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精馏塔的物料衡算
甲苯-四氯化碳混合液的浮阀精馏塔设计系部：化学工程系专业班级：普08应用化工（1）班姓名：指导老师：时间：2010年5月8日新疆轻工职业技术学院目录摘要 (2)关键词 (2)前言 (2)1精馏 (2)2工艺条件 (3)3精馏塔的物料衡算 (4)4板数的确定 (5)5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)6精馏塔的塔体工艺尺寸计 (9)7塔板主要工艺尺寸的计算 (10)8筛板的流体力学验算 (11)9塔板负荷性能图 (13)小结 (16)参考文献 (18)致谢 (19)摘要：精馏在化工生产过程中起着非常重要的作用。
精馏是研究化工及其它相关过程中物质的分离和提纯方法的一门技术。
在许多重要化工工业中，例如化工、石油化工、炼油、等，必须对物料和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行，并得到符合使用要求的产品。
本设计将通过给定的生产操作工艺条件自行设计苯-四氯化碳物系的分离和精馏。
关键词：甲苯四氯化碳塔板数精馏提馏前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
本次设计任务为设计一定处理量的甲苯和四氯化碳混合物精馏塔。
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；本课程设计的主要内容是精馏过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。
1 精馏1.1 精馏的原理利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
精馏计算
利用x-y平衡关系
yn
1
(
xn 1) xn
求得x1， 利用精馏段操作线方程
yn1
R R 1
xn
1 R 1
xD
求得y2， 再利用x-y平衡关系
求得x2，
两方程交替计算，求得y3,x3,y4……….
那么，如果确定上、下板的气液关系，就可以依次由上至下， 逐层计算各层塔板上的气相和液相的摩尔浓度；
同样，也可以从塔底向塔顶计算各层塔板上的气相和液相 的摩尔浓度，那么就要知道提馏段的操作线方程！
F
F xD xW
V
原料液
F , xF , IF
L’
2
2
馏出液 L D , xD , ID
V’
釜残液 W , xW , IW
根据 F D W FxF DxD WxW 讨论：
①由全塔物料衡算知，在F、xF、D、xD、W、xW 6个变量中任 意4个量已知，则另外2个变量的值已被唯一地确定。
②规定塔顶、塔底产品组成xD、xW 时，即规定了产品质量，则 可计算产品的采出率D/F及W/F。换言之，规定了塔顶，塔底的
——称为进料热状况参数
1kmol为基准
17
✓ q值的意义：
①把L’和L、F联系起来： 每进料1kmol/h时，提馏段中的液体流量L’较精馏段L中增大 的kmol/h值。对于泡点、露点、混合进料，q值相当于进料 中饱和液相所占的分率。
②表示进料热状况
进料状况 冷液体
饱和液体
进料的焓 IF IF<IL IF=IL
关系——操作关系。
yn xn
y n 1
描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程，可
通过物料衡算推导出来。
精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F xxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol D M =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=17500000/(330⨯24⨯22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001W M =0.001⨯32.04+(1-0.001) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A AA y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kgq=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=x )1-α(1αx+= 3.2x14.2x + (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）所以最小回流比R min =－Xq －Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yyyyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
化工原理下1-3精馏的物料衡算
L内＝L外＋Φ V外＝V－Φ L外＝RD Φrm=L外Cpm(tb-tR) L外:塔外的液相回流量,kmol/h Φ:被冷凝下来的流量,kmol/h rm:回流液在泡点温度下的气化 潜热，kJ/kmol Cpm:回流液的平均比热，kJ/(kmol·K) tb:回流液的泡点温度，OC tR:冷回流液的温度，OC
y1 = xD= 0.95
解：
（3） V （质）= ( R + 1 ) D(质） = ( 2 + 1 )×50 kg / h = 150 kg / h M氯访= 119.35 kg / kmol M四氯化碳 = 153.8kg / kmol Mm= (0.95×119.35 + 0.05×153.8) kg / kmol =121.1 kg / kmol V = (150kg/h) /( 121.1kg/kmol) = 1.24 kmol / h L（质）= R﹒D = 2 ×50 kg / h = 100 kg / h L = 100 / 121.1 kmol / h = 0.826 kmol / h
V = L+D
精馏段轻组分物料衡算
V yn+1=Lxn + D xD V=L+D
2பைடு நூலகம்精馏段物料衡算及操作线方程
2
1
* 精馏段操作线方程的意义：
上升蒸汽组成y n+1之间的关系。
在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向
下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板（n+1）
L = R D V = L+ D =（R + 1）D
a
b
c
d
e
t
x(y)
精馏的全塔物料衡算
或
D xF xW
F xD xW
W xD xF 1 D F xD xW F
式中 D/F——馏出液采出率 W/F——釜残液采出率
注：原料液F、塔顶产品D、塔底产品W的量，若改用质量 流量（kg/h）表示，则原料液组成xF、塔顶产品组成xD、塔 底产品xW也改用质量分数表示,以上公式仍然成立。
2、多次部分汽化，在气相中，可得到高纯度的 易挥发 组分；多次部分冷凝，在液相中，可
得到高纯度的 难挥发 组分。 3、精馏就是多次而且同时运用 部分汽化
和部分冷凝 ，使混合物得到较完全分离，以获 得接近纯组分的操作。 4、一般将精馏塔分为两段，加料板以上称为精馏 段 ，加料板以下称为提馏 段。 5、相组成的表示方法通常有两种，分别是质量分数 和摩尔分数 。
回收率η
在精馏计算中，对分离过程除要求用塔顶和塔底的产品组 成表示外，有时还用回收率表示。
塔顶易挥发组分的回收率ηA：
A
DxD FxF
100%
塔釜难挥发组分的回收率ηB：
B
W (1 xw ) F (1 xF )100Fra bibliotek%练习
某连续操作的精馏塔，每小时蒸馏 5000kg含乙醇20%（质量分数，下同）的 乙醇水溶液，要求馏出液中含乙醇95%， 釜残液中含乙醇不大于1%，试求馏出液 量和釜残液量。
全塔物料衡算
精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和 塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全 塔物料衡算来确定。
衡算范围：整个精馏塔（图中虚线范围） 衡算基准：单位时间（1小时） 衡算依据：质量守恒定律
总物料衡算： F = D ＋ W
(1)
易挥发组分的物料衡算： FxF Dx D WxW (2)
资料精馏塔中的物料衡算
0000 0000 3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算00000003.4.1操作温度的计算00000001.)塔顶温度计算0000000查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为DT ,则由内插法:0000000 0.7078.70.800.7078.478.7D Dx T --=--,0000000078.24D T ⇒=℃000000003.)塔釜的温度00000000查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为WT ,则由内插法:00000000.001000.050.0090.6100W Wx T --=--,0000000096.92W T ⇒=℃00000000则 精馏段的平均温度:0000000278.2482.1380.192m T +==℃0000000提馏段的平均温度:0000000196.9282.1389.532m T +==℃00000003.4.2操作压强00000000塔顶压强：P D =100 kpa0000000取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa0000000则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+⨯=0000000塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+⨯=0000000则 精馏段的平均操作压强:00000001100104.9102.52m P kpa +== 提馏段的平均操作压强:00000002110.5104.9107.72m P +== .）液相的平均密度00000000.843D x =0.013W x =由11ii i n αρρ==∑ 计算00000000（1.）对于塔顶0000000078.24D T C =查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 00000000质量分率 ()0.84346.070.93210.84346.0710.84318.02A α⨯==⨯+-⨯0000000010.0679B A αα=-= 则1A B DA Bααρρρ=+⇒A B A LBD 1L ρααρρ=+0000000D ρ31775.2/0.93210.0679763.6972.9m kg ==+（2.）对于进料板000000082.13F T C =查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 0000000质量分率 ()0.215746.070.41270.215746.0710.215718.02A α⨯==⨯+-⨯0000000010.5102B A αα=-= 则1A B FA Bααρρρ=+⇒A B A LB1F L ρααρρ=+0000000F ρ31862.1/0.41270.5873739.6970.5m kg ==+（3.）对于塔釜0000000096.92W T C = 160.009195x =查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ= 0000000质量分率 ()0.012446.070.03110.012446.0710.012418.02A α⨯==⨯+-⨯0000000010.9689B A αα=-= 则1A B WA Bααρρρ=+⇒A B A LB1w L ρααρρ=+0000000w ρ31945.6/0.03110.9689721.2955.1m kg ==+则 精馏段的液相平均密度：000000031769.2862.1815.6/22D F Lm kg m ρρρ++===提馏段的液相平均密度：000000032945.6862.1903.8/22F W Lm kg m ρρρ++===3.4.5液体表面张力的计算0000000由 1ii i n x σσ==∑ 计算0000000（1.）对于塔顶0000000078.24D T C = 10.702x =查文献 18.45/A mN m σ=，62.98/B mN m σ= 00000000 则()0.84318.7510.843663.4225.44/LD mN mσ=⨯+-⨯=00000000（2.）对于进料板000000052.75/LF mN m σ= （3.）对于塔釜0000000096.92W T C =查文献 16.60/A mN m σ=，59.49/B mN m σ=00000000则 ()0.012416.6010.012459.4958.96/LW mN m σ=⨯+-⨯=0000000则精馏段的液体平均表面张力：0000000125.4452.7539.10/22D F Lm mN m σσσ++===提馏段的液体平均表面张力：0000000258.9652.7555.85/22F W Lm mN m σσσ++===物料衡算00000000原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率0000000 乙醇的摩尔质量 46.07/A M kg kmol =0000000水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol=0000000原料加料量 W=(59000*1000)/24*365=6735kg/h0000000进料组成 x F ＝0.450000000馏出液组成 x D ＝0.930000000 塔顶压力 p ＝1.03atm0000000水乙醇M x M X M F F F )1(-+⨯==0.45*46.07+0.55*8.02=30.6kg/kmol0000000F=6735/30.6=220kmol/h 0000000物料衡算式00000000F=D+W0000000W D F x W x D x F ⋅+⋅=⋅解得 D=105.43kmol/h W=114.56kmol/h X W =0.008300000000精馏塔二元系物系00000003.2回流比的确定00000003.2.1平均相对挥发度的计算0000000查[1]由相平衡方程1(1)x y x αα=+- 得(1)(1)y x x y α-=-0000000由常压下乙醇-水溶液的平衡数据0000000x 0.250.300.350.400.50 0.60 0.700.800.894 0.95 y 0.551 0.575 0.595 0.610.657 0.698 0.755 0.820.894 0.942由道尔顿分压定律i yp p =及A A Ai B B BP x P x ναν==0000000得)1()1(y aa a a y x x -⋅-⋅=α00000000将上表数据代入 得：0000000序号 123453.6815 3.1569 2.7254 2.3501 1.977 序号 6789101.541 1.32 1.14 1.000.85则 80.11010321=⋅⋅⋅=ααααα00000000则 平衡线方程：xx xx 80.0180.1y)1(1+==-+αα00000003.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定0000000x F ＝0.45 x D ＝0.93 x w ＝0.0083 α=1.80 因为q=1所以x q = x f ＝0.450000000由相平衡方程1(1)xy xαα=+-= 0.610000000最小回流比qq q D x y x X R --=min00000000解得 R MIN =200000000操作回流比取最小回流比的1.2倍0000000R =1.2min R =2.400000000 3.3板数的确定00000000i αiα3.3.1精馏塔的气液相负荷0000000精馏段：L=RD=2.4×105.43=253.03 kmol/h 0000000V=（R+1）D=（2.4+1）×105.43=358.46kmol/h0000000提馏段：L =L+qF=253.03+220=473.03kmol/h 0000000V =V+(q －1)F=V=358.46kmol/h0000000.3.2精馏段与提馏段操作线方程0000000精馏段操作线方程 27.071.0111y n +=+++=n D n x x R x R R 0000000提馏段操作线方程：003.032.1y n -=-=n D wn x x VWx x V L 00000003.3.3逐板法确定理论板数及进料位置（也可用芬克斯方程)0000000对于甲醇—水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。
精馏塔指标计算
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。
精馏塔物料平衡计算的方法及流程
精馏塔物料平衡计算的方法及流程下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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化工单元操作：全塔物料衡算
F=14000 / 117.7=118.95 kmol/h
工艺参数计算
全塔物料衡算
例：在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四氯化碳所组成的混合液。已知原料液 流量为14000kg/h，组成为0.3（二硫化碳的质量分数，下同）。若要求釜液组 成不大于0.05，馏出液回收率为90％。试求：馏出液的流量和组成？（分别以 摩尔流量和摩尔分数表示）
工艺参数计算
全塔物料衡算
例：在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四氯化碳所组成的混合液。已知原料液 流量为14000kg/h，组成为0.3（二硫化碳的质量分数，下同）。若要求釜液组 成不大于0.05，馏出液回收率为90％。试求：馏出液的流量和组成？（分别以 摩尔流量和摩尔分数表示）
解：
xF
wF / M A wF / M A (1 wF ) / M B
解：
馏出液回收率
DxD / FxF =90% DxD=0.9×118.95×0.465=49.78 由全塔物料衡算
F=D+W
FxF=DxD+WxW 解之
118.95=D+W 118.95×0.465=0.9×118.95×0.465+0.096W
D=61.33kmol/h xD=49.78 / 61.33=0.81
精馏技术 ---全塔物料衡算
工艺参数计算
全物料 衡算, 以单位时间为基准
列式：衡算式（质量守恒）、关系式
总物料： F D W
易挥发组分： FxF DxD Wxw
F、D、W —摩尔流量 kmol/s xF、xD、xW—摩尔分率
工艺参数计算
全塔物料衡算
工程计算中，通常F和xF、xD、xW为已知，由以上两式联立求解，可得馏 出液量D和残液量W。
2 精馏计算
1kmol为基准
18
q值的意义：
①把L’和L、F联系起来： 每进料1kmol/h时，提馏段中的液体流量L’较精馏段L中增大 的kmol/h值。对于泡点、露点、混合进料，q值相当于进料 中饱和液相所占的分率。
②表示进料热状况
进料状况
冷液体 饱和液体 气液混合物
进料的焓 IF
IF<IL IF=IL IL<IF<IV
（一）基本假定
（1）恒mol气化 在精馏段内，单位时间内从每块塔板上升蒸气的mol数 都相等。在提馏段也是一样，但两段的上升蒸气mol数不一 定相等。 在精馏段：V1=V2=…=Vn=V mol数 在提馏段：V1＇=V2＇=…=Vn＇=V＇ mol数
但V不一定等于V＇
6
（2）恒mol溢流 在精馏段内单位时间内从每块塔板下降的液体的mol 数都相等，在提馏段也一样，但两段的下降液体mol数不 一定相等。 在精馏段：L1=L2=…=Ln=L mol数
f 0 < q <1
q=1
e
xW
xF
xD
20
(1)五种进料热状况：
1、冷液进料 ； 2、泡点进料（饱和液体进料）； 3、气液混合物进料 ； 4、露点进料（饱和气体进料）； 5、过热蒸气进料
21
(2)进料热状况对进料板物流的影响
（1）冷液进料
tF tV ,
L' L F
V ' V
（2）对于泡点进料
相邻塔板 任意板下降液相组成xn及由其下 一层板上升的蒸汽组成yn＋1之间 关系——操作关系。 通过物料衡算推导出来。
n 1
yn xn
y n 1
n
n 1
描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程，可
精馏的物料衡算
编号：SM-ZD-31385 精馏的物料衡算Organize enterprise safety management planning, guidance, inspection and decision-making, ensure the safety status, and unify the overall plan objectives编制：____________________审核：____________________时间：____________________本文档下载后可任意修改精馏的物料衡算简介：该安全管理资料适用于安全管理工作中组织实施企业安全管理规划、指导、检查和决策等事项，保证生产中的人、物、环境因素处于最佳安全状态，从而使整体计划目标统一，行动协调，过程有条不紊。
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一、全塔物料衡算连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组成，是和进料的流量与组成有关的。
它们之间的关系可通过全塔物料衡算求得。
衡算范围如图10—2虚线框内所示。
总物料平衡F＝D+W (10—1)易挥发组分平衡Fxr＝DxD+Wxw (10—2)式中 F 原料液摩尔流量，kmol／h；D——馏出液摩尔流量，kmol／h；W——釜残液摩尔流量，kmol／h；XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；XD 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；XW 釜残液中易挥发组分的摩尔分数。
只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。
一般情况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。
上式中F、D、W也可采用质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。
式中D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。
精馏生产中还常用回收率的概念。
所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的全塔物料衡算方程虽然简单，但对指导精馏生产却是至关重要的。
实际生产中，精馏塔的进料是由前——工序送来的，因此进料组成XF为定值。
2精馏计算
少使提馏段操作线越来
越靠近平衡线。
q=1
q>1
e
xW
xF
xD
19
(1)五种进料热状况：
1、冷液进料 ； 2、泡点进料（饱和液体进料）； 3、气液混合物进料 ； 4、露点进料（饱和气体进料）； 5、过热蒸气进料
20
(2)进料热状况对进料板物流的影响
（1）冷液进料
tF tV ,
L'LF
V ' V
（2）对于泡点进料
16
由于相邻两板的温度和浓度变化不大，所以可以假设
IV IV',ILIL'
整理得： L'LIV IF F IVIL
令q=L'LIVIF F IVIL
=饱饱 和和 蒸蒸 汽汽 焓-焓 饱 -原 和料 液焓 体焓
=将 11Kkmmol原 o进 1原 l料 k料 m液 料 变 o原 的 为 变 l 千 料 饱 成 摩 和 的 饱 尔 蒸 摩 汽 和 汽 化 尔 所 蒸热 需 汽 汽的 的 化 所 热 热 热 量 需焓
通过物料衡算推导出来。
4
3.3.2 分段物料衡算
由于精馏过程比较复杂，推导操作线方程时，需作
适当的简化处理，故提出以下两个基本假定。
（一）基本假定
（1）恒mol气化
在精馏段内，单位时间内从每块塔板上升蒸气的mol数
都相等。在提馏段也是一样，但两段的上升蒸气mol数不一
定相等。
在精馏段：V1=V2=…=Vn=V 在提馏段：V1＇=V2＇=…=Vn＇=V＇
q>1
q=0
q<0
e
xW
xF
xD
W , xw
釜液
精馏塔物料衡算
设计题目：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计
任务要求：原料：乙醇~水溶液，年产量48000吨
乙醇含量：32.6%(质量分数)，原料液温度：25℃设计要求：塔顶的乙醇含量不小于83%(摩尔分率)
塔底的乙醇含量不大于1%(摩尔分率)
原料处理量：质量流量= 4.61 t/h
物料衡算
查表得：
M（乙醇）=46 kg/kmol M（水）=18 kg/kmol
1．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
塔顶物流：
进料物流：
塔底物流：
2．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量
塔顶物流D的平均摩尔质量：
进料物流F的平均摩尔质量：
塔底物流W的平均摩尔质量：
3．物料衡算
进料流速：
根据：
总物料守恒：F=D+W
易挥发组分物料守恒：F*x F=D*x D+W*x Ws
得：D=45.48 kmol/h
W=204.82 kmol/h
4．甲醇回收率
η=(D*x D)/(F*x F)= (45.48*0.83)/(250.3*0.159)=0.949 三．理论板数N T的确定
查手册得：
表1：乙醇-水气液平衡数据
1．最小回流比R min
根据表1数据画出气液平衡x-y图，过（0.159,0.159）作垂直于x轴的直线，为进料线，于气液平衡线交于点（0.159,0.503），即为（x q，y q）
R min=（x D-y q）/（y q-x q）=（0.83-0.503）/（0.503-0.159）=0.95。
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算原料甲醇组成: 塔顶组成: 塔底组成: 进料量:s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯= 物料衡算式为:联立代入求解:二、常压下甲醇—水气液平衡组成(摩尔)与温度关系1、温度精馏段平均温度: 提馏段平均温度: 2、密度已知:pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度: 气相组成:进料温度:气相组成:塔底温度:气相组成:1>精馏段:液相组成:气相组成:所以:2>提馏段:液相组成:气相组成:所以:由不同温度下甲醇与水得密度:求得在、、下得甲醇与水得密度(单位:)51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCCC o o ottt所以:845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmol kg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg 56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F F LFD D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力:二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算: 注:式中,下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分;、指主体部分得分子数;、指主体部分得分子体积;、为纯水、有机物得表面张力;对甲醇q=1。
精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F x 898.002.18/06.004.32/94.004.32/94.0=+=D x1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量FM =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol DM=0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 h kmol F /467.9844.22243301075.17=⨯⨯⨯=总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h 0005.0=WxWM =0.0005⨯32.04+(1-0.0005) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A A A y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg q=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>12.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1)操作线方程： y=x)1-α(1αx += 3.2x14.2x+ (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Y q ）所以最小回流比R min =－Xq－Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h 80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L'/h80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x VL y（b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)qq qx y x αα=+- 得yyx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yy yyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
精馏塔物料计算
苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计1 设计任务和条件（1）年处理含苯60%(质量分数，下同) 的苯-甲苯混合液50000吨（2）料液温度35℃（3）塔顶产品浓度98%（4）塔底釜液含甲苯98%（5）每年实际生产天数 330（一年中有一月检修）（6）精馏塔顶压强 4Kpa（表压）（7）冷水温度 30℃（8）饱和蒸汽压力 0.1Mpa（9）地址：江苏盐城2. 板式塔的设计2.1 工业生产对塔板的要求：①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。
②塔板效率要高。
③塔板压力降要低。
④操作弹性要大。
⑤结构简单，易于制造。
在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。
2．2设计方案的确定2．2.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。
在本次的设计中，是为分离苯—甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。
2.2.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。
一般除热敏性物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏。
根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。
2.2．3进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。
工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。
所以这次采用的是泡点进料。
2.2.4加热方式的选择由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。
2.2.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。
苯—甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。
精选精馏过程的物料衡算与操作线方程论述
先确定提馏段操作线与对角线的交点c，再找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d，直线cd即为提馏段操作线。
两操作线的交点可由联解两操作线方程而得，亦可由精馏操作线与q线的交点确定。
五、理论塔板数的确定
1、 理论板的假定
所谓理论板是指离开该板的汽液两相互成平衡，塔板上各处的液相组成均匀一致的理想化塔板。
计算前提：双组分溶液为理想溶液，即汽液平衡关系可用下式表示：
对于连续精馏塔，从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，即：
y1＝xD
根据理论板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与y1互成平衡，由相平衡方程得：
式中：V——精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h； V’——提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h。
（2）恒摩尔溢流
恒摩尔溢流是指在精馏塔内，从精馏段或提馏段每层塔板下降的液相摩尔流量分别相等，但两段下降的液相摩尔流量不一定相等。
精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都相等，即：
其前提条件是汽液两相皆充分混合、各自组成均匀、塔板上不存在传热、传质过程的阻力。
理论板层数的确定是精馏计算的主要内容之一，它是确定精馏塔有效高度的关键。计算理论板层数通常层采用逐板计算法和图解法。
有关理论塔板的两点说明
（1）实际上，由于塔板上汽液间的接触面积和接触时间是有限的，在任何形式的塔板上，汽液两相都难以达到平衡状态，除非接触时间无限长，因而理论板是不存在的。
解得： F＝788.6kmol/h（进料量） W＝608.6kmol/h（釜液量）
（2）据 R＝L/D
故回流比为：
1 精馏塔的物料衡算
取 Ws=0.070m, Wc=0.040m （2）开孔区面积计算
开孔区面积 按
其中
计算
故
（3）筛孔计算及排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用
碳钢板，取筛孔直径 do=4.5mm.筛
孔按三角形排列，取孔中心距 t=3do=13.5mm
故：筛孔数目 为
开孔率 每层塔板上开孔面积 A0 和气体通过筛孔的速度 u0 为：
乙醇—水汽液平衡组成与温度的关系
乙醇摩尔分数
液相 x
气相 y
0.0
0.0
0.05
0.31
0.10
0.43
0.20
0.52
0.30
0.575
0.40
0.614
0.50
0.657
温度/ 0C
100.0 90.6 86.4 83.2 81.7 80.7 79.9
乙醇摩尔分数
液相 x
气相 y
0.60
0.698
0.70
0.755
0.80
0.82
0.894
0.894
0.95
0.942
1.00
1.00
温度/
0
C
79.1 78.7 78.4 78.15 78.3 78.3
②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图 1 中对角线上，自点 f（0.28,0.28）作垂线 fe 交平衡线于点 e，即为 q 线，e 点坐标为 xe=0.28, ye=0.565 故最小回流比为
Ls (m3 / s)
0.0006
0.002
0.004
0.006
0.008
Vs (m3 / s) 2.2679
(精馏设计)
(1)精馏塔全塔物料衡算 1确定塔顶、塔底物料量及组成有全塔物料衡算式WD F Wx Dx Fx WD F ⎩⎨⎧+=+=联立得:D=81.08h kmol ，W=29.92h kmol 汇总列表如下:2.确定塔板数查表得,常压下甲醇的沸点b T =64。
6℃,乙醇的沸点b T =78.3℃，在65～78℃之间甲醇和乙醇的平衡数据如下图示:不同温度下甲醇的气、液相组成：（图）t-x —y （图）进料状态方程：11---=q x x q qy F 在x -y 图上画出q 线,764.0=q x ，851.0=q y2529.1764.0851.0851.096.0min =--=--=qq q D x y y x R取5.225.122min =⨯==R R 精馏段操作线方程：2743.07143.011+=+++=x R xx R R y D 提溜段操作线方程:0048.01195.1-=-+--++=x x WqF L Wx W qF L qF L y W利用t -x —y 图查得： 塔顶温度：65=D t ℃ 塔底温度：3.77=W t ℃ 进料温度：6.67=F t ℃7123.778.642=+=+=底顶平t t t ℃ 在71℃下查《化工数据手册》并利用内差法求取：s mPa cp LA ⋅==303.00303.0μ，s mPa cp LB ⋅==519.0519.0μ 。
查y x t --图，71=t ℃时:51.0,375.0==A A y x)375.01(519.0375.0303.0)1(-⨯+⨯=-+=A LB A LA L x x μμμ s mPa cp •==438.0438.0根据公式：BA p p =α求顶α，底α在65℃时： 1.7646446.115787.215===顶顶顶B A p p α 在3.77℃时： 1.686738.53361245.332===底底底B A p p α1.71251.6861.7646=⨯=⨯=底顶ααα全塔效率：)0.5(529.0)438.073.1(49.0)(49.0245.0245.0==⨯⨯==--T L T E E 取αμ 在y x -组成图上绘制的理论塔板数18=T N 块（不包括再沸器），则实际塔板数为： 365.018===T T p E N N 块（不包括再沸器) （图）两个一、塔径计算1。
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滨州学院课程设计任务书一、设计题目：分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计二、设计条件：（1）设计规模：苯——甲苯混合液4万t/a。
（2）生产制度：年开工300天,每天三班8小时连续生产。
（3）原料组成：苯含量35%（质量百分率,下同）.（4）进料热状况：含苯35%（质量百分比,下同）的苯——甲苯混合液,25℃.（5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%,塔底苯含量不大于0.8%。
（6）建厂地址：大气压为760mmHg,自来水年平均温度为20℃的滨州市三、设计内容1、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数的确定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘,A2图纸）12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘,A1图纸）13、撰写课程设计说明书一份设计说明书的基本内容⑴课程设计任务书⑵课程设计成绩评定表⑶中英文摘要⑷目录⑸设计计算与说明⑹设计结果汇总⑺小结⑻参考文献14、有关物性数据可查相关手册15、注意事项⑴写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源⑵每项设计结束后列出计算结果明细表⑶设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1、设计动员,下达设计任务书0.5天2、收集资料,阅读教材,拟定设计进度1-2天3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天4、绘制总装置图2-3天5、整理设计资料,撰写设计说明书2天6、设计小结及答辩1天目录摘要 (1)绪论 (1)设计方案的选择和论证 (1)1.设计思路 (1)2．设计方案的确定 (1)第一章塔的工艺设计 (2)1.1基础物性数据 (2)1.2精馏塔的物料衡算 (2)1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (2)1.2.2平衡线方程的确定 (3)1.2.3进料热状况q的确定 (3)1.2.4操作回流比R的确定 (4)1.2.5求精馏塔的气液相负荷 (4)1.2.6操作线方程 (4)1.2.7用逐板法算理论板数 (4)1.2.8.实际板数的求取 (5)1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (5)1.3.1进料温度的计算 (5)1.3.2 操作压强 (6)1.3.3平均摩尔质量的计算 (6)1.3.4平均密度计算 (6)1.3.5液体平均表面张力计算 (7)1.3.6液体平均粘度计算 (7)1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (8)1.4.1塔径的计算 (8)1.4.2精馏塔有效高度的计算 (9)1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (9)1.6塔板布置 (10)1.7筛板的流体力学验算 (10)1.8．塔板负荷性能图（以提镏段为例） (11)1.9小结 (13)第二章热量衡算 (14)2.1相关介质的选择 (14)2.2蒸发潜热衡算 (14)2.2.2 塔底热量 (14)2.3焓值衡算 (15)第三章辅助设备 (17)3.1冷凝器的选型 (17)3.1.1计算冷却水流量 (17)3.1.2冷凝器的计算与选型 (17)3.2冷凝器的核算 (18)3.2.1管程对流传热系数 (18)3.2.2壳程流体对流传热系数 (18)3.2.3污垢热阻 (19)3.2.4核算传热面积 (19)3.2.5核算压力降 (19)3.3泵的选型与计算 (20)3.4 再沸器的选型与计算 (21)3.4.1 加热介质的流量 (21)3.4.2 再沸器的计算与选型 (21)设计结果汇总 (22)致谢 (23)参考文献 (23)主要符号说明 (23)摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的,精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同,并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。
精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。
为此,掌握气液相平衡关系,熟悉各种塔型的操作特性,对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。
本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。
此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等,是较完整的精馏设计过程,该设计方法被工程技术人员广泛的采用。
本设计书对苯和甲苯的分离设备─筛板精馏塔做了较详细的叙述,主要包括：工艺计算,辅助设备计算,塔设备等的附图。
采用筛板精馏塔,塔高14.3米,塔径1.2米,按逐板计算理论板数为36。
算得全塔效率为0.541。
塔顶使用全凝器,部分回流。
精馏段实际板数为17,提馏段实际板数为19。
实际加料位置在第18块板(从上往下数),操作弹性为2.7,通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算,均在安全操作范围内。
塔的附属设备中,所有管线均采用无缝钢管。
再沸器采用卧式浮头式换热器。
用160℃饱和蒸汽加热,用16℃循水作冷凝剂。
饱和蒸汽走管程,釜液走壳程。
关键词：苯__甲苯、板式精馏塔筛板计算校核绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。
互溶液体混合物的分离有多种方法,蒸馏及精馏是其中最常用的一种。
蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一,精馏是最常用的蒸馏方式,是组成化工生产过程的主要单元操作。
为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题,为此而提出了精馏过程。
精馏的核心是回流,精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流,塔顶冷凝造成液体回流。
我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。
课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会,我们应充分利用这样的机会去认真去对待。
而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。
筛板塔的性能,并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比,板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔,20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究,逐步掌握了结构,塔盘造价减少40%左右,安装,维修都较容易。
而在板式精馏塔中,筛板塔有结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60％,为浮阀塔的80％左右,处理能力大等优点,综合考虑更符合本设计的要求。
设计方案的选择和论证1.设计思路在本次设计中,我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离,简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓,如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离,是精馏塔的基本原理。
实际上,蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同,分为连续蒸馏和间歇蒸馏,我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。
蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。
热量自塔釜输入,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
在此过程中,热能利用率很低,有时后可以考虑将余热再利用,在此就不叙述。
要保持塔的稳定性,流程中除用泵直接送入塔原料。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。
在这里准备用全凝器,因为可以准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为这次设计采用间接加热,所以需要再沸器。
回流比是精馏操作的重要工艺条件。
选择的原则是使设备和操作费用之和最低。
在设计时要根据实际需要选定回流比。
从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。
而且筛板与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节,因而在较宽的气体负荷范围内,均能保持稳定操作。
气体在塔盘板上以水平方向吹出,气液接触时间长,雾沫夹带量少,液面落差也较小。
2．设计方案的确定方案选定是指确定整个精馏装置的流程。
主要设备的结构形式和主要操作条件。
所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求,达到指定的产量和质量。
（2）操作平稳,易于调节。
（3）经济合理。
（4）生产安全。
在实际的设计问题中,上述四项都是必须考虑的。
本设计任务为分离苯和甲苯混合物,对于二元混合物的分离,应采用常压下的连续精馏装置。
该物系属于易分离物系,最小回流比较小,操作回流比取最小回流比的1.5倍,塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐,塔顶采用全凝器。
第一章塔的工艺设计1.1基础物性数据（1）常压下,苯—甲苯的汽液平衡数据温度液相中苯的摩尔分数x气象中苯的摩尔分数y 温度液相中苯的摩尔分数x气象中苯的摩尔分数y110.56 0 0 91.4 0.5 0.713109.91 0.01 0.025 90.11 0.55 0.755108.79 0.03 0.0711 88.8 0.6 0.791107.61 0.05 0.112 87.63 0.65 0.825105.05 0.1 0.208 86.52 0.7 0.857102.79 0.15 0.294 85.44 0.75 0.885100.75 0.2 0.372 84.4 0.8 0.91298.84 0.25 0.442 83.33 0.85 0.93697.13 0.3 0.507 82.25 0.9 0.95995.58 0.35 0.566 81.11 0.95 0.9894.09 0.4 0.619 80.66 0.97 0.98592.69 0.45 0.667 80.21 0.99 0.9961(3)饱和蒸汽压P o Antoine方程A B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.94 219.58（4）苯-甲苯的液相密度温度℃80 90 100 110 120苯815 803.9 792.5 780.3 768.9甲苯810 800.2 790.3 780.3 770.0（5）液体表面张力温度℃80 90 100 110 120苯21.27 20.06 18.85 17.66 16.49甲苯31.69 20.59 19.94 18.41 17.31（6）液体表面粘度温度℃80 90 100 110 120苯0.308 0.279 0.255 0.233 0.215甲苯0.311 0.286 0.264 0.254 0.228（7）液体的汽化热温度℃80 90 100 110 120苯394.1 386.9 379.3 371.5 363.2甲苯379.9 373.8 367.6 361.2 354.61.2精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数（1）苯的摩尔质量：甲苯的摩尔质量：=(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：(3) 物料衡算原料处理量：总物料衡算：即 (1)易挥发组分物料衡算：即 (2)解得： D= W=1.2.2平衡线方程的确定由文献中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。