蒸餾塔板間的物料衡算

A. 塔頂產品組成xdmax怎麼求

計算題(蒸餾) - 網路文庫
7頁發布時間: 2021年08月08日
組成如下:xF=0.5077,yF=0.7201。 (1) 假設塔頂產品組成 xD=0.99,塔底產品的組成為 xW=0.02,問最小迴流比為多少?塔 底產品的純度如何保證...
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第九章習題 - 網路文庫
5頁發布時間: 2020年05月28日
1. 欲得塔頂產物的組成為 60%時所需的理論板數;
2. 在設計條件下若板數不限,塔頂產物可能達到的最高濃度 xDmax。
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塔頂產品組成xdmax怎麼求 - 資深教育答主答疑 - 問一問

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一、塔頂、塔釜產品量的計算 - 道客巴巴
1. 精餾塔的全塔物料衡算(2) 塔頂、 塔釜產品量的計算一般情況下, xF、 xD、 xW均已由生產條件規定, 已知F就可求出D和
2. 回收率、 產率的計算一、 塔頂、 塔釜產品量的計算問題3 什麼是回收率?〖新課展開〗回答——是指某組分通過精餾回收的量與其在原料中的
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塔頂採用全凝器說明什麼
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塔頂為全凝器說明Xd等於
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塔頂全凝器和分凝器的區別
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...的二元理想混合液,已知迴流比R=3,塔頂產品組成x - 網路知道
3個回答回答時間：2016年5月14日
最佳回答：根據迴流比和Xd可寫出精餾段操作線方程 題中給出X2 利用此關系可解出Y3=0.5775 最後應選第三項
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如何用計算機算精餾塔理論板,精餾理論塔板計算軟體 - 黑之聖雷的博客 - CS...

1. 若塔頂冷凝器為全凝器,則y1= xD。按照氣液相平衡關系式,由y1計算出第一層理論塔板上液相組成x1。
2. 按照精餾段操作方程,由第一層理論塔板下降的迴流液組成x1,計算出第二層理論塔板上升的蒸氣組成y2。再利用氣液平衡關系式,由y2計算出第二層
3. 按精餾段操作線方程,由x2計算出y3。再按氣液平衡關系式,由y3計算出x3。
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精餾的全塔物料衡算 - 網路文庫
9頁發布時間: 2022年04月24日
塔底產品W的量，若改用質量流量（kg/h）表示，則原料液組成xF、塔頂產品組成xD、塔底產品xW也改用...
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估算精餾塔塔頂和塔底產品的量和組成有哪兩種方法 - 網路知道
1個回答回答時間：2021年12月5日

最佳回答：估算精餾塔塔頂和塔底產品的量和組成有兩種方法：設定兩vary - specification vary塔頂采量流比，specificatio...
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已知:塔頂產品組成:全凝器時為xD,分凝器時為y0,求:xD=y0時,兩種...
已知:塔頂產品組成:全凝器時為xD,分凝器時為y0,求:xD=y0時,兩種情況下的操作線方程。 相關知識點: 解析反饋 收藏 ...
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化工——第六章(精餾)習題答案 - 網路文庫
42頁發布時間: 2022年04月20日
1. 在1個大氣壓.84℃時,苯的飽和蒸氣壓PA*=113.6(kpa),甲苯的飽和蒸氣壓PB*=44.38(kpa),苯--甲苯混合溶液達於
2. 0.9232.56某理想混合液,其中一組平衡數據為xA=0.823,yA=0.923,此時平均相對揮發度為α=__________
3. 2.578在汽-液相平衡的t-x-y圖中,液相線與汽相線將圖平面平分為三個區:汽相線以上的區域稱為_______
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化工原理Ⅱ計算題
3月2日試求:(1)塔頂和塔底產品量;(2)操作迴流比;(3)精餾段操作線方程;(4)提餾段氣、液相流率及操作線方程;(5)兩進料間中間段的氣、液相...
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知道塔頂的摩爾分數怎麼求塔頂產品流量 – 960化工網問答
5天前知道塔頂的摩爾分數怎麼求塔頂產品流量960化工網專業團隊、用戶為您解答,有知道塔頂的摩爾分數怎麼求塔頂產品流量的疑問
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精餾復習題(2010) 南京廖華
7天前塔頂產品組成xD=0.9(摩爾分率),二元系統相對揮發度α=3,進料組成為xF=0.5(摩爾分率),迴流比R=1時,求:(1)離開第一塊板的液相組成X1為...
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某二元連續精餾塔，保持進料流量、組成、熱狀態以及塔釜蒸發量不變，增加塔頂采出率，則塔頂產品組成xD和塔底產品組成xW如何變化？（）
選項: A.xD減小，xW減小；;B.xD增大，xW減小；;C.xD減小，xW增大；;D.xD增大，xW增大。
答案: xD減小，xW減小；
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塔頂進料只有提餾段
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理論塔板數計算例題
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若在設計條件下塔板數不限,塔頂產物可能達到的最高含量XD,max。
2021年2月1日如圖所示,含易揮發組分0.42(摩爾分數,下同)的雙組分混合液在泡點狀態下連續加入精餾塔塔頂,釜液組成保持0.02。物系的相對揮發度為2.5,塔頂不...
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餾塔計算方法 - 20210322152545.docx - 原創力文檔
2021年3月24日適宜迴流比,取圖上曲線由急劇下降向平緩過渡階段所對應的 R值作為操作迴流比,得R=3.6 迴流液熱狀況由塔頂產品組成XD=0.8047查得塔頂溫度[1]...
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化工原理第6章精餾復習題. - 搜檔網
要求塔頂組成xD=0.9 (摩爾分率),取迴流比為5,間接蒸汽加熱,塔頂採用全凝器,試求:(1)塔底產品組成;(2) 塔頂全凝器每小時冷凝蒸汽量;(3...
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注冊化工08第八講 - 人人文庫網
2月28日,其量和有側線時獲得的塔頂產品量相等,減少採出量和有側線時獲得的塔頂產品量相等,減少採出率,迴流比不變,率,迴流比不變,N=, xDmax=?
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3. 實際塔板數與精餾塔的效率 板式塔的效率有幾種不同的定義:全塔效率,板效率和點效率。
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...塔釜間接蒸汽加熱,迴流比R=3,要求塔頂餾出液組成xD=0.84,在...

1月16日求操作可得的塔頂、塔釜產品組成xD、xW。
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蒸餾塔的設計 - - - 化工原理設計 - 文檔之家
1. 設計任務: 生產能力(最大產量) : 2000kg/h 塔頂產品組成: 100%苯
2. 操作條件: 操作壓力: 101.3Kpa 操作溫度: 80℃ 進料熱狀態: 泡點進料
3. 設備形式: 篩板精餾塔,塔頂為全凝器,中間泡點 進料,塔底間接蒸汽加熱,連續精 餾。 (二)設計內容 1.概述: 本次設計一篩板
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塔頂產品
2蒸餾操作的用途1工作原理利用液體混合物中各組分component揮發性volatility差異以熱能為媒介使其部一定組成的料液被加熱後經節流閥減壓進入閃蒸...
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例1在連續精餾塔中分離某二元理想溶液.DOC - max上傳文檔投稿賺錢...

2017年8月22日(摩爾分率,下同),塔頂易揮發組分回收率為80%,且塔頂組成xD=0.28,系統的平均相對揮發度α...
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...而將塔頂泡點迴流改為冷迴流,則塔頂產品組成xD變化 - 考題寶
2021年7月20日精餾操作時,若其他操作條件均不變,只將塔頂的過冷液體迴流改為泡點迴流,則塔頂產品組成變化為()。 精餾操作時,若其他操作條件均不變,只將塔...
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化工原理吸收習題答案
試求:(1) 塔頂、底的產品量;(2) 塔釜中的氣化量;(3) 塔頂第二塊理論板上升的蒸汽組成。4. 如圖 2 所示的精餾塔具有一塊實際板,...
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精餾塔計算例題下載 - Word模板 - 愛問共享資料
2019年5月11日試求該板的板效率解題思路假定此實際板為第1塊板如圖所示解題過程例4-3用一連續精餾塔分離苯-甲苯物系已知進料組成xF044要求塔頂組成達xD09...
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...下同),操作迴流比取最小迴流比的1.4倍,所得塔頂產品組成為...

第1題 精餾塔分離雙組分理想溶液。組成為0.5(輕組分A的摩爾分數,下同)的料液在泡點溫度下加入塔內。塔頂蒸氣先在分 精餾塔分離雙組分理想溶液。
第2題 在連續精餾塔中分離某組成為0.5(易揮發組分的摩爾分數,下同)的兩組分理想溶液。原料液於泡點下進入塔內。塔頂 在連續精餾塔中分離某組成為
第3題 在一連續精餾塔中分離二元理想混合液。原料液為飽和液體,其組成為0.5,要求塔頂餾出液組成不小於0.95,釜殘液 組成不大於0.05(以上均為輕組分
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恆餾出液組成常規間歇精餾過程模擬的數值計算誤差
2月3日擬穩態法模擬理想條件下恆餾出物組成(恆頂濃)操作常規二元間歇精餾過程,計算過程總汽化量的程序為嵌套控制結構,即總汽化量的數值結果中含有中間...
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2019年8月19日加入xf020摩爾分率下同今測得塔頂產品能回收原料液中易揮發組分的80且xD028系統的相對揮發度α25試求殘液組成xw及該塊塔板的板效率設蒸餾釜...
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採用分凝器的塔由塔頂至塔底的逐板計算開始於:由x0(=xD)求y0()
採用分凝器的塔由塔頂至塔底的逐板計算開始於

B. 關於精餾的問題

你首先知道，物料進入精餾塔有5種狀態，你所問的其中一種狀態。

進料狀態對操作的影響
通過對進料狀況的分析，目的是找出精餾設迴流量L，提餾段迴流液量L´與進料量F之間的關系，及其精餾段上升蒸汽量V與提餾段上升蒸汽量V´之間的關系。在生產實際中引入塔的原料液可能有下述五種不同的進料狀況：
（1）低於泡點溫度下的汽液進料
這種情況下，提餾段內迴流液量L'包括有：①精餾段內的迴流量L；②原料液流量；③需將原料液加熱到板上溫度。
一部分自提餾段上升的蒸汽被冷凝下來，成為L´的一部分。由於這部分蒸汽被冷凝，故上升到精餾段的蒸汽量比提餾段少，即V´>V。
（2）泡點溫度下的飽和液體進料
這種情況下，原料液溫度與板上液體的溫度相近，故原料液全部進入提餾段，與精餾段的迴流匯合作為提餾段內迴流液。而提餾段上升的蒸汽量不會致冷凝而減小，故兩段的上升蒸汽量相等。
（3）氣液混合物進料
這種情況下，進料液中液相部分成為L´的一部分，而蒸氣部分則成為V的一部分。

（4）露點溫度下的飽和蒸氣進料
這種情況下，全部進料變為V的一部分，而兩段的迴流液量不變，即L´=L
（5）高於露點溫度的過熱蒸氣進料
這種情況下與冷液進料恰好相反，精餾段內上升蒸氣量有：
①提餾段內上升蒸氣量V´；
②原料液量F；
③需將進料溫度降到板上溫度，有一部分自精餾段流下的迴流液被氣化成為V中的一部分。這樣一來，下降到提餾段內的液體量將減少，即L´<L。
從以上分析可知，精餾塔中兩段的氣液摩爾流量方向的關系與進料狀態密切相關。下面可想辦法其定量關系。

如圖對進料板分別作物料衡算可寫出： F+V´+L=V+L´
FIF+V´Iv´+LIL=VIV+L´IL´
式中，IF-原料液的焓，KJ/km01;
IV、IV´-分別為進料板上、下飽和蒸氣的焓，KJ/kmo1.
由於V與V´組成相近，IV≈IV´IL、IL´-分別為進料板上、下飽和液體的焓，KJ/kmo1；由於L與L´組成相近，故IL≈IL´

將上述方程整理化簡為：
V-V´=F-（L´-L）
（V-V´）IV=FIF-(L´-L )IL
IV-IF/IV-IL=L´-L/F
令
式中 r-原料液的干摩爾氣化潛熱，KJ/kmol
cp-原料液的定壓千摩爾比熱。KJ/kmol..℃
TS-原料液的泡點溫度，℃；
TF-進料液溫度，℃。
所以，L´=L+qF (b)
V=V´-(q-1)F (c)
說明：
①q值稱易進料熱狀態的參數，各種進料狀態的q值可由式（a）求出。對於飽和液體，氣液混合物及飽和蒸汽這三種進料狀態，q值等於進料中的液相分率；
②式（b）表示出精餾段迴流液量L和提餾段迴流液量L´與進料量F之間的關系；
式（c）表示精餾段上升蒸汽量V與提餾段上升蒸氣量V´和進料量F之間的關系。

C. 化工廠，關於精餾的一些問題

一、什麼是物料平衡及物料平衡在精餾操作中的意義

物料平衡是質量不變和轉換守恆定律在化工上的應用。對於任何一個生產過程來說，按重量計，物料轉化量應為產品生成量和物料損失量之和。通過物料衡算，可以知如亮道原料轉化為產品的情況以及損失量的大小，以便尋求改善的途徑。物料衡算對整個生產過程或生產的某個階段同樣適用，可對參與過程的全部物料進行衡算，也可以對任意組分進行衡算。

在操作中隨時掌握精餾塔的物料平衡情況，對於一個操作工來說是一個最基本和最起碼的要求。物料平衡掌握不好的兩種情況：一種是進料多，產出少；另一種是進料少，產出多。這兩種情況都不是正常操作，會影響產品的質量和數量。因此，為了使精餾塔處於最佳條件下操作，為了提高產品的質量和數量，降低能耗，減少加工損失，在實際操作中必須經常進行物料衡算，調整操作使進料與采出平衡。

二、什麼是精餾塔的壓力降

精餾塔的壓力降，就是平時所說的塔釜和塔頂的壓力差。對板式塔來說， 塔板壓降主要是由三部分組成，即干板壓力降，液層壓力降和克服液體表面張力的壓力降 。塔釜與塔頂的壓力差是全塔每塊塔板壓力降的總和。

干板壓力降，就把精餾塔內上升的氣體或蒸氣，通過沒有液體存在的塔板時，所產生的壓力降。當氣體穿過每層塔板上的液體層時，產生的壓力降，叫做液層壓力降。氣體克服液體表面張力所產生的壓力降，叫液體表面張力壓力降。對於固定的塔來說，在正常操作中，塔壓力降主要隨上升氣體的流速大小而變化，有經驗表明，塔壓力降與氣體流速的平方成正比。

三、蒸餾操作中，怎樣調節他的壓力及影響塔壓的因素有哪些？

塔壓是蒸餾操作的主要控制指標之一。塔壓波動太大，會破壞全塔的物料平衡和氣液平衡，使產品質量不合格。因此，精餾的操作要穩定。

調節塔壓的方法有：

第一，塔頂冷凝器為分凝器時，塔壓一般靠塔頂汽相產品取出量調節。取出加大，塔壓下降，取出減小，塔壓上升。

第二，蒸餾塔釜蒸汽用量過大，迴流量較大，塔壓升高，這時，應適當降低蒸汽量，以調低塔釜壓力。

影響塔壓變化的因素有 ：

1. 塔頂溫度。

2.塔釜溫兆斗度。

3.進料組成。

4.進料量。

5.迴流量。

6.冷卻水流量及壓力。

7.另外，儀表故族橡磨障、設備和管道的堵塞，也可以引起塔壓的變化。

D. 精餾塔的相關問題

根據理論塔板數推導出實際塔板數，對於黏度大的物料一般板間距要大一些；人孔處一般以檢修方便為依據，其他沒有太多要求；溢流形式和溢流裝置一般的《化工原理》教科書上都有很詳細的介紹，你可以參考一下，小型的精餾塔一般都採用單流型；「三苯」精餾塔一般都採用單流型；芳烴分離裝置和上游裝置配套一般都不會太大。其核心技術是控制手段先進、精度高，一般都是採取「溫差控制」。不知回答對你是否有幫助？不對之處請您指正。關於芳烴分離的其他問題，我們可以在其他時間交流。

E. 常減壓蒸餾塔 的理論塔板數演算法由於自己自己基礎比較差，所有請告訴一個比較簡單的從頭到尾的計算方法。

要逐板計算理論塔板數，你得有這么幾個數據：（1）餾出液組成，即xd；（2）進料液組成，即xf；（3）餾殘液組成，即xw；（4）迴流比R以及相對揮發度a。
在精餾塔中，Xn和Yn是一對平衡，Xn和Yn+1是同一塔板上的一對氣液組成。氣液平衡組成滿足氣液平衡方程，可根據該方程由Yn算出Xn；同一塔板上的氣液組成分別滿足精餾段操作線方程和提餾段操作線方程，可根據這兩個方程由Xn算出Yn+1；然後由Yn+1算Xn+1（氣液平衡），Xn+1算Yn+2（操作線），以此類推即可分別算出精餾段理論塔板數和提餾段理論塔板數。其中，精餾段算至x接近Xf為止，提餾段算至x接近Xw為止。所得到的Y的下標即為理論塔板數。因為塔底再沸器是部分氣化，相當於一塊塔板，所以最後的理論塔板數要減1。例如，精餾段塔板數：第一步，因為已知Y1（即Xd），所以可由氣液平衡方程，由y1計算x1；第二步，由精餾段操作線方程，由x1計算y2；然後重復第一步和第二步，分別算出x2和y3；以此類推計算至Xn=Xf為止，可得精餾段理論塔板數；提餾段理論塔板數的計算與精餾段類似，只不過是從Xf開始，先根據提餾段操作線方程算其同層氣相組成Ym，然後由Ym根據氣液平衡算Xm。
希望對你有所幫助。

F. 精餾的精餾計算

最常用的是麥凱勃－蒂利圖解法（美國W.L.麥凱勃和.W.蒂利在1925年合作設計的雙組分精餾理論板計算的圖解方法）用於雙組分精餾計算。此法假定流經精餾段的汽相摩爾流量V和液相摩爾流量L以及提餾段中的汽液兩相流量V′和L′都保持恆定。此假定通常稱為恆摩爾流假定，它適用於料液中兩組分的摩爾汽化潛熱大致相等、混合時熱效應不大、而且兩組分沸點相近的系統。圖解法的基礎是組分的物料衡算和汽液平衡關系。
取精餾段第n板至塔頂的塔段（圖2）為對象，作易揮發組分物料衡算得：式中D為塔頂產品流量;xn為離開第n板的液相濃度;yn+1為離開第n+1板的汽相濃度。此式稱精餾段操作線方程，在y-x圖上是斜率為L/V的直線。同樣取提餾段第m板至塔底的塔段為對象，作易揮發組分物料衡算得：式中D為塔底產品流量。此式稱為提餾段操作線方程。 將汽液平衡關系和兩條操作線方程繪在y-x直角坐標上(圖3)。
根據理論板的定義，離開任一塔板的汽液兩相濃度xn與yn，必在平衡線上，根據組分的物料衡算，位於同一塔截面的兩相濃度xn與yn+1, 必落在相應塔段的操作線上。在塔頂產品濃度xd和塔底產品濃度xw范圍內，在平衡線和操作線之間作梯級，每梯級代表一塊理論板，總梯級數即為所需的理論板數NT，跨越兩操作線交點的梯級為加料板。計入全塔效率，即可算得實際板數NP(見級效率)；或根據等板高度,從理論板數即可算出填充層高度(見微分接觸傳質設備)。 隨著精餾技術日趨成熟和生產規模的擴大，具有多股加料和側線抽出等特殊功能以及具有側塔和中間再沸器等的各種復雜的精餾塔(見精餾設備)相繼出現。現今越來越需要對精餾作出嚴格計算，以了解塔內溫度、流量和濃度的變化，達到更合理的設計和操作。電子計算機的應用，為嚴格計演算法提供了條件。各種嚴格計演算法均基於四類基本方程：即組分物料衡算式、汽液相平衡關系、歸一方程（汽相及液相中各組分摩爾分率之和為 1）和熱量衡算方程。對每塊理論板都可以建立這些方程，組成一個高維的方程組，然後依靠電子計算機求解。根據不同的指定條件，原則上此方程組可用於新塔設計或對現有塔的操作性能核算。

G. 苯-甲苯混合物分離精餾塔設計

第一章 概 述 1.1精餾塔的簡單介紹 精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為迴流液返回塔頂進入精餾塔中，其餘的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發後，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。
1.2本設計的目的和意義 通過本次課程設計，培養學生多方位、綜合地分析考察工程問題並獨立解決工程實際問題的能力。主要體現在以下幾個方面：
（1）資料、文獻、數據的查閱、收集、整理和分析能力。要科學、合理、有創新地完成一項工程設計，往往需要各種數據和相關資料。因此，資料、文獻和數據的查找、收集是工程設計必不可少的基礎工作。
（2）工程的設計計算能力和綜合評價的能力。為了使設計合理要進行大量的工藝計算和設備設計計算。本設計包括塔板結構和附屬設備的結構計算。
（3）工程設計表達能力。工程設計完成後，往往要交付他人實施或與他人交流，因此，在工程設計和完成過程中，都必須將設計理念、理想、設計過程和結果用文字、圖紙和表格的形式表達出來。只有完整、流暢、正確地表達出來的工程設計的內容，才可能被他人理解、接受，順利付諸實施。
通過本設計不僅可以進一步鞏固學生所學的相關啊知識，提高學生學以致用的綜合能力，尤其對精餾、流體力學等課程更加熟悉，同時還可以培養學生尊重科學、注重實踐和學習嚴禁、作風踏實的品格。

第二章 設計計算 2.1確定設計方案 本設計任務是分離苯-甲苯混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用中間泡點進料，將苯和甲苯混合液經原料預熱器加熱至泡點後送入精餾塔。塔頂上升蒸汽採用全凝器冷凝後，一部分作為迴流，其餘為塔頂產品，經冷卻器冷卻後送至貯槽。該物系屬易分離物系，最小迴流比較小，故操作迴流比取最小迴流比的2倍。塔釜採用間接蒸汽加熱，塔底產品冷卻後送至儲罐。
2.2精餾塔的物料衡算 1.原料及塔頂、塔底產品的摩爾分率
苯的摩爾質量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩爾質量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量
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
原料處理量 F= =131.41 kmol/h
總物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
聯立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板數的確定 常壓下苯-甲苯的氣液平衡與溫度關系
溫度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（摩爾分數）

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.理論塔板數NT的求取
苯-甲苯屬理想物系，可採用圖解法求理論塔板數。
①由上表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數據，繪出下面x-y圖

②求最小迴流比及操作迴流比。
採用作圖法求最小迴流比。在上圖中對角線上，子點e（0.542，0.542）做垂線ef即為進料線（q線），該線於平衡線的交點坐標為
yq=0.756 xq=0.542
故最小迴流比為
Rmin=1.103
取操作迴流比為
R=2Rmin=2.206
③求精餾塔氣、液相負荷
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求操作線方程
精餾段操作線方程為
y= x+ XD=0.667x+0.301
提餾段操作線方程為
y′= 』- Xw =1.237x』-0.003
5圖解法求理論塔板層數
採用圖解法求理論踏板層數，如上圖所示。求解結果為
總理論塔板層數 NT=12.5
進料板位置 NF=6
2.實際塔板層數的求取
精餾段實際塔板層數 N精=6/0.56≈11
提留段實際塔板層數 N提=6.5/0.56≈12

2.4精餾塔工藝條件的計算 1.操作壓力計算
塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每層塔板壓降 ΔP=0.7 kPa
進料板壓力 PF=112.3 kPa
精餾段平均壓力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩爾質量計算
塔頂平均摩爾質量計算
由xD=y1=0.992，查平衡曲線，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
進料板平均摩爾質量計算
由圖解理論板，得
yF=0.720
查平衡曲線，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
精餾段平均摩爾質量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度計算
(1)氣相平均密度計算
由理想氣體狀態方程計算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的計算
液相平均密度計算依下式計算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔頂液相平均密度的計算
由tD=82.1℃，查手冊得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
進料板的平均密度計算
由tF=99.5℃，查手冊得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
進料板液相的質量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精餾段液相平均密度為
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精餾塔塔體工藝尺寸計算 1.塔徑的計算
精餾段的氣、液相體積流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板間距HT=0.40 m，板上液層高度hL=0.06 m,則
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查資料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系數為0.7，則空塔氣速為
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按標准塔徑圓整後為 D=1.5 m
塔截面積為
AT=2.16 ㎡
實際空塔氣速為
u=0.839 m/s
2.精餾塔的有效高度計算
精餾段有效高度為
Z精=（N精—1）HT=4 m
提餾段有效高度為
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在進料板上開一人孔，其高度為0.8 m
故精餾塔的有效高度為
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工藝尺寸的計算 1.溢流裝置的計算
因塔徑D= 1.5m，可選用單溢流弓形降液管，採用凹形受液盤。各項計算如下：
(1)堰長lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
選取平直堰，堰上液層高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液層高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
驗算液體在降液管中停留的時間
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管設計合理。
2.7篩板流體力學的驗算 1.液面落差
對於篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影響。
2.液沫夾帶
液沫夾帶量eV計算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本設計中液沫夾帶量eV在允許范圍內。
3.漏液
對篩板塔，漏液點氣速u0，min計算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
實際孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
穩定系數為
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本設計中無明顯漏液。

第三章 設計結果匯總

序號 項目 數值
1 平均溫度 ,℃ 90.8
2 平均壓力Pm，kPa 108.8
3 氣相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 實際塔板數 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔徑，m 1.0
8 板間距，m 0.4
9 溢流形式 單溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰長，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上層液高度，m 0.06
14 堰上層液高度，m 0.009
15 空塔氣速，m/s 1.111
16 液沫夾帶eV，(kg液/kg氣) 0.042
17 穩定系數 2.69
18 篩孔直徑,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 篩孔直徑,m 0.005

H. 甲醇水分離過程篩板精餾塔設計

設計條件如下：
操作壓力：105.325 Kpa(絕對壓力)
進料熱狀況：泡點進料
迴流比：自定
單板壓降：≤0.7 Kpa
塔底加熱蒸氣壓力：0.5M Kpa(表壓)
全塔效率：ET=47%
建廠地址：寧夏
[設計計算]
(一) 設計方案的確定
本設計任務為分離甲醇-水混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點後送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣採用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分迴流至塔內，其餘部分經產品冷卻後送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小迴流比較小，故操作迴流比取最小迴流比的2倍。塔釜採用間接蒸氣加熱，塔底產品經冷卻後送至儲罐。
(二) 精餾塔的物料衡算
1、 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率
甲醇的摩爾質量：MA=32 Kg/Kmol 水的摩爾質量：MB=18 Kg/Kmol
xF=32.4%
xD=99.47%
xW=0.28%
2、 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量
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
原料處理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h
總物料衡算：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) 塔板數的確定
1、 理論板層數MT的求取
甲醇-水屬理想物系，可採用圖解法求理論板層數
①由手冊查得甲醇-水物搦的氣液平衡數據，繪出x-y圖(附表)
②求最小迴流比及操作迴流比

I. 全塔物料衡算公式

一、精餾塔全塔物料衡算

二、常殲畢壓下甲醇—水氣液平衡組成（摩爾)與溫度關系

溫度

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

精餾留段平均溫度:

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

提餾段平均溫度:

J. 精餾塔規格 學過化工原理的進

僅給你方法,數據自己算啊!!

精餾是根據各種物質揮發性的差異對一個多組分溶液進行分離的方fa，是一種最具代表性的傳播質單元操作．精餾可集中在精餾塔中進行，了為達到對某一多組分溶液的分離要求，精餾塔需要安裝一
定數量的塔板，以及根據原料的組成和進料狀態確定進料板．計算精餾塔中某一分離過程的理論塔板數
的方fa通常有逐板計算fa、理論板圖解fa和理論塔板簡捷計算fa．
1 逐板計算fa
逐板計算fa，就是利用物料的氣一液相平衡關系和操作線方程聯立得到提餾段和精餾段的方程，
然後利用精餾的方程由塔頂餾出液液相組成開始，逐板算出精餾段各塊塔板的液相組成，同時將X
+ 1與X (同口線方程聯立操作線方程所確定)比較，確定進料板位置；進料板位置確定以後，改用提
餾段的迭代方程求算提餾段各塊塔板的液相組成，直至X 小於X 為止， 即為該分離操作所需的理
論塔板數．
假定精餾的原料F，X，，進料的溫度丁，，壓力P，，分離要求。、z ，迴流比R，以及操作壓力條件
下，即可進行精餾塔設計，由物料衡算方fa確定采出量D、W 以及口。已知體系操作范圍內地平均相對揮
發度口，於是則有
精餾段操作線方程
提餾段操作線方程一
體系相平衡關系— F T
1．1 精餾段的計算
當塔頂蒸氣全部被冷凝時，則有： 一z。由於冷凝器全凝，無分離能力，不計為理論板，則以塔頂計
xuexicn.com

第一塊理論板．因。由工藝所規定，故Y。為已知．由平衡關系計算與Y。呈相平衡的液相組成。通過。
採用精餾段操作線方程計算來自第二板蒸氣的組成Yz與此類推，交替使相平衡與物料平衡關系，計算
精餾兩相的組成．
1．2 進料板的計算
當精餾段逐板計算到液相組成即。時，物料衡算關系應換為提餾段操作方程．將
此更換物料衡算關系式的理論板，作為進料板為宜，即最佳進料位置．
1．3 提餾段的計算
交替使用相平衡及物料平衡關系，逐級計算提餾段的組成分布，計算的液相組成略低於或等於
時，即可結束計算．計算中採用平衡關系的次數即塔滿足分離要求所需的理論板數N．由於再沸器存
在部分化，具有分離能力，相當一塊理論板．
迭代計算fa可用如下框圖表示：
本文以苯一甲苯二組分溶液
例常壓下用連續精餾塔分離含苯44 的苯一甲苯混合物．進料為泡點液體，進料流率取
100kmol／h為計算基準．要求餾出液中含苯不小於94 ．釜液中含苯不大於8 (以上均為摩爾百分
率)．設該物系為理想深液．相對揮發度為2．47．塔頂設全凝器，泡點迴流，選用的迴流比為3．試計算精
餾塔兩端產品的流率及所需的理論塔板數．
解由全塔物料衡算：F= D+W
FXF= DXD+ WX
將已知值代入，可解得D 一41．86kmol／h W = 58．14kmol／h
精餾段操作方程為· 一+
即3， 。= z + 一o．75x．+ o．235
提餾段操作方程為， = } 一
又L= RD = 3×41．86= 125．86kmol／h泡點液體進料時q= 1，故提餾段操作方程為
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相平衡方程為一rF T
或一一一
對於泡點進料，X。一XF= 0．44
設由塔頂開始計算，第1塊板上升及汽組成。一。=0．94．第1塊板下降液體組成。由相平衡方程式(iii)計算：

第2板上升蒸汽組成Y2由精餾段操作方程(i)計算：Y2— 0．75×0．8638+0．235— 0．8829
第2板下降液體組成。由相平衡方程(iii)計算，可得z一0．7532
如此逐級往下計算，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板為進料板；習慣上，將進料板包括在提餾段內，故精

餾段有4塊理論塔
板．自第5塊開始，應改用提餾段操作方程式(ii)由求下一板上升蒸汽組成
故Y6— 1_3472×0．376—0．0278— 0．4787
第6板下降液體組成th~(iii)計算：X 一= 一0．271 如此繼續計算，
可得
y7— 0．3373 z7— 0．1709
Y8— 02024 z8— 0．09316
Y9— 0．0977 z9— 0．042
因Y。< 一0．08，故所求的總塔板數為9塊(包括釜)．
2 理論板圖解fa
理論板圖解fa是一種採用繪圖求解塔板數的方fa，具體的解題步驟如下：
(1)在直角坐標中繪出體系相平衡曲線z～ Y，
(2)連接對角線，繪出精餾段操作線且精餾段操作線通過D(x。，z。)，C(O， )兩點·
(3)由q線方程—r z一繪出q線且經過F(Xf~5of)，G(0，等)兩點．
(4)繪出精餾操作線並交q線方程於Q點．
(5)繪出提餾段操作線且通過b~x ， )Q( ，y )點．
(6)因y 一z。所以從塔頂D 點開始作水平線交平衡曲線於1，求得呈現平衡的液相相成z ，再由
1點作垂線交精餾段操作線於1 點，求得第二板蒸氣組成Yz，如fa在平衡線與精餾段操作線之間作梯
級，當求得z z。時，應由精餾更換提餾的操作線，即在平衡線與提餾段操作線之間作梯級，當求得液
相組成z 時結束．此時梯級數N(含再沸器)為所求的理論塔板數N，跨過兩操作線交點的板為最佳進料板N ．
上述例題變可在—Y圖上利用圖解fa進行計算．首先，作得物系在操作壓力下的平

衡曲線和給定條件下的兩條操作線如圖所示．由於Y 一。，可在對角線上確定點D(xo， o)，然

後從D點出發，在平衡線與精餾段操作線之間作梯級．當獲得< 時，則在平衡線與提餾段操作線間作梯級至< ，獲得總理論板數為N 一9(含再沸器)，進料位置為第5板N，一5，和前逐板計算結果相同．顯然，上述
圖解過程也可從表示塔底的點w 出發一進行．
3 理論塔板簡捷計算方fa
在實際生產過程中我們將許多不同精餾塔的迴流比、最小迴流比、理論板數及最小理論板數即R、
Rmin、N、Nmin四個參數進行定量的研究得出四個參數的關系式，並用此式繪製成圖稱為吉利蘭圖
(Gillilad)(圖略)，關系式如下：
-o．75『一c 魯。66。]
簡捷fa具體步驟：
(1)根據精餾給定條件計算R
(2)由Fenske方程及給定條件計算N
N 一logI(1 X~x
，o)／(1 X --~x)7． F n k 方程
(3)計算一／P二
(4)由吉利蘭圖求
-
解
． I- ]
Y值，並解得理論板數N 一(N及Nm 竹均含再沸器理論板)．採用簡捷fa也可估算精餾塔精餾段及提餾段理論塔板數或進料位置．如果計算精餾段理論塔板數，
則求精餾段最少理論板數N，擅， 由進料組成z，代替，a為精餾段平均相對揮發度a ，按以上步驟求
得精餾段理論板數N 一N— 1．同理，求得提餾段理論板數N ．
4 結束語
在以上三種計算方fa中我們經常採用逐板計算fa．它比圖解fa具有概念清晰、計算準確的特點，且
能避免圖解fa在塔板數較多時誤差過大的缺點．用逐板計算fa求算理論塔板數，我們也可以採用EX—
CEL軟體簡化計算．總之作為一名專業人員我們應該在不同的情況下熟練應用每一種方fa．