其实我们超重力精馏设备厂家经常说的精馏计算主要是精馏塔的计算。不论是板式塔或是填充塔，通常都按分级接触传质的概念来计算理论板数。对于双组分精馏塔的设计计算，通常给定的设计条件有:液体混合物(料液)的量和浓度f（以易挥发组分的摩尔分率表示），以及塔顶和塔底产品的浓度和。计算所需的理论板数 和实际板数P 。计算前必须先确定合理的回流比。理论塔板数的计算方法有：
①图解法 常用的是麦凯勃－蒂利图解法（美国W.L.麦凯勃和E.W.蒂利在1925年合作设计的双组分精馏理论板计算的图解方法）用于双组分精馏计算。此法假定流经精馏段的汽相摩尔流量和液相摩尔流量以及提馏段中的汽液两相流量和都保持恒定。此假定通常称为恒摩尔流假定，它适用于料液中两组分的摩尔汽化潜热大致相等、混合时热效应不大、而且两组分沸点相近的系统。图解法的基础是组分的物料衡算和汽液平衡关系。
取精馏段第 板至塔顶的塔段（图2[ 精馏段物料衡算] 精馏段物料衡算）为对象，作易挥发组分物料衡算得：式中为塔顶产品流量;为离开第板的液相浓度;+为离开第 +1板的汽相浓度。此式称精馏段操作线方程，在- 图上是斜率为/的直线。同样取提馏段第板至塔底的塔段为对象，作易挥发组分物料衡算得为塔底产品流量。此式称为提馏段操作线方程。
将汽液平衡关系和两条操作线方程绘在 -直角坐标上。根据理论板的定义，离开任一塔板的汽液两相浓度与必在平衡线上，根据组分的物料衡算，位于同一塔截面的两相浓度与+, 必落在相应塔段的操作线上。在塔顶产品浓度d和塔底产品浓度范围内，在平衡线和操作线之间作梯级，每梯级代表一块理论板，总梯级数即为所需的理论板数，跨越两操作线交点的梯级为加料板。计入全塔效率，即可算得实际板数P(见级效率)；或根据等板高度,从理论板数即可算出填充层高度(见微分接触传质设备)。
②捷算法。用作粗略估算，首先根据芬斯克方程，（美国M.R.芬斯克1932年建立的全回流理论板数计算方程）算出采用全回流操作达到给定产品浓度d和所需的最少理论板数min（包括再沸器）：
为待分离两组分间的全塔的平均相对挥发度，常取塔顶和塔底处的相对挥发度的几何平均值。再由 min、最小回流比min和选用的回流比，从吉利兰经验关联式（1940年美国E.R.吉利兰建立的计算理论板数关联式）：
求出所需的理论板数。对于相对挥发度在全塔接近常数的系统，即接近于理想溶液的混合液的分离，捷算法较可靠，并可推广到估算多组分料液的精馏。捷算法在作整个生产过程的优化计算时常被采用，以节省时间。
评价精馏操作的主要指标是：
①产品的纯度。板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度，以及料液加入的位置和回流比等，对产品纯度均有一定影响。调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。
②组分回收率。这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。
③操作总费用。主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费，操作时变动回流比，直接影响前两项费用。此外，即使同样的加热量和冷却量，加热费用和冷却费用还随着沸腾温度和冷凝温度而变化，特别当不使用水蒸气作为加热剂或者不能用空气或冷却水作为冷却剂时，这两项费用将大大增加。选择适当的操作压力，有时可避免使用高温加热剂或低温冷却剂（或冷冻剂），但却增添加压或抽真空的操作费用。
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