 C D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-7.286071.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯 -7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni i i=∑=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 i i=∑=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α 514.2=甲苯α 1=乙苯α；136=底t ℃， 96.1=甲苯α 1=乙苯α；133=进t ℃， 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=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。
26.6148.2lg )1324.05544.2120681.15612.9lg(lg ))()lg((min =⨯==-HK LK W LKHK D HK LK x xx x N α2.2.2塔板数的确定 一、最小回流比R min本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q =1由恩特伍德公式： 1)(min ,+=-∑R x i mD i i θαα1i iix q ααθ=--∑019375.01148.2046875.0148.21705.5015625.01705.5=-⨯+-⨯+-⨯=-∑θθθθααi i i x试差法求得=θ 2.3 则最小回流比304.113.2101.013.2148.27223.0148.23.21705.52677.01705.51)(min =--⨯+-⨯+-⨯=--∑=θααi m D i i x R ，二、实际回流比根据混合物分离的难易程度，取实际回流比为最小回流比的1.2倍 则R =1.2 R min =1.2×1.304=1.565组份 进料温度133塔顶温度105.5 塔底温度136 平均相对挥发度苯 4.38 5.9615.1705 甲苯 1.97 2.5141.962.148 乙苯1111三、全塔理论板数的确定102.01565.1304.1565.11min =+-=+-R R R 查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得52.02min=+-N N N将26.6min =N 代入，求得N=15.2 四、进料板的计算5.9lg )()(lg )(=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛÷=-HKLK HK LK m R f d f d N α3lg )()(lg )(=⎪⎭⎫⎝⎛÷=-HKLK HK LK m S f f N αωω因为S Rm S m R R S N NN N N N N ===+)()(2.15， 12.112.1535.9135.9)()(1)()(=⨯+=⨯+=N N N N N N m S mR mS m R R 08.412.112.15=-=-=R S N N N所以,第5层理论板是加料版。
3 精馏塔主要尺寸的设计3.1塔径的计算3.3.1 填料精馏塔有关参数操作回流比：R=2 理论板数：N T =16 进料板序号：N F =5 塔顶温度：t D =105.5℃塔釜温度：t W =136℃3.3.2 塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得：3/885m kg =苯ρ3/866m kg =甲苯ρ3/867m kg =乙苯ρ气体平均摩尔质量：mol g M V /39.8810601.092722.078268.0=⨯+⨯+⨯=气体密度：()335/85.22735.10510314.839.8810013.1m kg RT PM D V V =+⨯⨯⨯⨯==ρ 液体密度：3/102.87186701.0866722.0885268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρs m V S /342.085.2360039.8873.393=⨯⨯=h kmol RD L /4868.262434.132=⨯== 3.3.3 进料板有关参数计算 s m V V S S /342.03,== 气相组成：94.2=m α()()014.0005.0194.21005.094.21=⨯-+⨯=-+=x a x y αα气体平均摩尔质量：molg M V /8.105106986.092014.0'=⨯+⨯=气体密度：()335''/71.315.27313310314.88.10510013.1m kg RT PM D V V=+⨯⨯⨯⨯==ρ3'/76101.0771763722.0755268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρ3.3.4 精馏段塔径计算液相质量流量为：h kg L /231333.874868.26=⨯=ω 气相质量流量为：h kg V /75.351139.887.39=⨯=ω流动参数为：0377.0102.87185.275.351123135.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V VLρρωωψ由于填料选择的是金属孔板波纹填料350Y ；查埃克特通用关联图得：7.02.02=L LV msx g u μρρφϕ由于s mPa L ⋅=262.0μ 10.1102.8713.958===L ρρϕ水0033.0102.87185.2==L V ρρ257=φ 代入上式中得：7.08.90033.010.1262.02max 2.0=⨯⨯⨯u即：s m u /3.3max = 由于 max 0.8uu =即：s m u u /64.23.38.08.0max =⨯== 由公式m u V D S 51.064.214.3342.044=⨯⨯==π圆整后为0.6m 3.3.5 提溜段塔径计算液相质量流量为：h kg L/1709648.6735.253'=⨯=ω 气相质量流量为：h kg V/42008.1057.39'=⨯=ω流动参数为：28.076171.34200170965.05.0''''=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V V L ρρωωψ同上，查图得：4.02.0''''2'max =L LV g u μρρφϕ由于257=φ s mPa L⋅=207.0'μ 12.1770863'===L ρρϕ水 00488.076171.3''==L V ρρ代入上式中得：4.08.9000207.000488.012.12572.02'max =⨯⨯⨯⨯u即：s m u /1.3'max=s m u u /48.21.38.08.0max ''=⨯==则：m u V D S 53.048.214.3342.044'=⨯⨯==π比较精馏段与提溜段计算结果，二者基本相同。
圆整塔径，取D=600mm 3.4 液体喷淋密度及空塔气速核算 精馏段液体喷淋密度为()hm m D U LL⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=2322/58.4423.014.33.7406.23312πρω精馏段空塔气速为：sm D u VV/22.126.014.3360085.275.3511222=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω提溜段液体喷淋密度为：()hm m U ⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=232'/3.3326.014.3420017096提溜段空塔气速为： s m D u V V /11.126.014.3360071.34200222'''=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω查规整填料性能参数知32/350m m =σ，取)/(08.023(min)h m m L W ⋅= 则)/(2835008.023(min)(min)h m m L U W ⋅=⨯==σ 经核算，选用塔径600mm 符合要求。