PM m v RT M m : 上升气体的平均分子量。
提馏段
V 'M m ' 3 Vs ' (m / s) V ' V (1 q) F 3600 v '
（五）精馏塔的塔体工艺计算 1、塔径的计算 （1）最大空塔气速和空塔气 速
u max
L V C L
u (0.6 0.8)umax
提馏段控制方案
LC B
两端质量指标控制方案之一
控制方案
TD
TC F
R
TC
TB V
V1
V2
B
（1）若相互耦合不严重， 则可通过调节器参数的整 定，使相关回路的工作频 率拉开以减少关联； （2）若耦合严重，则可 考虑静态解耦或其他先进 控制方法：变结构控制、 预测控制等。
两端质量指标控制方案之二
V
FxF DxD BxB
D xF xB B xD xF 或 F xD xB F xD xB
D, xD
能耗与分离度S的关系：
xD (1 xB ) V ln S ln x (1 x ) F D B
B, xB
结论：对于给定的进料，若D/F和V/F保持一定，则该塔 的分离结果xD, xB就完全确定。
精馏塔物料平衡控制问题
特点：仅保证塔的物料平 衡要求，而不对塔顶、塔 底产品质量作严格控制。 适应场合： （1）对产品质量要求不 高； （2）处理量与进料性质 变化不频繁或变化幅度小。
F D L B QH
精 馏 塔
W
LD
LB
提馏段指标的控制方案
被控变量： TB, LB, LR (即只对塔底产品质量指标进行控 制；而对塔顶产品质量指标不作严格要求) 控制变量： V, B, D (而保持回流量R为定值) 控制结构 方案1：D — LR， B — LB， V — TB；
TC
TR
LC
F
TC
L TS V
D
QH
B
问题： 对上述两种方案进行 关联分析、比较
精馏塔的其他控制方案
进料热焓控制， 以克服进料温度与进料状态对产品质量的影响； 进料前馈反馈控制， 以适应进料量的变化，并提高控制质量； 浮动塔压控制：尽可能降低塔压，以节约能耗；但应 相应改变灵敏板温度控制的设定，以保证产品合格。 产品质量指标的“卡边”控制： 关键技术：在线分析仪 (软测量仪) + 先进控制系统
（1）选择工艺流程和工艺条件 a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝 方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则， 尽量使用计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到 全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的 实际塔板数，确定加料板位置。
精馏塔设备的控制
精馏塔控制思考题
1、掌握简单精馏塔的控制问题与分解方法； 2、掌握精馏塔的静态特性； 3、了解精馏塔对象中操作变量对主要被控变 量的动态影响程度与速度； 4、针对塔顶、塔底产品质量不同的要求，掌 握基本控制系统的分析与设计方法； 5、了解精馏塔的复杂控制与先进控制方法。
1. 工艺设计
（3）加料方式的选择（预加热）
（4）回流比的选择 （5）加热器的选择(确定加热剂和加热方式 ) （6）冷凝器的选择 塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器）, 确定冷却剂及其进出、口温度. （7）加料方式的选择 高位槽或泵,高位槽以一次加满再加一定裕量 来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天 计算确定。 （8）工艺流程
3、物料衡算
Fx f DxD WxW
（二）常压下苯-甲苯混合汽液 相平衡关系
Antoine 方程：
F D W
列表：进料、塔顶、塔底产品流量和组成
B lg p A C t
R xD y x R 1 R 1
WxW L qF y x L qF W L qF W
②求精馏段、提馏段的操作线方程 ③作图求出理论板数 ④逐板计算求理论板数 （四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1、操作压力 塔顶操作压力=大气压+表压 每层塔板压力=0.4～0.7KPa（取最大值） 求出进料板、塔底压降、精馏段、提馏段平均压 降。
2、操作温度
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，苯、 甲苯的饱和蒸气压由Antonie方程计算。

利用平衡数据，在直角坐标图上绘相平衡曲线及对角线，在图上定出点a（XD,XD） 点e（XF,XF）和点C(XW,XW)三点。 精馏段操作线截距为XD／(R+1)=0.975／(3.5+1)=0.217,在y轴上定出点b。连ab， 即得到精馏段操作线。 根据q为进料液相分率的定义，可知q=0.5;或 Q=IV-IF/IV-IL=(IV+IL/2)/IV-IL=1/2 Q线斜率为q/(q-1)=0.5/(0.5由t-x-y图可知xF=0.44是的泡点温度为95℃。露点温度 为100.5℃。苯的摩尔质量为78Kg/mol，甲苯的摩尔质量为92Kg/mol。原料液的平 均摩尔质量为：Mm=0.44*78+0.56*92=85.84Kg/mol IL-IF=1.84*85.84*(93-20)=11530Kg/mol IL-IF=0.44*390*78+0.56*360*92=31932Kg/mol 故q=IV-IF/IV-IL=(IV-IL)+IL-IF)/IV-IL=1+(IL-IF/IV-IL)=1+11530/31932=1.36 Q线斜率为 q/(q-1)=1.36/（1.36-1）=3.78 根据图可知，q=1.36时，q线斜率为3.78.再从点e作斜率为3.78的直线，即得q线。 Q线与精馏段操作线交于点d. 连cd，即提馏段操作线。 自点a开始在操作线和平衡线之间绘制直角梯级，图解得理论板数为11（包括再沸 器），自塔顶往下数第五层为加料版
此为精馏塔进料，系统的 控制过程。控制阀采用了 气开式，在一旦停止供气 时，阀门自动关闭，以免 物料回流。故控制阀是正 方向，当控制阀打开时， 精馏塔内液位升高反作用 于变送器，及液位高度为 正，变送器为反。这时控 制器也得为正。
精馏塔主体示意图
苯-甲苯计算过程
用常压操作的连续精馏塔。分离含苯为0.44（摩 尔分数，以下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶产 品中含苯0.975以上，塔底产品中含苯0.0235以 下。操作回流比为3.5.用图解法求原料液为20℃ 时的塔径与理论板数。已知数据如下：操作条件 下苯的汽化潜热为390kj／kg；甲苯的汽化热为 360kj／kg，苯-甲苯混合液的气、液相平衡数据 及t-x-y图如下。 解：由题意得
3、苯与甲苯的性质、用途等(放在综述中）
二．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 流量又须用体积流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应 使用不同的流量单位。 （一）全塔物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 求出Xf、Xd 、 Xw 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
回流泵
再 沸 器
塔底产品
精馏塔的控制目标
质量指标
对于仅有塔顶、塔底出料的简单精馏塔，其 质量指标可用塔顶与塔底料中关键组分的纯 度来表示。
产品产量和能量消耗
在保证产品质量的前提下，尽可能提高产品 的产品并设法降低装置的能耗。
精馏塔的静态特性
重与轻组分的物料平衡方程：
F D B
F, xF
精馏塔塔径、高度、体积的计算：假设原料气的平均体积流量为 4746m3/h并与0.715m/s的空塔气速通过床层。床层气含率为0.26， 苯的生产能力为200kg/(m3催化剂。H)年生产时间为8000h.当年生产 量为1万亿吨甲苯的反应器的结构尺寸。 解：反应器的直径为： D=0.018√VOG/uOG=0.018√4746/0.715=1.46(m) 反应液的体积：VL=1*107/200*8000=6.25(m3) 充气液层的体积：VR=VG+VL=VL/1-∮G=6.25/1-0.26=8.45(m3) 因为反应器的直径为1.46m>1.2m，所以aE=0.75分离空间高度 HE=aED=0.75*1.46=1.10m 分离空间体积为VE=0.785D2HE=0.785*1.462*1.1=1.84m3 采用球形封头，则a=1 反应器顶盖死区体积VC=3.14D3/12a=3.14*1.463/12*1=0.81(m3) 反应器的体积V=VR+VE+VC=8.45+1.84+0.81=11.1( m3) 反应器的高度为：H=V/0.785D2=11.1/0.785*1.462=6.63(m)
2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型 采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。 (2)塔板结构设计和流体力学计算 (3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定 *接管规格： 根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准 管道。 *全塔高度： 包括上、下封头，裙座高度。
Z精 ( N精 1 HT ）
Z提 ( N提 1 HT ）
在进料板上方开一人孔，高 度为0.8m