蒸馏塔板间的物料衡算

A. 塔顶产品组成xdmax怎么求

计算题(蒸馏) - 网络文库
7页发布时间: 2021年08月08日
组成如下:xF=0.5077,yF=0.7201。 (1) 假设塔顶产品组成 xD=0.99,塔底产品的组成为 xW=0.02,问最小回流比为多少?塔 底产品的纯度如何保证...
网络文库

第九章习题 - 网络文库
5页发布时间: 2020年05月28日
1. 欲得塔顶产物的组成为 60%时所需的理论板数;
2. 在设计条件下若板数不限,塔顶产物可能达到的最高浓度 xDmax。
网络文库

塔顶产品组成xdmax怎么求 - 资深教育答主答疑 - 问一问

在线
2232位教育培训答主在线答
已服务超1.5亿人5分钟内回复
Hi，为您实时解答教育类升学、学科答疑等问题，与高校名师、专家1对1在线沟通
塔顶产品组成xdmax怎么求
马上提问


双塔模型 推荐算法
120人正在咨询

理论塔板数的计算公式
138人正在咨询

图解法求理论塔板数
109人正在咨询

双塔模型 推荐算法
120人正在咨询
问一问

一、塔顶、塔釜产品量的计算 - 道客巴巴
1. 精馏塔的全塔物料衡算(2) 塔顶、 塔釜产品量的计算一般情况下, xF、 xD、 xW均已由生产条件规定, 已知F就可求出D和
2. 回收率、 产率的计算一、 塔顶、 塔釜产品量的计算问题3 什么是回收率?〖新课展开〗回答——是指某组分通过精馏回收的量与其在原料中的
道客阅读

大家还在搜

塔顶采用全凝器说明什么
塔顶产品量D怎么求
塔顶为全凝器说明Xd等于
双塔模型 推荐算法
图解法求理论塔板数
塔顶采出量计算公式
塔顶全凝器和分凝器的区别
精馏塔全塔物料衡算公式
...的二元理想混合液,已知回流比R=3,塔顶产品组成x - 网络知道
3个回答回答时间：2016年5月14日
最佳回答：根据回流比和Xd可写出精馏段操作线方程 题中给出X2 利用此关系可解出Y3=0.5775 最后应选第三项
网络知道

如何用计算机算精馏塔理论板,精馏理论塔板计算软件 - 黑之圣雷的博客 - CS...

1. 若塔顶冷凝器为全凝器,则y1= xD。按照气液相平衡关系式,由y1计算出第一层理论塔板上液相组成x1。
2. 按照精馏段操作方程,由第一层理论塔板下降的回流液组成x1,计算出第二层理论塔板上升的蒸气组成y2。再利用气液平衡关系式,由y2计算出第二层
3. 按精馏段操作线方程,由x2计算出y3。再按气液平衡关系式,由y3计算出x3。
CSDN编程社区

精馏的全塔物料衡算 - 网络文库
9页发布时间: 2022年04月24日
塔底产品W的量，若改用质量流量（kg/h）表示，则原料液组成xF、塔顶产品组成xD、塔底产品xW也改用...
网络文库

估算精馏塔塔顶和塔底产品的量和组成有哪两种方法 - 网络知道
1个回答回答时间：2021年12月5日

最佳回答：估算精馏塔塔顶和塔底产品的量和组成有两种方法：设定两vary - specification vary塔顶采量流比，specificatio...
网络知道

已知:塔顶产品组成:全凝器时为xD,分凝器时为y0,求:xD=y0时,两种...
已知:塔顶产品组成:全凝器时为xD,分凝器时为y0,求:xD=y0时,两种情况下的操作线方程。 相关知识点: 解析反馈 收藏 ...
网络教育

大家还在搜

精馏塔采出率公式
理论塔板数计算例题
塔顶产品量怎么算
塔底产品组成
理论塔板数的计算公式
精馏塔最小回流比公式
塔全高怎么算
塔顶和塔底产品流量
化工——第六章(精馏)习题答案 - 网络文库
42页发布时间: 2022年04月20日
1. 在1个大气压.84℃时,苯的饱和蒸气压PA*=113.6(kpa),甲苯的饱和蒸气压PB*=44.38(kpa),苯--甲苯混合溶液达于
2. 0.9232.56某理想混合液,其中一组平衡数据为xA=0.823,yA=0.923,此时平均相对挥发度为α=__________
3. 2.578在汽-液相平衡的t-x-y图中,液相线与汽相线将图平面平分为三个区:汽相线以上的区域称为_______
网络文库

化工原理Ⅱ计算题
3月2日试求:(1)塔顶和塔底产品量;(2)操作回流比;(3)精馏段操作线方程;(4)提馏段气、液相流率及操作线方程;(5)两进料间中间段的气、液相...
人人文库

知道塔顶的摩尔分数怎么求塔顶产品流量 – 960化工网问答
5天前知道塔顶的摩尔分数怎么求塔顶产品流量960化工网专业团队、用户为您解答,有知道塔顶的摩尔分数怎么求塔顶产品流量的疑问
960化工网

精馏复习题(2010) 南京廖华
7天前塔顶产品组成xD=0.9(摩尔分率),二元系统相对挥发度α=3,进料组成为xF=0.5(摩尔分率),回流比R=1时,求:(1)离开第一块板的液相组成X1为...
www.china-audit.com

某二元连续精馏塔，保持进料流量、组成、热状态以及塔釜蒸发量不变，增加塔顶采出率，则塔顶产品组成xD和塔底产品组成xW如何变化？（）
选项: A.xD减小，xW减小；;B.xD增大，xW减小；;C.xD减小，xW增大；;D.xD增大，xW增大。
答案: xD减小，xW减小；
精华吧

大家还在搜

塔顶进料只有提馏段
塔吊顶升原理图
双塔模型 推荐算法
图解法求理论塔板数
顶点式怎么配公式
理论塔板数计算例题
群塔作业方案
理论塔板数的计算公式
若在设计条件下塔板数不限,塔顶产物可能达到的最高含量XD,max。
2021年2月1日如图所示,含易挥发组分0.42(摩尔分数,下同)的双组分混合液在泡点状态下连续加入精馏塔塔顶,釜液组成保持0.02。物系的相对挥发度为2.5,塔顶不...
考试资料网搜题

馏塔计算方法 - 20210322152545.docx - 原创力文档
2021年3月24日适宜回流比,取图上曲线由急剧下降向平缓过渡阶段所对应的 R值作为操作回流比,得R=3.6 回流液热状况由塔顶产品组成XD=0.8047查得塔顶温度[1]...
原创力文档

化工原理第6章精馏复习题. - 搜档网
要求塔顶组成xD=0.9 (摩尔分率),取回流比为5,间接蒸汽加热,塔顶采用全凝器,试求:(1)塔底产品组成;(2) 塔顶全凝器每小时冷凝蒸汽量;(3...
搜档网

注册化工08第八讲 - 人人文库网
2月28日,其量和有侧线时获得的塔顶产品量相等,减少采出量和有侧线时获得的塔顶产品量相等,减少采出率,回流比不变,率,回流比不变,N=, xDmax=?
人人文库

大家还在搜

塔全高怎么算
塔底第一块板的液相组成Xw
迈达斯桁架建模
塔顶最大产量怎么计算
共顶点旋转模型
塔内分布器
顶点式的a怎么求
提升塔
超经典的精馏操作衡算全介绍!详细讲解全在这!
1. 全塔物料衡算(塔顶、塔底产品量的确定) 全塔物料衡算 对图10-20中的虚线圈作全塔物料衡算,可得F=D+W 全塔轻组分物料衡算
2. 理论板数的计算 (一)精馏段的物料衡算──精馏段的操作线方程 1.精馏段物料衡算 相邻两层板间汽液两流组成间(相遇两流)的关系
3. 实际塔板数与精馏塔的效率 板式塔的效率有几种不同的定义:全塔效率,板效率和点效率。
个人图书馆

...塔釜间接蒸汽加热,回流比R=3,要求塔顶馏出液组成xD=0.84,在...

1月16日求操作可得的塔顶、塔釜产品组成xD、xW。
上学吧找答案

蒸馏塔的设计 - - - 化工原理设计 - 文档之家
1. 设计任务: 生产能力(最大产量) : 2000kg/h 塔顶产品组成: 100%苯
2. 操作条件: 操作压力: 101.3Kpa 操作温度: 80℃ 进料热状态: 泡点进料
3. 设备形式: 筛板精馏塔,塔顶为全凝器,中间泡点 进料,塔底间接蒸汽加热,连续精 馏。 (二)设计内容 1.概述: 本次设计一筛板
文档之家

塔顶产品
2蒸馏操作的用途1工作原理利用液体混合物中各组分component挥发性volatility差异以热能为媒介使其部一定组成的料液被加热后经节流阀减压进入闪蒸...
豆丁网

例1在连续精馏塔中分离某二元理想溶液.DOC - max上传文档投稿赚钱...

2017年8月22日(摩尔分率,下同),塔顶易挥发组分回收率为80%,且塔顶组成xD=0.28,系统的平均相对挥发度α...
原创力文档

...而将塔顶泡点回流改为冷回流,则塔顶产品组成xD变化 - 考题宝
2021年7月20日精馏操作时,若其他操作条件均不变,只将塔顶的过冷液体回流改为泡点回流,则塔顶产品组成变化为()。 精馏操作时,若其他操作条件均不变,只将塔...
希赛网

化工原理吸收习题答案
试求:(1) 塔顶、底的产品量;(2) 塔釜中的气化量;(3) 塔顶第二块理论板上升的蒸汽组成。4. 如图 2 所示的精馏塔具有一块实际板,...
淘豆网

精馏塔计算例题下载 - Word模板 - 爱问共享资料
2019年5月11日试求该板的板效率解题思路假定此实际板为第1块板如图所示解题过程例4-3用一连续精馏塔分离苯-甲苯物系已知进料组成xF044要求塔顶组成达xD09...
爱问共享资料

...下同),操作回流比取最小回流比的1.4倍,所得塔顶产品组成为...

第1题 精馏塔分离双组分理想溶液。组成为0.5(轻组分A的摩尔分数,下同)的料液在泡点温度下加入塔内。塔顶蒸气先在分 精馏塔分离双组分理想溶液。
第2题 在连续精馏塔中分离某组成为0.5(易挥发组分的摩尔分数,下同)的两组分理想溶液。原料液于泡点下进入塔内。塔顶 在连续精馏塔中分离某组成为
第3题 在一连续精馏塔中分离二元理想混合液。原料液为饱和液体,其组成为0.5,要求塔顶馏出液组成不小于0.95,釜残液 组成不大于0.05(以上均为轻组分
赏学吧

恒馏出液组成常规间歇精馏过程模拟的数值计算误差
2月3日拟稳态法模拟理想条件下恒馏出物组成(恒顶浓)操作常规二元间歇精馏过程,计算过程总汽化量的程序为嵌套控制结构,即总汽化量的数值结果中含有中间...
www.jwit.org.cn

大家还在搜

塔顶产品量D怎么求
塔吊顶升原理图
双塔模型 推荐算法
图解法求理论塔板数
顶点式怎么配公式
塔顶采出量计算公式
理论塔板数计算例题
塔顶产品量怎么算
精馏下载 - Word模板 - 爱问共享资料
2019年8月19日加入xf020摩尔分率下同今测得塔顶产品能回收原料液中易挥发组分的80且xD028系统的相对挥发度α25试求残液组成xw及该块塔板的板效率设蒸馏釜...
爱问共享资料

采用分凝器的塔由塔顶至塔底的逐板计算开始于:由x0(=xD)求y0()
采用分凝器的塔由塔顶至塔底的逐板计算开始于

B. 关于精馏的问题

你首先知道，物料进入精馏塔有5种状态，你所问的其中一种状态。

进料状态对操作的影响
通过对进料状况的分析，目的是找出精馏设回流量L，提馏段回流液量L´与进料量F之间的关系，及其精馏段上升蒸汽量V与提馏段上升蒸汽量V´之间的关系。在生产实际中引入塔的原料液可能有下述五种不同的进料状况：
（1）低于泡点温度下的汽液进料
这种情况下，提馏段内回流液量L'包括有：①精馏段内的回流量L；②原料液流量；③需将原料液加热到板上温度。
一部分自提馏段上升的蒸汽被冷凝下来，成为L´的一部分。由于这部分蒸汽被冷凝，故上升到精馏段的蒸汽量比提馏段少，即V´>V。
（2）泡点温度下的饱和液体进料
这种情况下，原料液温度与板上液体的温度相近，故原料液全部进入提馏段，与精馏段的回流汇合作为提馏段内回流液。而提馏段上升的蒸汽量不会致冷凝而减小，故两段的上升蒸汽量相等。
（3）气液混合物进料
这种情况下，进料液中液相部分成为L´的一部分，而蒸气部分则成为V的一部分。

（4）露点温度下的饱和蒸气进料
这种情况下，全部进料变为V的一部分，而两段的回流液量不变，即L´=L
（5）高于露点温度的过热蒸气进料
这种情况下与冷液进料恰好相反，精馏段内上升蒸气量有：
①提馏段内上升蒸气量V´；
②原料液量F；
③需将进料温度降到板上温度，有一部分自精馏段流下的回流液被气化成为V中的一部分。这样一来，下降到提馏段内的液体量将减少，即L´<L。
从以上分析可知，精馏塔中两段的气液摩尔流量方向的关系与进料状态密切相关。下面可想办法其定量关系。

如图对进料板分别作物料衡算可写出： F+V´+L=V+L´
FIF+V´Iv´+LIL=VIV+L´IL´
式中，IF-原料液的焓，KJ/km01;
IV、IV´-分别为进料板上、下饱和蒸气的焓，KJ/kmo1.
由于V与V´组成相近，IV≈IV´IL、IL´-分别为进料板上、下饱和液体的焓，KJ/kmo1；由于L与L´组成相近，故IL≈IL´

将上述方程整理化简为：
V-V´=F-（L´-L）
（V-V´）IV=FIF-(L´-L )IL
IV-IF/IV-IL=L´-L/F
令
式中 r-原料液的干摩尔气化潜热，KJ/kmol
cp-原料液的定压千摩尔比热。KJ/kmol..℃
TS-原料液的泡点温度，℃；
TF-进料液温度，℃。
所以，L´=L+qF (b)
V=V´-(q-1)F (c)
说明：
①q值称易进料热状态的参数，各种进料状态的q值可由式（a）求出。对于饱和液体，气液混合物及饱和蒸汽这三种进料状态，q值等于进料中的液相分率；
②式（b）表示出精馏段回流液量L和提馏段回流液量L´与进料量F之间的关系；
式（c）表示精馏段上升蒸汽量V与提馏段上升蒸气量V´和进料量F之间的关系。

C. 化工厂，关于精馏的一些问题

一、什么是物料平衡及物料平衡在精馏操作中的意义

物料平衡是质量不变和转换守恒定律在化工上的应用。对于任何一个生产过程来说，按重量计，物料转化量应为产品生成量和物料损失量之和。通过物料衡算，可以知如亮道原料转化为产品的情况以及损失量的大小，以便寻求改善的途径。物料衡算对整个生产过程或生产的某个阶段同样适用，可对参与过程的全部物料进行衡算，也可以对任意组分进行衡算。

在操作中随时掌握精馏塔的物料平衡情况，对于一个操作工来说是一个最基本和最起码的要求。物料平衡掌握不好的两种情况：一种是进料多，产出少；另一种是进料少，产出多。这两种情况都不是正常操作，会影响产品的质量和数量。因此，为了使精馏塔处于最佳条件下操作，为了提高产品的质量和数量，降低能耗，减少加工损失，在实际操作中必须经常进行物料衡算，调整操作使进料与采出平衡。

二、什么是精馏塔的压力降

精馏塔的压力降，就是平时所说的塔釜和塔顶的压力差。对板式塔来说， 塔板压降主要是由三部分组成，即干板压力降，液层压力降和克服液体表面张力的压力降 。塔釜与塔顶的压力差是全塔每块塔板压力降的总和。

干板压力降，就把精馏塔内上升的气体或蒸气，通过没有液体存在的塔板时，所产生的压力降。当气体穿过每层塔板上的液体层时，产生的压力降，叫做液层压力降。气体克服液体表面张力所产生的压力降，叫液体表面张力压力降。对于固定的塔来说，在正常操作中，塔压力降主要随上升气体的流速大小而变化，有经验表明，塔压力降与气体流速的平方成正比。

三、蒸馏操作中，怎样调节他的压力及影响塔压的因素有哪些？

塔压是蒸馏操作的主要控制指标之一。塔压波动太大，会破坏全塔的物料平衡和气液平衡，使产品质量不合格。因此，精馏的操作要稳定。

调节塔压的方法有：

第一，塔顶冷凝器为分凝器时，塔压一般靠塔顶汽相产品取出量调节。取出加大，塔压下降，取出减小，塔压上升。

第二，蒸馏塔釜蒸汽用量过大，回流量较大，塔压升高，这时，应适当降低蒸汽量，以调低塔釜压力。

影响塔压变化的因素有 ：

1. 塔顶温度。

2.塔釜温兆斗度。

3.进料组成。

4.进料量。

5.回流量。

6.冷却水流量及压力。

7.另外，仪表故族橡磨障、设备和管道的堵塞，也可以引起塔压的变化。

D. 精馏塔的相关问题

根据理论塔板数推导出实际塔板数，对于黏度大的物料一般板间距要大一些；人孔处一般以检修方便为依据，其他没有太多要求；溢流形式和溢流装置一般的《化工原理》教科书上都有很详细的介绍，你可以参考一下，小型的精馏塔一般都采用单流型；“三苯”精馏塔一般都采用单流型；芳烃分离装置和上游装置配套一般都不会太大。其核心技术是控制手段先进、精度高，一般都是采取“温差控制”。不知回答对你是否有帮助？不对之处请您指正。关于芳烃分离的其他问题，我们可以在其他时间交流。

E. 常减压蒸馏塔 的理论塔板数算法由于自己自己基础比较差，所有请告诉一个比较简单的从头到尾的计算方法。

要逐板计算理论塔板数，你得有这么几个数据：（1）馏出液组成，即xd；（2）进料液组成，即xf；（3）馏残液组成，即xw；（4）回流比R以及相对挥发度a。
在精馏塔中，Xn和Yn是一对平衡，Xn和Yn+1是同一塔板上的一对气液组成。气液平衡组成满足气液平衡方程，可根据该方程由Yn算出Xn；同一塔板上的气液组成分别满足精馏段操作线方程和提馏段操作线方程，可根据这两个方程由Xn算出Yn+1；然后由Yn+1算Xn+1（气液平衡），Xn+1算Yn+2（操作线），以此类推即可分别算出精馏段理论塔板数和提馏段理论塔板数。其中，精馏段算至x接近Xf为止，提馏段算至x接近Xw为止。所得到的Y的下标即为理论塔板数。因为塔底再沸器是部分气化，相当于一块塔板，所以最后的理论塔板数要减1。例如，精馏段塔板数：第一步，因为已知Y1（即Xd），所以可由气液平衡方程，由y1计算x1；第二步，由精馏段操作线方程，由x1计算y2；然后重复第一步和第二步，分别算出x2和y3；以此类推计算至Xn=Xf为止，可得精馏段理论塔板数；提馏段理论塔板数的计算与精馏段类似，只不过是从Xf开始，先根据提馏段操作线方程算其同层气相组成Ym，然后由Ym根据气液平衡算Xm。
希望对你有所帮助。

F. 精馏的精馏计算

最常用的是麦凯勃－蒂利图解法（美国W.L.麦凯勃和.W.蒂利在1925年合作设计的双组分精馏理论板计算的图解方法）用于双组分精馏计算。此法假定流经精馏段的汽相摩尔流量V和液相摩尔流量L以及提馏段中的汽液两相流量V′和L′都保持恒定。此假定通常称为恒摩尔流假定，它适用于料液中两组分的摩尔汽化潜热大致相等、混合时热效应不大、而且两组分沸点相近的系统。图解法的基础是组分的物料衡算和汽液平衡关系。
取精馏段第n板至塔顶的塔段（图2）为对象，作易挥发组分物料衡算得：式中D为塔顶产品流量;xn为离开第n板的液相浓度;yn+1为离开第n+1板的汽相浓度。此式称精馏段操作线方程，在y-x图上是斜率为L/V的直线。同样取提馏段第m板至塔底的塔段为对象，作易挥发组分物料衡算得：式中D为塔底产品流量。此式称为提馏段操作线方程。 将汽液平衡关系和两条操作线方程绘在y-x直角坐标上(图3)。
根据理论板的定义，离开任一塔板的汽液两相浓度xn与yn，必在平衡线上，根据组分的物料衡算，位于同一塔截面的两相浓度xn与yn+1, 必落在相应塔段的操作线上。在塔顶产品浓度xd和塔底产品浓度xw范围内，在平衡线和操作线之间作梯级，每梯级代表一块理论板，总梯级数即为所需的理论板数NT，跨越两操作线交点的梯级为加料板。计入全塔效率，即可算得实际板数NP(见级效率)；或根据等板高度,从理论板数即可算出填充层高度(见微分接触传质设备)。 随着精馏技术日趋成熟和生产规模的扩大，具有多股加料和侧线抽出等特殊功能以及具有侧塔和中间再沸器等的各种复杂的精馏塔(见精馏设备)相继出现。现今越来越需要对精馏作出严格计算，以了解塔内温度、流量和浓度的变化，达到更合理的设计和操作。电子计算机的应用，为严格计算法提供了条件。各种严格计算法均基于四类基本方程：即组分物料衡算式、汽液相平衡关系、归一方程（汽相及液相中各组分摩尔分率之和为 1）和热量衡算方程。对每块理论板都可以建立这些方程，组成一个高维的方程组，然后依靠电子计算机求解。根据不同的指定条件，原则上此方程组可用于新塔设计或对现有塔的操作性能核算。

G. 苯-甲苯混合物分离精馏塔设计

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：
（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。
（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。
（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。
通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。

第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。
2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol
MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol
3.物料衡算
原料处理量 F= =131.41 kmol/h
总物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
联立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系
温度t
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
x（摩尔分数）

y

0

0
0.088

0.212
0.2

0.37
0.3

0.5
0.397

0.618
0.489

0.71
0.592

0.789
0.7

0.853
0.803

0.914
0.903

0.957
0.95

0.979
1.0

1.0
1.理论塔板数NT的求取
苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。
①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图

②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为
yq=0.756 xq=0.542
故最小回流比为
Rmin=1.103
取操作回流比为
R=2Rmin=2.206
③求精馏塔气、液相负荷
L=RD=156.47 kmol/h
V=(R+1)D=234.47 kmol/h
L′=L+F=289.94 kmol/h
V′=V=234.47 kmol/h
④求操作线方程
精馏段操作线方程为
y= x+ XD=0.667x+0.301
提馏段操作线方程为
y′= ’- Xw =1.237x’-0.003
5图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为
总理论塔板层数 NT=12.5
进料板位置 NF=6
2.实际塔板层数的求取
精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11
提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12

2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa
进料板压力 PF=112.3 kPa
精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得
x1=0.956
MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol
MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得
yF=0.720
查平衡曲线，得
xF=0.497
MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol
MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的计算
液相平均密度计算依下式计算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=82.1℃，查手册得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
进料板的平均密度计算
由tF=99.5℃，查手册得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精馏段液相平均密度为
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查资料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按标准塔径圆整后为 D=1.5 m
塔截面积为
AT=2.16 ㎡
实际空塔气速为
u=0.839 m/s
2.精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精—1）HT=4 m
提馏段有效高度为
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算
因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
(1)堰长lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液层高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
验算液体在降液管中停留的时间
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管设计合理。
2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。
2.液沫夹带
液沫夹带量eV计算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
3.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
实际孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
稳定系数为
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本设计中无明显漏液。

第三章 设计结果汇总

序号 项目 数值
1 平均温度 ,℃ 90.8
2 平均压力Pm，kPa 108.8
3 气相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 实际塔板数 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔径，m 1.0
8 板间距，m 0.4
9 溢流形式 单溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰长，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上层液高度，m 0.06
14 堰上层液高度，m 0.009
15 空塔气速，m/s 1.111
16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042
17 稳定系数 2.69
18 筛孔直径,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 筛孔直径,m 0.005

H. 甲醇水分离过程筛板精馏塔设计

设计条件如下：
操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)
进料热状况：泡点进料
回流比：自定
单板压降：≤0.7 Kpa
塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa(表压)
全塔效率：ET=47%
建厂地址：宁夏
[设计计算]
(一) 设计方案的确定
本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
(二) 精馏塔的物料衡算
1、 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量：MA=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：MB=18 Kg/Kmol
xF=32.4%
xD=99.47%
xW=0.28%
2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol
MD= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol
MW= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol
3、 物料衡算
原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h
总物料衡算：160.21=D+W
甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%
得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h
(三) 塔板数的确定
1、 理论板层数MT的求取
甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数
①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y图(附表)
②求最小回流比及操作回流比

I. 全塔物料衡算公式

一、精馏塔全塔物料衡算

二、常歼毕压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔)与温度关系

温度

90.3-88.9t.-90.37.67-9.2632.4-7.67

-t,= 68.52°C

64.7一66.9t.-64.7

D100-87.4188.2-100…tp =66.76°C

100-92.9 tw-100two-5.310.6-0--t . = 99.2°C-+t.68.52+66.76-22=67.64'c

精馏留段平均温度:

-_t:+tw _ 68.52+66.o =83.86"C

提馏段平均温度:

J. 精馏塔规格 学过化工原理的进

仅给你方法,数据自己算啊!!

精馏是根据各种物质挥发性的差异对一个多组分溶液进行分离的方fa，是一种最具代表性的传播质单元操作．精馏可集中在精馏塔中进行，了为达到对某一多组分溶液的分离要求，精馏塔需要安装一
定数量的塔板，以及根据原料的组成和进料状态确定进料板．计算精馏塔中某一分离过程的理论塔板数
的方fa通常有逐板计算fa、理论板图解fa和理论塔板简捷计算fa．
1 逐板计算fa
逐板计算fa，就是利用物料的气一液相平衡关系和操作线方程联立得到提馏段和精馏段的方程，
然后利用精馏的方程由塔顶馏出液液相组成开始，逐板算出精馏段各块塔板的液相组成，同时将X
+ 1与X (同口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，改用提
馏段的迭代方程求算提馏段各块塔板的液相组成，直至X 小于X 为止， 即为该分离操作所需的理
论塔板数．
假定精馏的原料F，X，，进料的温度丁，，压力P，，分离要求。、z ，回流比R，以及操作压力条件
下，即可进行精馏塔设计，由物料衡算方fa确定采出量D、W 以及口。已知体系操作范围内地平均相对挥
发度口，于是则有
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程一
体系相平衡关系— F T
1．1 精馏段的计算
当塔顶蒸气全部被冷凝时，则有： 一z。由于冷凝器全凝，无分离能力，不计为理论板，则以塔顶计
xuexicn.com

第一块理论板．因。由工艺所规定，故Y。为已知．由平衡关系计算与Y。呈相平衡的液相组成。通过。
采用精馏段操作线方程计算来自第二板蒸气的组成Yz与此类推，交替使相平衡与物料平衡关系，计算
精馏两相的组成．
1．2 进料板的计算
当精馏段逐板计算到液相组成即。时，物料衡算关系应换为提馏段操作方程．将
此更换物料衡算关系式的理论板，作为进料板为宜，即最佳进料位置．
1．3 提馏段的计算
交替使用相平衡及物料平衡关系，逐级计算提馏段的组成分布，计算的液相组成略低于或等于
时，即可结束计算．计算中采用平衡关系的次数即塔满足分离要求所需的理论板数N．由于再沸器存
在部分化，具有分离能力，相当一块理论板．
迭代计算fa可用如下框图表示：
本文以苯一甲苯二组分溶液
例常压下用连续精馏塔分离含苯44 的苯一甲苯混合物．进料为泡点液体，进料流率取
100kmol／h为计算基准．要求馏出液中含苯不小于94 ．釜液中含苯不大于8 (以上均为摩尔百分
率)．设该物系为理想深液．相对挥发度为2．47．塔顶设全凝器，泡点回流，选用的回流比为3．试计算精
馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数．
解由全塔物料衡算：F= D+W
FXF= DXD+ WX
将已知值代入，可解得D 一41．86kmol／h W = 58．14kmol／h
精馏段操作方程为· 一+
即3， 。= z + 一o．75x．+ o．235
提馏段操作方程为， = } 一
又L= RD = 3×41．86= 125．86kmol／h泡点液体进料时q= 1，故提馏段操作方程为
xuexicn.com

相平衡方程为一rF T
或一一一
对于泡点进料，X。一XF= 0．44
设由塔顶开始计算，第1块板上升及汽组成。一。=0．94．第1块板下降液体组成。由相平衡方程式(iii)计算：

第2板上升蒸汽组成Y2由精馏段操作方程(i)计算：Y2— 0．75×0．8638+0．235— 0．8829
第2板下降液体组成。由相平衡方程(iii)计算，可得z一0．7532
如此逐级往下计算，可得
Y3— 0．8 3— 0．618
4— 0．6985 3— 0．484
Y5— 0．598 3— 0．376
因。< 。一0．44，故第5板为进料板；习惯上，将进料板包括在提馏段内，故精

馏段有4块理论塔
板．自第5块开始，应改用提馏段操作方程式(ii)由求下一板上升蒸汽组成
故Y6— 1_3472×0．376—0．0278— 0．4787
第6板下降液体组成th~(iii)计算：X 一= 一0．271 如此继续计算，
可得
y7— 0．3373 z7— 0．1709
Y8— 02024 z8— 0．09316
Y9— 0．0977 z9— 0．042
因Y。< 一0．08，故所求的总塔板数为9块(包括釜)．
2 理论板图解fa
理论板图解fa是一种采用绘图求解塔板数的方fa，具体的解题步骤如下：
(1)在直角坐标中绘出体系相平衡曲线z～ Y，
(2)连接对角线，绘出精馏段操作线且精馏段操作线通过D(x。，z。)，C(O， )两点·
(3)由q线方程—r z一绘出q线且经过F(Xf~5of)，G(0，等)两点．
(4)绘出精馏操作线并交q线方程于Q点．
(5)绘出提馏段操作线且通过b~x ， )Q( ，y )点．
(6)因y 一z。所以从塔顶D 点开始作水平线交平衡曲线于1，求得呈现平衡的液相相成z ，再由
1点作垂线交精馏段操作线于1 点，求得第二板蒸气组成Yz，如fa在平衡线与精馏段操作线之间作梯
级，当求得z z。时，应由精馏更换提馏的操作线，即在平衡线与提馏段操作线之间作梯级，当求得液
相组成z 时结束．此时梯级数N(含再沸器)为所求的理论塔板数N，跨过两操作线交点的板为最佳进料板N ．
上述例题变可在—Y图上利用图解fa进行计算．首先，作得物系在操作压力下的平

衡曲线和给定条件下的两条操作线如图所示．由于Y 一。，可在对角线上确定点D(xo， o)，然

后从D点出发，在平衡线与精馏段操作线之间作梯级．当获得< 时，则在平衡线与提馏段操作线间作梯级至< ，获得总理论板数为N 一9(含再沸器)，进料位置为第5板N，一5，和前逐板计算结果相同．显然，上述
图解过程也可从表示塔底的点w 出发一进行．
3 理论塔板简捷计算方fa
在实际生产过程中我们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研究得出四个参数的关系式，并用此式绘制成图称为吉利兰图
(Gillilad)(图略)，关系式如下：
-o．75『一c 鲁。66。]
简捷fa具体步骤：
(1)根据精馏给定条件计算R
(2)由Fenske方程及给定条件计算N
N 一logI(1 X~x
，o)／(1 X --~x)7． F n k 方程
(3)计算一／P二
(4)由吉利兰图求
-
解
． I- ]
Y值，并解得理论板数N 一(N及Nm 竹均含再沸器理论板)．采用简捷fa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N，擅， 由进料组成z，代替，a为精馏段平均相对挥发度a ，按以上步骤求
得精馏段理论板数N 一N— 1．同理，求得提馏段理论板数N ．
4 结束语
在以上三种计算方fa中我们经常采用逐板计算fa．它比图解fa具有概念清晰、计算准确的特点，且
能避免图解fa在塔板数较多时误差过大的缺点．用逐板计算fa求算理论塔板数，我们也可以采用EX—
CEL软件简化计算．总之作为一名专业人员我们应该在不同的情况下熟练应用每一种方fa．