A. 精馏塔的裙座规格与塔径的关系
一般设计采取座上部与塔等径，下部采用1.3-1.5倍塔径（视塔总高和总重定），座高采用1.5-2倍塔径。
B. 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
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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
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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．