精馏塔理论塔板数与c语言编程计算
C++在精馏塔的理论板计算中的应用
0 引 言
精馏是根据物 质挥发性 差异对一个 多组分溶液 进行的 多级 分离过程 ,是 化工生产 中基 本的分离方 法之一 , 也是化工原理课程教学 中的重 点内容之一 。
一
及到试 差、迭代等复 杂问题 ,采 用手工计算耗费设
计者大量的时间 , 只能解决小规模问题 。 + 语言计 c+ 算 功能强 大 ,执行效 率高 ,特别是 当程序中含有大
第3 第9 卷 期 2 0 年 9月 08
中国科 技论 文在线
S I N P P R ONLNE C E CE A E I
V1 O 03 . .N 9
S p2 0 e .0 8
C+ + 在精 馏塔的理论板计算 中的应用
姜 凯 华 ,孟 献 梁
( 国矿 业大学化工学院 ,江苏 徐 州 2 1 0 ) 中 20 8
作条件的前 提下 ,计算分离所需的理论板数 。目前 ,
半功 倍 。
l 精馏塔理论板 的计 算原理
精馏塔分 为精馏段和提 留段 ,两者被进料板上 下 分开 ,逐 板计算法交替使用操作线方程() 2和 1或() 汽液平衡方程() 3 ,每使 用一 次汽液平衡方程就是~
这 一问题主要采 用逐 板计算 法和图解法来解 决 。因
J ANG i u , ENG a i n I KaH a M Xinl g a
(co lf hmi l n ier ga dTc n l y C iaU i ri Mii Sh o e c gnei n h oo , hn nv syo nn oC aE n e g e t f g& Tcn l y eh o g, o
Xu h u Ja g u2 0 ) z o , in s 2 0 8 1
理论塔板数的计算.
FxF DxD 100 0.4 40 0.9 xW 0.0667 W 60 q线与平衡线的交点为: xq xF 0.4
xq 2.47 0.4 yq 0.622 1 ( 1) xq 1 1.47 0.4
由吉利兰关联式: Y 0.75(1 X 0.567 ) 0.439 N N min Y 0.434 ,解得:N= 10.2 N 1 xD 1 xF 0.9 1 0.4 N min,精 lg lg lg lg 2.47 2.878 1 0.1 0.4 1 xD xF
理论塔板数的计算
1.某苯和甲苯混合物中苯的浓度为0.40(摩尔分率,下同), 流量为100kmol/h,拟采用精馏操作在常压下加以分离。要 求塔顶产品浓度为0.9,苯的回收率为90%,原料预热至泡 点加入塔内,塔顶设有全凝器,液体在泡点下回流,回流 比为最小值的1.5倍。已知在操作条件下,物系的相对挥发 度为2.47,试求为完成分离任务所需的理论板数为多少? 解: D=Fx F x 0.9 100 0.4 / 0.9 40 kmol / h D
最小回流比Rm为:
0.9 0.622 Rm 1.25 y q xq 0.622 0.4
xD yq
R 1.25Rm 1.5 1.25 1.875
R 1 精馏段操作线为: y n 1 xn xD 0.652 xn 0.313 R 1 R 1
提馏段操作线为: y m 1 L W RD qF W xm xW xm xW V V RD F W RD F W
y m1
1.875 40 100 60 0.0667 xm 1.522xm 0.0369 1.875 40 100 60 (1.875 1)40
氯乙酸甲酯精馏工艺理论塔板数计算及设计
收稿日期:2019-10-15基金项目:河南省科技攻关计划项目(172102310343);河南省科学院产业转型攻坚科技支撑专项(18GJ08004)作者简介:冯明(1991-),男,助理工程师,主要从事新材料中间体的合成工艺研究通信作者:霍二福(1981-),男,副研究员,博士,主要从事新材料中间体的合成工艺研究氯乙酸甲酯精馏工艺理论塔板数计算及设计冯明1,李迎春2,王现洋3,李晓琼3,程伟琴1,王柏楠1,霍二福1,4(1.河南省化工研究所有限责任公司,郑州450052; 2.平顶山市神马万里化工股份有限公司,河南平顶山467000;3.兰博尔开封科技有限公司,河南开封475003;4.河南省科学院质量检验与分析测试研究中心,郑州450008)摘要:针对氯乙酸甲酯精馏塔塔釜液中水和氯乙酸甲酯的二元体系,采用安托因方程、Clapeyron 方程、Orrick-Erbar 法和图解法对塔板数进行了计算,得出精馏塔的理论塔板数为7块,实际塔板数34块,全塔效率0.21,并根据计算结果设计了带有“液-液分离器”的氯乙酸甲酯精馏装置,取得了很好的应用效果.关键词:水;氯乙酸甲酯;精馏工艺;塔板数中图分类号:TQ 216;O 622.2文献标识码:ATheoretical Plate Number Calculation and Design ofMethyl Chloroacetate Distillation ProcessFENG Ming 1,LI Yingchun 2,WANG Xianyang 3,LI Xiaoqiong 3,CHENG Weiqin 1,WANG Bainan 1,HUO Erfu 1,4(1.Henan Chemical Iudustry Research Institute Co.Ltd.,Zhengzhou 450052,China ;2.Pingdingshan Shenma Wanli Chemical Limited Company ,Pingdingshan 467000,Henan China ;bor Kaifeng Technology Co.Ltd.,Kaifeng 475003,Henan China ;4.Quality Inspection and Analytical Test Research Center ,Henan Academy of Sciences ,Zhengzhou 450008,China )Abstract :Aiming at the binary system of water and methyl chloroacetate in the tower kettle liquid of methyl chloroacetate distillation column ,the number of plate was calculated by Antoine equation ,Clapeyron equation ,Orrick-Erbar method and graphic method.The theoretical plate number of distillation column was 7,the actual plate number was 34andthe whole tower efficiency was 0.21.According to the calculated results ,a methyl chloroacetate industrial distillation system with “liquid-liquid separator ”was designed ,and good application results have been obtained.Key words :water ;methyl chloroacetate ;distillation process ;plate number 在化工生产过程中大多数粗产品都是两组分或多组分的混合物,为满足生产和使用要求,需要将这些混合物分离、提纯.精馏是工业领域应用最广泛的分离技术,具有易于大规模生产应用、技术成熟可靠等优点[1].精馏过程是最典型也是最重要的多级分离过程,进行多次部分气化和部分冷凝,使混合液得到几乎完全的分离[2-3],也是在液体混合物的分离过程中最早实现工业化的单元操作.精馏过程是利用待分离混合液中各组分相对挥发度的差异,经过多次气化和多次冷凝,使液相中的轻组分不断向气相富集,气相中的重组分不断向液相富集,从而达到轻重组分分离的目的[4-5].在精馏过程中精馏塔是其核心设备,而理论塔板数的计算在精馏塔的设计中是一项很重要的参考数据,是衡量实际板分离效率的依据和标准.精馏塔的设计中要先求得理论板层数,用塔板效率予以校正即可求得实际板层数,因此理论塔板数对精馏工艺的分析、计算和设计起到十分重要的作用.第38卷第2期河南科学2020年2月1氯乙酸甲酯生产工艺简介氯乙酸甲酯为无色透明液体,有刺激性气味,微溶于水,主要用作溶剂、有机合成原料.在农药上主要用于合成杀虫剂乐果、氧乐果的中间体硫磷酯、氧硫磷酯及氯乙酰甲胺等;用于医药、黏接剂、表面活性剂的制备.制药工业用于制取咖啡碱、肾上腺素、氨基醋酸等[6].氯乙酸甲酯采用氯乙酸与甲醇经酯化反应制备,方法如下:将甲醇与氯乙酸按质量比0.336∶1混合均匀,在105~110℃下进行搅拌酯化反应.反应过程中不断蒸出氯乙酸甲酯、水和甲醇的三元共沸物,经酯水分离器分离,将分出的甲醇和水重新回流入反应釜内,分出的氯乙酸甲酯粗酯经水洗、中和含量可达到89%以上.由于该氯乙酸甲酯主要用于农药中间体,其含量达不到要求,要对其进行减压精馏、提纯.2精馏塔理论塔板数计算2.1计算依据氯乙酸和甲醇通过酯化反应得到氯乙酸甲酯粗酯,其中氯乙酸甲酯含量89%,水含量11%.为达到生产和销售要求,需要对其进行减压精馏.计算依据:减压精馏方式,蒸馏釜投料9000kg ,塔压强13.3322kPa ,釜残液水<0.5%,塔顶馏出液水>98%.2.2计算方法化学工程中精馏塔的理论塔板数N 是精馏塔设计的一个重要数据,板式精馏塔的设计首要的是理论塔板数的计算[7],它与最小回流比R m 、回流比R 及最小理论塔板数N m 间具有一个复杂的函数关系.时景荣、罗传义等[8]的图解法求理论塔板数的基本原理是用平衡线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程,用简便的图解法代替繁杂的计算.虽然图解法的准确性较差,但因其简便,目前在两组分精馏计算中被广泛采用.彭小平、颜清等[9]的迭代法求理论塔板数是利用物料的气-液相平衡关系和操作线方程联立得到提馏段和精馏段的迭代方程X n +1=f (X n ),然后利用提馏段的迭代方程由塔釜液相组成开始,逐板算出提馏段各块塔板的液相组成,同时将X n +1与X q(由q 线方程联立操作线方程所确定)比较,确定进料板位置;进料板位置确定以后,改用精馏段的迭代方程求算精馏段各块塔板的液相组成(注意进料板液相组成必须用精馏段的迭代方程重算),直至X n +1等于或越过X d 为止,n 即为该分离操作所需的理论塔板数.Gilliland 等[10]求理论塔板数是根据五十多种双组分及多组分精馏的实验数据,将最小回流比R m 、回流比R 、最小理论塔板数N m 与理论塔板数N 进行关联,于1940年发表了以(R-R m )/(R +1)为横坐标值、(N-N m )/(N +1)为纵坐标值的非线性关系图形.当已求得最小回流比R m ,回流比R 及最小理论板数N m 时,则先算出(R-R m )/(R +1)值,利用所画的非线性关系图形,查出对应的纵坐标值(N-N m )/(N +1),解之即可求出理论塔板数N 值.2.3计算过程本文采用图解法来进行理论塔板数的计算.2.3.1全塔各组分的计算水的摩尔质量18g/mol ,氯乙酸甲酯的摩尔分数109g/mol .进料中水的摩尔分数X F =(11/18)/(11/18+89/109)=0.43;馏出液中水的摩尔分数X D =(98/18)/(98/18+2/109)=0.9967;釜残液中水的摩尔分数X WE =(0.5/18)/(0.5/18+99.5/109)=0.0296;原料液的平均摩尔质量M F =0.43×18+0.57×109=69.87;原料液流量F =9000/69.87=128.81kmol/h .2.3.2饱和蒸气压与温度的关系方程1)水的饱和蒸气压与温度的关系方程安托因方程[11-16]是一个最简单的三参数,用于描述纯组分的饱和蒸汽压P °与温度t 的关系,该方程适用于大多数化合物.其方程式如下:--202引用格式:冯明,李迎春,王现洋,等.氯乙酸甲酯精馏工艺理论塔板数计算及设计[J].河南科学,2020,38(2):201-207.lg P°=A-{B/(t+C)},式中:A、B、C为组分的安托因常数,不同物质对应于不同的A、B、C的值;P°为温度t对应下的纯液体饱和蒸气压,mmHg;t为温度,℃.经查安托因常数表,水的安托因常数A、B、C分别为7.96681、1668.21、228.0,代入安托因方程,求得水的饱和蒸汽压(mmHg)与温度(℃)的关系方程式,如下:lg P A°=7.96681-[1668.21/(t+228)].(1)2)氯乙酸甲酯的饱和蒸汽压与温度的关系方程由于缺少氯乙酸甲酯的基础物化数据,无法用安托因方程求得其饱和蒸汽压与温度的关系方程,因此采用估算法求得.实用的估算方法[17-22]包括对应状态法和基团贡献法,因已知氯乙酸甲酯的临界参数,故选择对应状态法进行求解.对应状态法是指所有物质在相同的对应状态下具有相同的对比性质,是关联实际气体及液体物性的一个重要原理.对应状态法中Clapeyron方程[23-25]提供了纯组分饱和蒸汽压与温度的基本关系方程,已知纯组分的临界参数,即可求出其饱和蒸汽压与温度的关系.基本方程式如下:ln P r s=h(1-1/T r),h=T br ln[(P c∕101.325)/(1-T br)],P r s=P/P c,T br=T b/T c,T r=T∕T c,式中:P r s为对比蒸汽压;P c为临界压强;P为饱和蒸汽压;T r为对比温度;T br为对比沸点;T b为常压沸点;T c为临界温度;T为温度.已知氯乙酸甲酯的常压沸点T b=402.95K;氯乙酸甲酯的临界温度T c=600K;氯乙酸甲酯的临界压力P c=4500kPa.将上述已知条件代入Clapeyron方程中,得到氯乙酸甲酯的饱和蒸汽压(kPa)与温度(℃)的关系方程如下:ln P B°=16.342-[4758/(t+273.15)].(2)2.3.3气液平衡时气液相摩尔分数组成与平衡温度间的关系式根据两组分理想物系的气液平衡关系,气液平衡是由n个组分的混合物构成一个封闭系统,并有气-液两相共存,一定的温度和压力下,两相达到平衡时,各组分在气液两相中的化学位趋于相等.得到气液相组成与平衡温度间的关系式如下:X=(P-P B°)/(P A°-P B°),Y=(P A°/P)×X,(3)式中:X表示液相中水的摩尔分数;Y表示气相中水的摩尔分数;P表示精馏塔塔顶总压强,P=13.3322kPa(即100mmHg).2.3.4绘制水-氯乙酸甲酯的X-Y图根据方程(1)、(2)、(3)计算的结果列于表1,根据表1计算结果,绘制出X-Y图(图1).表1X-Y计算结果Tab.1The calculation results of X-Y温度t/℃72.84 72 60 58 16 15.83氯乙酸甲酯饱和蒸气压P B°/kPa13.3312.897.857.200.890.88水饱和蒸气压P A°/kPa26.42425.70414.94213.6141.3491.333X0.00180.03870.04760.98751Y0.03470.43370.48610.99921●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●●图1X-Y图Fig.1Graph of X-Y0.20.40.60.81X10.80.60.40.2Y--203第38卷第2期河南科学2020年2月在图1中查得:最终釜残液中水摩尔分数X We =0.0296时,与X We 呈平衡的气相中水的摩尔分数Y We =0.3721.2.3.5回流比的计算依据回流比的影响及其选择方法[26],最小回流比与馏出液中水的摩尔分数X D 、最终釜液中水摩尔分数Y We 以及与Y We 呈平衡的气相中水的摩尔分数Y We 存在以下关系:R min /(R min +1)=(X D -Y We )/(X D -X We ).求解得出最小回流比关系式:R min =(X D -Y We )/(Y We -X We ).将X D 、X We 、Y We 数值代入,求得最小回流比R min =(0.9967-0.3721)/(0.3721-0.0296)≈1.8.回流比R =1.1×R min =2.01.2.3.6图解法求理论塔板数1)计算操作线截距X D /(R +1)=0.33113,在X-Y 图的Y 轴上定出点b .2)连接点a (X D ,X D )和点b ,所得的直线即为此回流比下的操作线.3)从点a 开始在平衡线和操作线间绘梯级,直至梯级铅垂线达到或超过点(X We ,X We )为止,每一个梯级代表一层理论板.由图2可知理论塔板数N T 为7.2.3.7液体黏度-温度关系式的求取为求取全塔效率,需求得水、氯乙酸甲酯的黏度与温度关系.1)水的黏度-温度关系式由化工物性数据[14]查得水的黏度与温度关系如表2所示.表2水的黏度与温度关系Tab.2The viscosity temperature relationship of water 温度/℃动力黏度/(mPa·s )11.72151.515101.309161.115300.805500.55630.4452)氯乙酸甲酯的黏度-温度关系式由于缺少氯乙酸甲酯的黏度-温度关系式的系数值,因此采用估算方法中的基团贡献法求取氯乙酸甲酯的黏度-温度关系式.基团贡献法(简称基团法)是将化合物性质与分子的基团构成相联系,其基本假定是纯物质或混合物的性质等于构成此物质或混合物的各种基团对该化合物性质贡献值的总和.Orrick-Erbar 法的黏度-温度的基本计算式如下:ln (ηL /d 20M )=A+B /T ,(4)式中:d 20是20℃下液体密度;M 是摩尔质量(g·mol -1);ηL 的单位为cp ;A ,B 是基团贡献值(表3).表3基团贡献表Tab.3Table of group contribution 项目氯未包括在上述基团中的C 原子数A-0.61-(6.95+0.21n )B220275+99n 0.20.40.60.81X 010.80.60.40.2Y 图2图解法求理论塔板数Fig.2Graphical method for theoretical plate number --2042.3.8塔顶与塔底温度的计算采用内插法计算塔顶与塔底温度,内插法是指利用等比关系中的数学直线内插,即用一组已知函数自变量的值和与之对应的函数值来求解另一个未知函数值的计算方法,其基本公式如下:(c1-a1)/(c2-a2)=(b1-a1)/(b2-a2),式中:(a1,a2)、(b1,b2)为已知值,(c1,c2)中已知c1,求c2.已知塔顶液相组成X D=0.9967,从表1中查得,当温度为16℃时,液相中水的摩尔分数为0.9875;当温度为15.83℃时,液相中水的摩尔分数为1.将上述数值代入内插公式求得塔顶温度t A:(t A-16)/(0.9967-0.9875)=(16-15.83)/(1-0.9875),塔顶温度t A=16.31℃.已知塔底液相组成X We=0.0296;从表1中查得,当温度为60℃时,液相中水的摩尔分数为0.0387;当温度为58℃时,液相中水的摩尔分数为0.0476.将上述数值代入内插公式求得塔底温度t B:(t B-58)/(0.0296-0.0816)=(144-142)/(0.0816-0.0988),则塔底温度t B=63.06℃.2.3.9相对挥发度的计算相对挥发度是指溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的挥发度之比,以α表示,它表示气相中两组分的摩尔分数比为与之成平衡的液相中两组分摩尔分数比的α倍,其计算公式为α=P A°/P B°,式中:P A°表示在一温度下溶液中易挥发组分的饱和蒸汽压;P B°表示在此温度下溶液中难挥发组分的饱和蒸汽压.在温度t A=16.31℃下,由公式(1)求得水的饱和蒸汽压P A°=1.376kPa;由公式(2)求得氯乙酸甲酯的饱和蒸汽压P B°=0.91kPa.代入计算公式得:塔顶的相对挥发度αD=15.12.在温度t A=63.06℃下,由公式(1)求得水的饱和蒸汽压P A°=17.191kPa;由公式(2)求得氯乙酸甲酯的饱和蒸汽压P B°=8.94kPa.代入计算公式得:塔底的相对挥发度αW=19.23,平均相对挥发度的计算公式如下:-α=αD αW,将αD、αW的数值代入上式,求得平均相对挥发度为-α=17.05.2.3.10黏度计算1)塔顶黏度计算:当塔顶温度T A=t A+273.15=289.46K,由水的黏度与温度关系表查得此温度下的水的黏度ηL1=1.106mPa·s.由公式(4)求出此温度下的氯乙酸甲酯黏度ηL2=2.27mPa·s,塔顶黏度μD=X D×ηL1+(1-X D)×ηL2=0.9967×1.106+(1-0.9967)×2.27=1.11mPa·s.2)塔底黏度计算:当塔底温度T B=t B+273.15=336.21K,根据水的黏度与温度关系表查得此温度下的水黏度η′L1=0.445mPa·s.根据公式(4)求出此温度下的氯乙酸甲酯黏度η′L2=3.00mPa·s,塔底黏度μW=X We×η′L1+(1-X We)×η′L2= 0.0296×0.445+(1-0.0296)×3.00=2.91mPa·s.3)全塔平均黏度计算:μm=(μD+μW)/2=2.01mPa·s.2.3.11全塔效率计算全塔效率E T=0.49(αμm)-0.245=0.21.2.3.12实际塔板数的计算实际塔板数N P=N T/E T=33.3≈34(块).引用格式:冯明,李迎春,王现洋,等.氯乙酸甲酯精馏工艺理论塔板数计算及设计[J].河南科学,2020,38(2):201-207.--205第38卷第2期河南科学2020年2月2.3.13氯乙酸甲酯精馏工艺设计根据理论计算结果设计了带有“液-液分离器”的氯乙酸甲酯精馏装置(图3),由输液泵将氯乙酸甲酯粗品泵入到精馏釜,开启真空泵,维持系统真空100mmHg ,加热精馏釜升温至60℃;开启间歇全回流精馏,当精馏塔的塔顶温度维持在38℃时,打开储液罐上方的阀门1,关闭阀门2和3,前馏分经冷凝器全部收集在储液罐中,静置进行液-液两相分离,待前馏分夹带出来的氯乙酸甲酯置于液-液分离装置后,开启液-液分离装置下方的阀门2,将氯乙酸甲酯流至精馏釜中,液-液分离装置中氯乙酸甲酯完全分离、流回精馏釜后,关闭阀门2;当精馏塔的塔顶温度达到65℃时,前馏分完全馏出后,关闭储液罐上方阀门1,开启氯乙酸甲酯的成品储液罐进料阀门3,当塔顶温度达到75℃时,成品氯乙酸甲酯出料结束;氯乙酸甲酯的收率为80%,氯乙酸甲酯含量99.8%以上,氯乙酸甲酯馏出液中水含量0.1%以下;当精馏塔的塔顶温度达到75℃,停止加热,待精馏釜中物料温度降至40℃时,放出精馏釜中的残液,完成间歇精馏工艺操作.图3氯乙酸甲酯精馏工艺设计流程图Fig.3Flow of distillation process design of methyl chloroacetate3结论针对氯乙酸甲酯精馏塔釜液中水和氯乙酸甲酯的二元体系,采用安托因方程、Clapeyron 方程、Orrick-Erbar 法和图解法对氯乙酸甲酯精馏塔理论塔板数进行计算,精馏塔的理论塔板数为7块,实际塔板数34块,全塔效率0.21;根据理论计算结果设计了带有“液-液分离器”的氯乙酸甲酯精馏装置.经工业化实施表明,将前馏分中的水和氯乙酸甲酯进行分层,将下层氯乙酸甲酯回流进塔釜,最大限度地分离出氯乙酸甲酯,使氯乙酸甲酯馏出液中水含量达0.1%以下,氯乙酸甲酯含量99.8%以上,氯乙酸甲酯的总回收率高于80%,减少了氯乙酸甲酯精馏残液的产生量,避免了资源浪费和环境污染,精馏工艺具有处理成本低、投资少、操作稳定、效率高等优点,环境效益、经济效益和社会效益显著.参考文献:[1]侯瞬,林子昕,安维中,等.隔壁精馏塔分离乙二醇丁醚混合物的模拟与节能分析[J ].现代化工,2019,39(8):231-234.[2]赵苏杭.影响精馏操作的主要因素及精馏节能技术浅析[J ].化工管理,2013(6):32-33.[3]莫贤娣.影响精馏操作的主要因素及精馏节能技术浅析[J ].化学工程与装备,2011(1):71-72.[4]郑拥军,孟繁胜,谢省宾.精馏塔塔釜液波动原因分析及解决方案[J 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C++课程设计报告 精馏塔理论塔板数的计算要点
C++课程设计报告精馏塔理论塔板数的计算化学化工学院高级工程人才实验班(化学)赵静冰学号1507110114目录(1)设计报告************************** 3 (2)摘要************************** *** 4(3)程序设计思路**********************5(4)流程框图************************** 6(5)C 语言原始程序********************15(6)程序运行结果********************** 17(7)后记******************************18(8)参考文献**************************19二、设计报告1、撰写要求(1)C语言课程设计任务书;(2)目录;(3)摘要;(4)程序设计思路和流程框图;(5)C语言原始程序;(6)程序运行结果;(7)后记(程序调试过程出现问题的讨论)。
2、印装和上交要求(1)设计报告要求采用A4纸双面打印,订书针装订。
(2)将源程序按统一文件名100a-bc形式发给辅导老师课程设计报告摘要:此次C++程序课程设计,是在给定的设计条件下,利用梯级图解法计算苯—甲苯精馏塔理论塔板数。
第一个程序使用了直接计算法解方程组,计算出塔顶D和塔底W,使用最小二乘拟合法和高斯消元法求得相平衡方程,同时使用牛顿迭代的法求得q线方程与相平衡方程的交点以及q线方程与精馏段操作线方程等的交点,循环使用牛顿迭代法最后求得精馏塔理论塔板的数目和进料板的位置;在设计的过程中所需要的C++语言方法有:循环、选择、数组、绘图等的综合使用,最后完成整个设计过程。
程序设计思路:由于没有学习过化工原理方面的知识,所以初开始,对于陌生的专有名词感觉这次的设计很不好做,不知从何下手。
后来老师给出了公式等推导原理,并在老师讲解后我才大概懂得题目的要求,参考了之前学过的课本和一些范例,再询问其他合作同学,我终于有了设计思路。
理论塔板数的计算方法
2.逐板计算法
(2)计算步骤
②提馏段计算
如图2所示,从进料板开始,逐板计算。
已知条件:相对挥发度 ,提馏段下降液体量 L' ,塔底产品量W,
第n板的液相浓度xn(由精馏段计算获得) 。 第n+1板:
已知条件:精馏段第n板液相浓度xn,计算yn+1和xn+1。 对于提馏段板,板与板之间的浓度应采用提馏段操作线方程进行计
图3 两条操作线与q线
二、理论塔板数的计算方法
3.图解法
(4)在图3中,过a点(xD、xD)在相平 衡线与精馏段操作线之间画梯级;当跨 过d点(q线与精馏段操作线交点)再在 相平衡线与提馏段操作线之间画梯级; 当跨过c点(xW、xW)则终止。每一个 梯级代表一块理论塔板,得到图解法理 论板数求解图,如图4所示。
y q x xF q 1 q 1
将上面这些知识进行综合,可以进一步求解精 馏塔的理论板数。
图1 双组分理想溶液的气液相平衡关系曲线
一、理论塔板、理论塔板数
1.理论塔板
当气液两相在塔板上充分接触,有足够长的时间进行传热传质, 气体离开塔板时与下降的液体达到相平衡,这样的塔板称为理论塔 板。由于塔板上气液两相接触的时间及面积均有限,因而任何形式 的塔板上气液两相都难以达到平衡状态,它仅仅是一种理想的板, 是用来衡量实际分离效率的依据。
y1
1
(
x1 1)
x1
,得到x1。
二、理论塔板数的计算方法
2.逐板计算法
(2)计算步骤
第2板:
已知条件:x1,计算y2和x2。 板与板之间的浓度可以用操作线方程进行计算,对于精馏段应采用
精馏段操作线方程。 精馏段操作线方程:y2
C语言程序课程设计.ppt
E(xq, yq)
W(xw, yw)
xW
xF
自点A开始,在平衡线、精馏段操作线、提馏 段操作线之间做梯级,直至过点W为止:
E(xq, yq)
W(xw, yw)
xW
xF
理论板数为:8块,进料板位置为:
3
本课程设计中较难的子程序
根据已知相平衡数据,拟合相平衡线方程: yn a0 a1xn a2xn2 a3xn3
一个完整的精馏塔应包括精馏段 和提馏段,这样的塔能够实现 双组分混合物连续地高纯度的 分离。
3.回流
精馏与蒸馏的区别就在于“回流”,回流包 括塔顶的液相回流和塔底再沸器部分汽化 造成的汽相回流。回流比:R=L/D
回流是构成汽、液两相接触传质的必要条件, 没有汽液两相的接触也就无从进行物质交 换。
图4 苯-甲苯相平衡关系图
q线:
yq
q q 1
xq
q
1
1
xF
xq xF
q 1 q 1
xF
进料热状态的变化
进料热状态不同, q的数值也不同。
q值不同,q线的斜 率也不同,直线则 也不同,如图示。
精馏段操作线:
y n 1
R R
1
xn
R
1
1
x
D
A(xD, yD)
E(xq, yq)
xF
最小回流比Rmin:
精馏塔内存在着相变、物质交换、能量交 换等,因此对它的数学描述是多方面的。
相平衡方程: 描述汽液相平衡的方程 操作线方程: 描述物质交换的方程 q线方程: 描述物料进料热状态的方程
相平衡方程:
yn f (xn )
精馏段操作线方程:
提馏段操作线方程:
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)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。
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)
精馏塔和再沸器的设计
前言设计就是根据生产任务的要求,综合各方面知识而设计的满足生产要求的工程技术方案。
化工项目设计的基本过程是,可行性研究、工程设计、详细设计、项目施工、开车验收等。
我们这次课程设计主要是初步设计即方案设计和设备设计。
本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述,对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说明。
鉴于设计者经验有限,本设计中还存在许多的错误,希望各位老师给予指正。
感谢老师的指导和参阅!目录第一章概述 (4)第二章 1.1精馏塔 (5)1.2再沸器 (5)1.3冷凝器 (5)第三章方案流程简介 (6)2.1 精馏装置流程 (6)2.2 工艺流程 (6)2.3设备选用 (7)2.4处理能力及产品质量 (7)第四章精馏塔工艺设计 (9)3.1设计条件 (9)3.2物料衡算及热量衡算 (9)3.3塔板数的计算 (10)3.4精馏塔工艺设计 (13)3.5溢流装置的设计 (15)3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取 (16)3.7塔板流动性能校核 (17)3.8负荷性能图 (19)第五章再沸器的设计 (22)4.1设计任务与设计条件 (22)4.2估算设备尺寸 (23)4.3传热系数的校核 (24)4.4循环流量校核 (27)第六章辅助设备的设计 (32)第七章管路设计 (38)第八章控制方案 (39)附录一主要符号说明 (40)附录二参考文献 (44)附件一 C程序附件二 matlab程序附表三塔板负荷性能图第一章概述精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作,在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。
精馏过程在能量剂驱动下,使气、液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分由液相向气相转移,难挥发组分由`气相向液相转移,实现原料中各组分的分离。
精馏塔精馏塔是该工艺过程的核心设备,精馏塔按传质元件区别可分为两大类,即板式精馏塔和填料精馏塔。
连续精馏理论塔板数的计算
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),应及时更换操图5-13 理论板数图解法示意图作线,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。
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
化工基础精馏实验理论塔板数的图解法计算
理论塔板数的图解法计算
(OriginPro 8.5.1 作图2011.10.11)
(1)曲线绘制与拟合
①根据实验讲义P61乙醇-丙酮平衡数据(摩尔分数)画出上图黑色矩形数据点。
在Fitting Function Builder中新建用户数据y=A*x/(1+(A-1)*x)方程拟合方式。
点选Nonlinear Curve Fit 选取新建的y=A*x/(1+(A-1)*x)方程拟合方式进行拟合得到上图曲线。
②y=x 曲线直接使用线性拟合
③台阶的绘制
根据塔顶的乙醇摩尔分数0.813,算出该y值下曲线上对应的x点,并依次求算下一个点的x值。
(根据OriginPro 8.5.1的拟合功能中的Find Special X from Y来实现)
用绘图中
④在图中标出塔顶和塔底的乙醇摩尔分数
塔顶 0.813
塔底 0.196
(2)理论塔板数
N完整=3
N不完整=(第三个台阶对应x值-塔底摩尔分数)/(第三个台阶对应x值第二个台阶对应x值)=(0.32493-0.196)/(0.32493-0.18773)= 0.12893 / 0.13720 ≈0.94 N理论=N完整+N不完整= 3 + 0.94 = 3.94 个
即根据2011.10.07日测定的数据处理后图解法求解的精馏塔的理论塔板数为3.94。
精馏塔理论塔板数计算
0.940 0.940 0.979 0.923 1.358 0.940 0.513 0.423 0.476
0.950 0.950 0.983 0.941 1.388 0.950 0.517 FALSE 0.423 0.476 -0.009 -0.029
0.990 0.990 0.997 0.950 1.403 0.990 0.530 0.423 0.476
FALSE 0.423 0.476 FALSE -0.009 -0.029 -0.009 -0.029 0.423 0.476
FALSE 0.423 0.476 FALSE -0.009 -0.029 -0.009 -0.029 0.423 0.476
FALSE 0.423 0.476 FALSE -0.009 -0.029 -0.009 -0.029 0.423 0.476
交点在平衡线上,回流比最小,记入Rmin计算理论塔
0.605 0.605 0.821 0.608 0.836 0.605 0.402 0.423 0.476
0.630 0.630 0.836 0.640 0.888 0.630 0.410 FALSE 0.423 0.476 -0.007 -0.021
FALSE -0.009 -0.028
FALSE -0.009 -0.029
FALSE -0.009 -0.029
FALSE -0.009 -0.029
FALSE -0.009 -0.029
FALSE -0.009 -0.029
FALSE -0.009 -0.029
FALSE -0.009 -0.029
7 0.044 0.120
8 0.017 0.050
FALSE 0.004 0.011
精馏塔的工艺计算
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>=99.500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 ü?=-?-?y?=?-?t??4.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,()()HK 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 。
理论塔板数的计算
理论塔板数的计算一、逐板计算法精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 相平衡方程: 或第一板:第二板:…… 第m 板:第m+1板: (1)11+++=+R x x R R y D n n w m m x R f x R R f y 1111+--++=+nn n x x y )1(1-+=ααnn n y y x )1(--=ααD, V, L, xD F,xx y m m-逐板计算示意图 111)1(y y x --=ααDx y =11112+++=R x x R R y D 222)1(y y x --=αα111+++=-R x x R R y D m m F m m m x y y x ≤--=)1(αα第m 板为进料111)1(+++--=m m m y y x ααw m m x R f x R R f y 1111+--++=+第N 板:在计算过程中, 每使用一次平衡关系, 表示需要一层理论板. 由于一般再沸器相当于一层理论板.结果: 塔内共有理论板N 块, 第N 板为再沸器, 其中精馏段m-1块, 提馏段N-m+1块 (包括再沸器), 第m 板为进料板。
二、图解法图解法求理论板层数的基本原理与逐板计算法的完全相同,只不过是用平衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程,用简便的图解法代替繁杂的计算而已。
1、操作线的作法首先根据相平衡数据, 在直角坐标上绘出待分离混合物的x-y 平衡曲线, 并作出对角线.W NN N x y y x ≤--=)1(ααw N N x R f x R R f y 1111+--++=-在x=xD 处作铅垂线, 与对角线交于点a, 再由精馏段操作线的截距xD /(R+1) 值, 在y 轴上定出点b, 联ab. ab为精馏段操作线.在x=xF 处作铅垂线, 与精馏段操作线ab交于点d.在x=xW 处作铅垂线, 与对角线交于点c, 联cd. cd为提留段操作线.2、求N 的步骤自对角线上a点始, 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级.当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级, 直至某梯级的垂直线达到或小于xw为止.每一个梯级代表一层理论板. 梯级总数即为所需理论板数.3、梯级含义:如第一梯级:由a点作水平线与平衡线交于点1(y1, x1), 相当于用平衡关系由y1求得x1;再自点1作垂线与精馏段操作线相交, 交点坐标为(y2, x1), 即相当于用操作线关系由x1求得y2。
C语言课程设计报告
C语言课程设计报告------理论塔板数计算苯-甲苯精馏塔理论塔板数的计算-----------------程序设计任务书一.设计任务书1.设计条件:苯-甲苯混和液中苯含量为x F=0.45;处理量F=46.61kmol/h;进料状态:泡点进料;采取间接蒸汽加热;塔顶、塔底产品含苯摩尔分率分别为0.966和0.0118表1 常压下苯-甲苯的气液平衡数据温度t/℃液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y110.5600109.911 2.5108.7937.11107.61511.2105.051020.8102.791529.4100.752037.298.842544.297.133050.795.583556.694.094061.992.694566.791.405071.390.115575.588.806079.187.636582.586.527085.785.447588.584.408091.283.338593.682.259095.981.11959880.669798.980.219999.6180.011001002.设计内容:(1)全塔物料衡算解2元1次方程组,通过直接计算,求得D,W(2)求拟合方程通过25组数据,得到x,y的关系为3次曲线,利用最小二乘法及高斯消元法,求的曲线的4个系数。
(3)循环求塔板数循环解方程(牛顿迭代法),y1=x D,带入方程1,用牛顿迭代法解方程得到x1将x1数值带入方程2,得到y2将y2数值带入带入方程1,用牛顿迭代法求得x2,如上循环,当x i≤x F时,转为将x i带入方程3,得到y i+1,将y i+1带入方程1,用迭代法得到x i+1将x i+1带入方程3,得到x i+2循环使用方程1和方程3,当x j≤x w时停止计算j即为总塔板数,i 板即为进料板。
要求:应用 C++编程实现给定设计条件下,计算精馏塔的理论塔板数(梯级图解法)。
理论塔板计算
第五节 精馏过程的物料衡算和塔板数的计算日期:2008-4-5 3:29:24 来源:来自网络 查看:[大 中 小]作者:不详 热度:505一、理论塔板连续精馏计算的主要对象是精馏塔的理论塔板数。
所谓的理论塔板是指气液在塔板上充分接触,有足够长的时间进行传热传质,当气体离开塔板上升时与离开塔板下 降的液体已达平衡,这样的塔板称为理论塔板。
实际上,由于塔板上气液接触的时间 及面积均有限,因而任何形式的塔板上气液两相都难以达到平衡状态,也就是说理论 塔板是不存在的,它仅是一种理想的板,是用来衡量实际分离效率的依据和标准。
通 常在设计中先求岀按生产要求所需的理论塔板数 N T 然后用塔板效率 n 予以校正,即可求得精馏设备中的实际塔板数N P二、计算的前提由于精馏过程是涉及传热、传质的复杂过程,影响因素众多。
为处理问题的方便 作如下假设,这些就是计算的前提条件。
(1) (2) (3) (4) 相等的,提馏段内也是如此,即:精馏段:V= V 2= ............ = V n = Vmol/s(下标为塔板序号,下同)提馏段:V' n+1 =V'n+2= ....... =V m = V mOl/S但V n 不一定与V' m 相等,这取决于进料状态。
(5) 恒摩尔溢流(或称为恒摩尔冷凝)精馏操作时,在精馏段内每层塔板下降的液体的摩尔流量都是相等的,提馏段也是如此, 即:L 1 = L 2= ....... = L n = L mol/s L n+1 = L n+2 = ............. = L m = L mol/s 但L 不一定与L '相等,这也取决于进料的状态。
(6) 塔内各塔板均为理论塔板。
三、物料衡算和操作线方程1、全塔物料衡算塔身对外界是绝热的,即没有热损失。
回流液由塔顶全凝器供给,其组成与塔顶产品相同。
塔内上升蒸气由再沸器加热馏残液使之部分气化送入塔内而得到。
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# include <stdio.h>
# include <malloc.h>
# include <stdlib.h>
void main ()
{
long double *y=NULL,*x=NULL,a=0.0,R=0.0,R1=0.0,xf=0.0,xd=0.0,xw=0.0;
int ii=0,ij=0,num=0,num1=0,a1=1;
printf("估计需要多少塔板:");
scanf ("%d",&num1);
y=(long double *)malloc(sizeof(long double)*num1);
x=(long double *)malloc(sizeof(long double)*num1);
printf("输入相对挥发度α:");
scanf ("%lf",&a);
printf ("输入精馏段回流比R:");
scanf("%lf",&R);
printf ("输入精馏段回流比R1:");
scanf("%lf",&R1);
printf ("输入进料易挥发组分摩尔分数xf:");
scanf("%lf",&xf);
printf ("输入塔顶易挥发组分摩尔分数xd:");
scanf("%lf",&xd);
printf ("输入塔釜易挥发组分摩尔分数xw:");
scanf("%lf",&xw);
printf ("开始计算理论踏板\n");
*y=xd;
for (ii=0;ii<=num1;ii++)
{
*(x+ii)=*(y+ii)/(a-(a-1)*(*(y+ii)));
printf("根据相平衡关系式x%d=%lf\n",ii+1,*(x+ii));
if (*(x+ii)<=xw)
{
printf("理论踏板%d\n",num);
break;
}
if (*(x+ii)>=xf)
{
*(y+ii+1)=R/(R+1)*(*(x+ii))+xd/(R+1);
printf ("根据精馏段操作线方程y%d=%lf\n",ii+2,*(y+ii+1));
num++;
printf("第%d块板\n",num);
}
else
{
while(a1)
{
printf("\n第%d块板是最佳进料板\n\n",ii+1);
a1=0;
}
*(y+ii+1)=(R1+1)/R1*(*(x+ii))+xw/R1;
printf ("根据提馏段操作线方程y%d=%lf\n",ii+2,*(y+ii+1));
num++;
printf("第%d块板\n",num);
}
}
}。