二元混合物連續精餾裝置的設計

『壹』 誰能給我改一個苯-甲苯二元液體混合物板式精餾塔的設計（浮閥塔）

設計題目： 苯—甲苯二元物系浮閥式精餾塔
設計條件： 常壓: P=1atm(絕壓)
處理量： 95kmol/h
進料組成：0.5
鎦出液組成：0.98
釜液組成：0.03 （以上均為摩爾分率）
加料熱狀況：泡點進料（q=1）
這是我原來做過的設計，如果需要，可以給你發過去。
雖然有點不一樣，但按照這個模版進行改就可以了。

『貳』 化工類的畢業設計 可以追加分

所有設計過程中，殘液組成可以考慮低於0.5%，在設計中注意板式塔的結構。塔徑、塔高、人孔、降液管、溢流堰、接管等部位的尺寸可以根據資料來選擇，同時可以結合板式塔設計軟體加以驗證。

第一組：精餾塔分離甲醇-水混合物板式塔設計
1、設計條件如下：
操作壓力：105.325Kpa(絕對壓力)
進料熱狀況：泡點進料、q=0
進料狀態為25%的甲醇-水混合物，將甲醇提純到86%以上
迴流比：自定
單板壓降：≤0.7 Kpa
塔底加熱蒸氣壓力：0.5MKpa(表壓)
全塔效率：ET=47%
建廠地址：東營
年產量：10000T
按照300個工作日計算。
2、設計方案的確定
本設計任務為分離甲醇-水混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用合適進料狀態，將原料液通過預熱器加熱至要求後送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣採用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分迴流至塔內，其餘部分經產品冷卻後送至儲罐。塔釜採用間接蒸氣加熱，塔底產品經冷卻後送至儲罐。

3、目錄
[設計計算]
(一)設計方案的確定
(二)精餾塔的物料衡算
(三)塔板數的確定
(四)精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算
(五)精餾塔的塔體工藝尺寸計算
(六)塔板主要工藝尺寸的計算
(七)篩板的液體力學驗算
(八)塔板負荷性能圖

『叄』 某二元混合物,進料量為100kmol/h,xF=0.6,要求得到塔頂xD不小於0.9,則塔頂最大產量是多少啊

這是一道看似很難其實很簡單的題目, 考的就是精餾的目的.該精餾塔每小時進料100kmol，則說明在塔平穩工作時，每小時從塔頂和塔釜出去的精餾後產物總量為100kmol，因為塔內不能有原料或者產物的凈積累。則塔頂和塔底的出料關系是此消彼長的。又知塔xF = 0.6，即兩種組分比為4：6，而題目要求塔頂最大產量，則自然假設體系中輕質組分佔0.6，塔頂純度0.9（題目要求最小為0.9），塔底純度1.0（即純的重組分）。則，塔頂（最大）產率 = 100kmol/h*0.6 / 0.9 = 66.7kmol/h

『肆』 化工原理課程設計

化工原理課程設計

題 目 乙醇-水溶液連續精餾塔優化設計

目 錄

設計任務書………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精餾塔優化設計…………………………………………………………5

精餾塔優化設計計算……………………………………………………5

設計計算結果總表………………………………………………………22

參考文獻…………………………………………………………………23

課程設計心得……………………………………………………………23

精餾塔優化設計任務書

一、設計題目
乙醇—水溶液連續精餾塔優化設計

二、設計條件
1．處理量： 15000 （噸/年）
2．料液濃度： 35 （wt%）
3．產品濃度： 93 （wt%）
4．易揮發組分回收率： 99%
5．每年實際生產時間：7200小時/年
6. 操作條件：①間接蒸汽加熱；
②塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）③進料熱狀況：泡點進料；

三、設計任務
a) 流程的確定與說明；
b) 塔板和塔徑計算；
c) 塔盤結構設計
i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖；
ii. 流體力學驗算；
iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它
i. 加熱蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。
乙醇——水溶液連續精餾塔優化設計
（南華大學化學化工學院，湖南衡陽 421001）

摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。

關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

前 言

乙醇在工業、醫葯、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。
要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、迴流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。
浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由於它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、製造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標准（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都採用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對於黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。

精餾塔優化設計計算

在常壓連續浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為35%，產品濃度為93%，易揮發組分回收率99%。年生產能力15000噸/年
操作條件：①間接蒸汽加熱
②塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）
③進料熱狀況：泡點進料

一 精餾流程的確定
乙醇——水溶液經預熱至泡點後，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣採用全冷凝後，部分迴流，其餘作為塔頂產品經冷卻器冷卻後送至貯槽。塔釜採用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻後送入貯槽。工藝流程圖見圖

二 塔的物料衡算
查閱文獻，整理有關物性數據

⑴水和乙醇的物理性質

名稱

分子式
相對分子質量
密度
20℃

沸 點
101.33kPa
℃
比熱容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
導熱系數
(20℃)
/(m.℃) 表面
張力

(20℃)
N/m
水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8
乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8

⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表
常壓下乙醇—水系統t—x—y數據如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系統t—x—y數據
沸點t/℃ 乙醇摩爾數/% 沸點t/℃ 乙醇摩爾數/%
氣相 液相 氣相 液相
99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44
99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78
99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22
99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70
99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28
99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29
98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71
97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69
95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93
91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26
87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83
85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91
83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40
82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41

乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：18
25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：

式中 σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；
x——乙醇質量分數，％。
其他溫度下的表面張力可利用下式求得

式中 σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；
σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；
TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——組分i的摩爾分數；
TCi——組分i的臨界溫度， K。

料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩爾質量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

物料衡算
已知：F==74.83
總物料衡算 F=D+W=74.83
易揮發組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
聯立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板數的確定
理論塔板數的求取
⑴根據乙醇——水氣液平衡表1-6，作圖

⑵求最小迴流比Rmin和操作迴流比
因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恆濃區出現在g點附近, 對應的迴流比為最小的迴流比. 最小迴流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求
作圖可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工藝條件決定 R=1.6R
故取操作迴流比 R=2.32

⑶求理論板數
塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓
組分 飽和蒸氣壓/kpa
塔頂 進料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相對揮發度
塔頂 ===2.29
進料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相對揮發度為
===2.23
===2.17
②理論板數
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利蘭圖查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③進料板

前已經查出 即
解得 N=6.42
故進料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7
總理論板層數 =14.2 （不包括再沸器）
進料板位置 =7
2、全塔效率
因為=0.17-0.616lg
根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、實際塔板數
精餾段塔板數：
提餾段塔板數：
四、塔的工藝條件及物性數據計算

以精餾段為例：
操作壓力為
塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34
若取每層塔板壓強 =0.7
則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa
精餾段平均操作壓力 =kpa
2、溫度
根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得
塔頂 =78.36
進料板=95.5
=
3、平均摩爾質量
⑴ 塔頂==0.838 =0.825

= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 進料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔頂： = =796.7
進料板上 由進料板液相組成 =0.102
=
=
=924.2
故精餾段平均液相密度=
⑵氣相密度
=

5、液體表面張力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液體粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提餾段為例
平均摩爾質量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提餾段平均液相密度
=
⑵氣相密度
==

五 精餾段氣液負荷計算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m

六 提餾段氣液負荷計算
V』=V=50.63
=0.382 m
L』=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工藝尺寸計算
1塔徑
首先考慮精餾段：
參考有關資料，初選板音距=0.45m
取板上液層高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查圖可得 =0.075
校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系數0.70，則
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按標准，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s

2 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
=(13-1)0.45=5.4m
提餾段有效高度為
=(20-1)0.45=8.55m
在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m
故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流裝置
採用單溢流、弓形降液管
⑴ 堰長
取堰長 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
選用平直堰，堰上液層高度由下式計算
=
近似取E=1.03,則
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的寬度與降液管的面積
由查《化工設計手冊》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留時間 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮閥數目擊者及排列
取閥孔動能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮閥數 n===39(個)
取無效區寬度 =0.06m
安定區寬度 =0.07m
開孔區面積
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮閥排列方式採用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排間距h
h===0.06m

八 塔板流體力學校核
1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液層阻力 取充氣系數數 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。
故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：
=0.027+0.035=0.062m
常板壓降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。

淹塔
為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中
由前計算知 =0.061m,按下式計算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液層高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可見：<，符合要求。

霧沫夾帶
由下式可知 <0.1kg液/kg氣
===0.069
浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。
泛點率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液體流經長度，m;
——板上液流面積，；
——泛點負荷系數，取0.126;
K——特性系數，取1.0.

泛點率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板負荷性能圖
1、霧沫夾帶線
按泛點率=80%計
100%=80%

將上式整理得
0.039+0.626=0.0328
與分別取值獲得一條直線，數據如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液線
通過式以及式得
=
由此確定液泛線方程。
=
簡化上式得關系如下

計算數據如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相負荷上限線
求出上限液體流量值（常數）
以降液管內停留時間=5s
則
4、漏夜線
對於型重閥，由，計算得

則
5、液相負荷下限線
去堰上液層高度=0.006m
根據計算式求的下限值

取E=1.03

經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖

由塔板負荷性能圖可以看出：
① 在任務規定的氣液負荷下的操作點
P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區內。
② 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即
K==3.01
十 精餾塔的主要附屬設備
1 冷凝器
（1）冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器
冷凝器置於塔下部適當位置，用泵向塔頂送迴流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設迴流罐，這樣可以減少台架，且便於維修、安裝，造價不高。
（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量
熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;

r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
傳熱面積：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的選擇：釜式再沸器
對直徑較大的塔，一般將再沸器置於踏外。其管束可抽出，為保證管束浸於沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優點是氣化率高，可大80%以上。
（2）加熱蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1為0.254 kg/s

表 浮閥塔板工藝設計計算結果

序號 項目 數值
1 平均溫度tm，℃ 86.93
2 平均壓力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 氣相流量VS，m3/s 0.375
5 實際塔板數 33
6 塔徑，m 0.70
7 板間距,m 0.45
8 溢流形式 單溢流
9 堰長，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液層高度，m 0.07
12 堰上液層高度，m 0.047
13 安定區寬度，m 0.07
14 無效區寬度，m 0.06
15 開孔區面積，m2 0.175
16 閥孔直徑，m 0.039
17 浮閥數 39
18 孔中心距，m 0.075
19 開孔率 0.147
20 空塔氣速，m/s 0.8
21 閥孔氣速，m/s 8.07
22 每層塔板壓降，Pa 700
23 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.069
24 氣相負荷上限，m3/s 0.00356
25 液相負荷上限，m3/s 0.00028
26 操作彈性 3.01

參考文獻

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[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5
[3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002、8
[4]路秀林、王者相.塔設備[M].北京：化學工業出版社，2004、1
[5]王明輝.化工單元過程課程設計[M].北京：化學工業出版社，2002、6
[6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1
[8]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手冊—氣液傳質設備[M]。北京：化學工業出版社，1989、7
[9]劉光啟、馬連湘.化學化工物性參數手冊[M].北京：化學工業出版社，2002
[10]賀匡國.化工容器及設備簡明設計手冊[M].北京：化學工業出版社，2002

課程設計心得

通過這次課程設計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設計，對實際單元操作設計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。

『伍』 提餾段方程怎麼求

提餾段方程怎麼求：

理論板的概念：

1. 汽、液兩相在板上充分接觸混合，板上達到傳熱和傳質平衡。

2. 離開塔板的汽、液兩相達平衡。

實際塔板上汽液兩相難以達到平衡，且傳遞過程與物系的性質，操作條件及塔板結構等因素有關，很難確定離開實際塔板的汽液兩相溫度和組成關系。

設計中，為了避免尋求這種難以確定的關系，一般是首先根據分離任務計算出所需的理論塔板，然後再根據塔板效率進行修正，從而確定出所需的實際塔板數。

全塔的物料衡算：

塔頂、塔底產品量的確定：

二元連續精餾塔的計算
聯解以上兩式可得：

1. 塔頂成品量D

2. 塔底產品量W

精餾塔的操作線方程：

精餾段的操作線方程：

二元連續精餾塔的計算
恆摩爾流假設：

1.恆摩爾汽化：假定在精餾塔的精餾段內，由每層板上升的汽相摩爾流率都相等，在提溜段也是如此。即：

精餾段：V1=V2=……=Vn=Vn+1=V

2.恆摩爾溢流：假設精餾塔的精餾段內，由每層板下降的液相摩爾流率都相等，在提餾段也是如此。

精餾段：L1=L2=……=Ln=Ln+1=L

3恆摩爾流假定成立的條件：

各組分的摩爾汽化潛熱相同；

汽液相接觸時由於溫度不同而傳遞的顯熱可以忽略；

塔的保溫良好，熱損失可以忽略。

服從恆摩爾假定的精餾過程，塔板上汽液兩相接觸時，有多少摩爾的蒸汽冷凝，相應就有多少摩爾的液體汽化。

精餾板的操作線方程：

『陸』 連續精餾流程主要由哪些組成各段主要作用是什麼

由間歇精餾中得知：間歇精餾時，餾出液的濃度是隨蒸餾操作的進行而改變，為了使版餾出液的權濃度不變，則可用連續精餾工藝來解決。
典型的連續精餾流程是這樣的：原料液(粗餾塔導來的酒精蒸氣或冷凝酒精液)經預熱器加熱到指定的溫度後，送入塔的進料板上與自塔上部下降的迴流液體匯合後，逐板下降，最後流入塔的再沸器中。在每層塔板上，迴流液體與上升蒸氣互相接觸，進行傳質、傳熱。操作時，連續地從塔底再沸器取出部分液體作為塔底產品(或為塔釜殘液排出)，部分液體氣化，產生的蒸氣依次上升通過各層塔板。塔頂蒸氣進入冷凝器中被全部(酒精生產中則大部分)冷凝，並將
部分冷凝液用泵或靠位差送回塔頂作為迴流液體，其餘部分經冷卻器後被送出作為塔頂產品(餾出液體，可視質量好壞分別采出)。
連續精餾的特點是，可以連續大規模生產，產品濃度、質量可以保持相對穩定，能源利用率高，操作易於控制。

『柒』 苯-甲苯混合物分離精餾塔設計

第一章 概 述 1.1精餾塔的簡單介紹 精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為迴流液返回塔頂進入精餾塔中，其餘的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發後，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。
1.2本設計的目的和意義 通過本次課程設計，培養學生多方位、綜合地分析考察工程問題並獨立解決工程實際問題的能力。主要體現在以下幾個方面：
（1）資料、文獻、數據的查閱、收集、整理和分析能力。要科學、合理、有創新地完成一項工程設計，往往需要各種數據和相關資料。因此，資料、文獻和數據的查找、收集是工程設計必不可少的基礎工作。
（2）工程的設計計算能力和綜合評價的能力。為了使設計合理要進行大量的工藝計算和設備設計計算。本設計包括塔板結構和附屬設備的結構計算。
（3）工程設計表達能力。工程設計完成後，往往要交付他人實施或與他人交流，因此，在工程設計和完成過程中，都必須將設計理念、理想、設計過程和結果用文字、圖紙和表格的形式表達出來。只有完整、流暢、正確地表達出來的工程設計的內容，才可能被他人理解、接受，順利付諸實施。
通過本設計不僅可以進一步鞏固學生所學的相關啊知識，提高學生學以致用的綜合能力，尤其對精餾、流體力學等課程更加熟悉，同時還可以培養學生尊重科學、注重實踐和學習嚴禁、作風踏實的品格。

第二章 設計計算 2.1確定設計方案 本設計任務是分離苯-甲苯混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用中間泡點進料，將苯和甲苯混合液經原料預熱器加熱至泡點後送入精餾塔。塔頂上升蒸汽採用全凝器冷凝後，一部分作為迴流，其餘為塔頂產品，經冷卻器冷卻後送至貯槽。該物系屬易分離物系，最小迴流比較小，故操作迴流比取最小迴流比的2倍。塔釜採用間接蒸汽加熱，塔底產品冷卻後送至儲罐。
2.2精餾塔的物料衡算 1.原料及塔頂、塔底產品的摩爾分率
苯的摩爾質量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩爾質量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量
MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol
MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol
3.物料衡算
原料處理量 F= =131.41 kmol/h
總物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
聯立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板數的確定 常壓下苯-甲苯的氣液平衡與溫度關系
溫度t
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
x（摩爾分數）

y

0

0
0.088

0.212
0.2

0.37
0.3

0.5
0.397

0.618
0.489

0.71
0.592

0.789
0.7

0.853
0.803

0.914
0.903

0.957
0.95

0.979
1.0

1.0
1.理論塔板數NT的求取
苯-甲苯屬理想物系，可採用圖解法求理論塔板數。
①由上表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數據，繪出下面x-y圖

②求最小迴流比及操作迴流比。
採用作圖法求最小迴流比。在上圖中對角線上，子點e（0.542，0.542）做垂線ef即為進料線（q線），該線於平衡線的交點坐標為
yq=0.756 xq=0.542
故最小迴流比為
Rmin=1.103
取操作迴流比為
R=2Rmin=2.206
③求精餾塔氣、液相負荷
L=RD=156.47 kmol/h
V=(R+1)D=234.47 kmol/h
L′=L+F=289.94 kmol/h
V′=V=234.47 kmol/h
④求操作線方程
精餾段操作線方程為
y= x+ XD=0.667x+0.301
提餾段操作線方程為
y′= 』- Xw =1.237x』-0.003
5圖解法求理論塔板層數
採用圖解法求理論踏板層數，如上圖所示。求解結果為
總理論塔板層數 NT=12.5
進料板位置 NF=6
2.實際塔板層數的求取
精餾段實際塔板層數 N精=6/0.56≈11
提留段實際塔板層數 N提=6.5/0.56≈12

2.4精餾塔工藝條件的計算 1.操作壓力計算
塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每層塔板壓降 ΔP=0.7 kPa
進料板壓力 PF=112.3 kPa
精餾段平均壓力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩爾質量計算
塔頂平均摩爾質量計算
由xD=y1=0.992，查平衡曲線，得
x1=0.956
MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol
MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol
進料板平均摩爾質量計算
由圖解理論板，得
yF=0.720
查平衡曲線，得
xF=0.497
MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol
MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol
精餾段平均摩爾質量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度計算
(1)氣相平均密度計算
由理想氣體狀態方程計算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的計算
液相平均密度計算依下式計算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔頂液相平均密度的計算
由tD=82.1℃，查手冊得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
進料板的平均密度計算
由tF=99.5℃，查手冊得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
進料板液相的質量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精餾段液相平均密度為
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精餾塔塔體工藝尺寸計算 1.塔徑的計算
精餾段的氣、液相體積流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板間距HT=0.40 m，板上液層高度hL=0.06 m,則
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查資料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系數為0.7，則空塔氣速為
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按標准塔徑圓整後為 D=1.5 m
塔截面積為
AT=2.16 ㎡
實際空塔氣速為
u=0.839 m/s
2.精餾塔的有效高度計算
精餾段有效高度為
Z精=（N精—1）HT=4 m
提餾段有效高度為
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在進料板上開一人孔，其高度為0.8 m
故精餾塔的有效高度為
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工藝尺寸的計算 1.溢流裝置的計算
因塔徑D= 1.5m，可選用單溢流弓形降液管，採用凹形受液盤。各項計算如下：
(1)堰長lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
選取平直堰，堰上液層高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液層高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
驗算液體在降液管中停留的時間
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管設計合理。
2.7篩板流體力學的驗算 1.液面落差
對於篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影響。
2.液沫夾帶
液沫夾帶量eV計算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本設計中液沫夾帶量eV在允許范圍內。
3.漏液
對篩板塔，漏液點氣速u0，min計算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
實際孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
穩定系數為
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本設計中無明顯漏液。

第三章 設計結果匯總

序號 項目 數值
1 平均溫度 ,℃ 90.8
2 平均壓力Pm，kPa 108.8
3 氣相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 實際塔板數 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔徑，m 1.0
8 板間距，m 0.4
9 溢流形式 單溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰長，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上層液高度，m 0.06
14 堰上層液高度，m 0.009
15 空塔氣速，m/s 1.111
16 液沫夾帶eV，(kg液/kg氣) 0.042
17 穩定系數 2.69
18 篩孔直徑,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 篩孔直徑,m 0.005

『捌』 化工原理:精餾部分問題.

題目如下：
1. 精餾？
2. y—x相圖中，相平衡曲線上各點的溫度是否相同？
3. 在汽液相平衡圖上，平衡線離對角線越遠/越近，表示該溶液的分離程度？
4. 連續精餾操作時，操作壓力對分離的影響？對物系的相對揮發度的影響？
5. 某雙組分物系的相對揮發度為2.5，若液相濃度xA=0.3（摩爾分率），則與之平衡的汽相濃度yA？
6. 連續精餾操作中有哪些必不可少的裝置？
7. 理論板？
8. 精餾塔中，若塔板上氣液兩相接觸越充分，則塔板分離能力越高，則滿足一定分離要求需要的實際/理論塔板數越少？
9. 總板效率？
10. 恆摩爾流？
11. 對酒精——水系統用普通精餾方法進行分離，只要塔板數足夠，是否可以得到純度為0.98（摩爾分率）以上的純酒精？
12. 某常壓精餾塔，塔頂設全凝器，現測得其塔頂/塔底溫度升高/降低，則塔頂/塔底產品中易揮發組分的含量將？
13. 在精餾過程中，當xD、xW、xF、q和塔頂產品量一定時，只增大/減小迴流比，則所需理論塔板數？操作費用將？
14. 連續操作中上的精餾塔，如採用的迴流比小於/大於原迴流比，則 ？ ？
15. 某連續精餾塔，精餾段操作線方程為y＝0.7x＋0.2，則xD？，R？
16. 某連續穩定精餾塔操作過程，進料狀況為泡點，已知精餾段操作線方程式為y＝0.8x＋0.2，提餾段操作線方程為y＝1.8x－0.03，則料液組成xF？
17. 精餾塔進料可能有5種不同的熱狀況，當進料為氣液混合物且氣液物質的量之比為3: 1時，則進料熱狀況q值為？
18. 各種進料狀態的名稱及其對應的q 值范圍;在相同分離任務下，進料狀態參數q對所需理論板數的影響。
19. 迴流比對精餾費用的影響？

『玖』 乙醇－環己烷氣液平衡相圖

1. 測定常壓下環己烷-乙醇二元系統的汽液平衡數據，繪制101325Pa下的沸點-組成的相圖。

2. 掌握阿貝折射儀的原理和使用方法。

二、實驗原理

液體混合物中各組分在同一溫度下具有不同的揮發能力。因而，經過汽液見相變達到平衡後，各組分在汽、液兩相中的濃度是不相同的。根據這個特點，使二元混合物在精餾塔中進行反復蒸餾，就可分離得到各純組分。為了得到預期的分離效果，設計精餾裝置必須掌握精確的汽液平衡數據，也就是平衡時的汽、液兩相的組成與溫度、壓力見的依賴關系。大量工業上重要的系統的平衡數據，很難由理論計算，必須由實驗直接測定，即在恆壓（或恆溫）下測定平衡的蒸汽與液體的各組分。其中，恆壓數據應用更廣，測定方法也較簡便。

恆壓測定方法有多種，以循環法最普遍。循環法原理的示意圖見圖5-11。在沸騰器P中盛有一定組成的二元溶液，在恆壓下加熱。液體沸騰後，逸出的蒸汽經完全冷凝後流入收集器R。達一定數量後逸流，經迴流管流回到P。由於氣相中的組成與液相中不同，所以隨著沸騰過程的進行，P、R兩容器中的組成不斷改變，直至達到平衡時，汽、液兩相的組成也保持恆定。分別從R、P中取樣進行分析，即得出平衡溫度下氣相和液相的組成。

本實驗測定的恆壓下環己烷-乙醇二元汽液平衡相圖，如圖5-12所示。
圖中橫坐標表示二元系的組成（以B的摩爾分數表示），縱坐標為溫度。顯然曲線的兩個端點 、 即指在恆壓下純A與純B的沸點。若溶液原始的組成為 ,當它沸騰達到汽液平衡的溫度為 時，其平衡汽液相組成分別為 與 。用不同組成的溶液進行測定，可得一系列 數據，據此畫出一張由液相線與汽相線組成的完整相圖。圖5-12的特點是當系統組成為 時，沸騰溫度為 ，平衡的汽相組成與液相組成相同。因為 是所有組成中的沸點最低者，所以這類相圖稱為具有最低恆沸點的汽液平衡相圖。

分析汽液兩相組成的方法很多，有化學方法和物理方法。本實驗用阿貝折射儀測定溶液的折射率以確定其組成。因為在一定溫度下，純物質具有一定的順變關系。預先測定一定溫度下一系列已知組成的溶液的折射率，得到折射率-組成對照表。以後即可根據待測溶液的折射率，由此表確定其組成。

三、試劑與儀器

試劑：環己烷、乙醇。

儀器：埃立斯（Ellis）平衡蒸餾器、0.5kW調壓變壓器、電壓表、阿貝折射儀、超級恆溫槽。

埃立斯平衡蒸餾器是由玻璃吹制而成的，它具有汽液兩相同時循環的結構，如圖5-13所示。
四、實驗步驟

1. 將預先配置好的一定組成的環己烷-乙醇溶液緩緩加入蒸餾器中，使液面略低於蛇管噴口，蛇管的大部分浸在溶液之中。

2. 調節適當的電壓通過加熱元件1和下保溫電熱絲對溶液進行加熱。同時在冷凝器9、10中通以冷卻水。

3. 加熱一定時間後溶液開始沸騰，氣、液兩相混合物經蛇形管口[噴於溫度計底部；同時可見氣相冷凝液滴入接受器11。為了防止蒸氣過早的冷凝，通過變壓器將上保溫電加熱絲加熱，要求套管8內溫度比套管6內溫度高0.5~1.5℃。控制加熱器電壓，使冷凝液產生速度為每分鍾60~100滴。調節下保溫電熱絲電壓，以蒸餾器的器壁上不產生冷凝液為宜。為防止暴沸，在加熱升溫過程中可藉助於雙連球通過活塞14向蒸餾器內緩慢而間歇地鼓入少量空氣，待溶液沸騰後即取下雙連球。

4. 待套管6處的溫度約恆定20min後，可認為汽、液相間已達平衡，記下溫度計6讀數，即為汽、液平衡的溫度。

5. 分別從取樣口12、13同時取樣約2mL，稍冷卻後測定其折射率。阿貝折射儀的原理與使用方法見本書2.2.3節。

6. 實驗結束，關閉所有加熱元件。待溶液冷卻後，將溶液放回原來的溶液瓶。

五、數據處理

1. 將測定的各氣液相折射率，利用環己烷-乙醇系統的折射率-組成對照表（見本書附錄11）查得平衡的液相組成x環與氣相組成y環。

2. 平衡溫度的確定

（1） 溫度計示值校正和露莖校正見《大學基礎化學實驗（Ⅰ）》。

（2） 氣壓計讀數校正見本書附錄4。

（3） 平衡溫度的壓力校正 溶液的沸點與外壓有關，為了將溶液沸點校正到正常沸點，即外壓為101325Pa下的汽液平衡溫度，應將測得的平衡溫度進行校正。環己烷-乙醇系統的校正公式如下：

(5-21)

式中，t常為校正到外壓為101325Pa下的平衡常數（℃），t為外壓為p大氣（Pa）時測得的溫度，y環為用環己烷摩爾分數表示的氣相組成。

3. 綜合實驗所得的各組成的平衡數據，繪出101325Pa下環己烷-乙醇的汽液平衡相圖。

六、思考題

1. 一般而言，如何才能准確測得溶液的沸點？

2. 埃立斯平衡蒸餾器有什麼特點有什麼特點？其中蛇管的作用是什麼？

3. 埃立斯平衡蒸餾器為何要上下保溫？為何氣相部分溫度應略高於液面部位溫度？

4. 取出的平衡汽液相樣品，為什麼必須在密閉的容器中冷卻後方可用以測定其折射率？

七、進一步討論

1. 為得到精確的相平衡數據，應採用恆壓裝置以控制外壓。有關恆壓裝置的原理及使用參見本書附錄4。

2. 使用埃立斯蒸餾器操作時，應注意防止閃蒸現象、精餾現象及暴沸現象。當加熱功率過高時，溶液往往會產生完全汽化，將原組成溶液瞬間完全變為蒸氣，即閃蒸。顯然，閃蒸得到的汽液組成不是平衡的組成。為此需要調節適當的加熱功率，以控制蒸氣冷凝液的迴流速度。

蒸餾器所得的平衡數據是溶液一次汽化平衡的結果。但蒸氣在上升過程中又遇到液相冷凝液，則又可進行再次汽化，這樣就形成了多次蒸餾的精餾操作。其結果是得不到蒸餾器應得的平衡數據。為此，在蒸餾器上部必須進行保溫，使氣相部位略高於液相，以防止蒸氣過早的冷凝。

由於沸騰時氣泡生成困難，暴沸現象常會發生。避免的方法是提供氣泡生成中心或造成溶液局部過熱。為此，可在實驗中鼓入小氣泡或在加熱管的外壁造成粗糙表面以利於形成氣穴；或將電熱絲直接與溶液接觸，造成局部過熱。