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1、摘要本次设计是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。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.42的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到98%，塔底釜液摩尔分数为3.5%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板
2、数为14。根据经验式算得全塔效率为53.72%。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为14。实际加料位置在第15块板。精馏段弹性操作为3.02,提馏段操作弹性为3.12。全塔塔径为1.4m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。关键词：苯-甲苯、精馏、热量衡算、精馏塔设计、全塔效率、操作弹性吉林化工学院化工原理课程设计第一章绪论筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻找
3、一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。1.1精馏流程设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。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1.45倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见附图。1.2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
4、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 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。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
5、定回流比。1.2.1精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。1.2.2加热方式 本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。1.2.3操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，
6、这次设计中采用气液混合物进料q=0.96。1.2.4回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比Rmin的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低,一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.1.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.2.6板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算
7、方法可查阅有关资料。塔板设计的任务是:以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料。第二章精馏塔工艺设计计算2.1物料衡算2.1.1塔的物料衡算（1）苯的摩
8、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）物料衡算总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 （2）由(1)和(2)解得2.2物系常数的求解2.2.1温度的求解表2-1苯甲苯平衡数据1（p=101.325kPa）温度t/液相中苯的摩尔分数x%气相中苯的摩尔分数y%温度t/液相中苯的摩尔分数x%气相中苯的摩尔分数y%109.911.002.590.1155.075.5108.793.007.1180.8060.079.1107.615.0011.287.6365.082.5105.0510.020.886.5270.085.7102.7915.029.48
9、5.4475.088.5100.7520.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.782.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.094.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.10100.0100.0利用上表中的数据，用数值插值法确定。2.2.2气相组成的求解根据所求温度，利用表2-1，采用插值法求得各气相组成：塔顶气相组成：利用表2-1直接查得进料板处气相组成：塔底气相组成2.2.3平均分子式量的求
10、解物料相对平均分子量：2.2.4物系中苯的质量分数的求解塔体主要部位液相组成中苯的质量分数的计算：设苯的质量分数为m%,其相应液相的摩尔分率为x，分别把带入求得：液相中苯的质量分数为2.2.5物系密度的求解表2-2 苯-甲苯密度18090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0利用上表中数据利用数值差值法确定进料温度，塔顶温度，塔底温度下的苯与乙醇的密度：12.2.6物系表面张力的求解表2-3 苯-甲苯的表面张力1809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.
11、4117.31利用上表采用插值法求得：2.2.7相对挥发度的求解 2.3板数的确定 2.3.1最小回流比及操作回流比的求解气液相平衡方程为： 进料线方程为：联立两方程求得交点e的坐标为: 分析一定板数下的最小回流比可得：表2-4NTR122.855132.463142.188152.029161.869171.782181.710191.652201.609作图可得： R=1.45Rmin=1.51.416=2.1012.3.2理论板数的求解精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：气液平衡线方程为：采用逐板法求解得：表2-5 塔板气液相组成板上液相组成板上气相组成X10.9518 Y10.98
12、00 X20.9084 Y20.9609 X30.8457 Y30.9315 X40.7635 Y40.8890 X50.6685 Y50.8333 X60.5730 Y60.7689 X70.4898 Y70.7042 X80.4259 Y80.6479 X90.3689 Y90.5917 X100.2960 Y100.5105 X110.2166 Y110.4067 X120.1435 Y120.2936 X130.0862 Y130.1896 X140.0465 Y140.1079 X150.0214 Y150.0514 精馏段理论板数为七，第八块板为加料板，全塔板数为十五（包括塔底再沸
13、器）2.3.3物系黏度的求解表2-6 苯-甲苯的黏度180901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2450.228塔顶液相的黏度：加料板出液相的黏度：塔底液相的黏度：精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：2.3.4实际板数的求解精馏段效率：提馏段效率：全塔效率：精馏段实际板数：提馏段实际板数：全塔实际板数：有上述计算可知：精馏段实际板数取14，提馏段实际板数为14（包括塔底再沸器），全塔板数为28（包括塔底再沸器）2.4.塔气液相负荷的求解2.4.1气相密度的求解气相密度的计算：取单板压降为0.7kpa精馏段平均操作压强为：提馏段平均操作压强为：精馏段气体平均密度：提馏段气体平均密度：2.4.2塔气液负荷的求解第三章热量衡算3.1物系热量常数的求解3.1.1物系汽化潜热的求解表3-1苯-甲苯汽化潜热18090100110
