简单精馏塔严格计算

0.817MPa(A)，塔顶设全凝器，塔底设再沸器。分离要求：塔顶异丁烷含量为0.06，塔底丙烷含量为

0.06。 组分

解：（一）、用简捷法得到如下基本参数

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17

（二）LM法

1、初步确定理论级数

1）设S8、n2 、m6（包括塔釜、进料板）、R1.74 D75.3252 W24.6748 逐板计算，结果列表：

塔板 温度 气体流量 液体流量 相对挥发度 A B i C D A xi B C D 1 23.0 206.391 131.066 2.52 1.0 0.675 0.196 0.7798 0.1254 0.0863 0.0004 2 29.5 206.391 131.066 2.46 1.0 0.695 0.214 0.6310 0.1891 0.1776 0.0023 3 3 36.0 206.391 151.066 2.30 1.0 0.712 0.226 0.4977 0.6711 0.2206 0.1339 0.2716 0.1593 0.0102 0.0358 4 42.5 136.391 161.066 2.26 1.0 0.728 0.241 0.5608 0.1893 0.212 0.0377 5 49、0 136.391 161.066 2.20 1.0 0.730 0.258 0.4089 0.2514 0.302 0.0424 6 55.5 136.391 161.066 2.13 1．0 0.736 0.271 0.25 0.2878 0.3944 0.0557 7 62.0 136.391 161.066 2.10 1.0 0.740 0.288 0.1284 0.2822 0.4939 0.0955 8 68.5 136.391 24.6748 2.02 1.0 0.742 0.293 0.0547 0.2278 0.515 0.0203  C3 iC4nC4C3 iC4 nC4 nC5  摩尔分数 0．70 0．10 0．15 0.05 1．00 nC5 K  x fL y fV d y K  w x K  y x0．70 1.52 2．303 0．5092 15．276 0．7821 54．747 68.65 0．9114 1.16 2．50 0．7857 1.35 0．0547 2．59 2．02 0．1417 0．10 0.66 1．0 0．1304 3．912 0．087 6．09 4.38 0．0581 0.46 1.0 0．1263 5.62 0．2277 1．28 1.0 0．2915 0．15 0.47 0．712 0．2375 7．125 0．1124 7．868 2．2924 0．0304 0.32 0.695 0．0894 12．7076 0．5150 0．95 0.742 0．4893 0.05 0.149 0．226 0．1229 3．687 0．0185 1．295 0.0028 0．00004 0.09 0.193 0．0004 4.9972 0．2025 0．375 0.293 0．0759 1．00 36℃ 1．0066 30 1．0 70 75．3252 0．99994 22℃ 1．0018 24．6748 0．9999 68．5℃ 0．9984  2）设S7、n2 、m5（包括塔釜、进料板）、R1.74 D75.3252 W24.6748 逐板计算

3）比较进料板液摩尔分数已经接近，可进入第一次循环。 2、第一次循环 1）塔顶塔底量调整

塔板 温度 气体流量 液体流量 相对挥发度 A B i C D A xi B C D 1 23.0 206.391 131.066 2.52 1.0 0.695 0.196 0.7798 0.1254 0.0944 0.0004 2 29.5 206.391 131.066 2.46 1.0 0.696 0.214 0.6310 0.1891 0.1776 0.0023 3 36.0 206.391 151.066 2.30 1.0 0.712 0.226 0.4977 0.2206 0.2716 0.0102 3 4 44.13 136.391 161.066 2.25 1.0 0.725 0.238 0.4079 0.2507 0.2996 0.0418 5 52.3 136.391 161.066 2.15 1.0 0.730 0.263 0.2595 0.2898 0.4058 0.055 6 60.4 136.391 161.066 2.08 1.0 0.733 0.278 0.1284 0.2822 0.4939 0.0955 7 68.5 136.391 24.6748 2.02 1.0 0.742 0.293 0.0547 0.2278 0.5150 0.2025 0.5652 0.1871 0.2107 0.0370 dA0.56520.49770.18710.22060.1585 dB0.4004

0.49770.56520.22060.187168.651.354.385.62dC0.21070.27160.03700.01020.4509 dD0.0073

0.27160.21070.01020.0372.292412.70760.00284.9972归零化，使得

d0，diwi

2）根据调整后的数据进行塔的逐板计算，结果列表，各板的汽液流率和摩尔分数列表 3）温度分布 4）计算各板气液流率 5）计算换热器热负荷 6）计算各板汽体液体流率 7）核算各板气液组成

（1）各板汽液流率和温度确定相对挥发度 （2）逐板计算 塔板 1 2 3 3 4 5 6 7 d w xi A B C D 气体流量 液体流量 K 温度℃ 气体焓 液体焓 气体流量 液体流量 相对挥发度 A i B C D A xi B C D 丙烷0.172 丙烷-0.172 0.7844 0.6262 0.1231 0.1832 0.0909 0.1818 0.0016 0.0092 206．211 206.381 131.066 131.066 0.462 0.537 22 27.5 7423．7 7643.5 3744.3 4200.1 4116.7 206.177 201.862 126.537 125.806 2.52 2.51 1.0 1.0 0.696 0.696 0.193 0.208 0.7843 0.6222 0.1233 0.1849 0.091 0.1830 0.0016 0.0099 异丁烷-0.09 异丁烷0.09 0.4829 0.5382 0.2083 0.2027 0.2691 0.2218 0.0396 0.0372 206.444 136.282 131.118 161.052 0.658 36.1 7942.8 8257.5 7849.5 5411.8 4511.8 201.132 198.636 119.377 222.823 2.30 1.0 0.712 0.226 0.4829 0.5895 0.2080 0.1929 0.2674 0.1948 0.0417 0.0273 正丁烷-0.09 正丁烷0.09 0.3769 0.2241 0.2672 0.3021 0.1684 0.4183 0.0074 0.0555 136.377 136.391 161.066 161.066 0.739 0.906 41.1 50.6 8265.1 8822.5 4806.5 4806.5 5325．1 200.148 188.867 213.541 211.513 2.29 2.20 1.0 1.0 0.730 0.735 0.237 0.266 0.4059 0.2337 0.2640 0.3048 0.2970 0.4141 0.0331 0.0472 正戊烷0.008 正戊烷-0.008 0.1131 0.0477 0.2893 0.2314 0.5016 0.5187 0.0959 0.2022 136.391 136.377 161.052 24.6478 1.088 1.30 58.8 68.9 9453.2 10088.8 5758.3 157408 186.838 180.586 205.261 24.6748 2.08 2.01 1.0 1.0 0.740 0.743 0.269 0.294 0.1151 0.2314 0.2915 0.1243 0.5015 0.2997 0.0921 0.077 3、采用同样的方法，经过4次循环，结果如下： 塔板 d w xi 1 2 丙烷69.1183 丙烷0.8817 0.7951 0.6420 0.1250 0.1902 0.0787 0.1606 0.0012 0.0072 206.436 198.809 123.484 116.325 0.458 0.522 22 27.5 7454.5 7666.2 3796.4 2.52 1.0 0.696 0.193 0.7951 4111.0 4111.0 2.51 1.0 0.696 0.208 0.6419 3 3 异丁烷4.3106 异丁烷5.6894 0.5143 0.5209 0.2175 0.2223 0.2377 0.2271 0.0305 0.0297 192.634 188.293 103.758 207.978 0.634 35 7998.2 4479.7 2.30 1.0 0.712 0.226 0.5139 4477.5 4 5 正丁烷1.8885 正丁烷13.1115 0.3371 0.1838 0.2914 0.3196 0.3356 0.4468 0.0359 0.0498 183.303 175.484 200.159 200.725 0.759 0.938 41.9 51.7 8502.7 8502.7 9119.5 4860.5 5394 2.29 2.20 1.0 1.0 0.730 0.735 0.237 0.266 0.3371 0.1838 6 7 正戊烷0.0078 正戊烷4.9922 0.0876 0.0357 0.2955 0.2306 0.5230 0.5314 0.0940 0.2023 176.050 174.034 198.709 24.6748 1.12 1.32 60.5 69.4 9713.1 10304.3 5867 157821 2.08 2.01 1.0 1.0 0.740 0.743 0.269 0.294 0.0875 0.0357 A B C D 气体流量 液体流量 K 温度℃ 气体焓 液体焓 气体流量 液体流量 相对挥发度 A B i C D A xi 0.5205 B 0.1250 0.1901 0.2175 0.2228 0.2913 0.3195 0.2955 0.2306 C 0.0787 0.1606 0.2379 0.2270 0.3358 0.4469 0.5230 0.5314 D 0.0012 0.0074 0.0307 0.0296 0.0358 0.0498 0.2046 0.2023 基本达到要求。故理论板数为7.