化工原理理论塔板计算
精馏过程的物料衡算和塔板数的计算
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。通常在设计中先求出按生产要求所需的理论塔板数N T然后用塔板效率η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）塔身对外界是绝热的，即没有热损失。
（2）回流液由塔顶全凝器供给，其组成与塔顶产品相同。
（3）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。
（4）恒摩尔气化在精馏操作时，在精馏段内，每层塔板上升的蒸气的摩尔流量都是相等的，提馏段内也是如此，即：
精馏段：V1 = V2 = …………＝Ｖn= 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Ｖn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：Ｌ1 = L2=…………= 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
图4-10 全塔物料衡算示意图
如图４－１０所示，设入塔进料流量为Ｆ，轻组分含量为x F,塔顶产量流量为Ｄ，轻组分含量为x D,塔底产品流量为Ｗ，轻组分含量为x w，流量单位均为mol/s，含量均为摩尔分率。
则全塔物料衡算式为：
总物料：Ｆ＝Ｄ＋Ｗ（４－１０）
轻组分：Ｆx F=Dx D+wx W (4-11)
通过对全塔的物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。通常Ｆ、x F、xＤ、xＷ已知，将（４－１０）、（４－１１）两式联立求解得：
在精馏计算中，分离程度除用两种产品的摩尔分率表示外，有时还用回收率φ表示，即：
塔顶轻组分的回收率
φ=Dx D/Fx F×100% (4-14）
例4-1 每小时将1500kg含苯40%和甲苯60%的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求釜残液中含苯不高于2%（以上均为质量百分效），塔顶馏出液的回收率为97.1%。操作压强为1atm。试求馏出液和釜残液的流量及组成，以kmol/h表示。
解：苯的分子量为78；甲苯的分子量为92。
进料组成x F=(40/78)/{(40/78)+(60/92)}=0.44
釜残液组成 x W=(2/78)/{(2/78)+(98/92)}=0.0235
原料液的平均分子量为：M F=0.44×78+0.56×92=85.8kg/kmol
进料量 F=1500/85.8=175.0kmol/h
从题意知：
所以 Dx D=0.971×175.0×0.44...................................(a)全塔物料衡算为：
D+W=175.0.........................................(b)
全塔苯的衡算为：
Dx D+Wx W=175.0×0.44.....................(c)
联立（a）(b)(c)解得：
W=95.0kmol/h
D=80.0kmol/h
x D=0.935
2、精馏段物料衡算和精馏段操作线方程
如图4-11所示.
图4-11 精馏段物料衡算示意图
对精馏段第n+1板以上作物料衡算得：
总物料：V=L+D （4-15）
轻组分：Vy n+1=Lx n+Dx D (4-16)
将式（4-16）代入式（4-15）整理得：
式（4-19）是以回流比R表示的精馏段中，从第（n+1）块塔板上升的蒸气的组成（y n+1）与第n块（即相邻上一块板）塔板下降的液体的组成（x n）之间的关系。在连续稳定的精馏操作中，L、V、D、x D均为定值，故式（4-7）和式（4-19）均为直线方程。该直线斜率为R/（R+1），截距为x D/(R+1)。由于R=L/D可由人为操作来确定，因而式（4-7）和式（4-19）又称为精馏段操作线方程。
将式（4-19）与y=x联解，得精馏段操作线与对角线（即y=x）的交点坐标为（x D、x D）。这样的可方便地用两点式将精馏段操作线绘在x-y相图上。如图4-12所示。
图4-12 精馏段操作线
先在x-y图上找到点A（x D、x D），再找至点C（0、x D/(R+1)）.连AC。则直线AC 为操馏段操作线。
3、提馏段物料衡算和提馏段操作线方程
图4-13 提馏段物料衡算示意图
如图4-13所示，对提馏段第m板以下作物料衡算得：
总物料：L′=V′+W （4-20）
轻组分：L′x m=V′y m+1+Wx W (4-21)
由式（4-21）有：
由式（4-20）移项：V′=L′- W
将上式代入式（4-22）得：
式（4-22）和式（4-23）为提馏段操作线方程，它表示提馏段内任意相邻的两块塔板之间，上升蒸气和下降液体组成之间的操作关系。与精馏段操作线方程类似，当连续精馏塔正常操作时，L′、V′、W和x W均为定值，故式（4-22）和式（4-23）为一直线方程。该直线的斜率为L′/（L′-W），截距为-W/（L′-W）。它与对角线y=x 有一交点B，B点的坐标为（x W,x W）。提馏段操作线在 x-y图上的作法将在下面的内容中述及。
4、泡点进料线
进料的热状况影响到精馏塔内气、液的流量，从而与操作线方程密切相关。所谓的进料热状况包括以下五种不同的情况，即：（1）温度低于泡点的冷液体；（2）温度等于泡点的饱和液体，又称为泡点进料；（3）饱和气、液混合物，温度介于泡点与露点之间；（4）温度等于露点的饱和蒸汽，又称露点进料；（5）温度高于露点的过
热蒸气。以上五种不同的进料热状况中，以泡点进料最为常见，本课程只讨论这种进料热状况。
当泡点进料时，精馏段操作线方程仍为式（4-18）（为简便略去下标）：
而提馏段操作线方程（4-22）中，由于是泡点进料，进塔的物料F全部是液体，它与精馏段下降的液体L合在一起，成为提馏段下降的液体，因而是（F+L）=L′，提馏段内上升的蒸气V′与精馏段是一致的，即V′=V，故（4-22）可写为：
将(a)(b)联立求解，也就是求精馏段操作线与提馏段操作线的交点（即将（a）(b)右端相等，写成等式化简）有：
Fx=Dx D+Wx W
全塔总物料衡算式为：
Fx F=Dx D+Wx W
两式相比较显然可得：
x=x F(4-24)
式（4-24)显然也是直线方程，它是通过点(x F，0),垂直于x轴的一条直线。得到的结论是：精馏段操作线与提馏段操作线的交点在直线x=x F上，也就是这三条线有一个共同的交点。利用这个特殊的交点，可方便地作出提馏段操作线。直线x=x F称为泡点进料线。
泡点进料时，提馏段操作线作法如下：
作精馏段操作线AC
作泡点进料线，即过点（0，x F）作横轴的垂线，如图4-14所示，与AC交于d。
图4-14 泡点进料线及提馏段操作线
确定点B（x W,x W）,连Bd,则直线Bd为提馏段操作线。
精馏段操作线，提馏段操作线，泡点进料线应用于图解法求理论塔板数。
5、泡点进料时的操作线方程
泡点进料时，由于进料全部是温度为泡点的饱和液体，因而对精馏段的气、液流量均无影响，故精馏段的操作线方程仍为：
即式（4-19），今后操作线方程均略去下标，记住y的下标为(n+1)时，x的下标为n, 两者相差1。
此时提馏段的方程为：
而F=D+W，即W=F-D代入上式得：
上式右端x、x W两项的分子分母同时除以D，有：
令：f=F/D f----单位馏出液所需的进料量
则上式为：
式（4-25）为以R、f表示的泡点进料时的提馏段操作线方程。
四、精馏塔理论塔板数ＮT的确定
确定精馏塔理论塔板数的方法有三种，即逐板法，图解法和捷算法。先介绍逐板法和图解法。
１、逐板法求ＮT（或称为逐板计算法）这种反复地运用气液平衡关系式和操作线方程进行逐板计算的方法，是一种最基本，最准确的方法。工艺设计时，Ｆ、x F、x D、x W已知，则Ｄ、Ｗ可算出，选定Ｒ，泡点进料，逐板法计算ＮT的步骤如下：
从上而下组成均为轻组分
精馏段：（１）由于塔顶是全凝器，因而x D=y1;
(2)第一块理论板上，y1与x1达气液相平衡，据式（４－８）有：
（３）x1与y2之间为精馏段操作关系，由精馏段操作线方程式（４－１９）有：
（４）反复（２）、（３）的步骤，直至x n≤x F,此时，精馏段已算完，由于每使用一次气液平衡关系式，就有一块理论塔板，而第n块为进料板，不属于精馏段，因而精馏段理论塔板数为（n-1)块。
提馏段：
（１）由精馏段结束时知，第n块（即提馏段第一块）理论板下降的液体的组成为x n;
(2)y n+1与x n的关系为提馏段操作关系，由提馏段操作线方程（４－２５）有：
（３）在第（n+1)块理论板上，y n+1与x n+1，达平衡，即：
（４）反复（２）、（３）的步骤，直至x m≤x W，此时，提馏段已全部算完。
由于再沸器是起着部分气化的作用，它也算一块理论板，因而提馏段的理论塔板数为：（m-1)-(n-1)=(m-n)块
显然，全塔的理论塔板数N T=(m-1)块（不含再沸器）。
例４－２苯－甲苯混合液，含苯５０％（mol%)，用精馏分离。要求塔顶产品组成x D=0.95,塔底产品组成x W=0.05,选用Ｒ＝２.0,泡点进料，α＝2.45, 试用逐板法求ＮT。
解：（１）列出计算式：
（a）气液平衡关系式
（b)精馏段操作线方程，已知x D=0.95,R=2.0,所以：
＝0.667x+0.317
(c)提馏段操作线方程
设Ｆ＝100mol/s ,根据式（４－１２）
f=F/D=100/50=2.0
泡点进料时提馏段操作线方程为式（４－２５）
（２）用逐板法计算理论塔板数
(a) 精馏数
第一块板：因y1=x D=0.95
x1=y1/(2.45-1.45y1)=0.95/(2.45-1.45×0.95) =0.886
第二块板：y2=0.667x1+0.317=0.908
如此逐板求得精馏段各塔板的y和x列表如下：
塔板数12345
y0.950.9080.8510.7840.715
x0.8860.8010.7000.5970.506
(b)提馏段
由于x F=0.50，而x5=0.506，故第五块板以后改用提馏段操作线方程计算。
第6块板：y6=0.33x5-0.017=1.33×0.506-0.017=0.685
x6=y6/(2.45-1.45y6)=0.658/(2.45-1.45×0.658)=0.440
如此逐板求得提馏段各塔板的y和x列表如下：
塔板数67891011
y0.6580.5690.4490.3150.1940.101
x0.4400.3500.2490.1580.0890.044
x11=0.044 ＜x w=0.05
故：N T=11-1=10块（不含再沸器）
2、图解法求理论塔板数N T
图解法是应用塔内的气液相平衡关系和操作关系，在y-x图上作图的方法来求理论塔板数的。它与逐板计算法本质上相同，其图解程序为：
（1）根据被分离混和液的气液相平衡关系或实验数据，在y-x 图上作出平衡曲线，并画出对角线，如图4-15所示。
图4-15 图解法求理论塔板数
（2）根据已知的工艺条件，在y-x图上作出精馏段和提馏段的操作线（包括进料线）。（3）利用已作出的图从塔顶向下逐板图解。在塔顶y1=x D,而y1与x D又属操作关系，所以y1和x D是精馏段操作线与对角线交点（A）的坐标。而y1和x1成平衡关系，应在平衡线上。于是通过A点作x轴的水平线与平衡线交于点1，其横坐标即为x1。x1和y2是操作关系，应在操作线上，因此过点1作x轴的垂线与操作线交于点1，其纵坐标即为y2。由此可以看出，在平衡线和操作线间构成的这个阶梯，其垂直高度(1-1)正好表示了气相中易挥发组分的浓度经过一块理论板的变化；其水平线的距离（1-A）也正好表示了液相中易挥发组分的浓度经过一块理论板的变化。
依据上述同样道理，继续在平衡线与精馏段操作线之间作阶梯。当作到水平线跨越两操作线交点d时，其垂直线应落到提馏段操作线上，而后在平衡线和提馏段操作线间向下作阶梯，直作到x n等于或跨过x w为止，则阶梯的个数就是理论塔板数。跨越两操作线交点d的那个阶梯就是加料板的位置。这样求出的理论塔板数，因x n≤x w,所以n 包括塔釜这块理论板。
图解常用于只有平衡数据的场合。
例4-3 用图解法求例4-2中的N T。
解：（1）作苯-甲苯的x-y图
根据：
可令x= 0.1、0.2、……、0.9，算得相应的y值。将点描在图上，再把所有的点用一条光滑的曲线连上，该曲线即为气液平衡线。
（2）在图上确定点A（x D,x D)、点B（x W,x W)、点C（0，x D/R+1)即A（ 0.95，0.95）、B(0.05,0.05)、 C(0,0.317)。
塔板理论
第二章 气相色谱分析gas chromatographic analysis,GC 第二节 色谱理论基础fundamental of chromatograph theory 色谱理论需要解决的问题：色谱分离过程的热力学和动力学问题。影响分离及柱效的因素与提高柱效的途径，柱效与分离度的评价指标及其关系。 组分保留时间为何不同色谱峰为何变宽 组分保留时间：色谱过程的热力学因素控制；（组分和固定液的结构和性质） 色谱峰变宽：色谱过程的动力学因素控制；（两相中的运动阻力，扩散） 两种色谱理论：塔板理论和速率理论； 一、塔板理论-柱分离效能指标 1.塔板理论（plate theory ） 半经验理论； 将色谱分离过程比拟作蒸馏过程，将连续的色谱分离过程分割成多次的平衡过程的重复 （类似于蒸馏塔塔板上的平衡过程）； 塔板理论的假设： (1) 在每一个平衡过程间隔内，平衡可以迅速达到； (2) 将载气看作成脉动（间歇）过程； (3) 试样沿色谱柱方向的扩散可忽略； (4) 每次分配的分配系数相同。 色谱柱长：L ，虚拟的塔板间距离：H ，色谱柱的理论塔板数：n ， 则三者的关系为： n = L / H 理论塔板数与色谱参数之间的关系为： 保留时间包含死时间，在死时间内不参与分配! 2.有效塔板数和有效塔板高度 ?单位柱长的塔板数越多，表明柱效越高。 ?用不同物质计算可得到不同的理论塔板数。 2 22116545)()( ./b R R W t Y t n ==
?组分在t M 时间内不参与柱内分配。需引入有效塔板数和有效塔板高度： 3.塔板理论的特点和不足 （1）当色谱柱长度一定时，塔板数 n 越大(塔板高度 H 越小)，被测组分在柱内被分配的次数越多，柱效能则越高，所得色谱峰越窄。 （2）不同物质在同一色谱柱上的分配系数不同，用有效塔板数和有效塔板高度作为衡量柱效能的指标时，应指明测定物质。 （3）柱效不能表示被分离组分的实际分离效果，当两组分的分配系数K 相同时，无论该色谱柱的塔板数多大，都无法分离。 (4) 塔板理论无法解释同一色谱柱在不同的载气流速下柱效不同的实验结果，也无法指出影响柱效的因素及提高柱效的途径。 二、 速率理论-影响柱效的因素 1. 速率方程（也称范弟姆特方程式） H = A + B /u + C ·u H ：理论塔板高度， u ：载气的线速度(cm/s) 减小A 、B 、C 三项可提高柱效； 存在着最佳流速； A 、 B 、 C 三项各与哪些因素有关 A —涡流扩散项 A = 2λdp dp ：固定相的平均颗粒直径λ：固定相的填充不均匀因子 固定相颗粒越小dp ↓，填充的越均匀，A ↓，H ↓，柱效n ↑。表现在涡流扩散所引起的色谱峰变宽现象减轻，色谱峰较窄。 222/1)(16)(54.5b R R W t Y t n ==理有效 有效有效n L H W t Y t n b R R ===2'22/1')(16)(54.5
图解法求理论板数
一、图解法求理论板数 图解法计算精馏塔的理论板数和逐板计算法一样，也是利用汽液平衡关系和操作关系，只是把气液平衡关系和操作线方 程式描绘在y x -相图上，使繁琐数学运算 简化为图解过程。两者并无本质区别，只是 形式不同而己。 （1）精馏段操作线的作法 由精馏段 操作线方程式可知精馏段操作线为直线，只 要在x y -图上找到该线上的两点，就可标 绘出来。若略去精馏段操作线方程中变量的 下标， 1 1+++=R x x R R y D 上式中截距为 1+R x D ，在图7－12中以c 点表示。当D x x =时，代入上式得 D x y =，即在对角线上以a 点表示。a 点代 表了全凝器的状态。联ac 即为精馏段操作线。 （2）提馏段操作线的作法 由q 线ef ，即可求得它和精馏段操作线的交点，而q 线是两操作线交点的轨迹，故这一交点必然也是两操作线的交点d,联接bd 即得提馏段操作线。 （3）图解法求理论板数的步骤 ①在直角坐标纸上绘出待分离的双组分混合物在操作压强下的y x -平衡曲线，并作出对角线。如图7-14所示。 ②依照前面介绍的方法作精馏段的操作线ac ，q 线ef ，提馏段操作线bd 。 ③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构成直角梯级，当梯级跨过d 点时，则改在提馏段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。 ④梯级数目减一即为所需理论板数。每一个直角梯级代表一块理论板，这结合逐板计算法分析不难理解。其中过d 点的梯级为加料板，最后一级为再沸器。因再沸器相当于一块理论板，故所需理论板数应减一。 在图7-14中梯级总数为７。第四层跨过d 点，即第４层为加料板，精馏段共3层，在提馏段中，除去再沸器相当的一块理论板，则提馏段的理论板数为4-1=3。该分离过程共需6块理论板（不包括再沸器）。
填料精馏塔理论塔板数的测定(精)
实验五 填料精馏塔理论塔板数的测定 精馏操作是分离、精制化工产品的重要操作。塔的理论塔板数决定混合物 的分离程度，因此，理论板数的实际测定是极其重要的。在实验室内由精馏装 置测取某些数据，通过计算得到该值。这种方法同样可以用于大型装置的理论 板数校核。目前包括实验室在内使用最多的是填料精馏塔。其理论板数与塔结 构、填料形状及尺寸有关。测定时要在固定结构的塔内以一定组成的混合物进 行。 一． 实验目的 1．了解实验室填料塔的结构，学会安装、测试的操作技术。 2．掌握精馏理论，了解精馏操作的影响因素，学会填料精馏塔理论板 数的测定方法 3．掌握高纯度物质的提纯制备方法。 二． 实验原理 精馏是基于汽液平衡理论的一种分离方法。对于双组分理想溶液，平衡时 气相中易挥发组分浓度要比液相中的高；气相冷凝后再次进行汽液平衡，则气 相中易挥发组分浓度又相对提高，此种操作即是平衡蒸馏。经过多次重复的平 衡蒸馏可以使两种组分分离。平衡蒸馏中每次平衡都被看作是一块理论板。精 馏塔就是由许多块理论板组成的，理论板越多，塔的分离效率就越高。板式塔 的理论板数即为该塔的板数，而填料塔的理论板数用当量高度表示。填料精馏 塔的理论板与实际板数未必一致，其中存在塔效率问题。实验室测定填料精馏 塔的理论板数是采用间歇操作，可在回流或非回流条件下进行测定。最常用的 测定方法是在全回流条件下操作，可免去加回流比、馏出速度及其它变量影响，而且试剂能反复使用。不过要在稳定条件下同时测出塔顶、塔釜组成，再由该 组成通过计算或图解法进行求解。具体方法如下： １．计算法 二元组份在塔内具有n 块理论板的第一块板的汽液平衡关系符合平衡方 程式为： 1 11y y -=w w N m x x -+11α （１） y 1——第一块板的气相组成 x w ——塔釜液的组成 m α——全塔(包括再沸器)α（相对挥发度）的几何平均值m α=w p αα N ——理论板数
基于Origin LabTalk 的精馏塔理论塔板数计算
基于Origin LabTalk 的精馏塔理论塔板数计算张巍青余静张宜飞赵强赵媛媛化学与化工学院 指导教师:于涛化学与化工学院 摘要:开发了一种使用Origin软件对精馏实验数据进行图解法处理的方法，以苯——甲苯混合液实验体系为例，对实验数据进行处理，通过LabTalk脚本语言绘制出梯级图，以图解法分别求解出实验所需理论塔板数和加料板位置。结果表明该方法具有方便、快捷、准确性高的特点，并且可以有效提高学生的计算机数据处理能力。 关键词:精馏实验;精馏计算;图解法;Origin软件 前言 精馏是工业生产中一种重要的传质单元操作，利用液体混合物中各组分间挥发度的差异，以热能为媒介，实现混合物的高纯度分离，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等行业。因此，精馏实验也是化工原理实验中最重要的实验之一，在计算精馏塔理论板数时， [1]一般采用逐板计算法(Lewis—Mathson法)或图解法(McCabe,Thiele法)。其中逐板计算法以双组分精馏的平衡线方程和操作线方程为基础，在计算过程中交替使用这两个方程求算塔内气液相组成，从而确定精馏所需理论板数。图解法的基本原理与逐板计算法完全相同，只是分别用相平衡曲线和操作线代替了逐板计算法中的相平衡方程和操作线方程，并用画直角梯形线的方法代替了繁杂的计算。图解法的优点在于简便和直观，但准确性和可靠性也相对较差。而借助计算机软件辅助进行数据与图形处理，不仅可以减少人为误差、提高效 [2-3]率和精确度，还可有效地锻炼学生计算机应用能力，培养其科学研究素养。Origin是美国OriginLab公司开发的一种图形可视化和数据分析软件，具有
理论塔板数的计算
首先要得到相平衡方程和精馏段、提馏段方程，再根据逐板计算求得精馏塔的理论塔板数。 源程序： #include
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 T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； –––––塔内所需要的理论板层数； –––––总板效率； –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； –––––气体体积流量，m 3 u –––––空塔气速， u =（0.6~0.8） （3-3） V V L C u ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，3
V ρ–––––气相密度，3 C –––––负荷因子， 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子， L σ–––––操作物系的液体表面张力， 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 OW 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 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取1。 h T f 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，。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ? ?+-=-r x r x r x A a 1 222s i n 1802π （3-11）
逐板计算法
一、概述 1.1精馏操作对塔设备的要求和类型 1.1.1对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： ⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦 液或液泛等破坏操作的现象。 ⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 ⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 ⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 ⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 ⑹塔内的滞留量要小。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 1.1.2 板式塔类型 气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： ⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。 ⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 ⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 ⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是：
理论塔板简捷计算方法
6.4.6 理论塔板简捷计算方法 目标：了解简捷计算法及使用条件 （1）最少理论板数 a.全回流操作 一精馏塔在操作过程中，将塔顶蒸气全部冷凝，其凝液全部返回塔顶作为回流，称此操作为全回流，回流比R为无穷大（R=∞）。此时通常不进料，塔顶、塔底不采出。故精馏塔内气、液两相流量相等，L=V，两操作线效率均为1，并与对角线重合，如图6.4.15所示。塔内无精馏段和提馏段之分，其操作线方程可表示为： （6.4.8） 图 6.4.15全回流操作的最小理论塔板 由于全回流操作时，使每块理论板分离能力达到最大，完成相同的分离要求，所需理论板数最少，并称其为最小理论板数。 最少理论板数由以下芬斯克方程求得： 对双组分精馏，A，B两组分相对挥发度表示为 j=1，2… N (6.4.9) 由塔内操作线方程式（6.4.8）可得 或（6.4.10） 将各级相平衡关系相乘：
运用式（6.4.10）化简，在各板上的相对挥发度近似取为常数，则通过简化和整理获得Fenske方程： 该方程也可用于多组分精馏，其区别是以轻、重关键组分的分离代替双组分的精馏。 芬斯克方程推导 6.4.6 理论塔板简捷计算方法（续） （2）简捷计算法 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关联。常见的这种关联如图所示，称为吉利兰图（Gillilad）图，如图6.4.16所示。 图 6.4.16 吉利兰图
·计算 ·由图6.4.16或式（6.4.11）求解Y值，代入下式。 ·解得理论板数 N及Nmin均含再沸器理论板。 采用简捷法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，由进料组成代替，为精馏段平均相对挥发度，按以上步骤求得精馏段理论板数。同 理，求得提馏段理论板数。 例6.4.2 6.4.7 几种蒸馏操作方式的讨论 目标：介绍几种不同操作的精馏过程 在精馏过程中，常常有加热、进料方式不同，根据要求，其采出方式也有所区别，对此，分别讨论如下： （1）直接蒸气加热 一般精馏是间接加热，主要是为避免对物料污染。如果物料含有水，精馏过程中允许水存在，于是，可将加热蒸气直接通入塔釜内，直接加热。这样加热蒸气将热量、质量均带入塔内，同时参与塔的热量、质量的传递。该过程提高了传热效率，可使用温度相对低的加热蒸气，同时，又省一台再沸器。 如图6.4.17所示，由物料衡算可知精馏段物料衡算与常规塔完全一致，仅提馏段有所不同，即： （6.4.12） （6.4.13） 式中S－塔釜蒸气用量。
速率理论与塔板理论精华版
一、塔板理论 塔板理论的假设： (1) 在每一个平衡过程间隔内，平衡可以迅速达到； (2) 将载气看作成脉动（间歇）过程 (3) 试样沿色谱柱方向的扩散可忽略； (4) 每次分配的分配系数相同。 1.塔板理论（plate theory）半经验理论； 将色谱分离过程比拟作蒸馏过程，将连续的色谱分离过程分割成多次的平衡过程的重复（类似于蒸馏塔塔板上的平衡过程）； 色谱柱长：L， 虚拟的塔板间距离：H 色谱柱的理论塔板数：n 则三者的关系为： n = L / H理论塔板数与色谱参数之间的关系为：保留时间包含死时间，在死时间内不参与分配 ! 2.有效塔板数和有效塔板高度 2 2 2 1 16 54 5) ( ) ( . /b R R W t Y t n= =
? 单位柱长的塔板数越多，表明柱效越高。 ? 用不同物质计算可得到不同的理论塔板数。 ? 组分在t M 时间内不参与柱内分配。需引入有效塔板数和有效塔 板高度： 3.塔板理论的特点和不足 (1)当色谱柱长度一定时，塔板数n 越大(塔板高度H 越小)，被测组分在柱内被分配的次数越多，柱效能则越高，所得色谱峰越窄。 (2)不同物质在同一色谱柱上的分配系数不同，用有效塔板数和有效塔板高度作为衡量柱效能的指标时，应指明测定物质。 (3)柱效不能表示被分离组分的实际分离效果，当两组分的分配系数K 相同时，无论该色谱柱的塔板数多大，都无法分离。 (4) 塔板理论无法解释同一色谱柱在不同的载气流速下柱效不同的实验结果，也无法指出影响柱效的因素及提高柱效的途径。 二 速率理论 1956年 荷兰学者v an Deemter 等 在研究气液色谱时，提出了色谱过程动力学理论— — 速率理论。 222/1)(16)(54.5b R R W t Y t n ==理有效 有效有效n L H W t Y t n b R R ===2'22/1')(16)(54.5
MATLAB图解精馏塔理论塔板数程序代码
MATLAB图解精馏塔理论塔板数程序代码 function distillation %文件名“distillation”可以更改 % 输入计算所需参数 q=1;%输入进料热状况参数 R=1.5;%输入回流比 xD=0.95;%输入塔顶轻组分摩尔分数 xW=0.04;%输入塔底轻组分摩尔分数 xF=0.52;%输入进料轻组分摩尔分数 %以下输入相平衡数据 x0=[0 0.0196078 0.0392156 0.0588235 0.0784313 0.0980392 0.1176471 0.1372549 0.1568627 0.1764706 0.1960784 0.2156863 0.2352941 0.254902 0.2745098 0.2941176 0.3137255 0.3333333 0.3529412 0.372549 0.3921569
0.4313725 0.4509804 0.4705882 0.4901961 0.5098039 0.5294118 0.5490196 0.5686275 0.5882353 0.6078431 0.627451 0.6470588 0.6666667 0.6862745 0.7058824 0.7254902 0.745098 0.7647059 0.7843137 0.8039216 0.8235294 0.8431373 0.8627451 0.8823529 0.9019608 0.9215686 0.9411765 0.9607843 0.9803922 1]; y0=[0
0.0856224 0.1258286 0.1643911 0.2013788 0.2368595 0.2708994 0.303563 0.3349129 0.3650094 0.3939109 0.4216732 0.4483501 0.4739928 0.4986506 0.5223702 0.5451963 0.5671715 0.5883362 0.6087289 0.6283862 0.6473428 0.6656317 0.6832842 0.70033 0.7167974 0.7327131 0.7481026 0.76299 0.7773982 0.791349 0.8048631
理论塔板数
理论塔板数 定义 理论塔板数（theoretical plate number），N色谱的柱效参数之一,用于定量表示色谱柱的分离效率（简称柱效）。N取决于固定相的种类、性质（粒度、粒径分布等）、填充状况、柱长、流动相的种类和流速及测定柱效所用物质的性质。如果峰形对称并符合正态分布，N可近似表示为： 理论塔板数=5.54(保留时间/半高峰宽)2 (2是平方) 柱效率用理论塔板数定量地表示：N=16*（t/w ）2。其中，t是溶质从进样到最大洗脱峰出现的时间，w为该溶质的洗脱峰在基线处的宽度。在一色谱柱中用相同的洗脱条件时候，不同化合物的滞留时间与其洗脱峰宽度之比接近常数。因此理论塔板数大的色谱柱效率高。当然，N的大小和柱子长度有密切关系：理论塔板高度H=柱长/N，用H可以衡量单位长度的色谱柱的效率，H越小，则色谱柱效率越高。。。 N为常量时，W随tR成正比例变化。在一张多组分色谱图上，如果各组份含量相当，则后洗脱的峰比前面的峰要逐渐加宽，峰高则逐渐降低。 用半峰宽计算理论塔板数比用峰宽计算更为方便和常用，因为半峰宽更容易准确测定，尤其是对稍有拖尾的峰。 N与柱长成正比，柱越长，N越大。用N表示柱效时应注明柱长，，如果未注明，则表示柱长为1米时的理论塔板数。（一般HPLC柱的N在1000以上。）若用调整保留时间（tR’）计算理论塔板数，所得值称为有效理论塔板数（N有效或Neff）=16(tR’/W)2 处理方法 理论塔板数下降后可以考虑色谱柱再生 1.反相柱
分别用甲醇:水=90:10,纯甲醇（HPLC级）,异丙醇（HPLC级）,二氯甲烷（HPL C级）等溶剂作为流动相,依次冲洗,每种流动相流经色谱柱不少于20倍的色谱柱体积.然后再以相反的次序冲洗. 2.正相柱 分别用正己烷（HPLC级）,异丙醇（HPLC级）,二氯甲烷（HPLC级）,甲醇（H PLC级）等溶剂做流动相,顺次冲洗,每种流动相流经色谱柱不少于20倍的柱体积(异丙醇粘度大,可降低流速,避免压力过高).注意使用溶剂的次序不要颠倒,用甲醇冲洗完后,再以相反的次序冲洗至正己烷.所有的流动相必须严格脱水. 3.离子交换柱 长时间在缓冲溶液中使用和进样,将导致色谱柱离子交换能力下降,.用稀酸缓冲溶液冲洗可以使阳离子柱再生,反之,用稀碱缓冲溶液冲洗可以使阴离子柱再生. 另外,还可以选择能溶解柱内污染物的溶剂为流动相做正方向和反方向冲洗.但再生后的色谱柱柱效是不可能恢复到新柱的水平的. 如果柱子装反了,可以调回来,但可能会造成柱内担体塌陷.在不得已的情况下尽量不要反装色谱柱. 梯度洗脱 科技名词定义 中文名称： 梯度洗脱 英文名称： gradient elution 定义： 梯度性地改变洗脱液的组分(成分、离子强度等)或pH，以期将层析柱上不同的组分洗脱出来的方法。 所属学科： 生物化学与分子生物学(一级学科) ；方法与技术(二级学科) 本内容由全国科学技术名词审定委员会审定公布 梯度洗脱（gradient elution）又称为梯度淋洗或程序洗提。 在气相色谱中，为了改善对宽沸程样品的分离和缩分析间周期，广泛采用程序升温的方法。而在液相色谱中则采用梯度洗脱的方法。在同一个分析周期中，按一定程
化工原理精馏题
五蒸馏 汽液相平衡 1.1 苯(A)与氯苯(B)的饱和蒸汽压[mmHg]和温度[℃]的关系如下: t 80.92 90 100 110 120 130 131.8 p 760 1008 1335 1740 2230 2820 3020 p 144.8 208.4292.8 402.6 542.8 719 760 若苯—氯苯溶液遵循Raoult定律,且在1atm下操作,试作： (1) 苯—氯苯溶液的t—x(y)图及y—x图； (2) 用相对挥发度的平均值另行计算苯—氯苯的x—y值。 1.2 苯—甲苯混合液的组成x=0.4(摩尔分率),求其在总压p=600[mmHg]下的泡点及平衡汽相组成。又苯和甲苯的混合气含苯40％(体积％)，求常压下的露点。已知苯—甲苯混合液服从拉乌尔定律。苯(A)和甲苯(B)的蒸汽压p、p [mmHg],按下述Antoine方程计算：式中t为温度[℃]。 lg p=6.89740-1206.350/(t+220.237) lg p=6.95334-1343.943/(t+219.237) 1.3 某双组分理想物系当温度t=80℃时，p=106.7kPa，p=40kPa，液相摩尔组成为x A=0.4，试求: (1) 与此液相组成相平衡的汽相组成y A； (2) 相对挥发度α。 1.4 一双组分精馏塔，塔顶设有分凝器，已知进入分凝器的汽相组 成y1=0.96(?摩尔分率,下同)，冷凝液组成x D=0.95，两个组分的相对 挥发度α=2，求: (1) 出分凝器的汽相组成y D= (2) 出分凝器之液、汽的摩尔流率之比L/V D= 习题4附图 1.5 在1atm下对x=0.6(摩尔分率)的甲醇—水溶液进行简单蒸馏，当馏出量为原料的1/3时，求此时刻的釜液及馏出物的组成。设x=0.6附近平衡线可近视为直线，其方程为y=0.46x+0.549 1.6 某二元混合物原料中易挥发组分x F=0.4(摩尔组成)，用平衡蒸馏的方式使50%的物料汽化，试求气相中易挥发组分的回收率。（设相对挥发度为3） 1.7 将含有24%(摩尔,以下同)易挥发组分的某液体混合物送入连续操作的精馏塔，馏出液中含有95%的易挥发组分，残液中含有3%易挥发组分。塔顶蒸汽量为850[kmol/h]，回流量为670[kmol/h]，塔顶采用全凝器，试求塔顶易挥发组分的回收率及残液量。 1.8 现有一连续精馏塔只有精馏段，用于A、B两组分的分离。已知A与B?的分子量分别为78与92，进料量为100[kg/h]，含A组成为10%(质量%以下同)，进料状态为饱和蒸汽自塔底送入，如图示。如果要求馏出产品中A的组成为95%，残液中A的组成为1%,试求: (1) 塔顶馏出液的量、釜残液量及塔顶的蒸汽量各为多少[kg/h] (2) 回流比R (3) 写出该塔操作线的数值表达式。 1.9 在连续精馏塔中,精馏段操作线方程 y=0.75x+0.2075,q线方程为y=-0.5x+1.5x F, 试求: (1) 回流比R
精馏塔理论塔板数与c语言编程计算
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理论塔板数
理论塔板数 1、定义 理论塔板数（theoretical plate number）N，色谱的柱效参数之一,用于定量表示色谱柱的分离效率（简称柱效）。N取决于固定相的种类、性质（粒度、粒径分布等）、填充状况、柱长、流动相的种类和流速及测定柱效所用物质的性质。如果峰形对称并符合正态分布，N可近似表示为：理论塔板数=5.54(保留时间/半高峰宽)2柱效率用理论塔板数定量地表示：N=16*（t/w ）2。其中，t是溶质从进样到最大洗脱峰出现的时间，w为该溶质的洗脱峰在基线处的宽度。在一色谱柱中用相同的洗脱条件时候，不同化合物的滞留时间与其洗脱峰宽度之比接近常数。因此理论塔板数大的色谱柱效率高。当然，N的大小和柱子长度有密切关系：理论塔板高度H=柱长/N，用H可以衡量单位长度的色谱柱的效率，H越小，则色谱柱效率越高。 N为常量时，W随tR成正比例变化。在一张多组分色谱图上，如果各组份含量相当，则后洗脱的峰比前面的峰要逐渐加宽，峰高则逐渐降低。 用半峰宽计算理论塔板数比用峰宽计算更为方便和常用，因为半峰宽更容易准确测定，尤其是对稍有拖尾的峰。
N与柱长成正比，柱越长，N越大。用N表示柱效时应注明柱长，，如果未注明，则表示柱长为1米时的理论塔板数。（一般HPLC柱的N在1000以上。）若用调整保留时间（tR′）计算理论塔板数，所得值称为有效理论塔板数（N有效或Neff）=16(tR′/W)2 我们知道实际操作过程中，峰会出现拖尾的情况，所以，实用半峰宽比使用峰宽要准确一些，当然这也不是绝对的。 理论塔板高度和理论塔板数都是柱效指标，，由于峰宽或半峰宽是组分分子在色谱柱内离散的度量，总的离散程度是单位柱长内分子离散的累计，其与柱长成正比。 理论塔板数首先应该是和柱子的性能是有关系的，像填料，柱长什么的，和你的流动相，流速，样品分子量大小都是有关系的。每个峰的理论塔板数肯定是不同的，理论塔板数越高峰形越好。 2、理论塔板数下降后可以考虑色谱柱再生 （1）、反相柱 分别用甲醇：水=90：10，纯甲醇（HPLC级），异丙醇（HPLC级），二氯甲烷（HPLC级）等溶剂作为流动相，依次冲洗，每种流动相流经色谱柱不少于20倍的色谱柱体积，然后再以相反的次序冲洗。 （2）、正相柱 分别用正己烷（HPLC级），异丙醇（HPLC级），二氯甲烷（HPLC级），甲醇（HPLC级）等溶剂做流动相顺次冲洗，每种流动相流经色谱柱不少于20倍的柱体积(异丙醇粘度大,可降低流速，避免压力过高)。注意使用溶剂的次序不要颠倒，用甲醇冲洗完后，再以相反的次序冲洗至正己烷.所有的流动相必须严格脱水。 （3）、离子交换柱 长时间在缓冲溶液中使用和进样，将导致色谱柱离子交换能力下降，用稀酸缓冲溶液冲洗可以使阳离子柱再生，反之，用稀碱缓冲溶液冲洗可以使阴离子柱再生。 另外，还可以选择能溶解柱内污染物的溶剂为流动相做正方向和反方向冲洗，但再生后的色谱柱柱效是不可能恢复到新柱的水平的。
基于Origin LabTalk 的精馏塔理论塔板数计算
基于Origin LabT alk 的精馏塔理论塔板数计算 张巍青余静张宜飞赵强赵媛媛化学与化工学院 指导教师：于涛化学与化工学院 摘要：开发了一种使用Origin软件对精馏实验数据进行图解法处理的方法，以苯——甲苯混合液实验体系为例，对实验数据进行处理，通过LabTalk脚本语言绘制出梯级图，以图解法分别求解出实验所需理论塔板数和加料板位置。结果表明该方法具有方便、快捷、准确性高的特点，并且可以有效提高学生的计算机数据处理能力。 关键词：精馏实验；精馏计算；图解法；Origin软件 前言 精馏是工业生产中一种重要的传质单元操作，利用液体混合物中各组分间挥发度的差异，以热能为媒介，实现混合物的高纯度分离，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等行业。因此，精馏实验也是化工原理实验中最重要的实验之一，在计算精馏塔理论板数时，一般采用逐板计算法（Lewis—Mathson法）或图解法（McCabe－Thiele法）[1]。其中逐板计算法以双组分精馏的平衡线方程和操作线方程为基础，在计算过程中交替使用这两个方程求算塔内气液相组成，从而确定精馏所需理论板数。图解法的基本原理与逐板计算法完全相同，只是分别用相平衡曲线和操作线代替了逐板计算法中的相平衡方程和操作线方程，并用画直角梯形线的方法代替了繁杂的计算。图解法的优点在于简便和直观，但准确性和可靠性也相对较差。而借助计算机软件辅助进行数据与图形处理，不仅可以减少人为误差、提高效率和精确度，还可有效地锻炼学生计算机应用能力，培养其科学研究素养[2-3]。Origin是美国OriginLab公司开发的一种图形可视化和数据分析软件，具有强大的数据分析和绘图功能[4]。本文利用Origin7.0软件的LabTalk脚本语言，开发出一种二元精馏塔理论塔板数的计算方法。 1.材料与方法 1.1Origin LabTalk Origin除了提供使用方便的图框、工具之外，还提供了编程语言，便于用户进行自定义操作，这种编程语言就是LabTalk。LabTalk是一种功能完整的编程语言，它能够实现Origin 软件中的所有操作，其语法结构类似于C语言，但又不完全相同。LabTalk还包含了带有功能选择和参数的DOS类型命令，并具有和VB相似的对象属性和方法[4]。另外LabTalk可以自定义对象，从而增加了灵活性，令用户在使用Origin时更加自由。 1.2计算流程
AutoCAD图解法求精馏塔理论塔板数
第29卷Vol 129 第3期 No 13西华师范大学学报(自然科学版) Journal of China W est Nor mal University (Natural Sciences )2008年9月 Sep 12008 文章编号:167325072(2008)0320288203 收稿日期:2008-04-20 作者简介:刘爱科(1980-),男,湖南常德人,西华师范大学化学化工学院助教,硕士研究生,主要从事化工仿真教学与研究工作. Aut oC AD 图解法求精馏塔理论塔板数 刘爱科 1,2 ,陈亚军 2 (11西华师范大学应用化学研究所,四川南充 637002; 21西华师范大学计算机学院,四川南充 637002) 摘 要:讨论了用Aut oCAD 图解法求精馏塔理论塔板数,并给出了V isual L is p 程序.对话框的引入,使操作更容 易,用户输入相关数据后,立即获得图解结果.经实例验证,该法计算精度接近逐板计算法. 关键词:Aut oC AD;V isual L is p 程序;精馏塔;理论塔板数 中图分类号:TP311 文献标识码:B 0 引 言 经典的精馏塔理论塔板数求法有逐板计算法、图解法两种[1] .逐板计算法计算量大,通常需要编写程序拟和气液相平衡曲线,难度较大;而利用图板、铅笔的传统作图法,很难满足工程设计的精度要求,而且可重现性差.随着Aut oCAD 应用于化工制图的普及,本文讨论了利用Aut oCAD 图解法求精馏塔理论塔板数的方法,并给出了V isual L is p 程序. 1 原理与步骤 1.1 有关方程 方程(1)为气液相平衡方程,由多组气液平衡点数据拟和而成.对非理想物系,很难用简单的函数来表 达气液平衡关系.Aut oCAD 图解法求解过程中,基于塔顶全冷凝假设可得第一层塔板上升的蒸气组成y 1与塔顶回流液组成x d 相同.将y 1代入方程(1)可求得第一层塔板上下降液体组成x 1.将x 1代入(2)式(精馏段操作线方程)求得第二层塔板上升的蒸气组成y 2.依次类推向下计算,直到第n 层板上液相组成小于等于进料板液相组成为止,即x n ≤x f .第n 块板即为最佳进料板.跨过进料板,操作关系改为(3)式(提馏段操作线方程).由提馏段第一层塔板上液相组成与精馏段第n 层塔板的液相组成相等得:x ′1=x n .与精馏段计算方法类似,由方程(3)、方程(1)依次向下计算,直到x ′m ≤x w 为止.所以,完成分离任务,精馏塔所需理论塔板数为n +m -1(含塔釜)[1] . y =f (x ). (1) y n +1= R R +1 x n + 1R +1 x d .(2)y ′m +1=q n,L +δ?q n,F q n,L +δ?q n,F -q n,W x ′m -q n,W q n,L +δ?q n,F -q n,W x w . (3) y = δ δ-1x -x f δ-1 . (4)1.2 Aut oCAD 图解法步骤 首先利用两点法,依次绘制精馏段操作线、进料热状况参考线、提馏段操作线.由于Aut oCAD 绘图的精确性,可直接取点(x w ,x w )做为提馏段操作线的下端点.然后运用样条曲线拟和气液平衡点得气液平衡曲 线 [2] ,由于Aut oCAD 内置了非均匀有理B 样条算法 [3] ,可以避免编写拟和函数.最后自精馏段操作线上端点
板式吸收塔理论塔板数的计算
板式吸收塔理论塔板数的计算 14404806 龙益如 通常在吸收操作中，大多采用填料塔。然而，填料式吸收塔不是在所有情况下均适用，仅在处理量较小，塔径在600毫米以下时（文献得知），采用填料塔比较经济。当塔径较大时，可能出现严重的壁流和沟流现象，导致吸收效率下降。故，处理量较大时，采用板式吸收塔。另外，填料塔不能像板式塔一样设置人孔进行检修和清洗，故此方面依旧板式塔更优。 下面进行板式吸收塔的理论塔板数的计算，主要参照板式精馏塔采用逐级计算法和图解法，另外由查阅文献介绍解析法等其他方法。 方法一： 首先，我们假定板式吸收塔中每一块塔板均为理想板，即塔板上的液相组成是均匀的，且离开该板的气液两相处于平衡状态，即所谓理论板。同时，在气相中采用惰性组分的摩尔比为基准，在液相中采用吸收剂的摩尔比为基准，且满足吸收过程中惰性组分吸收剂的流量均可视为恒定，即各板上升的惰性组分的摩尔流量V均相等，各板下降的吸收剂的摩尔流量L均相等。基于以上讨论，参照板式精馏塔的处理方式，进行计算： 如图所示，在全塔范围内对溶质进行物料衡算得 V Y b+LX a=VY a+LX b(1-1) V Y b?Y a=L(X b?X a)(1-2)
在吸收塔的任意两板间（i 和i+1）分别与塔顶 或者塔底的范围内，对溶质A 进行物料衡算得 V Y i +1+LX a =VY a +LX i 移项，得 Y i +1=L V X i +(Y a ?L V X a )(1-3)即为板式吸收塔的操作线方程。 由以上部分计算对比教材上填料式吸收塔的计算可 知，此部分两者的处理方法基本相同。故，后续部 分计算直接采用书上已有公式。 其中，Y a =Y b (1?φA ) (1-4) 而最小液气比 （L V ）min =Y b ?Y a Y b m ?X a (1-5) 又实际液气比为 L V =（1.1~1.2）（L V ）min （1-6） 图1-1 一般情况下，进行吸收操作时，处理量V 、进塔气体组成Y b 、出塔气体组成Y a 以及进塔吸收剂组成X a 均为设计时已经确定的量，故式1-2、1-5、1-6可求得出塔吸收液组成X b 。 从塔顶开始进行逐板计算： 由平衡线方程 Y =mX (1-7) X 1=Y a m 由操作线方程: Y 2=L V X 1+(Y a ?L V X a ) 由平衡线方程： X 2=Y 2m
理论塔板计算
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。通常在设计中先求出按生产要求所需的理论塔板数N T然后用塔板效率η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）塔身对外界是绝热的，即没有热损失。 （2）回流液由塔顶全凝器供给，其组成与塔顶产品相同。 （3）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。 （4）恒摩尔气化在精馏操作时，在精馏段内，每层塔板上升的蒸气的摩尔流量都是相等的，提馏段内也是如此，即： 精馏段：V1 = V2 = …………＝Ｖn= 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Ｖn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：Ｌ1 = L2=…………= 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