二元混合物连续精馏装置的设计

『壹』 谁能给我改一个苯-甲苯二元液体混合物板式精馏塔的设计（浮阀塔）

设计题目： 苯—甲苯二元物系浮阀式精馏塔
设计条件： 常压: P=1atm(绝压)
处理量： 95kmol/h
进料组成：0.5
镏出液组成：0.98
釜液组成：0.03 （以上均为摩尔分率）
加料热状况：泡点进料（q=1）
这是我原来做过的设计，如果需要，可以给你发过去。
虽然有点不一样，但按照这个模版进行改就可以了。

『贰』 化工类的毕业设计 可以追加分

所有设计过程中，残液组成可以考虑低于0.5%，在设计中注意板式塔的结构。塔径、塔高、人孔、降液管、溢流堰、接管等部位的尺寸可以根据资料来选择，同时可以结合板式塔设计软件加以验证。

第一组：精馏塔分离甲醇-水混合物板式塔设计
1、设计条件如下：
操作压力：105.325Kpa(绝对压力)
进料热状况：泡点进料、q=0
进料状态为25%的甲醇-水混合物，将甲醇提纯到86%以上
回流比：自定
单板压降：≤0.7 Kpa
塔底加热蒸气压力：0.5MKpa(表压)
全塔效率：ET=47%
建厂地址：东营
年产量：10000T
按照300个工作日计算。
2、设计方案的确定
本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用合适进料状态，将原料液通过预热器加热至要求后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

3、目录
[设计计算]
(一)设计方案的确定
(二)精馏塔的物料衡算
(三)塔板数的确定
(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
(七)筛板的液体力学验算
(八)塔板负荷性能图

『叁』 某二元混合物,进料量为100kmol/h,xF=0.6,要求得到塔顶xD不小于0.9,则塔顶最大产量是多少啊

这是一道看似很难其实很简单的题目, 考的就是精馏的目的.该精馏塔每小时进料100kmol，则说明在塔平稳工作时，每小时从塔顶和塔釜出去的精馏后产物总量为100kmol，因为塔内不能有原料或者产物的净积累。则塔顶和塔底的出料关系是此消彼长的。又知塔xF = 0.6，即两种组分比为4：6，而题目要求塔顶最大产量，则自然假设体系中轻质组分占0.6，塔顶纯度0.9（题目要求最小为0.9），塔底纯度1.0（即纯的重组分）。则，塔顶（最大）产率 = 100kmol/h*0.6 / 0.9 = 66.7kmol/h

『肆』 化工原理课程设计

化工原理课程设计

题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计

目 录

设计任务书………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精馏塔优化设计…………………………………………………………5

精馏塔优化设计计算……………………………………………………5

设计计算结果总表………………………………………………………22

参考文献…………………………………………………………………23

课程设计心得……………………………………………………………23

精馏塔优化设计任务书

一、设计题目
乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计

二、设计条件
1．处理量： 15000 （吨/年）
2．料液浓度： 35 （wt%）
3．产品浓度： 93 （wt%）
4．易挥发组分回收率： 99%
5．每年实际生产时间：7200小时/年
6. 操作条件：①间接蒸汽加热；
②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；

三、设计任务
a) 流程的确定与说明；
b) 塔板和塔径计算；
c) 塔盘结构设计
i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；
ii. 流体力学验算；
iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它
i. 加热蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计
（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）

摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。

关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。

（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

乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

精馏塔优化设计计算

在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年
操作条件：①间接蒸汽加热
②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）
③进料热状况：泡点进料

一 精馏流程的确定
乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图

二 塔的物料衡算
查阅文献，整理有关物性数据

⑴水和乙醇的物理性质

名称

分子式
相对分子质量
密度
20℃

沸 点
101.33kPa
℃
比热容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
导热系数
(20℃)
/(m.℃) 表面
张力

(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常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表
常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/%
气相 液相 气相 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

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18
25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：

式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；
x——乙醇质量分数，％。
其他温度下的表面张力可利用下式求得

式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；
σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；
TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——组分i的摩尔分数；
TCi——组分i的临界温度， K。

料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩尔质量
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
总物料衡算 F=D+W=74.83
易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
联立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板数的确定
理论塔板数的求取
⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图

⑵求最小回流比Rmin和操作回流比
因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求
作图可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工艺条件决定 R=1.6R
故取操作回流比 R=2.32

⑶求理论板数
塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压
组分 饱和蒸气压/kpa
塔顶 进料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相对挥发度
塔顶 ===2.29
进料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相对挥发度为
===2.23
===2.17
②理论板数
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利兰图查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③进料板

前已经查出 即
解得 N=6.42
故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7
总理论板层数 =14.2 （不包括再沸器）
进料板位置 =7
2、全塔效率
因为=0.17-0.616lg
根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、实际塔板数
精馏段塔板数：
提馏段塔板数：
四、塔的工艺条件及物性数据计算

以精馏段为例：
操作压力为
塔顶压力： =1.04+103.3=104.34
若取每层塔板压强 =0.7
则进料板压力： =104.34+130.7=113.4kpa
精馏段平均操作压力 =kpa
2、温度
根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得
塔顶 =78.36
进料板=95.5
=
3、平均摩尔质量
⑴ 塔顶==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 进料板： = 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
精馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔顶： = =796.7
进料板上 由进料板液相组成 =0.102
=
=
=924.2
故精馏段平均液相密度=
⑵气相密度
=

5、液体表面张力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液体粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提馏段为例
平均摩尔质量
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
提馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相组成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提馏段平均液相密度
=
⑵气相密度
==

五 精馏段气液负荷计算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

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

六 提馏段气液负荷计算
V’=V=50.63
=0.382 m
L’=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工艺尺寸计算
1塔径
首先考虑精馏段：
参考有关资料，初选板音距=0.45m
取板上液层高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查图可得 =0.075
校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系数0.70，则
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s

2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
=(13-1)0.45=5.4m
提馏段有效高度为
=(20-1)0.45=8.55m
在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m
故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管
⑴ 堰长
取堰长 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算
=
近似取E=1.03,则
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的宽度与降液管的面积
由查《化工设计手册》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留时间 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮阀数目击者及排列
取阀孔动能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮阀数 n===39(个)
取无效区宽度 =0.06m
安定区宽度 =0.07m
开孔区面积
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排间距h
h===0.06m

八 塔板流体力学校核
1、气相通过浮塔板的压力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
=0.027+0.035=0.062m
常板压降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合设计要求)。

淹塔
为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中
由前计算知 =0.061m,按下式计算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液层高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可见：<，符合要求。

雾沫夹带
由下式可知 <0.1kg液/kg气
===0.069
浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液体流经长度，m;
——板上液流面积，；
——泛点负荷系数，取0.126;
K——特性系数，取1.0.

泛点率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线
按泛点率=80%计
100%=80%

将上式整理得
0.039+0.626=0.0328
与分别取值获得一条直线，数据如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液线
通过式以及式得
=
由此确定液泛线方程。
=
简化上式得关系如下

计算数据如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相负荷上限线
求出上限液体流量值（常数）
以降液管内停留时间=5s
则
4、漏夜线
对于型重阀，由，计算得

则
5、液相负荷下限线
去堰上液层高度=0.006m
根据计算式求的下限值

取E=1.03

经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图

由塔板负荷性能图可以看出：
① 在任务规定的气液负荷下的操作点
P（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。
② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即
K==3.01
十 精馏塔的主要附属设备
1 冷凝器
（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器
冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量
热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，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
传热面积：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的选择：釜式再沸器
对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。
（2）加热蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，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为0.254 kg/s

表 浮阀塔板工艺设计计算结果

序号 项目 数值
1 平均温度tm，℃ 86.93
2 平均压力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 气相流量VS，m3/s 0.375
5 实际塔板数 33
6 塔径，m 0.70
7 板间距,m 0.45
8 溢流形式 单溢流
9 堰长，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液层高度，m 0.07
12 堰上液层高度，m 0.047
13 安定区宽度，m 0.07
14 无效区宽度，m 0.06
15 开孔区面积，m2 0.175
16 阀孔直径，m 0.039
17 浮阀数 39
18 孔中心距，m 0.075
19 开孔率 0.147
20 空塔气速，m/s 0.8
21 阀孔气速，m/s 8.07
22 每层塔板压降，Pa 700
23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0.069
24 气相负荷上限，m3/s 0.00356
25 液相负荷上限，m3/s 0.00028
26 操作弹性 3.01

参考文献

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[6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7
[9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002
[10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002

课程设计心得

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

『伍』 提馏段方程怎么求

提馏段方程怎么求：

理论板的概念：

1. 汽、液两相在板上充分接触混合，板上达到传热和传质平衡。

2. 离开塔板的汽、液两相达平衡。

实际塔板上汽液两相难以达到平衡，且传递过程与物系的性质，操作条件及塔板结构等因素有关，很难确定离开实际塔板的汽液两相温度和组成关系。

设计中，为了避免寻求这种难以确定的关系，一般是首先根据分离任务计算出所需的理论塔板，然后再根据塔板效率进行修正，从而确定出所需的实际塔板数。

全塔的物料衡算：

塔顶、塔底产品量的确定：

二元连续精馏塔的计算
联解以上两式可得：

1. 塔顶成品量D

2. 塔底产品量W

精馏塔的操作线方程：

精馏段的操作线方程：

二元连续精馏塔的计算
恒摩尔流假设：

1.恒摩尔汽化：假定在精馏塔的精馏段内，由每层板上升的汽相摩尔流率都相等，在提溜段也是如此。即：

精馏段：V1=V2=……=Vn=Vn+1=V

2.恒摩尔溢流：假设精馏塔的精馏段内，由每层板下降的液相摩尔流率都相等，在提馏段也是如此。

精馏段：L1=L2=……=Ln=Ln+1=L

3恒摩尔流假定成立的条件：

各组分的摩尔汽化潜热相同；

汽液相接触时由于温度不同而传递的显热可以忽略；

塔的保温良好，热损失可以忽略。

服从恒摩尔假定的精馏过程，塔板上汽液两相接触时，有多少摩尔的蒸汽冷凝，相应就有多少摩尔的液体汽化。

精馏板的操作线方程：

『陆』 连续精馏流程主要由哪些组成各段主要作用是什么

由间歇精馏中得知：间歇精馏时，馏出液的浓度是随蒸馏操作的进行而改变，为了使版馏出液的权浓度不变，则可用连续精馏工艺来解决。
典型的连续精馏流程是这样的：原料液(粗馏塔导来的酒精蒸气或冷凝酒精液)经预热器加热到指定的温度后，送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行传质、传热。操作时，连续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品(或为塔釜残液排出)，部分液体气化，产生的蒸气依次上升通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部(酒精生产中则大部分)冷凝，并将
部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品(馏出液体，可视质量好坏分别采出)。
连续精馏的特点是，可以连续大规模生产，产品浓度、质量可以保持相对稳定，能源利用率高，操作易于控制。

『柒』 苯-甲苯混合物分离精馏塔设计

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：
（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。
（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。
（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。
通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。

第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。
2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
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
原料处理量 F= =131.41 kmol/h
总物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
联立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系
温度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（摩尔分数）

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.理论塔板数NT的求取
苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。
①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图

②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为
yq=0.756 xq=0.542
故最小回流比为
Rmin=1.103
取操作回流比为
R=2Rmin=2.206
③求精馏塔气、液相负荷
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求操作线方程
精馏段操作线方程为
y= x+ XD=0.667x+0.301
提馏段操作线方程为
y′= ’- Xw =1.237x’-0.003
5图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为
总理论塔板层数 NT=12.5
进料板位置 NF=6
2.实际塔板层数的求取
精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11
提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12

2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa
进料板压力 PF=112.3 kPa
精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.992，查平衡曲线，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
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得
yF=0.720
查平衡曲线，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
精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的计算
液相平均密度计算依下式计算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=82.1℃，查手册得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
进料板的平均密度计算
由tF=99.5℃，查手册得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精馏段液相平均密度为
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查资料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按标准塔径圆整后为 D=1.5 m
塔截面积为
AT=2.16 ㎡
实际空塔气速为
u=0.839 m/s
2.精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精—1）HT=4 m
提馏段有效高度为
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算
因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
(1)堰长lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液层高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
验算液体在降液管中停留的时间
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管设计合理。
2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。
2.液沫夹带
液沫夹带量eV计算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
3.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
实际孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
稳定系数为
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本设计中无明显漏液。

第三章 设计结果汇总

序号 项目 数值
1 平均温度 ,℃ 90.8
2 平均压力Pm，kPa 108.8
3 气相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 实际塔板数 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔径，m 1.0
8 板间距，m 0.4
9 溢流形式 单溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰长，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上层液高度，m 0.06
14 堰上层液高度，m 0.009
15 空塔气速，m/s 1.111
16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042
17 稳定系数 2.69
18 筛孔直径,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 筛孔直径,m 0.005

『捌』 化工原理:精馏部分问题.

题目如下：
1. 精馏？
2. y—x相图中，相平衡曲线上各点的温度是否相同？
3. 在汽液相平衡图上，平衡线离对角线越远/越近，表示该溶液的分离程度？
4. 连续精馏操作时，操作压力对分离的影响？对物系的相对挥发度的影响？
5. 某双组分物系的相对挥发度为2.5，若液相浓度xA=0.3（摩尔分率），则与之平衡的汽相浓度yA？
6. 连续精馏操作中有哪些必不可少的装置？
7. 理论板？
8. 精馏塔中，若塔板上气液两相接触越充分，则塔板分离能力越高，则满足一定分离要求需要的实际/理论塔板数越少？
9. 总板效率？
10. 恒摩尔流？
11. 对酒精——水系统用普通精馏方法进行分离，只要塔板数足够，是否可以得到纯度为0.98（摩尔分率）以上的纯酒精？
12. 某常压精馏塔，塔顶设全凝器，现测得其塔顶/塔底温度升高/降低，则塔顶/塔底产品中易挥发组分的含量将？
13. 在精馏过程中，当xD、xW、xF、q和塔顶产品量一定时，只增大/减小回流比，则所需理论塔板数？操作费用将？
14. 连续操作中上的精馏塔，如采用的回流比小于/大于原回流比，则 ？ ？
15. 某连续精馏塔，精馏段操作线方程为y＝0.7x＋0.2，则xD？，R？
16. 某连续稳定精馏塔操作过程，进料状况为泡点，已知精馏段操作线方程式为y＝0.8x＋0.2，提馏段操作线方程为y＝1.8x－0.03，则料液组成xF？
17. 精馏塔进料可能有5种不同的热状况，当进料为气液混合物且气液物质的量之比为3: 1时，则进料热状况q值为？
18. 各种进料状态的名称及其对应的q 值范围;在相同分离任务下，进料状态参数q对所需理论板数的影响。
19. 回流比对精馏费用的影响？

『玖』 乙醇－环己烷气液平衡相图

1. 测定常压下环己烷-乙醇二元系统的汽液平衡数据，绘制101325Pa下的沸点-组成的相图。

2. 掌握阿贝折射仪的原理和使用方法。

二、实验原理

液体混合物中各组分在同一温度下具有不同的挥发能力。因而，经过汽液见相变达到平衡后，各组分在汽、液两相中的浓度是不相同的。根据这个特点，使二元混合物在精馏塔中进行反复蒸馏，就可分离得到各纯组分。为了得到预期的分离效果，设计精馏装置必须掌握精确的汽液平衡数据，也就是平衡时的汽、液两相的组成与温度、压力见的依赖关系。大量工业上重要的系统的平衡数据，很难由理论计算，必须由实验直接测定，即在恒压（或恒温）下测定平衡的蒸汽与液体的各组分。其中，恒压数据应用更广，测定方法也较简便。

恒压测定方法有多种，以循环法最普遍。循环法原理的示意图见图5-11。在沸腾器P中盛有一定组成的二元溶液，在恒压下加热。液体沸腾后，逸出的蒸汽经完全冷凝后流入收集器R。达一定数量后逸流，经回流管流回到P。由于气相中的组成与液相中不同，所以随着沸腾过程的进行，P、R两容器中的组成不断改变，直至达到平衡时，汽、液两相的组成也保持恒定。分别从R、P中取样进行分析，即得出平衡温度下气相和液相的组成。

本实验测定的恒压下环己烷-乙醇二元汽液平衡相图，如图5-12所示。
图中横坐标表示二元系的组成（以B的摩尔分数表示），纵坐标为温度。显然曲线的两个端点 、 即指在恒压下纯A与纯B的沸点。若溶液原始的组成为 ,当它沸腾达到汽液平衡的温度为 时，其平衡汽液相组成分别为 与 。用不同组成的溶液进行测定，可得一系列 数据，据此画出一张由液相线与汽相线组成的完整相图。图5-12的特点是当系统组成为 时，沸腾温度为 ，平衡的汽相组成与液相组成相同。因为 是所有组成中的沸点最低者，所以这类相图称为具有最低恒沸点的汽液平衡相图。

分析汽液两相组成的方法很多，有化学方法和物理方法。本实验用阿贝折射仪测定溶液的折射率以确定其组成。因为在一定温度下，纯物质具有一定的顺变关系。预先测定一定温度下一系列已知组成的溶液的折射率，得到折射率-组成对照表。以后即可根据待测溶液的折射率，由此表确定其组成。

三、试剂与仪器

试剂：环己烷、乙醇。

仪器：埃立斯（Ellis）平衡蒸馏器、0.5kW调压变压器、电压表、阿贝折射仪、超级恒温槽。

埃立斯平衡蒸馏器是由玻璃吹制而成的，它具有汽液两相同时循环的结构，如图5-13所示。
四、实验步骤

1. 将预先配置好的一定组成的环己烷-乙醇溶液缓缓加入蒸馏器中，使液面略低于蛇管喷口，蛇管的大部分浸在溶液之中。

2. 调节适当的电压通过加热元件1和下保温电热丝对溶液进行加热。同时在冷凝器9、10中通以冷却水。

3. 加热一定时间后溶液开始沸腾，气、液两相混合物经蛇形管口[喷于温度计底部；同时可见气相冷凝液滴入接受器11。为了防止蒸气过早的冷凝，通过变压器将上保温电加热丝加热，要求套管8内温度比套管6内温度高0.5~1.5℃。控制加热器电压，使冷凝液产生速度为每分钟60~100滴。调节下保温电热丝电压，以蒸馏器的器壁上不产生冷凝液为宜。为防止暴沸，在加热升温过程中可借助于双连球通过活塞14向蒸馏器内缓慢而间歇地鼓入少量空气，待溶液沸腾后即取下双连球。

4. 待套管6处的温度约恒定20min后，可认为汽、液相间已达平衡，记下温度计6读数，即为汽、液平衡的温度。

5. 分别从取样口12、13同时取样约2mL，稍冷却后测定其折射率。阿贝折射仪的原理与使用方法见本书2.2.3节。

6. 实验结束，关闭所有加热元件。待溶液冷却后，将溶液放回原来的溶液瓶。

五、数据处理

1. 将测定的各气液相折射率，利用环己烷-乙醇系统的折射率-组成对照表（见本书附录11）查得平衡的液相组成x环与气相组成y环。

2. 平衡温度的确定

（1） 温度计示值校正和露茎校正见《大学基础化学实验（Ⅰ）》。

（2） 气压计读数校正见本书附录4。

（3） 平衡温度的压力校正 溶液的沸点与外压有关，为了将溶液沸点校正到正常沸点，即外压为101325Pa下的汽液平衡温度，应将测得的平衡温度进行校正。环己烷-乙醇系统的校正公式如下：

(5-21)

式中，t常为校正到外压为101325Pa下的平衡常数（℃），t为外压为p大气（Pa）时测得的温度，y环为用环己烷摩尔分数表示的气相组成。

3. 综合实验所得的各组成的平衡数据，绘出101325Pa下环己烷-乙醇的汽液平衡相图。

六、思考题

1. 一般而言，如何才能准确测得溶液的沸点？

2. 埃立斯平衡蒸馏器有什么特点有什么特点？其中蛇管的作用是什么？

3. 埃立斯平衡蒸馏器为何要上下保温？为何气相部分温度应略高于液面部位温度？

4. 取出的平衡汽液相样品，为什么必须在密闭的容器中冷却后方可用以测定其折射率？

七、进一步讨论

1. 为得到精确的相平衡数据，应采用恒压装置以控制外压。有关恒压装置的原理及使用参见本书附录4。

2. 使用埃立斯蒸馏器操作时，应注意防止闪蒸现象、精馏现象及暴沸现象。当加热功率过高时，溶液往往会产生完全汽化，将原组成溶液瞬间完全变为蒸气，即闪蒸。显然，闪蒸得到的汽液组成不是平衡的组成。为此需要调节适当的加热功率，以控制蒸气冷凝液的回流速度。

蒸馏器所得的平衡数据是溶液一次汽化平衡的结果。但蒸气在上升过程中又遇到液相冷凝液，则又可进行再次汽化，这样就形成了多次蒸馏的精馏操作。其结果是得不到蒸馏器应得的平衡数据。为此，在蒸馏器上部必须进行保温，使气相部位略高于液相，以防止蒸气过早的冷凝。

由于沸腾时气泡生成困难，暴沸现象常会发生。避免的方法是提供气泡生成中心或造成溶液局部过热。为此，可在实验中鼓入小气泡或在加热管的外壁造成粗糙表面以利于形成气穴；或将电热丝直接与溶液接触，造成局部过热。