工艺计算 主要内容是(1)物料衡算(2)确定回流比(3)确定理论 板数和实际板数(4)塔的气液负荷计算(5)热量衡算 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示,但在理论板计 算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时,气液流量又须用m3/s表示 因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 1、全塔物料衡算 F=D+w FAr=AntA W 塔顶产品易挥发组分回收率为: n=DXD/FXF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏岀液的摩尔流量 r(kmol/h) D、〃分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 的成的摩尔分率 2021/2/23
2021/2/23 一 ．工艺计算 主 要 内 容 是 (1 )物 料 衡 算 ( 2)确 定 回 流 比 (3 )确 定 理 论 板 数 和 实 际 板 数 (4 )塔 的 气 液 负 荷 计 算 (5)热量衡算 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论板计 算时均须转换成 kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用m s 3 表示。 因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 1、全塔 物料衡算 ： F = D +W FXF = DX D +WXW 塔 顶 产 品 易 挥 发 组 分 回 收 率 为 ： = ( D X D ) F X F ( ) 式中:F、D、W 分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流量 (kmo l/ h), X F 、 X D 、 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 般是先求出最小回流比,然后根据 R=(1.1-2)Rm,确定回流比 Rmin是根据汽液相平衡方程y ax 1+(a-1) q线方程y X 联立求得交点y,然后代入方程R D min q 其中利用t~x~y关系,并借助二次样条插入的方法,求得塔顶 塔底的温度,进而求取仝塔的平均温度,从而可以根据全塔平均温度 求取全塔平均相对挥发度 式中:R一回流 R 最小回流比 a全塔平均相对挥发度 2021/2/23
2021/2/23 2、确定 最小回流比 一 般 是 先 求 出 最 小 回 流 比 ， 然 后 根 据 ( ) min R = 1.1 — 2 R ,确定回流比 R m in 是根据汽液相平衡方程 ( ) y x = + − 1 1 q 线方程 y q q x x q F = − − 1 − 1 联 立 求 得 交 点 xq . yq ， 然 后 代 入 方 程 R x y y x D q q q min = − − 其中利用 t～x～y 关系，并借助二次样条插入的方法，求得塔顶 塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全塔平均温度 求取全塔平均相对挥发度。 式中： R —回流 R m in —最小回流比 —全塔平均相对挥发度
3.理论板数和实际板数的确定 (1)逐板法计算理论板数,交替使用操作线方程和相平衡关系。 D 精馏段操作线方程: n+1 x.+ L+D L 提馏段操作线方程: L+gF W n+1 X L+gF-w L+gF-w n Yn xn-1→yn(利用操作线方程) yn→xn(利用相平衡关系) XO Yn+1 -n+1 2021/2/23
2021/2/23 3 .理论板数 和实际板数的 确定 （1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。 精馏段操作线方程： y L L D x D L D x n+ = n D + + + 1 提馏段操作线方程： = + + − − + − + y L q F L q F W x W L q F W n 1 n X w x y n−1 n (利用操作线方程) y x n n (利用相平衡关系)
(2)塔顶冷凝器的类型 ()￥塔顶为全凝器时,y1=Xa 则自第一块塔板下降的液相组成Ⅹ1与Y1成 Ⅹd相平衡,故可应用相平衡方程由Y1计算出X1, 自第二块塔板上升蒸汽组成Y2与X1满足操作线 方程,由操作线方程以X1计算得出Y2 Xd 1)当塔顶为分凝器时,X0=X/K 先求出分凝器内与X成相平衡的X,再由 操作线方程以X。计算得出Y1,然后由相平衡方 程由Y1计算出X,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 2021/2/23
2021/2/23 （2）塔顶冷凝器的类型 (i)当塔顶为全凝器时, X d y1 = 则自第一块塔板下降的液相组成 X1 与 Y1 成 相平衡，故可应用相平衡方程由 Y1 计算出 X1， 自第二块塔板上升蒸汽组成 Y2 与 X1 满足操作线 方程，由操作线方程以 X1计算得出 Y2 . (ii)当塔顶为分凝器时, X0 = X d 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xqy。,并以xq为分 界线,当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到 xn<x0且x11>x时,就以第n块板为进料板 (4)实际板数的确定 板效率:利用奥康奈尔的经验公式 Er=049(a4) 0.245 其中 C_塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度 2一塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,mPaS 对于多组分的液相粘度:L L HL一液态组分i的粘度,mpa x;-液相中组分i的摩尔分率 实际理论板数N 理 E 2021/2/23
2021/2/23 （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 x y q、 q ，并以 xq 为分 界 线 ， 当 交 替 使 用 操 作 线 方 程 和 相 平 衡 关 系 逐 板 往 下 计 算 到 x x x x n q且 n−1 q 时，就以第 n 块板为进料板。 （4）实际板数的确定 板效率：利用奥康奈尔的经验公式 E T = ( L ) − 0 4 9 0 245 . . 其中： —塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度 L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度, mpa s 对于多组分的液相粘度： L i L i = x L i —液态组分 i 的粘度, mpa s x i — 液相中组分 i 的摩尔分率 实际理论板数 N N ET 实 理 =