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提馏段的计算

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4.3提馏段的计算

4.3.1 精馏塔的提馏段工艺条件

1）操作压力计算

塔顶操作压力：PD=P0+P表=101.3+4=105.3kPa

每层塔板压降：ΔP≤0.7kPa

进料板压力：PF=PD+ΔP×20=105.3+20×0.7=119.3kPa

塔釜压力：PW=PD+ΔP×43=105.3+20×0.7=135.4kPa

提馏段平均压力：Pm=（PF+PW）/2=（119.3+135.4）/2=127.35kPa

2）操作温度的计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托因方程计算，计算结果如下：

进料 T/℃ P0/mmHg P/pa 试差Xi 组分 P总/Pa xi

苯 105300 0.3 99.78 1344.22 179170.58 0.2999

甲苯 0.7 99.78 552.58 73653.17 0.7001

塔釜 T/℃ P0/mmHg P/pa 试差Xi 组分 P总/Pa xi

苯 135400 0.002 121.07 2310.43 307956.04 0.0020

甲苯 0.998 121.07 1013.24 135053.67 0.9980

塔釜温度 tW=121.07℃

进料板温度 tF=104.17℃

提馏段平均温度 tm=（tW+tF）/2=(121.07+104.17)/2=112.62℃

3)平均摩尔质量计算

1塔釜平均摩尔质量的计算

由图解理论板（见图0-0），得

由xW=0.002查得yW=0.00493 MVWm=0.00493×78.11+（1－0.00493）×92.14=92.07kg/kmol

MLWm=0.002×78.11+（1－0.002）×92.14=92.11kg/kmol

2进料板平均摩尔质量的计算

由图解理论板（见图0-0），得

由xF=0.3查得yF=0.5142

MVFm=0.5142×78.11+（1－0.5142）×92.14=84.92kg/kmol

MLFm=0.3×78.11+（1－0.3）×92.14=87.93kg/kmol

由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：

molkgMVm/50.882/)84.9292.07(

molkgMLm/02.902/)87.9392.11(

4)平均密度计算

① 气相平均密度计算

由理想气体状态方程式计算，即

3/51.3)15.27362.112(314.850.8835.127mkgRTMpmVmmVm

② 液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算，即：

LBBLAALmaa1

塔釜液相平均密度的计算。

由 tW=121.07℃，查液体在不同温度下的密度表得：

3/5.742mkgA 3/5.747mkgB

5.747998.05.742002.01Lwm 3/5.747mkgLwm

进料板液相平均密度的计算 由tF=104.17℃，查手册得

ρA=782.50kg/m3；ρB=786.6kg/m3

进料板液相质量分率

aA=xF×MA/(xF×MA+(1-xF)×MB)

=0.3×78.11/(0.3×78.11+(1-0.3)×92.14)=0.266

ρLFm=1/(aA/ρA+(1-aA)/ρB)

=1/(0.266/782.50+(1-0.266)/786.6)=785.50kg/m3

提馏段液相平均密度为

ρLm=（ρLWm+ρLFm）/2=(747.5+785.50)/2=766.5kg/m3

5)液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算，即：

niiiLmx1

塔釜液相平均表面张力的计算。

由 tW=121.07℃，查液体表面张力共线图得：

mmNA/41.16 mmNB/25.17

mmNLWm/25.1725.17)002.01(41.16002.0

进料板液相平均表面张力的计算

由tF=104.17℃，查手册得

σA=17.6mN/m；σB=18.2mN/m

σLFm=0.3×17.6+0.7×18.2=18.02mN/m

提馏段平均表面张力为：

mmNLm/64.172/)02.1825.17(

(5)液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算，即：

iiLmxlglg

塔釜液相平均黏度的计算：

由tW=121.07℃，查气体黏度共线图得：

smPaA201.0 smPaB231.0

231.0lg002.01201.0lg002.0lgLWm smPaLWm231.0

提馏段液相平均黏度的计算：

由tF＝104.17℃，查手册得

μA =0.232 mPa·s ；μB =0.256 mPa·s

lgμLFm= 0.3×lg(0.232)+ (1-0.3)×lg(0.256)

μLFm=0.248mPa·s

提馏段液相平均黏度为：

smPaLm240.02/)248.0231.0(

4.3.2 提馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1)塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为：

smMVVVmVmS/36.151.3360050.8892.1943600'3

smMLLLmLmS/0096.05.766360002.9091.2923600'3

由VVLCumax，式中C由2.020)20(LCC求取，其中20C由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为

21FVLhhVLVL、104.03.51766.5360036.13600096.0021

取板间距mHT4.0，，板上液层高度mhL08.0，则 mhHLT32.008.04.0

查筛板塔汽液负荷因子曲线图得072.020C

0702.0)2064.17(072.0)20(072.02.02.0LC

smCuVVL/04.151.351.35.7660702.0max

取安全系数为0.7，则空塔气速为：

smuu/728.004.17.07.0max

muVDS542.1728.036.144

按标准塔径圆整后为mD6.1。

塔截面积为：

222Tm01.2.6144AD

s/m677.02.011.36AVuTS

4.3.3 塔板主要工艺尺寸的计算

(1)溢流装置计算

因塔径D＝1.6m，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wl

取LW = 0.66D = 0.661.6 = 1.056m

② 溢流堰高度wh

由owLowhhh，选用平直堰，堰上液层高度owh由下式计算，即：

32)(100084.2whowlLEh

近似取E=1，则290m0.01.05636000.00961100084.2100084.23232WhOWLLEh 取板上清液层高度hL=0.08m

故hw=hL－hOW =0.08-0.029=0.051m

③ 弓形降液管宽度dW和截面积fA：

由6.60DLw，查弓形降液管参数图得：

0722.0TfAA 124.0DWd

则：Af=0.0722AT=0.0722×2.01=0.1451m2

Wd=0.124D=0.124×1.6=0.1984m

验算液体在降液管中停留时间，即：

5ss04.636000.0096.401451.036003600hLHATf

故降液管设计合理。

④ 降液管底隙的流速smu/25.0'0，则：

.0374m025.01.056360036000.0096uL3600Lh'Wh00

hw－h0=0.051－0.0374=0.00136m > 0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度mmhw50'。

(2)塔板布置

① 塔板的分块。因mmD800，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔极分为3块。

② 边缘区宽度确定：

取mWWss075.0'，mWc045.0

③ 开孔区面积计算。开孔区面积aA计算为：

)sin180(21222rxrxrxAa

其中 mWWDxsd5266.0)075.01984.0(26.1)(2 mWDrc755.0045.026.12

故 21222450.1)755.05266.0sin755.01805266.0755.05266.0(2mAa

④ 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用mm3碳钢板，取筛孔直径mmd50。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：

mmdt155330

筛孔数目n为：

个7444015.0450.1155.1155.122tAna

开孔率为：

%1.10)155(907.0)(907.02200tdAAa

气体通过筛孔的气速为：

smAVus/28.9450.1101.036.100

4.3.4 筛板的流体力学验算

(1)塔板压降

① 干板阻力ch计算。干板阻力由下式计算：

20021CughLVc

由67.1350d，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得772.00C

故液柱mhc034.0772.028.95.76651.3051.02

② 气体通过液层的阻力lh计算。气体通过液层的阻力Lh由下式计算，即

Lhh1

smAAVufTsa/729.01451.001.236.1

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精馏段和提馏段操作线方程

精馏段和提馏段操作线方程

《精馏段和提馏段操作线方程》教学设计

课程名称 化工单元操作 课 题 精馏段和提馏段操作线方程

授课对象 中职二年级学生 课 型 理论课

授课人数 48人 课 时 1

教材分析

教学目标 1.知识与技能：

通过学习，学生掌握精馏段和提馏段操作线方程。

2.过程与方法：

学生能通过本节课的学习，分析解决实际问题，培养合作意识和创造性思维能力。

3.情感态度与价值观：

通过学习本节课，学生能正确对待学习，养成良好的学习习惯，寻找有效的学习方法。

教学重点 精馏段和提馏段操作线方程及其画法、有关计算

教学难点 精馏段和提馏段操作线方程的推导

教学方式 以PPT展示、黑板讲授相结合为主，启发、提问、讨论等多种方法相结合。

课1.全班分为8个学习小组，选好小组长； 前准备 2.多媒体课件ppt；

3.预习课本上《精馏段和提馏段操作线方程》有关内容。

教学过程

教学环节 教师活动 学生活动 时间

复习回顾

导入新知

复习：精馏塔全塔物料衡算方程

导入：在化工专业春季高考中，精馏的计算上非常重要的，特备上有关操作线方程的计算。今天我们就来学习精馏段和提馏段操作线方程及其计算。

回答：

总物料衡算：

F=D+W

易挥发组分衡算：

FxF=DxD +WxW

讲授新知

讲述：在精馏塔中，任意塔板（n 板）下降的液相组成xn与由其下一层塔板（n+1板）上升的蒸汽组成yn+1之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程。操作

学生聆听、记忆

线方程可通过塔板间的物料衡算求得。

在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，现分别予以讨论。

讲授新知

讲述：

1、 精馏段操作线方程

在图片虚线范围（包括精馏段的第n+1层板以上塔段及冷凝器）内作物料衡算，以单位时间为基准，可得：总物料衡算：V=L+D

易挥发组分的物料衡算：

精馏段和提馏段操作线方程 2

精馏段和提馏段操作线方程 2

《精馏段和提馏段操作线方程》教学设计

课程名称 化工单元操作 课 题 精馏段和提馏段操作线方程

授课对象 中职二年级学生 课 型 理论课

授课人数 48人 课 时 1

教材分析

教学目标 1.知识与技能：

通过学习，学生掌握精馏段和提馏段操作线方程。

2.过程与方法：

学生能通过本节课的学习，分析解决实际问题，培养合作意识和创造性思维能力。

3.情感态度与价值观：

通过学习本节课，学生能正确对待学习，养成良好的学习习惯，寻找有效的学习方法。

教学重点 精馏段和提馏段操作线方程及其画法、有关计算

教学难点 精馏段和提馏段操作线方程的推导

教学方式 以PPT展示、黑板讲授相结合为主，启发、提问、讨论等多种方法相结合。

课1.全班分为8个学习小组，选好小组长； 前准备 2.多媒体课件ppt；

3.预习课本上《精馏段和提馏段操作线方程》有关内容。

教学过程

教学环节 教师活动 学生活动 时间

复习回顾

导入新知

复习：精馏塔全塔物料衡算方程

导入：在化工专业春季高考中，精馏的计算上非常重要的，特备上有关操作线方程的计算。今天我们就来学习精馏段和提馏段操作线方程及其计算。

回答：

总物料衡算：

F=D+W

易挥发组分衡算：

FxF=DxD +WxW

讲授新知

讲述：在精馏塔中，任意塔板（n 板）下降的液相组成xn与由其下一层塔板（n+1板）上升的蒸汽组成yn+1之间的关系称之为操作关系，描述它们之间关系的方程称为操作线方程。操作

学生聆听、记忆

线方程可通过塔板间的物料衡算求得。

在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，现分别予以讨论。

讲授新知

讲述：

1、 精馏段操作线方程

在图片虚线范围（包括精馏段的第n+1层板以上塔段及冷凝器）内作物料衡算，以单位时间为基准，可得：总物料衡算：V=L+D

易挥发组分的物料衡算：

基于前馈补偿和模糊PID的提馏段温度串级控制系统

基于前馈补偿和模糊PID的提馏段温度串级控制系统

２００８年１１月　炼油技术与工程　ＰＥＴＲＯＬＥＵＭ　ＲＥＦＩＮＥＲＹ　ＥＮＧＩＮＥＥＲＩＮＧ　第３８卷第１　１期　

自动控制　

基于前馈补偿和模糊ＰＩＤ的提馏段　

温度串级控制系统冰　

湛腾西张国云胡文静　

湖南理工学院物理与电子信息系（湖南省岳阳市４１４００６）　

摘要：针对精馏过程内部机理复杂、参数动态变化情况，提出一种基于前馈补偿和模糊ＰＩＤ的提馏段温度串级　控制系统，根据提馏段工况的改变，自适应调整主控制器ＰＩＤ参数，同时引入前馈控制，克服系统不可控扰动。结　果表明，该系统能够较好地克服各种干扰，稳定提馏段温度，从而达到间接控制精馏产品纯度的目的。　

关键词：前馈补偿模糊ＰＩＤ串级控制精馏过程提馏段　

精馏塔提馏段温度控制多采用简单的ＰＩＤ控　

制器，但是由于精馏过程是内在机理复杂的动态　

过程，且具有非线性、质量参数在线检测等特点，　同时其过程参数易发生动态变化，各参数问耦合　

严重，难以建立准确的数学模型，单纯采用ＰＩＤ控　

制器不能进行参数的自校正。同时精馏塔进料温　

度或釜温的变化、再沸器加热量和冷凝器冷却量　的变化及塔的环境温度的变化等常常给提馏段带　

来温度扰动，ＰＩＤ控制器难以解决这些问题，因此　控制效果并不理想。针对这一状况，本研究提出　

一种带前馈补偿的模糊自整定ＰＩＤ串级控制器，　

对提馏段温度进行控制，实际运行结果证明了该　方法的有效性。　

１工艺分析　精馏塔装置如图１所示，由精馏塔，再沸器，　

回流罐和冷凝器四部分组成，原油从精馏塔中段　

的进料塔板进入精馏塔，进入塔内的原油被由再　沸器提供的高温蒸汽加热，其中，由于组分沸点不　

同，沸点低的组分较易汽化而上升，而沸点较高的　

组分则难以汽化而往下流。上升的蒸汽依次经过　塔板，上升至塔顶的冷凝器中冷凝成液体，经回流　

罐和回流泵，一部分引出作为塔顶产品，另一部分　

引回顶部塔板，作为塔内冷却液；下流的液体达到　

塔釜后一部分被引出作为塔釜产品，另一部分在　再沸器中被载体加热汽化后返回塔中。　

精馏塔主要尺寸的计算

精馏塔主要尺寸的计算

第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算

3.1精馏段和提馏段相关数据的计算

3.1.1操作温度

由第二章可知80.07

DtC，95.79

FtC，108.5

WtC 精馏段温度：11

()80.0795.7987.94361.09

22nDFntttCTk 提馏段温度：11

()95.79108.5102.145375.295

22mwFmtttCTk

3.1.2平均分子量

由第二章可知，塔顶馏出液，进料液及塔底残液的液相分子量分别为

=78.35kg/kmolM

L，D ，=86.68kg/kmolM

L，F，,=91.8kg/kmol

LWM

精馏段液相平均分子量:

,1

(78.3586.68)82.52

2LnM

提馏段液相平均分子量:

,1

(86.6891.8)89.24

2LmM

由第二章可知0.9932,0.0518,0.61

DWFyyy

塔顶馏出液，进料液及塔底残液的气相分子量

1n

iii

iMyM

 （3.1）

由式（3.1）得塔顶馏出液的气相分子量

,0.993278.11-=

VDM（10.9932）92.1378.21

由式（3.1）得进料液的气相分子量

,0.6178.11+-=

VFM（10.61）92.1383.58

由式（3.1）得塔底残液的气相分子量

,0.051878.11(10.0518)92.1391.4

VWM

精馏段气相平均分子量

,1

(78.2183.58)80.86

2VnM

提馏段气相平均分子量 ,1

(83.5891.4)84.8

2VmM

3.1.3平均气相密度

根据任务书的要求，塔顶表压为4 kPa，压降为0.7 kPa

则塔顶压力：104,

DpkPa

进料压力：1040.716115.2

FpkPa

塔底压力：1040.725121.5,

WpkPa 精馏段压力：1