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。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
3工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。
按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。
工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。
此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。
4.1 精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量=93.13 kg/kmolF x =（0.6/78.11）/（0.6/8.11+0.4/93.13）=0.64D x =(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/93.13)=0.983Xw=（0.02/78.11）/(0.02/78.11+0.98/93.13)=0.0242. 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔分数M F=0.64*78.11+0.36*93.13=83.5M D=0.983*78.11+0.017*93.13=78.37Mw=0.024*78.11+0.976*93.13=92.773.物料衡算原料处理量 q n ，f=（50000×103）/（24×300×83.5）=83.17（kmol/h ） 总物料衡算 83.17=q n ，D +q n,W苯物料衡算 83.17×0.64=0.983×q n ，D+0.024×q n,W联立解得 q n ，D=30.75q n,W=52.42 5塔板数的确定苯--甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由手册查得苯--甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y 图，见图1。
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e （0.64,0.64）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为q y = 0.813 q x = 0.64故最小回流比为Rm in=0.983取操作回流比为R=2=2 1.050.983=1.97 ③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.97×30.75=60.58mol/hV=(R+1)D=2.97×30.75=91.33 mol/hL，=L+F=60.58+83.17=143.75 mol/hV ，=V=91.33 mol/h④求操作线方程精馏段操作线方程y=0.663x+0.331提留段操作线方程Y=1.754x-0.013775图1（1）图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如附图1所示。
求解结果为：总的理论板层数 NT=13 其中 N T,精=5 N T,提=7（不包括再沸器）进料板位置 NT= 6（2）实际板层数的求解（3）精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.62≈10N提=7/0.52=13.46≈14总实际塔板层数 N=N精+ N提=246 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力 P D=P当地+P表=101.3+4=105.3Kpa每层塔板压强△P=0.7Kpa进料板压强 P F=105.3+0.7×10=112.3Kpa精馏段平均压强 Pm=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa（2）操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算结果如下：安托尼方程㏒P=A-B/(C+t) 其中 A=6.03055 B=1211.033 C=220.790 求的塔顶温度t d=81.4℃进料板温度 tF=91.7℃精馏段平均温度 tm=(81.4+91.7)=86.55 ℃（4）平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算:由xD = y1=0.983，查平衡曲线（见附图1），得x1=0.915MVDm=0.983×78.11+0.017×92.13=78.37MLDm=0.915×78.11+0.085×92.13=79.39进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图1)，得y F =0.778查平衡曲线 （见图1），得x F =0.581M VFm =0.778×78.11+0.222×93.13=81.44 kg/kmolM Lm =0.581×78.11+0.419×93.13=84.4 kg/kmol（5） 平均密度的计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm ρ=mVm m RT M P =(108.8×81.44)/（8.314×(86.55+273.15）)=2.96 kg/m 3 ②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即21i i i a ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算由t D ＝81.4℃，查手册得 A ρ = 813kg/m 3 B ρ = 808.2kg/m 3LDm ρ = 1/（0.983/813+0.017/808.2）=812.92 kg/m 3进料板液相平均密度的计算由t F ＝91.7℃，查手册得A ρ= 733.9kg/m 3B ρ = 734.1 kg/m 3进料板液相的质量分率a A =(0.581×78.11)/（0.581×78.11+0.419×93.13）=0.538ρLFM =1/（0.538/733.9+0.462/734.1）=734 kg/m 3精馏段液相平均密度为Lm ρ=(812.92+734)/2=773.46 kg/m 3(6) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm i i x σσ=∑塔顶液相平均表面张力的计算由t D ＝81.4℃，查手册得A σ=21.33mN/mB σ = 21.75mN/mLDm σ=0.983×21.33+0.017×21.75=21.34 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝91.7℃，查手册得A σ=19.85mN/mB σ =20.65mN/mσLFM =0.581×19.85+0.419×20.65=20.19 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm σ=(21.34+20.19)/2=20.77 mN/m(7) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg lg Lm i i x μμ=∑塔顶液相平均粘度的计算由t D ＝81.4℃，查手册得A μ =0.297mPa·sB μ =0.310mPa·slg LDm μ= 0.983×㏒0.297+0.017×㏒0.310LDm μ= 0.297mPa·s进料板液相平均粘度的计算由t F ＝91.7℃，查手册得A μ = 0.277mPa·sB μ = 0.284mPa·slg LFmμ= 0.581×㏒0.277+0.419×㏒0.284LFm μ= 0.280mPa·s精馏段液相平均粘度为Lm μ =（0.297+0.280）/2=0.289 mPa •s7精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径计算精馏段的气、液相体积流率为V s = Vm vm VM ρ3600=(91.33×81.44)/(3600×2.96)=0.698m 3/s L s =Lm Lm LM ρ3600=(60.58×84.4)/(3600×773.46)=1.84×10-3 m 3/s 由 u m ax = C VV L ρρρ- 式中C 由式5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为 h h L V (2/1)VL ρρ=(1.83×10-3/0.698)×(773.46/2.96)1/2=0.0424 取板间距H T =0.40m ，板上液层高度h L = 0.06m,则H T - h L = 0.40-0.06 = 0.34m查图5-1得，C 20 =0.075C = C 20(2.0)20Lσ =0.075×（20.77/20）0.2=0.0756u m ax = C VV L ρρρ-=0.0756×（773.46-2.96）/2.96）1/2=1.22 m/s 取安全系数为0.7，则空塔系数为u = 0.7 u m ax =0.7×1.22=0.854 m/sD = uV s π4=（4×0.698÷3.14÷0.854）1/2=1.02m 按标准塔径圆整后为D ＝1.0m塔截面积为A T = 4πD 2= 4π⨯1.02=0.785 m 2 实际空塔系数为u =0.698/0.785=0.889m/s（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精 = （N 精 -1）H T =（10-1）×0.4=3.6提馏段有效高度为Z 提 = （N 提 -1）H T =(14-1)×0.4=5.2m在进料板上处及提留段各开一个人孔，其高度均为0.8m 故精馏段的有效高度为 Z= Z 精+ Z 提+0.8×2=3.6+5.2+0.8×2=10.4m8板主要工艺尺寸的计算（1） 溢流装置计算因塔径D ＝1m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
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。
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx xwD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg 04.32=M 甲醇kmolkg 02.18=M 水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x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：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66 (100)2.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D FFF =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t 64.67276.6652.682D F1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t86.83276.6652.682WF2=+=+=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：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF 4.88..............10092.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ： 塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）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：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 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：414141OsO wsW mσϕσϕσ+= 注：VV V OOWWWWW x x x +=σVV V OOOOOOO x x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
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)
精馏塔全塔物料恒算2
精馏塔全塔物料恒算F ：原料液流量（s kmol /）F x ：原料组成（摩尔分数，下同）D ：塔顶产品流量（s kmol /） D x ：塔顶组成 W ：塔底残液流量（s kmol /） W x ：塔底组成 原料乙醇组成：F x =%36.1418/7046/3046/30=+塔顶组成：D x =%88.7718/1046/9046/90=+ 塔底组成：W x =%196.018/5.9946/5.046/5.0=+年产量：3万吨/年D =()[]7310/0.90.9/460.1/183********⨯+⨯⨯=0.0323kmol/s物料恒算式为：W D F +=WD F x x x W D F +=联立代入求解： 0.1772/F km ol s =0.1449/W km ol s =乙醇-水气液平衡的物理性质表1 乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系温度利用表中数据由拉格郎日插值可求得F t 、D t 、W t ①F t ：38.1236.143.8561.1638.121.843.85--=--F t74.84=F t ℃②D t ：72.7488.7741.7843.8972.7415.7841.78--=--D t35.78=D t ℃③W t ：196.010090.105.95100--=--W t54.99=W t ℃1.精馏段平均温度：55.81235.7874.8421=+=+=-DF t t t ℃2.提馏段平均温度：14.92254.9974.8422=+=+=-WF t t t ℃2.2.2密度已知：混合液密度：BBAALa a ρρρ+=1其中：a 为质量分率，M 为平均相对分子质量混合气密度：004.22ρρρT M T V =1.精馏段：55.811=-t ℃ 液相组成1x ：73.325.8155.8173.3208.265.813.821--=--x%31.321=x气相组成1y ：26.595.8155.8126.5980.555.813.821--=--y%04.591=y所以()kmol kg ML /05.273231.01183231.0461=-⨯+⨯=()kmol kg M V /53.345904.01185904.0461=-⨯+⨯= 2.提馏段：14.922=-t ℃ 液相组成2x ：21.70.8914.9221.79.10.895.952--=--x%64.42=x气相组成2y ：91.380.8914.9291.3800.170.895.952--=--y%33.282=y所以()kmolkgML /30.190464.01180464.0462=-⨯+⨯=()kmol kg M V /93.252833.01182833.0462=-⨯+⨯=表2 不同温度下乙醇和水的密度求得在-1t 与-2t 下的乙醇和水的密度，55.811=-t ℃，7358055.817357308085--=--乙ρ3/45.733m kg =乙ρ 8.9718055.818.9716.9688085--=--水ρ3/81.970m kg =水ρ同理：61.932=-t ℃，3/29.722m kg =‘乙ρ，3/59.963m kg =’水ρ 在精馏段：()[]81.9705495.0145.7333231.0118463231.0/463231.01-+-⨯+⨯⨯=Lρ31/24.824m kg L =ρ气相密度：()31/19.155.8115.2734.2215.27353.34m kg V =+⨯⨯=ρ在提馏段：液相密度()[]59.96311060.0129.7220464.0118460464.0/460464.012-+-⨯+⨯⨯=L ρ32/26.929m kg L =ρ气相密度：()32/866.014.9215.2734.2215.27393.25mkg V =+⨯⨯=ρ混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算公式：4/14/14/1o so w sw mσϕσϕσ+= 注：oo w w w w w V x V x V x +=σ，oo w w oo o V x V x V x +=ϕs w sw sw V V x /=ϕ， s o so so V V x /=ϕ⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛=o wq B ϕϕlg ，⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⎪⎭⎫⎝⎛⨯=3/23/2441.0ww o o V q V TqQ σσ QB A +=，⎪⎪⎭⎫⎝⎛=soswA ϕϕ2lg 1=+so sw ϕϕ式中下脚标，w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分，w x 、o x 指主体部分的分子数，w V 、o V 指主体部分的分子体积，w σ、o σ为纯水、有机物的表面张力，对乙醇2=q 。
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
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