第四节 原油精馏塔工艺计算

第四节原油蒸馏塔工艺计算The process calculation of crude distillation tower主讲涂永善化学工程学院工艺设计：确定工艺参数、设备结构尺寸等。

工艺计算分为设计计算和标定核算工艺核算：考察装置或设备的实际操作状况，如处理量、转化率、产品收率及质量，操作参数是否达到设计要求？存在哪些问题等？提出改进措施或指导性建议。

设计计算：针对新装置或设备标定核算：针对现有装置或设备工艺计算的类型及含义（1）原油性质：如密度、粘度、K 、相对分子质量M 、含水量、TBP 蒸馏数据、平衡气化蒸馏数据（2）产品方案及产品性质（如20℃密度、M 、恩氏蒸馏数据、临界参数、焦点参数等）（3）装置处理量（最大/最小）及正常生产时间（按1年350天计，即8400小时）（4）汽提水蒸气的温度、压力（5）同类型生产装置及生产方案的实际操作数据（便于参考和比较）原油蒸馏塔工艺设计计算的依据-基础数据原油蒸馏塔工艺设计计算的依据-计算内容和步骤（1）整理计算原油及产品的性质数据；（2）确定产品收率（切割温度）和物料平衡（可参考同类型装置（相同原油及产品方案））；（3）选择合适的汽提方式，确定其用量；（4）选择合适的塔板型式及塔板数；（5）画出精馏塔草图，包括进料、侧线及中段回流位置；（6）确定各部位压力和炉出口压力；常压塔计算草图原油蒸馏塔工艺设计计算的依据-计算内容和步骤（7）确定进料的过气化率(一般2～4wt%)及汽化段e F，计算汽化段温度；（8）确定塔底温度；（9）假设塔顶温度、各侧线抽出温度，作全塔热平衡，合理分配回流热；（10）校核塔顶温度、各侧线抽出温度，若与假设值不符，应重新假设并计算；（11）作出全塔气液相负荷分布图；（12）确定塔径和塔高；（13）作塔板水力学核算。

一、操作压力的确定以常压塔为例计算思路⊿P f ～0.02MPa 塔板压降⊿P f转油线压降⊿P f通常约0.034MPa 塔顶产品罐压力塔顶压力各侧线抽出板上压力汽化段压力炉出口压力由产品罐温度下塔顶产品的泡点压力决定二、操作温度的确定主要包括: 塔顶温度、侧线温度、汽化段温度、塔底温度基本方法）塔顶温度：塔顶产品在油气分压下的露点温度（即平衡气化t100%侧线温度：侧线产品在油气分压下的泡点温度（即平衡气化t）0%汽化段温度：由P-T-e相图确定塔底温度：依经验估算，一般比汽化段温度低5～10℃。

2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。

（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。

（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。

2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。

精馏塔主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SS V L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C0720.02045.21071.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /405.130.230.28.8770720.0max =-⨯=-=ρρρ可取安全系数为，则s m u u /843.0405.160.060.0max =⨯==故m u V D S 179.1843.092.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速。

2、提馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SSV L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的C ,即0679.02092.19068.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /279.170.270.20.9600679.0max =-⨯=-=ρρρ 可取安全系数为，则s m u u /767.0279.160.060.0max =⨯== 故m u V D S 825.0767.041.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速。

为统一精馏段和提馏段塔径，取为。

塔工艺条件及物性数据计算(一) 操作压强的计算P m塔顶压强P D=4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则：进料板压强：P F=105.3+10⨯1.0=113.7kPa塔釜压强：P w=105.3+9⨯0.7=121.3kPa精馏段平均操作压强：P m=105.3113.72+=109.5 kPa提馏段平均操作压强：P′m = 114.3121.32+=116.8kPa.(二) 操作温度的计算近似取塔顶温度为46.5℃,进料温度为58℃,塔釜温度为76℃精馏段平均温度()46.55852.25 22VD Fm t tt++==精=℃提馏段平均温度()5876.567.25 22W Fm t tt++===提℃(三) 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927VDm 0.9776(10.97)15484.96/M kg kmol =⨯+-⨯=LDm 0.92776(10.927)15475.07/M kg kmol=⨯+-⨯=；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：y F=0.582 x F=0.388；VFm 0.58276(10.582)15498.98/M kg kmol =⨯+-⨯=；LFm 0.38876(10.388)154123.74/M kg kmol=⨯+-⨯=；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W=0.05 '1x=0.127VWm 0.05764(10.05)154150.1/M kg kmol =⨯+-⨯=LWm 0.12776(10.127)154144.1/M kg kmol =⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量：Vm()(84.9698.98)291.97/M kg kmol =+=精；Lm((75.07123.74)299.405/M kg kmol =+=精)；提馏段平均摩尔质量：'Vm()(98.98150.1)2124.54/M kg kmol =+=提；'Lm()(123.74144.1)2133.92/M kg kmol =+=提；（四) 平均密度计算：ρm 1、液相密度Lm ρ：①塔顶部分 依下式：1A BLm LA LBααρρρ=+（α为质量分率）；其中A α=0.941,B α=0.059；即：30.9410.05911275.2/12601295Lm Lm kg m ρρ=+⇒=； ②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.34 得AF α=0.203；30.20310.20311513.3/12601595LFm LFm kg m ρρ-=+⇒=； ③塔釜处液相组成：由x W =0.05 得AW α=0.0253；30.025310.025311636.3/12601595LWm LWm kg m ρρ-=+⇒=； 故 精馏段平均液相密度：3L ()(753.4867.9)2810.7/m kg m ρ=+=精；提馏段的平均液相密度：3L ()(1636.31513.3)21574.8/m kg m ρ=+=提；2、气相密度Vm ρ：① 精馏段的平均气相密度Vm()3Vm()p 109.591.973.78/8.314(52.2523.1)m M kg m RTρ⨯===⨯+精精② 提馏段的平均气相密度Vm()3Vm()p 116.8124.545.14/8.314(67.25273.1)m M kg m RT ρ⨯===⨯+‘提提（五）液体平均表面张力 m σ的计算液相平均表面张力依下式计算，及Lm 1ni i i x σμ==∑①塔顶液相平均表面张力的计算 由D t =45.5℃查手册得：A 28.5/mN m σ=； 23.6/B mN m σ=； LDm 0.9728.50.0323.628.35/mN m σ=⨯+⨯=；② 进料液相平均表面张力的计算 由F t =58℃查手册得： A 26.8/mN m σ=； 22.2/B mN m σ=； LDm 0.3426.8(10.34)22.223.76/mN m σ=⨯+-⨯=；③ 塔釜液相平均表面张力的计算 由W t =97.33℃查手册得：A 24.5/mN m σ=； 20.2/B mN m σ=LWm 0.0524.5(10.05)20.220.42/mN m σ=⨯+-⨯=； 则： 精馏段液相平均表面张力为：m()/mN m σ=精(20.17+51.24)提馏段液相平均表面张力为：m()(23.7620.42)222.09/mN m σ=+=提（六）液体平均粘度的计算Lm μ液相平均粘度依下式计算，即Lm i i x μμ=∑；塔顶液相平均粘度的计算，由由D t =46.5℃查手册得： 0.33A mPa s μ=； 0.71B mPa s μ=； 0.970.330.030.710.414LDm mPa s μ=⨯+⨯=；进料板液相平均粘度的计算：由F t =58℃手册得： 0.28A mPa s μ=； 0.64B mPa s μ=； 0.340.280.660.640.5176LFm mPa s μ=⨯+⨯=；塔釜液相平均粘度的计算： 由W t =76.8℃查手册得： 0.25A mPa s μ=； 0.51B mPa s μ=； 0.050.250.950.510.497LWm mPa s μ=⨯+⨯=。

原油常压蒸馏工艺运行成本计算
原油常压蒸馏工艺运行成本的计算涉及多个方面，包括能源消耗、人工成本、设备维护和管理费用等。

以下是对这些方面的详细
回答：
1. 能源消耗，在常压蒸馏工艺中，能源消耗主要包括电力、蒸
汽和燃料。

需要计算原油的加热能耗、蒸馏塔中的能耗以及其他设
备的能耗。

这些能源消耗可以通过设备的额定功率和运行时间来计算，然后乘以能源的单价来得出能源消耗的成本。

2. 人工成本，工艺运行需要操作人员、维护人员和管理人员。

人工成本包括工资、福利和培训等费用。

需要考虑人员的数量和工
作时间，然后乘以其对应的薪资和福利费用来计算人工成本。

3. 设备维护费用，常压蒸馏工艺中的设备需要定期维护和检修，这涉及零部件更换、设备清洁和维护人员的费用。

设备维护费用需
要根据设备的维护周期和维护内容来计算。

4. 管理费用，包括管理人员的薪资、办公费用、保险费用和其
他管理成本。

这些费用需要根据管理层的人数和管理成本来计算。

在计算工艺运行成本时，需要综合考虑以上各方面的费用，并进行详细的成本核算。

同时，还需要考虑到通货膨胀、市场价格波动等因素对成本的影响，以确保计算结果的准确性和可靠性。

最终得出的成本数据可以帮助企业合理安排预算，优化生产流程，提高经济效益。

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 TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。

（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 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 O W 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 。

32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。

hTf 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，m/s 。

2 精馏塔的工艺计算2、1精馏塔的物料衡算2、1、1基础数据 (一)生产能力:10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。

(二)进料组成:乙苯212、6868Kmol/h;苯3、5448 Kmol/h;甲苯10、6343Kmol/h 。

(三)分离要求:馏出液中乙苯量不大于0、01,釜液中甲苯量不大于0、005。

2、1、2物料衡算(清晰分割)以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P65式3-23得:,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ (式2、 1)2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500总计226、86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2、2精馏塔工艺计算2、2、1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199):CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注:压力单位0、1Mpa,温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3、5448 3、5448 0 2 甲苯 10、6343 9、5662 1、0681 3 乙苯 212、6868 0、1324 212、5544总计226、865913、2434213、6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、841、0 乙苯106617、236、0名称A B C D表2-3饱与蒸汽压关联式数据以苯为例,434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理,可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程:∑==ni ii p p y 11,试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105、5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6、98273 1、33213 -2、62863 -3、33399 甲苯 -7、28607 1、38091 -2、83433 -2、79168 乙苯-7、48645 1、45488-3、37538-2、23048泡点方程:p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进,泡点方程:p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册,用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃,961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α;136=底t ℃,96.1=甲苯α1=乙苯α;133=进t ℃,38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上,各个组份挥发度见下表据清晰分割结果,计算最少平衡级数。

2 精馏塔得工艺计算2、１精馏塔得物料衡算2、1、1基础数据 （一)生产能力:10万吨/年,工作日３30天,每天按２4小时计时。

(二）进料组成：乙苯21２、6868Km ｏｌ/h;苯３、5448 Kmol/h;甲苯10、63４3Kmo ｌ/h 。

（三)分离要求:馏出液中乙苯量不大于0、01，釜液中甲苯量不大于0、0０5。

2、1、2物料衡算(清晰分割）以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。

表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P6５式3-23得: ﻩKm ｏl ／ｈＷ＝F-D ＝２26、865９-13、２434＝213、6225Ｋｍol/h Ｋm ｏl/h K ｍo ｌ/h K ｍｏl/ｈ Kmo ｌ／ｈ表2-2 物料衡算表 2、２精馏塔工艺计算2、2、１操作编号 组分 /kmol/h /% 1 苯 ３、5448 １、5625 2 甲苯 10、６３43 4、6875 ３ 乙苯 2１2、6868 93、75０0总计2２6、86５9100编号 组分 /km ｏｌ/h 馏出液 釜液 １ 苯 3、5448 3、5４48 0 2 甲苯 10、6３43 9、５66２ 1、068１ 3 乙苯 212、６868 ０、13２4 21２、5544总计２２6、86５913、2434２13、6２２5条件得确定 一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式（化工热力学 P19９):表2-３ 物性参数注:压力单位0、1Mp ａ,温度单位Ｋ表２－3饱与蒸汽压关联式数据 以苯为例,.033213.1434.098273.6()434.01()(1⨯+⨯-⨯-=-CSP PIn 同理，可得露点方程：,试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计二、塔顶压力 塔顶压力 三、塔底温度泡点方程: 试差法求塔底温度组份 相对分子质量临界温度 临界压力 苯 78 562、2 ４8、９ 甲苯 9２ 59１、8 4１、0 乙苯 106 ６17、2 3６、０ 名称 AＢ C D 苯-6、9８2731、33213-2、628６３-3、333９９ 甲苯 -7、28６07 1、3８09１ -２、８3433 -2、７91６８ 乙苯 -７、4８６451、454８8 -3、３7538-2、2３0４8故塔底温度=1３6℃ 四、塔底压力 塔底压力 五、进料温度进料压力为,泡点方程: 试差法求进料温度六、相对挥发度得计算据化学化工物性数据手册,用内插法求得各个数据 ℃, ; ℃， ; ℃,综上,各个组份挥发度见下表 据清晰分割结果,计算最少平衡级数。

2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。

（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。

（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。

2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /%1 苯 3.5448 1.56252 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯-7.286071.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯 -7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni i i=∑=10 试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α 514.2=甲苯α 1=乙苯α；136=底t ℃， 96.1=甲苯α 1=乙苯α；133=进t ℃， 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。

2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。

（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。

（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。

2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。

2.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成2.1.2进料2.1.3物料衡算2.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量：Mf =xfMOHCHCH23+(1-xf)MOH2=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理可求得：MD =42.6972kg/kmol MW=18.5544kg/kmol45 C下，原料液中ρOH2=971.1kg/m3,ρOHCHCH23=735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。

表6 原料液`馏出液与釜残夜的流量与温度2.3 最小回流比及操作回流比的确定如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。

点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。

对于这种情况下的Rmin的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。

如图1-63所示，可用下式算出：1min min +R R =1934.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.3342.4 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25 C 和35 C 则 平均温度下的比热c pc =4.174kJ/kg C,于是冷凝水用量可求 W C =)(c Q 12pc C t t -=)2535(174.445.5317-⨯=127.4kg/h4.精馏塔主体尺寸计算4.3提留段塔径的计算1t 2DF t t +=705.91258.9983.83=+=℃查t-x-y 图在91.705℃下：0552.0=x A, A y 3273.0= 9448.0=xB, B y 6727.0=KmolKg xM xM MBAL/5456.199448.0180552.04621=⨯+⨯=+=M g =M 1y A +M 2y B =46⨯0.3273+18⨯0.6727=27.1644 kg/kmol 汽塔气相平均密度 v ρ=RTPM g=)705.91273(314.81644.27325.101+⨯⨯=0.9077 kg/m 3x AW =LA Mx M 1=5456.190552.046⨯=0.1299x BW =1-x AW =0.8701 汽塔的液相平均密度 在91.705℃下查表得：A ρ=729.5 kg/m 3B ρ=964.3 kg/m 3Lρ1=AAWx ρ+BBWx ρ=7295.01299.0+9643.08701.0=1.0804 L ρ=925.6 kg/m 3V=(R+1)D=(4.334+1)⨯8.057=42.976 kmol/h v B =vg 3600 vM ρ⨯ =9077.036001644.27976.42⨯⨯=0.3573 m/sL '=L+qF=8.811+1⨯10.09=18.901 kmol/h L 3=LLML ρ⨯3600'=6.92536005456.19901.18⨯⨯=0.1109⨯103-m 3/s查化工数据手册求取：A σ=16.1 mN/mB σ=60.05 mN/m5.塔高的确定：Z=（TT E N -1）H T =(7968.015-1)⨯0.45=8.02 m塔板结构尺寸的确定： ● 溢流装置● 由于塔径小于800mm,所以采用单溢流弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰， 取堰长L w =0.66D,即L w =0.66⨯0.3=0.198m 出口堰高HW=H1-HOW,66.0=DLw,则H ow =m 003.0)0198.02412.0(1100084.232=⨯⨯H w =H l - H OW =0.06-0.003=0.057m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由66.0=Dlw,125.0Dw d ,=tf A A 0.0700W d =0.125⨯0.3=0.0375mA f =0.07⨯3202.04m D=π停留时间(03.25100899.045.0005.03s LsHtAf =⨯⨯=⋅=- 〉5S 符合要求）降液管底隙高度Ho h o =h w -0.006=0.051m 取边缘宽度取边缘宽度为W C =0.03m 安定区宽度安定区宽度为W S =0.050m 开孔区面积A a X=(2-D W d +W S )=)050.00375.0(23.0+-=0.0625mR=-2D W C =0.15-0.03=0.12mA a =2[x 222180R xR π+-sin 1-Rx =0.068m 2。

精馏塔的工艺计算精馏塔的计算对于要完成多组分分离设备的最终设计，必须使用严格算法，但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值，因此本设计中采用两种方法相结合，并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。

计算过程描述如下：第一步确定关键组分塔Ⅰ重关键组分（HK)：四氯化硅（SiCl4）轻关键组分（LK):三氯氢硅（SiHCl3) 轻组分（LNK)：二氯硅烷（SiH2Cl2)塔Ⅱ重关键组分（HK)：三氯化硅（SiHCl3）轻关键组分（LK):二氯硅烷（SiH2Cl2) 重组分（HNK)：四氯化硅（SiCl4)塔Ⅰ塔顶42℃SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量含量>=93.946釜液中SiCl4质量含量>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成馏出液中SiH2Cl2质量含量>=99.600釜液中SiHCl3质量含量>=99.500塔釜65℃SiCl4第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数组分塔Ⅰ塔Ⅱ进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd d w w Nm a-轾骣骣犏琪琪琪琪犏桫桫臌=3．由恩特伍德公式计算最小回流比,,1()i i Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q ü?=-?-?y?=?-?t??4.由芬斯克公式计算非清晰分割的物料组成()1i i Nm HK i HK HK f w d w a -=骣琪+琪桫，()()HK i i HK HK i NmHK i HKHK d f w d d w a a--骣琪琪桫=骣琪+琪桫5.由Kirkbride 经验式确定进料位置0.2062,,,,HK F LK WR S LK F HK D z x N W N z x D 轾骣骣骣犏琪琪琪=琪犏琪琪桫犏桫桫臌6.由吉利兰关系式计算理论板数即0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ，1mN N Y N -=+ 第四步由MESH 方程计算理论板数 1. 用FUG 简捷计算法得到的理论板数N 和进料位置M 作为初始值，初始化汽液流量j V 和j L 。

精馏塔的简洁计算公式精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通过不同组分的沸点差异来实现分离。

在工程设计和操作中，需要对精馏塔进行计算和分析，以确保其正常运行和达到预期的分离效果。

在本文中，我们将介绍精馏塔的简洁计算公式，帮助读者更好地理解和应用这些公式。

1. 精馏塔的传质效率公式。

精馏塔的传质效率是评价其性能的重要指标之一。

传质效率通常用塔板数或高度来表示，其计算公式如下：N = HETP × (n-1)。

其中，N表示塔板数或塔高度，HETP表示每塔板传质高度，n表示理论板数。

2. 精馏塔的塔板压降公式。

塔板压降是精馏塔运行中需要考虑的重要参数之一。

塔板压降的计算公式如下：ΔP = ρ× g × H × (1-ε) + ΔPv。

其中，ΔP表示塔板压降，ρ表示液体密度，g表示重力加速度，H表示塔板高度，ε表示塔板孔隙率，ΔPv表示气体速度压降。

3. 精馏塔的塔顶温度计算公式。

精馏塔的塔顶温度是其操作中需要重点关注的参数之一。

塔顶温度的计算公式如下：T = T0 + ΔT。

其中，T表示塔顶温度，T0表示进料温度，ΔT表示塔顶降温。

4. 精馏塔的塔板液体高度计算公式。

塔板液体高度是精馏塔操作中需要实时监测和控制的参数之一。

塔板液体高度的计算公式如下：H = H0 + ΔH。

其中，H表示塔板液体高度，H0表示初始液位高度，ΔH表示液位变化量。

5. 精馏塔的塔板塔顶气体速度计算公式。

塔板塔顶气体速度是精馏塔操作中需要关注的参数之一。

塔板塔顶气体速度的计算公式如下：V = Q / A。

其中，V表示塔板塔顶气体速度，Q表示气体流量，A表示塔板横截面积。

总结。

精馏塔是一种重要的分离设备，其性能和操作参数需要通过计算和分析来进行评估和控制。

本文介绍了精馏塔的传质效率、塔板压降、塔顶温度、塔板液体高度和塔板塔顶气体速度的计算公式，希望能对读者有所帮助。

当然，精馏塔的计算和分析涉及到更多的参数和复杂的情况，需要结合具体的工程实际情况进行综合分析和计算。

设计题目：原油常压塔工艺计算设计任务：根据基础数据，绘制各种曲线根据原料油性质及产品方案确定产品收率作物料平衡根据给定数据进行分馏塔计算，并绘制精馏塔计算草图校核各侧线及塔顶温度设计基础数据：本设计采用某原油问原料进行常压塔工艺计算，原料及产品的基础数据见下表，年开工天数按8000h计算，侧线产品及塔底重油都使用过热水蒸汽汽提，使用的温度为420℃,压力为0。

3MPa。

设计内容：根据基础数据，绘制各种曲线根据原料油性质及产品方案确定产品收率作物料平衡根据给定数据进行分馏塔计算，并绘制精馏塔计算草图校核各侧线及塔顶温度主要参考文献：［1］、林世雄主编,《石油炼制工程》（第三版），石油工业出版社，2006年；[2］、李淑培主编，《石油加工工艺学》（第一版），烃加工出版社,1998年；[3］、侯祥麟，《中国炼油技术》（第一版），中国石化出版社，1991年.一、生产方案经过计算,此次油品是密度较大的油品,根据经验计算，汽油、煤油、轻柴、重柴的总收率大于30%，重油是生产优质沥青的好原料，还可以考虑渣油的轻质化，煤油收率高,适合生产航空煤油，该原油的生产方案是燃料一化型加工方案。

二、回流方式的确定本设计的处理量较大，考虑采用塔顶二级冷回流，并采用两个中段回流。

三、确定塔板数在原料一定的情况下,塔板的数目越多，精度越好，但压降越大，成本越高，本设计采用41层塔板。

四、塔板形式的确定本设计采用操作弹性大，塔板压降小，造价适中的浮阀塔板。

设计说明书：1、根据基础数据绘制各种曲线；2、根据已知数据，计算并查工艺图表确定产品收率，作物料平衡;3、确定汽提蒸汽用量；4、塔板选型和塔板数的确定；5、确定操作压力;6、确定汽化段温度:⑴、汽化段中进料的汽化率与过汽化度；⑵、汽化段油气分压;⑶、汽化段温度的初步求定；⑷、t F的校核。

7、确定塔底温度;8、塔顶及侧线温度的假定与回流热分配：⑴、假设塔顶及各侧线温度；⑵、全塔回流热；⑶、回流方式及回流热分配。