资料
前言
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；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。
化工生产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，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部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。
筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
目录
第一章绪论
1.1 精馏条件的确定
本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。
1.1.1 精馏的加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
1.1.2 精馏的进料状态
进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。
泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。
1.1.3 精馏的操作压力
精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。
1.2 确定设计方案
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：
1.2.1 工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
1.2.2 满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
1.2.3 保证安全生产
例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
第二章 设计计算
2.1 设计方案的确定
本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。
2.2 精馏塔的物料衡算
2.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 （生产能力）进料量：F=85000t/年 苯的摩尔质量 M A =78.11Kg/mol 甲苯的摩尔质量 M B =92.13Kg/mol
44.013
.92/6.011.78/4.011
.78/4.0=+=F X
839.013
.92/02.011.78/89.011
.78/89.0=+=D X
420.013
.92/89.011.78/20.011
.78/20.0=+=
W X
2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
()kmol Kg M F /5.9612813.92)44.01(11.7844.0=?-+?= ()kmol Kg M D /78.4013.92)983.01(11.78983.0=?-+?=
()kmol Kg M W /79.9113.92)420.01(11.78420.0=?-+?=
2.2.3 物料衡算
原料处理量 ()h kmol F /1037.17200
5.9612885000000
2?=?=
总物料衡算 F=D+W =137kmol/h 苯物料衡算 W D F 024.0983.044.0+=
联立解得：
D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h
2.3 塔板计算
2.3.1 理论板数NT 的求取
(1)相对挥发度的求取
查 温度-组成 图得t d =80℃ t w=92.6℃（由表2）
当取t d =80℃时
kp P A 33.101=?
kp P B 40=?
53
.2001==B
A
P P α 当取 t d =92.6℃时
kp P A 004.146=?
，kp P B 94.58=?
48.22==??B
A
P P α
5.248.253.221=?==ααα (2)最小回流比的求取
由于是饱和液体进料，有q=1，q 线为一垂直线，故44.0==F P x x ，根据相平衡方程有
x
x x y P P P 5.11x
5.2)1(1+=
-+=
αα 最小回流比为
()44.11111min =?
?
?
???----=
F D F D X X X X R αα 对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=(1.1-2)R min R=1.5R min =2.16 (2)精馏塔的气、液相负荷
()h Kmol RD L /37.12843.596.12=?==
()h Kmol D R V /80.18743.59)6.121()1(=?+=+= ()
h Kmol qF RD L /37.265113743.5916.2'=?+?=+=
()()()()()h Kmol F F q D R V /80.1871143.59116.211'=--?+=--+= (4)操作线方程
精馏段操作线方程
311.0684.016
.3983
.0116.216.2111+=++=+++=
+x x R x x R R y n D n n 提馏段操作线方程
010.0413.11-='
-''=+m w m m x V Wx x V L y
(5)逐板法求理论板数计算过程如下
相平衡方程 ()x
x
y 11-+=αα 即 x x y 5.115.2+=
变形得： y
y
x 5.15.2-=
精馏段操作线方程
311.0684.01+=+x y n
提馏段操作线方程 010.0413.11-=+m m x y
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：
983.01==D x y ()
959.01111
1=-+=
y y y x α
967.0311.0684.012=+=x y 921.05.15.22
2
2=-=y y x
941.0311.0684.023=+=x y 864.05.15.23
3
3=-=
y y x
787.0311.0684.034=+=x y 787.05.15.24
4
4=-=
y y x
902.0311.0684.035=+=x y 69.05.15.25
5
5=-=y y x
902.0311.0684.035=+=x y 69.05.15.25
5
5=-=y y x
783.0311.0684.036=+=x y 591.05.15.25
5
6=-=y y x
715.0311.0684.037=+=x y 501.05.15.25
5
7=-=y y x
654.0311.0684.038=+=x y 43.05.15.25
5
8=-=
y y x
44.043.08=<=F x x 故精馏段理论板数n=7
用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：
60.001.0413.189=-=x y 375.05.15.29
9
9=-=
y y x
52.001.0413.1910=-=x y 30.05.15.210
10
10=-=
y y x
42.001.0413.11011=-=x y 22.05.15.211
11
11=-=
y y x
15.001.0413.11112=-=x y 15.05.15.212
12
12=-=
y y x
09.001.0413.11213=-=x y 09.05.15.213
13
13=-=y y x
12.001.0413.11314=-=x y 05.05.15.214
14
14=-=y y x
06.001.0413.11415=-=x y 026.05.15.215
15
15=-=
y y x
026.001.0413.11516=-=x y 010.05.15.216
16
16=-=y y x
04.0010.016=<=W x x
故提馏段理论板数n=8（不包括再沸器） 2.3.2 全塔效率的计算
由 td=80℃ tw=92.6℃
计算出 tm=93.5℃ 根据表6分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 内差法计算出 ()S mPa A ?=271.0μ，()S mPa B ?=278.0μ 平均粘度由公式，得
()S mPa L ?=?+?=275.0278.056.0271.044.0μ
根据奥康奈尔（O`connell ）公式计算全塔效率T E ()()537.0275.05.249.049.0245
.0245
.0=??==--L T E αμ
2.3.3 求实际板数
精馏段实际板层数
（块）精13537
.07
≈=
N
提馏段实际板层数
（块）
提15537
.08
≈=
N 全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。 2.3.4 有效塔高的计算
精馏段有效塔高
()m Z 8.44.01131=?-= 提馏段有效塔高
()m Z 6.54.01152=?-=
在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm, 故有效塔高m Z 6.1126.06.58.4=?++=
2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.4.1 操作压力的计算
塔顶操作压力P ＝101.3 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa
进料板压力F P ＝101.3+0.7×13＝110.4kPa 塔底操作压力w P =101.3+0.7×15＝111.8kPa
精馏段平均压力1m P ＝（101.3+110.4）/2＝105.85 kPa
提馏段平均压力2
m P =（110.4+111.8）/2 =111.1kPa
2.4.2 操作温度的计算
=D t 塔顶温度80℃
6.92=F t 进料板温度℃
107=W t 塔底温度℃
精馏段平均温度1m t =（ 80+92.6）/2 = 86.3℃ 提馏段平均温度2m t =（92.6+107）/2 =99.8℃ 2.4.3 平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由带入相平衡方程由983.01==y X D ,得x 1=0.959
()()kmol kg M m D L /69.7813.92959.0111.78959.0,=?-+?=
()()kmol kg M m D V /35.7813.92983.0111.78983.0,=?-+?=
进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得F y ＝0.654， F x ＝0.43
()()kmol kg M m F V /96.8213.92654.0111.78654.0,=?-+?=
()()kmol kg M m F L /10.8613.9243.0111.7843.0,=?-+?=
塔底平均摩尔质量计算
由W x =0.01,由相平衡方程，得W y =0.026
)/(77.9113.92)026.01(11.78026.0,kmol kg M m W V =?-+?=
)/(99.9113.92)01.01(11.7801.0,kmol kg M m W l =?-+?=
精馏段平均摩尔质量
)/(655.802
96
.8235.78kmol kg M m V =+=