第五章 醋酸乙烯合成的物料衡算
5、1 反应器的物料衡算
设计要求：
年产11万吨聚乙烯醇，产品平均聚合度为1795，生成产时间为每年330天。
产品分子式为：CH 2─CHOH
n
CH 2─CHOCOCH 3
m
由多品种聚乙烯醇质量指标(Q/OW AL001-1999)可得，PVA 的聚合度为400～2800，本项目平均聚合度为1700，醇解度选取95%得：
???
??=?+=+%95%1001700m
n n
n m 解可得： m=85 n=1615 平均分子量：
km ol
kg O H C O H C M m n pvc /78372285861615442)()(26422=+?+?=++=
产品产量h kmol F PVA
/1611.078372
2433010101078372243303
4=????=??=年产量 所需单体量 h kmol F n m F PVC VAC /87.2731611.01700)(=?=+= h t h kg F M W PVC PVC VAC /55.23/82.2355287.27386==?=?= 工艺条件假设（数据参考马延贵 .《聚乙烯醇生产技术》.纺织工业出版社.1988）：
乙炔单程转化率 %151=X 以乙炔计算的醋酸乙烯的选择性
%901=S
醋酸转化率 %352=X 以醋酸计算醋酸乙烯的选择性
%12.962=S 乙醛收率%3106.01=Y 巴豆醛收率
%0621.02=Y
则：乙炔收率 ???
??
??=?===?=?=%65.442686
%5.13%5.1315.09.011Z p m M M Y Y X S Y 质量收率：摩尔收率： 由方程式 ：
VAC
HAC H C →+22
乙炔进料=
h t Y W m VAC /74.52%
65.4455.23== 根据反应器入口各组分的组成可计算总进料量
52.74
W 109.4248.2%
=
=总 依次计算其他组分进料数量如表5-1
表5-1 反应器的进料表
出口组成计算 由下列方程式计算
22H C
+HAC VAC
26 60 86 x y 23.55 2COOH CH 3
O H CO CO CH 2223)(++
120 58 44 18 48.69?35%-16.43 m n p
22H C +O H 2 CHO CH 3
18 44
z 52.74?0.3106%
由上述三个方程求：x=7.12t/h y=16.43t/h z=0.065 m=0.29 n=0.22 p=0.092
所以出口流量如下:
1、22H C ： h t X W W /83.44%)151(74.52)1(11011=-?=-=
2、COOH CH 3：h t X W W /65.31%)351(69.48)1(22021=-?=-=
3、VAC ： h t W W W VAC /01.2646.255.233031=+=+=
4、2N ： h t W W /45.34041==
5、CHO CH 3: h t W Y W W /34.116.1%3106.074.525011051=+?=+?= 6
、
CHO CHCH CH 22=:h t W Y W W /18.015.0%0621.074.526021061=+?=+?=
7、2CO : h t W W /66.022.044.0n 7071=+=+=
8、O H 2: h t W W /36.0065.0092.033.0z p 8081=-+=-+= 9、其他: 65.091=W t/h
因此可得反应器的出料表，见表5-2.
表5-2 反应器的出料表
5、2 分离器出口物料组成的衡算：
由实验得分离器出口乙醛的汽相组成为90.7%，液相组成为9.3% 那么乙醛汽相数量为1.3490.7% 1.22
?=，
?=，液相数量为1.349.3%0.12
其它组分数量为反应器出口数量。
汽液分离器出的汽相组分部分放空，以保证
N不积累，其余大
2
部分返回反应器与反应器进口的精乙炔混合循环使用。Array
图5-1 分离器物料衡算图
由反应器的出口物料通过汽液分离器的计算，得表5-3汽相组程与表5-4液相组成。
表5-3 汽相组成
C H44.83 89.37
22
N 3.45 6.88
2
CH CHO 1.22 2.42
3
CO0.66 1.32
2
合计50.16 100
CH CO0.29 0.49
32
CH CHO0.12 0.23
3
C H O0.18 0.30
46
VAC 26.01 43.88
HAC 31.65 53.4
2H O
0.36 0.6 其他 0.65 1.1 合计
59.274
100
5、3 清洗工段物料衡算：
汽液分离器出来的汽相组成清洗后，3CH CHO 、22C H 被解析。所以可得解析塔出口汽相组成表5-5。
表5-5 解析塔出口汽相组成
22C H
44.83 97.35 3CH CHO
1.22
2.65 合计
46.05
100
汽液分离器出来的汽相组成清洗后，2N 、2CO 被吸收。所以可得吸收塔出口汽相组成表5-6。
2N 3.45 83.94 2CO
0.66 16.06 合计
4.11
100
5、4 乙炔净化工段物料衡算：
5、4、1 循环气物料平衡
乙炔与醋酸为循环物料，由反应器的出口物料组成，可以得到乙炔与醋酸的物料组成，所以可到循环气物料平衡表5-7。
5、4、2 精乙炔物料组成的计算
由出口参考资料聚乙烯醇生产技术 33页可得，精乙炔的技术规格：
表5-8 精乙炔的技术规格
序号项目单位指标
1 纯度% 99
2 磷化氢% 0.0037
3 硫化氢% 0.0039
汽液分离器汽相组分部分放空以保证氮气不累积，其余部分返回反应器进口与精乙炔混合使用。
设循环气与放空气质量比为x，根据精乙炔技术规格要求表5-8，计算精乙炔组成：
精乙炔量=7.91/99%=7.99t/h
由循环气物料平衡表见表5-7与气液分离器出口汽相组成表5-3，可得：
（0.66-0.66x+3.45-3.45x）=7.99-7.91 x=0.9805
二氧化碳的量为：0.66-0.66?0.9805=0.013
氮气的量为：3.45-3.45?0.9805=0.067
由此得，精乙炔组成如表5-9：
表5-9 所以精乙炔的组成见下表
组分数量 t/h 组成（w%）
乙炔7.91 99.00
二氧化碳0.013 0.16
氮气0.067 0.84
总计7.99 100
5、4、3 粗乙炔组成的计算
由参考资料聚乙烯醇生产技术32页可得粗乙炔的技术规格：
表5-10 粗乙炔的技术规格
序号 项目 单位 指标 合格 勉强 1 乙炔含量 % >98 2 磷化氢 % <0.05 <0.10 3 硫化氢 % <0.10 <0.15 4 压力（表压） mm 水柱
>150 5
温度
℃
<30
由表5-10得，根据乙炔的质量流率计算乙炔的摩尔流率：
3
17.9110304.2326
F K mol h ?=
= 同理得：
二氧化碳的摩尔流率：
3
20.013100.3044
F K mol h ?==
氮气的摩尔流率为：
3
30.06710 2.3928
F K mol h ?==
所以粗乙炔的总摩尔流率为：
()()
123F +304.23+0.30+2.39
307.3810.00050.00110.00050.001F F F Kmol h +=
==----总
乙炔、二氧化碳、氮气的摩尔组成分别为：
乙炔：
304.23
100%98.98%307.38
?= 二氧化碳：
0.30
100%0.10%307.38?= 氮气:
%78.0%10038
.30739
.2=? 由粗乙炔的技术规格表5-10知：
磷化氢的摩尔组成取为0.05%，硫化氢的摩尔组成为0.1%，由此计
算
得
到
磷
化
氢
的
摩
尔
流
率
为
：
40.05%307.380.05%0.15F F Kmol h =?=?=总
硫化氢的摩尔流率为：50.1%307.380.10%0.31F F Kmol h =?=?=总 由以上数据计算得到，粗乙炔各组分的质量流率与组成，见表5-11：
表5-11 粗乙炔组成见下表
组成 数量(t/h) 组成（Wt%） 数量(kmol/h)
组
成
（mol%）
乙炔 7.91
98.80 304.23 98.97 二氧化碳 0.013
0.16
0.30
0.10
氮气 0．067 0.84 2.39 0.78 磷化氢 0.0051 0.06 0.15 0.05 硫化氢 0.011 0.14 0.31 0.10 总计
8.006
100
307.38
100
清净剂次氯酸钠用料的计算：
次氯酸钠是由氯气和氢氧化钠反应生成，是一种强氧化剂，能分解放出氧原子，将乙炔中的杂质磷化氢、硫化氢净化。
设除去磷化氢消耗的次氯酸钠的量为x t h ，除去硫化氢消耗的次氯酸钠的量为y t h 。
33444a a PH N ClO H PO N Cl +→+
34 4?74.5 0.0051 x
22444a a H S N ClO H SO N Cl +→+
34 4?74.5 0.0111 y 由此可得：
X=0.045t h ，0.096y t h =
那么消耗次氯酸钠的总量为：0.141x y t h +=
氢氧化钠与氯气用量的计算：
设氢氧化钠用量为：m t h ，氯气用量为n t h 。
222a a a N OH Cl N Cl N ClO H O +→++
240? 71 74.5
m n 0.141
由此可得：m=0.15t h ，n=0.134t h
次氯酸钠中有效氯的成分为0.14135.574.50.067t h ?÷=（符合工业生产的要求） 5、5 反应器热量衡算
分子量M （g/m ）ol
沸点o t （℃） 汽化潜热v H ?（J/mol ） 液相热溶L （J/mol
）
汽相热溶 （kcal/kg.
C o
）
乙炔 26 -84.0 0.469
醋酸 60
118.0 710392.2? 510384.1? 0.35 醋酸乙烯 86
72.5
710157.3?
510926.1? 0.291 乙醛 44 20.85 710483.2? 510400.1? 0.412 巴豆醛 70
102.2 710446.3? 510688.1? 0.40
丙酮
58
56.29 710956.2? 510388.1?
二氧化碳 44 0.232 氮气 28
0.25 水
18
100 71008.4?
4
10559.7?
0.458 循环油 156
0.63
备注：1 4.18KCal KJ =
丙酮汽相热容p C =0.1384J Kmol K ? 导热油的密度 1.02/g h ρ=
根据工艺条件的选择反应器入口气体温度140O C ,反应温度（既出口温度）180O C 。
1、反应放出热量()92.8622.18KJ Kcal mol ????反应热
h
KCal W W Q /104393.586/100018.22)1046.21055.23(86
/18.221000)(6
3
3
30311?=???-?=??-=
2 、气体从140C o 升到180C o 吸热为2Q (1) 乙炔吸热
量
h k c
a
l
t cw q /108940.9)140180(1074.52469.0531?=-???=?=
(2) 醋
酸吸
热
量
h k
c
a
l
t cw q /108166.6)140180(1069.4835.0532?=-???=?=
(3醋
酸
乙烯吸
热
量
h k c
a
l
t cw q /108634.2)140180(1046.2291.0433?=-???=?= (4) 氮气吸
热
量
h k
c
a
l
t cw q /1045.3)140180(1045.325.0434?=-???=?=
(5) 乙醛
吸
热
量
h k
c
a
l
t cw q /109117.1)140180(1016.1412.0435?=-???=?=
(6) 巴
豆
醛
吸
热
量
h k
c
a
l
t cw q /104.2)140180(1015.04.0336?=-???=?= (7二氧
化
碳
吸
热
量
h k
c
a
l
t cw q /100832.4)140180(1044.0232.0337?=-???=?= (8)
水蒸气
吸
热
量
h k
c
a
l
t cw q /100456.6)140180(1033.0485.0338?=-???=?= 其它吸热可以忽略
所以h kcal q Q i i /107660.168
12?==∑= 3、被载热油带走的热量4Q
a. 假设反应器有热损失53110/Q kcal h =?（经验取值）
则:6564123() 5.439310(17.6581)10 3.573510Q Q Q Q Kcal h =-+=?-+?=? b 假设反应器无热损失
则：()'66412 5.4393 1.765810 3.673510/Q Q Q kcal h =-=-?=?
4、反应热利用率 %46.32%10010
4393.5107658.1%1006
6
12=???=?=Q Q η 反应器热量衡算: 相关物质的物性参数表 其中丙酮 K kmol J C p ./107582.84?=
5、导热油用量 W 油（0.63/, 1.02/,10o p t C kcal h g h C ρ==?=油） a. 反应器有热损失
3
354W 10Q =100.6310 3.573510156
????=?油
156 3.5735
W 88.49/0.6310
t h ?=
=?油
33
3
88.491086.75/1.0210
W V m h ρ?===?油
油油 b ．反应器内无热损失
3
'
364W 10Q =100.6310 3.673510156
????=?油
156 3.6735
W 90.96/0.6310
t h ?=
=?油
33
3
90.961089.18/1.0210
W V m h ρ?===?油
油油 5、6 分离器热量衡算
一段冷却：（控制温度范围：180—100o C ，一段出料温度：100o C , 醋酸温度50—90o C ）
反应器出口混合汽的温度经汽液分离器一段冷却后，温度由180o C 降到100o C ，在此过程中大部分重组分醋酸冷凝下来，同时水，巴豆醛也几乎全部冷凝下来，余下的组分通往二段继续冷却。
'36221(1):44.83100.469 4.187(180100)7.0410/C H Q kJ h =????-=? '3522(2): 3.45100.25 4.187(180100) 2.8910/N Q kJ h =????-=?
'3533(3): 1.34100.412 4.187(180100) 1.8510/CH CHO Q kJ h =????-=? '3524(4):0.66100.232 4.187(180100)0.51310/CO Q kJ h =????-=?
3
'
453353
0.2910(5):8.75810(10080)0.35010/5810
p t W CH COCH Q C kJ h M ?=???=???-=??''356(6): 4.1826.01100.291 4.187(180100)25.410/p t VAC Q W C kJ h
=????=????-=?3
'
3
46270.3610(7):0.36100.458 4.187(180100) 4.08108.7110/18
H O Q kJ h
?=????-+??=?''
'
'
833
4
326(8): 4.1831.651031.65100.35 4.187(180118) 2.3921060
31.6510 1.38410(118100)
60
16.8110p t v t
W W HAC Q W C H L M M
KJ h
=????+??+????=????-+???+???-=? ''
'
'
469333
425(9): 4.180.18100.40 4.187(180102.22)0.18100.1810
3.44610 1.66810(102.22100)70701.1310p t v t
W W C H O Q W C H L M M
KJ h
=????+??+???=????-+
????+???-=?
''
'
'
1033
3
42(10): 1.2 4.18[0.65100.35 4.1870.65100.6510
23.9210+0.1384106060/p t v t
W W Q W C H L M M
kJ h =?????+??+???=????????????5其它：按醋酸处理（180-118）+
（118-100）]=4.1110
所以 一段总冷量
10
'710
3.6310/i i Q Q kJ h ===?∑
二段冷却 （气体温度 100-50o C ）醋酸温度（20-30o C ） 由一段冷却来的气体经过二段冷却后温度由100o C 降到50o C ，在此过程中相对重的组分VAC （即产品）几乎全部冷凝下来，同时几乎所有的丙酮也冷凝下来，余下的组分含有22C H ，2N ,23,CO CH CHO 通往三段冷却。
'''36221(1): 4.1844.83100.469 4.187(10050) 4.4010/p t C H Q W C kJ h
=????=????-=?
'''3522(2): 4.18 3.45100.25 4.18(10050) 1.8110/p t N Q W C kJ h
=????=????-=?
'''3423(3): 4.180.66100.232 4.187(10050) 3.2110/p t CO Q W C kJ h
=????=????-=?
'''3534(4): 4.18 1.34100.412 4.187(10050) 1.1610/p t CH CHO Q W C kJ h =????=????-=? ''
'
'
33533443325(5): 4.180.29100.29108.75810(10056.29) 2.95610581058
0.2910 1.38810(56.2950)
58
1.7110/p t v t
W W CH COCH Q W C H L M M
kJ h
=????+??+?????=???-+????+???-=? ''
''
'
633
4
327(6): 4.1826.011026.01100.291 4.187(10072.5) 3.1571086
26.0110 1.92610(72.550) 1.1710/86
p t v t
W W VAC Q W C H L M M
kJ h
=????+??+????=????-+???+???-=? 6
''720
1.2410/i i Q Q kJ h ===?∑
三段冷却：（气体温度50—0 ℃），盐水冷却
由二段冷却来的气体经过三段冷却后温度由50 ℃降到0 ℃，根据经验在此过程中只有9.3%3CH CHO 冷却下来， 余下的大量汽相
3CH CHO 与22C H ，2N , 2CO 混合气 1%左右放空，以防惰性气体累积，
其余做循环气。
''''36221(1): 4.1844.83100.469 4.187(500) 4.4010/p t C H Q W C kJ h
=????=????-=?
'''3522(2): 4.18 3.45100.25 4.187(500) 1.8110/p t N Q W C kJ h
=????=????-=?
''''3423(3)(4): 4.180.66100.232 4.187(500) 3.2110/p t CO Q W C kJ h
=????=????-=?
''''3344
(4): 4.18 1.34100.412 4.187(5020.85)6.7510/p t CH CHO Q W C kJ h
=????=????-=?
（乙醛近似认为全部在汽相）
4
'''630
4.6810/i i Q Q kJ h ===?∑
综上气体分离器所需要的冷量为7123 5.3310/Q Q Q kJ h ++=?
3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1操作温度的计算 1.)塔顶温度计算 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为 D T ,则由内插法: 0.7078.7 0.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ?=℃ 3.)塔釜的温度 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为 W T ,则由内插法: 0.00100 0.050.0090.6100 W W x T --=--, 96.92W T ?=℃ 则 精馏段的平均温度: 278.2482.13 80.192 m T +==℃ 提馏段的平均温度: 196.9282.13 89.532 m T += =℃ 3.4.2操作压强 塔顶压强：P D =100 kpa 取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa 则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+?= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+?= 则 精馏段的平均操作压强: 1100104.9 102.52 m P kpa +== 提馏段的平均操作压强: 2110.5104.9 107.72m P +== .）液相的平均密度 0.843 D x =0.013W x =
由 1 1 i i i n αρρ ==∑ 计算 （1.）对于塔顶 078.24D T C = 查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.07 0.93210.84346.0710.84318.02 A α?= =?+-? 10.0679B A αα=-= 则 1A B D A B ααρρρ= +?A B A LB D 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679 763.6972.9 m kg ==+ （2.）对于进料板 82.13F T C = 查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.07 0.41270.215746.0710.215718.02 A α?= =?+-? 10.5102B A αα=-= 则 1A B F A B ααρρρ= +?A B A LB 1F L ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873 739.6970.5 m kg ==+ （3.）对于塔釜 096.92W T C = 160.009195x = 查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ=
板式精馏塔设计方案 第三节精馏方案简介 (1) 精馏塔的物料衡算； (2) 塔板数的确定： (3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 塔板主要工艺尺寸的计算； (6) 塔板的流体力学验算： (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 绘制生产工艺流程图； (10) 绘制精馏塔设计条件图； (11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至84 C后送入连续板式精馏塔(筛板塔)，塔顶上升蒸汽 流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25 C后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 第四节：精馏工艺流程草图及说明
、流程方案的选择
1. 生产流程方案的确定: 原料主要有三个组分：C2°、C3二、C3°,生产方案有两种：（见下图A , B ）如 任务书规定： 图（A ） 为按挥发度递减顺序采出，图（B ）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工 生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B ）所示方法中，除最难挥发组 分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品， 能量（热量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大， 再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故 应选用图（A ）所示的是生产方案。 2. 工艺流程分离法的选择： 在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。 脱乙烷塔，丙烯精制 塔采用常温加压分离法。因为 C2, C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸 点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺 简单，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经 济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分 离难度加大。可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温， 采用闭式热泵流程，将 精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。综合考滤故选用常温加压分离法流 程。 1、 脱乙烷塔：根据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐 塔板,塔顶采用分 凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决 于混合 物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的 C2 C3 = C3 ° iC4 W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 工艺特点: 原料 C 工 C 。 (A ) (B )
第四章物料衡算 1.教学目的与要求 掌握化工过程物料衡算的基本方法，包括无化学反应的物料衡算、有化学反应的物料衡算。 2.主要教学内容 物料衡算式、物料衡算的基本方法、无化学反应的物料衡算、有化学反应的物料衡算以及物料衡算的计算机解题。 3.重点与难点： 重点：无化学反应及有化学反应的物料衡算方法 难点：具有循环、排放及旁路过程的物料衡算 4.学时分配： 8+6S 学时 物料衡算是化工计算中最基本、也是最重要的内容之一，它是能量衡算的基础。 通常，物料衡算有两种情况，一种是对已有的生产设备或装置，利用实际测定的数据，算出另—些不能直接测定的物料量。用此计算结果，对生产情况进行分析、作出判断、提出改进措施。另一种是设计一种新的设备或装置，根据设计任务，先作物料衡算，求出进出各设备的物料量，然后再作能量衡算，求出设备或过程的热负荷，从而确定设备尺寸及整个工艺流程。 物料衡算的理论依据是质量守恒定律，即在—个孤立物系中，不论物质发生任何变化，它的质量始终不变(不包括核反应，团为核反应能量变比非常大，此定律不适用)。
第一节物料衡算式 4－1 化工过程的类型 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或行将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类型。 间歇操作过程： 4－2 物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积累量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为； 如果体系内发生化学反应，则对任一个组分或任一种元素作衡算时，必须把由反应消耗或生成的量亦考虑在内。所以(4—1)式成为： 上式对反应物作衡算时．由反应而消耗的量，应取减号，对生成物作衡算时，由反应而生成的量，应取加号。 但是，列物料衡算式时应该注意，物料平衡是指质量平衡，不是体积或物质的量(摩尔数)平衡。若体系内有化学反应，则衡算式中各项用摩尔／时为单位时，，必须考虑反应式中的化学计量系数。出为反应前后物料中的分子数不守恒。 第二节物料衡算的基本方法 进行物料衡算时，为了能顺利地解题，避免错误，必须掌握解题技巧，
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 =3 2.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol 315.002 .18/55.004.32/45.004 .32/45.0=+= F x xD=(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/kmol 1.3 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=0.001 W M =0.001?32.04+(1-0.001) ?18.02=18.03kg/kmol 2 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 表1：甲醇的x-y-t 平衡表， 温度/℃ x y 温度/℃ x y 100 0 0 71.3 59.37 81.83
92.9 5.31 28.34 70.0 68.49 84.92 90.3 7.67 40.01 68.0 85.62 89.62 88.9 9.26 43.53 66.9 87.41 91.94 85.0 13.15 54.55 64.7 100 100 81.6 20.83 62.73 78.0 28.18 67.15 73.8 46.20 77.56 72.7 52.92 79.71 将表1中x-y 分别代入) 1()1(A A A A y x y x --=α得表2 表2：甲醇的α-t 表 温度/℃ 挥发度 温度/℃ 挥发度 92.9 7.05 72.7 3.50 90.3 8.03 71.3 3.08 88.9 7.55 70.0 2.59 85.0 7.93 68.0 1.45 81.6 6.40 66.9 1.63 78.0 5.27 73.8 4.02 所以==∑1212...21a a a m α 4.2 2.1.2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 =2 6.7760+=68.8℃ 查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下： 比热（68.8℃）kJ/kg K 汽化热（77.6℃）kJ/kg 水 4.186 2334.39 甲醇 2.84 1091.25 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/kg
《精馏段和提馏段操作线方程》教学设计
线方程可通过塔板间的物料衡算求得。 在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，现分别予以讨论。 讲授新知讲述： 1、精馏段操作线方程 在图片虚线范围（包括精馏段的 第n+1层板以上塔段及冷凝器）内作 物料衡算，以单位时间为基准，可得： 总物料衡算：V=L+D 易挥发组分的物料衡算： V y n+1=Lx n+Dx D 式中： V——精馏段内每块塔板上升的蒸汽 摩尔流量，kmol/h； L——精馏段内每块塔板下降的液体 摩尔流量，kmol/h； y n+1——从精馏段第n+1板上升的蒸 汽组成，摩尔分率； x n——从精馏段第n板下降的液体组 成，摩尔分率。 聆听并看下图 学生书写记忆： D n n x D L D x D L L y + + + = +1 1 1 1+ + + = +R x x R R y D n n 分析归纳：(小组发言) 关于精馏段操作线方程的两点 讨论（1）该方程表示在一定操作条 件下，从任意板下降的液体组成x n 和 与其相邻的下一层板上升的蒸汽组 成y n+1 之间的关系。
将以上两式联立后，有： D n n x D L D x D L L y +++=+1 令R =L /D ，R 称为回流比，于是上式可写作： 111+++= +R x x R R y D n n 以上两式均称为精馏段操作线方程。 点评小组的发言：（略） （2）该方程为一直线方程，该直线过对角线上a (x D ，x D )点，以R /(R +1)为斜率，或在y 轴上的截距为 x D /(R +1)。 讲授新知 讲述： 2、 提馏段操作线方程 在图虚线范围（包括提馏段第m 层板以下塔段及再沸器）内作物料衡算，以单位时间为基准，可得： 总物料衡算：L’=V’+W 易挥发组分衡算：L’x m =V’y m+1+Wx W 式中： L ’——提馏段中每块塔板下降的液体流量，kmol/h ； V ’——提馏段中每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/h ； x m ——提馏段第m 块塔板下降液体中 易挥发组分的摩尔分率； y m +1——提馏段第m +1块塔板上升蒸 聆听并看下图 学生书写记忆： W m m x W L W x W L L y ---= +''''' 1
化工中的物料衡算和能量衡算 化72 王琪2007011897 在化工原理的绪论课上，戴老师曾强调过化工原理的核心内容是“三传一反” 即传质、传动、传热和反应，而物理三大定律——质量守恒、动量守恒、能量守 恒正是三传的核心与实质，因此这三大定律在化工中统一成一种核心的方法：衡 算。正是衡算，使原本复杂的物理定律的应用变得简单，实用性强，更符合工程 学科的特点。为此化工中的物料衡算和能量衡算很重要，本文将分别从物料衡算、 能量衡算讨论化工中的衡算问题，然后将讨论二者结合的情况。 物料衡算在台湾的文献中称为“质量平衡”，它反映生产过程中各种物料 之间量的关系，是分析生产过程与每个设备的操作情况和进行过程与设备设计的 基础。一般来说物料衡算按下列步骤进行，为表示直观，做成流程图。 绘制流程图时应注意： 1.用简洁的长方形来表达一个单元，不必画蛇添足； 2.每一条物质流线代表一个真实的流质流动情况； 3.区别开放与封闭的物质流 4.区别连续操作与分批操作（间歇生产） 5.不必将太复杂的资料写在物质流线上 确定体系也比较重要，对于不同体系，衡算基准和衡算关系会有不同。 合适的基准对于衡算问题的简化很重要，根据过程特点通常有如下几种： 1.时间基准：连续生产，选取一段时间间隔如1s，1min，1h，1d；间歇生产以一釜或一批料的生产周期为基准，对于非稳态操作，通常以时间微元dt为基准。 2.质量基准，对于固相、液相体系，常采用此基准，如1kg，100kg，1t，1000lb
等。 3.体积基准（质量基准衍生）：适用于气体，但要换成标准体积；适用于密度无变化的操作。 4.干湿基准：水分算在内和不算在内是有区别的，惯例如下： 烟道气：即燃烧过程产生的所有气体，包括水蒸气，往往用湿基； 奥氏分析：即利用不同的溶液来相继吸收气体试样中的不同组分从而得到气体组分，往往用干基。 化肥、农药常指湿基，而硝酸、盐酸等则指干基。 选取基准后，就要确定着眼物料了。通常既可从所有物料出发，也可根据具体情况，从某组分或某元素着眼。对于有化学反应的过程，参加反应的组分不能被选作着眼物料。 列物料衡算方程式时计算中要注意单位一致。列方程时，要注意：物料平衡是关于质量的平衡，而不是关于体积或者摩尔数的平衡。只有密度相同时才可列关于体积的方程，根据元素守恒可列相应的关于摩尔数的方程。 物料衡算方程的基本形式为：（以下均为质量，若密度不变，也可用体积或体积流速） 输入+产生=输出+积累+消耗。 对于无反应的物理过程，没有产生和消耗，所以输入=输出+积累，如果是稳态过程，积累=0，则方程变为：输入=输出。以下分别对特定的单元操作讨论物料衡算关系。 1.输送：连续性方程，进管液体=出管液体；进泵液体=出泵液体 2.过滤：总平衡：输入的料浆=输出的滤液+输入的滤饼； 液体平衡：料浆中的液体=滤液中的液体+滤饼中的液体 3.蒸发：原料液=积累+母液+晶体+水蒸气 其他过程类似。值得注意的是，如果对于每个组分列物料衡算方程，则总衡算方程不用列出，因为其不独立。一般来说，对于无反应的物理过程，如果有n 个组分，就可以列出n个方程。 对于有化学反应的过程，物料衡算要更复杂一些，因为反应中原子重新组合，消耗旧物质，产生新物质，所以每一个物质的摩尔量和质量流速不平衡。此外，在化学反应中，还涉及化学反应速率、转化率、产物的收率等因素。为了有利于反应的进行，往往一种反应物要过量。因此在进行反应过程的物料衡算时，应考虑以上因素。对于不参加反应的惰性物质列衡算方程通常比较方便。通常来讲，总质量衡算和元素衡算用得较多，组分衡算对于有化学反应的过程不可以用。 有化学反应的过程物料衡算通常有以下几种方法：直接计算法、利用反应速率进行物料衡算、元素衡算法、化学平衡常数法、结点衡算法、联系组分衡算法等。
第一节物料衡算式 4－1 化工过程的类型 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或行将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类型。 间歇操作过程： 4－2 物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积累量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为； 如果体系内发生化学反应，则对任一个组分或任一种元素作衡算时，必须把由反应消耗或生成的量亦考虑在内。所以(4—1)式成为： 上式对反应物作衡算时．由反应而消耗的量，应取减号，对生成物作衡算时，由反应而生成的量，应取加号。 但是，列物料衡算式时应该注意，物料平衡是指质量平衡，不是体积或物质的量(摩尔数)平衡。若体系内有化学反应，则衡算式中各项用摩尔／时为单位时，，必须考虑反应式中的化学计量系数。出为反应前后物料中的分子数不守恒。 第二节物料衡算的基本方法 进行物料衡算时，为了能顺利地解题，避免错误，必须掌握解题技巧，按正确的解题方法和步骤进行。尤其是对复杂的物料衡算题，更应如此，这样才能获得准确的计算结果。 4－3 画物料流程简图方法
求解物料衡算问题，首先应该根据给定的条件画出流程简图。图中用简单的方框表示过程中的设备，用线条和箭头表示每个流股的途径和流向。并标出每个流股的已知变量（如流量、组成)及单位。对一些未知的变量，可用符号表示。4—4 计算基准及其选择 进行物料、能虽衡算时，必须选择一个计算基准。从原则上说选择任何一种计算基准，都能得到正确的解答。但是，计算基准选择得恰当，可以使计算简化，避免错误。 对于不同化工过程，采用什么基准适宜，需视具体情况而定，不能什硬性规定。 根据不同过程的特点，选样计算基准时，应该注意以下几点： 1. 应选择已知变量数最多的流股作为计算基准。 2.对液体或固体的体系，常选取单位质量作基准。 3. 对连续流动体系，用单位时间作计算基准有时较方便。 4. 对于气体物料，如果环境条件(如温度、压力)已定，则可选取体积作基准。
物料衡算 物料衡算是化工计算中最基本、也是最重要的内容之一，它是能量衡算的基础。一般在物料衡算之后，才能计算所需要提供或移走的能量。通常，物料衡算有两种情况，一种是对已有的生产设备或装置，利用实际测定的数据，算出另一些不能直接测定的物料量。用此计算结果，对生产情况进行分析、作出判断、提出改进措施。另一种是设计一种新的设备或装置，根据设计任务，先作物料衡算，求出进出各设备的物料量，然后再作能量衡算，求出设备或过程的热负荷，从而确定设备尺寸及整个工艺流程。 物料衡算的理论依据是质量守恒定律，即在一个孤立物系中，不论物质发生任何变化，它的质量始终不变（不包括核反应，因为核反应能量变化非常大，此定律不适用）。 3－1物料衡算式 1、化工过程的类型 化工过程操作状态不同，其物料或能量衡算的方程亦有差别。 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或者将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类别。 闻歇操作过程：原料在生产操作开始时一次加入，然后进行反应或其他操作，一直到操作完成后，物料一次排出，即为间歇操作过程。此过程的特点是在整个操作时间内，再无物料进出设备，设备中各部分的组成、条件随时间而不断变化。
连续操作过程：在整个操作期间，原料不断稳定地输入生产设备，同时不断从设备排出同样数量（总量）的物料。设备的进料和出料是连续流动的，即为连续操作过程。在整个操作期间，设备内各部分组成与条件不随时间而变化。 半连续操作过程：操作时物料一次输入或分批输入，而出料是连续的，或连续输入物料，而出料是一次或分批的。 稳定状态操作就是整个化工过程的操作条件（如温度、压力、物料量及组成等）如果不随时间而变化，只是设备内不同点有差别，这种过程称为稳定状态操作过程，或称稳定过程。如果操作条件随时间而不断变化的，则称为不稳定状态操作过程，或称不稳定过程。 间歇过程及半连续过程是不稳定状态操作。连续过程在正常操作期间，操作条件比较稳定，此时属稳定状态操作多在开、停工期间或操作条件变化和出现故障时，则属不稳定状态操作。 2、物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。所谓体系就是物料衡算的范围，它可以根据实际需要人为地选定。体系可以是一个设备或几个设备，也可以是一个单元操作或整个化工过程。 进行物料衡算时，必须首先确定衡算的体系。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积果量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为： ???? ?????? ?????? ??物料量积累的＋物料量输出的＝物料量输入的
3 物料衡算 依据原理：输入的物料量=输出的物料量+损失的物料量 3.1 衡算基准 年生产能力：2000吨/年 年开工时间：7200小时 产品含量：99% 3.2 物料衡算 反应过程涉及一个氧化反应过程，每批生产的产品相同，虽然有原料对叔丁基甲苯和溶剂甲苯的循环，第一批以后循环的物料再次进入反应，但每批加料相同。在此基础上，只要计算第一个批次的投料量，以后加料一样。 反应釜内加热时间2h、正常的反应时间18h、冷却时间1h。加上进料和出料各半个小时，这个生产周期一共2+18+1+1=22h。所以在正常的生产后，每22小时可以生产出一批产品。每年按300天生产来计算，共开工7200小时，可以生产327个批次。要求每年生产2000吨对叔丁基苯甲酸，则每批生产2000÷327＝6.116吨。产品纯度99 %( wt %) 实际过程中为了达到高转化率和高反应速率，需要加入过量对叔丁基甲苯做溶剂，反应剩余的原料经分离后循环使用。 3.2.1 各段物料 (1) 原料对叔丁基甲苯的投料量 设投料中纯的对叔丁基甲苯为X kg，则由 C11H16C11H14O2 M 148.24 178.23 m x 6054.8 得x=6054.8×148.24÷178.23=5036.0 kg 折合成工业原料的对叔丁基甲苯质量为5036.0÷0.99=5086.9kg 实际在第一批生产过程加入的对叔丁基甲苯为6950.3kg （2）氧气的通入量 生产过程中连续通入氧气,维持釜内压力为表压0.01MPa,进行氧化反应。实
际生产过程中,现场采集数据结果表明,通入的氧气量为1556.8 kg，设反应消耗的氧气量为x kg 3/2O2C11H14O2 M 31.99 178.23 m x 6054.8 得x= 3/2×6054.8×31.99÷178.23=1630.1kg 此时采用的空气分离氧气纯度可达99%，因此折合成通入的氧气为1630.1÷0.99=1646.6 kg即在反应过程中，需再连续通入1646.6kg氧气。 （3）催化剂 催化剂采用乙酰丙酮钴(Ⅲ)，每批加入量10.4 kg （4）水的移出量 设反应生产的水为x kg H2O C11H14O2 M 18.016 178.23 m x 6054.8 得x=6054.8×18.016÷178.23=612 kg 产生的水以蒸汽的形式从反应釜上方经过水分离器移出。 3.2.2 设备物料计算 （1）计量槽 对叔丁基甲苯计量槽： 一个反应釜每次需加入的对叔丁基甲苯质量为3475.1÷2=3475.15 kg 对叔丁基甲苯回收计量槽：每批反应结束后产生母液1834.8kg 甲苯计量槽：每批需加入甲苯做溶剂，加入量为396.1 kg （2）反应釜：反应结束后，经过冷却、离心分离后，分离出水612kg，剩余的对叔丁基甲苯1834.8kg循环进入下一批产品的生产。分离出来的固体质量为：6950.3+10.4+1646.6-612-1834.8=6160.5 kg 。 （3）进入离心机的物料：6950.3＋10.4＋1646.6－1834.8－612=6160.5kg （4）脱色釜：分离机分离出来的粗产品移入脱色釜，加入甲苯做溶剂，加入量为396.1 kg，搅拌升温将产品溶解，再加入76.5 kg活性碳进行脱色。进入
文件编号：TP-AR-L3291 In Terms Of Organization Management, It Is Necessary To Form A Certain Guiding And Planning Executable Plan, So As To Help Decision-Makers To Carry Out Better Production And Management From Multiple Perspectives. （示范文本） 编订：_______________ 审核：_______________ 单位：_______________ 精馏的物料衡算(正式版)
精馏的物料衡算(正式版) 使用注意：该安全管理资料可用在组织/机构/单位管理上，形成一定的具有指导性，规划性的可执行计划，从而实现多角度地帮助决策人员进行更好的生产与管理。材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。 一、全塔物料衡算 连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组 成，是和进料的流量与组成有关的。它们之间的关系 可通过全塔物料衡算求得。衡算范围如图10—2虚线 框内所示。 总物料平衡 F＝D+W (10—1) 易挥发组分平衡 Fxr＝DxD+Wxw (10—2) 式中 F 原料液摩尔流量，kmol／h； D——馏出液摩尔流量，kmol／h； W——釜残液摩尔流量，kmol／h； XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；
XD 馏出液中易挥发组分的摩尔分数； XW 釜残液中易挥发组分的摩尔分数。 只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。一般情况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。上式中F、D、W也可采用质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。 式中 D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。 精馏生产中还常用回收率的概念。所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的 全塔物料衡算方程虽然简单，但对指导精馏生产却是至关重要的。实际生产中，精馏塔的进料是由前
三.工艺设计计算 3.1 物料横算 3.1.1物料衡算的意义 物料横算，是在已知产品规格和产量前提下算出所需原料量、废品量及消耗量。同时，还可拟定出原料消耗定额，并在此基础上做能量平衡计算。通过物料横算可算出： (1)实际动力消耗量 (2)生产过程所需热量或冷量 (3)为设备选型、决定规格、台数（或台时产量）提供依据 (4)在拟定原料消耗定额的基础上，可进一步计算日消耗量，每小时消耗量 等设备所需的基础数据。 综上所述，物料衡算是紧密配合车间生产工艺设计而进行的，因此，物料衡算是工艺设计过程的一项重要的计算内容。 3.1.2物料横算的方法 塑料制品的生产过程多采用全流程、连续操作的形式。 物料衡算的步骤如下： (1)确定物料衡算范围，画出物料衡算示意图，注上与物料衡算有关的数据。 物料衡算示意图如下：
(2)说明计算任务。如：年产量、年工时数等。 (3)选定计算基准。生产上常用的计算基准有：①单位时间产品数量或单位 时间原谅投入量，如：kg/h，件/h，t/h（连续操作常采用此种基准）；②加入设备的原料量（间歇操作常采用此种基准）。 (4)由已知数据，根据下列公式进行物料衡算： ΣG1=ΣG1+ΣG3 式中：ΣG1——进入设备的物料量总和 ΣG2——离开设备的正品量和次品量总和 ΣG3——加工过程中物料损失量总和 (5)收集数据资料。一般包括以下方面： ①年生产时间：连续生产300~350 d 间歇生产200~250 d 连续生产时，年生产的天数较多，在300d左右，其他时间将考虑全长检修，车间检修或5%~10%意外停机。当间歇生产时，就要减去全年的休息日，目前为双休日加上法定假日全年约为110d，所以间歇生产比连续生产少110个工作日。 总之，确定了每年有效地工作时数后就能正确定出物料衡算的时间基准，算出每小时的生产任务，进而在以后的计算中选定设备的规格。 具体的选择天数要通过分析得出。 ②有关定额、合格率、废品率、消耗率、回收率等。在任何一个产品加 工过程中，合格产品都不是百分之百。由于设备原因、原材料原因以及人为原因都可能造成废品的出现。加工不同的产品出现废品的几率有差异，要具体情况具体分析。才外还应考虑车间管理水平、设备先进水平等，取高值与低值都应有充分的论据。经过电铲研究后发现：塑料制品合格率为85%~95%、自然损耗率为0.1%~0.15%，这主要是贮存、运输、
一、精馏塔全塔物料衡算 )(:)(:)(:s kmol W s kmol D s kmol 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x x x w D F a t F 4102.1?= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=x kmol kg 04.32=M 甲醇 kmol kg 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 23 44 10205.23600 24300] 02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-?=??-+??=?= 物料衡算式为： x x x W D F W D W D F F +=+= 联立代入求解：3 108-?=D 2 10405.1-?=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.......................... 06.0100 31.509.9210076.66 (100) 2.887 .6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D F F F =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度： C o t t t 64.67276 .6652.682 D F 1=+= += 提馏段平均温度： C o t t t 86.832 76 .6652.682 W F 2 =+= +=
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。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质控制。 1.2 精馏塔设备
物料衡算 1.教学目的与要求 掌握物料衡算的基本方法，学会对无化学反应的物料衡算及有化学反应的物料衡算进行计算。 2.主要教学内容 掌握物料衡算式、画物料流程简图的方法；计算基准的选择；无化学反应的物料衡算，有化学反应的物料衡算。 3.重点与难点： 重点：无化学反应及有化学反应物料衡算的计算方法 难点：有化学反应物料衡算的计算方法 4.学时分配：8+6S 学时 物料衡算是化工计算中最基本、也是最重要的内容之一，它是能量衡算的基础。一般在物料衡算之后，才能计算所需要提供或移走的能量。通常，物料衡算有两种情况，一种是对已有的生产设备或装置，利用实际测定的数据，算出另一些不能直接测定的物料量。用此计算结果，对生产情况进行分析、作出判断、提出改进措施。另一种是设计一种新的设备或装置，根据设计任务，先作物料衡算，求出进出各设备的物料量，然后再作能量衡算，求出设备或过程的热负荷，从而确定设备尺寸及整个工艺流程。 物料衡算的理论依据是质量守恒定律，即在一个孤立物系中，不论物质发生任何变化，它的质量始终不变（不包括核反应，因为核反应能量变化非常大，此定律不适用）。 第一节物料衡算式 1 物料衡算式 1、化工过程的类型 化工过程操作状态不同，其物料或能量衡算的方程亦有差别。 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或者将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类别。 闻歇操作过程：原料在生产操作开始时一次加入，然后进行反应或其他操作，一直到操作完成后，物料一次排出，即为间歇操作过程。此过程的特点是在整个操作时间内，再无物料进出设备，设备中各部分的组成、条件随时间而不断变化。
第二节精馏原理、第三节精馏塔物料衡算 复习 【学习目标】 1、理解精馏的原理，精馏过程及连续精馏的流程。 2、理解全塔物料方程、操作线方程，掌握有关的计算。 【学习过程】 一、简单蒸馏 1、简单蒸馏的定义： 2、简单蒸馏时一种、蒸馏操作。 3、简单蒸馏包含、和等设备。 4、随着蒸馏过程的进行，釜液中易挥发组分的含量不断，与之平衡的气相组成中易挥发组分的含量不断，釜中液体的泡点逐渐。 二、精馏原理 1、精馏过程就是将液相多次和将气相多次的过程，液体混合物经过 和后，便可以得到几乎完全的分离。 2、精馏装置的作用 ⑴塔板的作用 精馏塔塔板上气相中易挥发组分从上而下逐板；液相中难挥发组分从上而下逐渐；温度从上而下逐渐。 ⑵精馏段是指，其作用是 。 ⑶提馏段是指，其作用是 。 ⑷回流的作用 。⑸塔釜的作用 。 3、精馏连续进行的必要条件是。 4、精馏可以分为和。 三、精馏塔物料衡算的前提 1、为了简化精馏衡算，通常引入下列几种假设、、 和。 2、恒摩尔汽化是指 。 3、恒摩尔溢流是指 。 四、精馏塔物料衡算 1、精馏塔物料衡算包括、和。 2、全塔物料衡算的表达式为和。 3、精馏段操作线方程表达式为或。该方程的斜率分别为、；截距分别为、。 4、提馏段操作线方程表达式为或。该方程的斜率分别为、；截距分别为、。 5、精馏塔的进料状况包括(q )、(q )、 ( q )、(q )和(q )。 6、进料热状况参数表达式为，当进料状况为液体时，表达式为 。 7、进料状况方程(q线方程)的表达式为，代表提馏段操作线和精馏段操作线焦点轨迹方程。 8、精馏段操作线、提馏段操作线和进料状况操作线与对角线交点分别为、 和。 【基础练习】 1、在精馏塔内自上而下，气相中易挥发组分的含量逐板( ) A、增多 B、减少 C、不变 D、先减少后增多 2、在精馏操作中自上而下，精馏塔内温度的变化情况( )
5 物料衡算 本设计是目标为年产1000吨苦荞抛光米的生产加工工艺，主要加工原料为苦荞麦，加工过程中的副产物为苦荞壳、废料肥料壳粉、黄粉等。对该工艺流程进行物料衡算，能较为直观清楚地了解各个工艺环节的物料流向，为苦荞企业生产和苦荞产业的发展提供一定的借鉴指导作用。 5.1 生产加工工艺流程 苦荞麦粒去杂蒸煮烘干脱壳精碾（添加植物油炒制）苦荞精米包装成品米 苦荞麦粒蒸煮烘干后脱壳产生苦荞糙米和苦荞壳，脱壳后产生的苦荞壳用于制作特色保健养生枕头。脱壳苦荞粒进过精碾工艺产生抛光米与黄粉，黄粉常用作其他食品加工基料。 5.2 加工过程中的各项基料计算 5.2.1 苦荞原料的需求量计算 由实际测取的苦荞抛光米的产出得率C1为46.88%，则年产T1为1000吨苦荞抛光米所需要的苦荞麦粒原料为W1吨： T1= W1*C1 W1= T1 C1 =1000 46.88% =2133.11 （吨） 5.2.2 副产物苦荞壳、黄粉的产量计算 由表3.1可知，脱壳工艺产生的苦荞壳的得率C2为29.76%；精碾抛光工艺产生的黄粉得率为C314.02%，则该年产1000吨精米生产线每年可产生副产物苦荞壳W2、黄粉W3吨： W2 = W1*C2 = 2133.11×29.76%=634.81 （吨）
W3 = W1*C3 = 2133.11×14.02% = 299.06 （吨） 5.2.3 废料壳粉的计算 废料壳粉是由脱壳工艺产生苦荞壳的同时产生的，大多未加二次利用，造成损失。废料壳粉的得率C4由表3.1可知为9.34%，则年产1000吨苦荞抛光米所产生的废料壳粉量为W4吨: W4 = W1*C4 = 2133.11×9.34% = 199.23 (吨) 通过物料计算可知，年产1000吨苦荞精米的生产线需要投入原料苦荞麦2133.11吨，产生苦荞壳、苦荞黄粉分别为634.81吨、299.06吨，产生未加利用的废料壳粉为199.23吨。
重庆大学课程设计报告 课程设计题目：甲醇—水分离过程填料 精馏塔塔设计 学院：化学化工学院 专业：制药工程01班 年级： 2008级 姓名：刘晶 学号： 20087057 完成时间： 2011年7月6日 成绩： 平时成绩（20%）： 图纸成绩（40%）： 报告成绩（40%）： 指导老师：张红晶
1、设计简要 1.1 设计任务及概述 在抗生素类药物生产中，需要甲醇溶液洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液，其组成为含甲醇50%、水50%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶液重复利用，拟建一套填料精馏塔，对废甲醇进行精馏，得到含水量≦0.3%（质量分数）的甲醇溶液。设计要求废甲醇溶液处理量为日产3吨，塔底废水中甲醇含量≦0.5%（质量分数）。 操作条件： (1) 常压； (2) 拉西环，填料规格。 1.2 设计方案 填料塔简介 填料塔是提供气-液、液-液系统相接触的设备。填料塔外壳一般是圆筒形，也可采用方形。材质有木材、轻金属或强化塑料等。填料塔的基本组成单元有： ①：壳体（外壳可以是由金属（钢、合金或有色金属）、塑料、木材，或是以橡胶、塑料、砖为内层或衬里的复合材料制成。虽然通入内层的管口、支承和砖的机械安装尺寸并不是决定设备尺寸的主要因素，但仍需要足够重视; ②：填料（一节或多节，分布器和填料是填料塔性能的核心部分。为了正确选择合适的填料，要了解填料的操作性能，同时还要研究各种形式填料的形状差异对操作性能的影响）； ③：填料支承（填料支承可以由留有一定空隙的栅条组成，其作用是防止填料坠落；也可以通过专门的改进设计来引导气体和液体的流动。塔的操作性能的好坏无疑会受填料支承的影响）; ④：液体分布器（液体分布的好坏是影响填料塔操作效率的重要因素。液体分布不良会降低填料的有效湿润面积，并促使液体形成沟流）； ⑤：中间支承和再分布器（液体通过填料或沿塔壁流下一定的高度需要重新进行分布）； ⑥：气液进出口。 塔的结构和装配的各种机械形式会影响到它的设计并反映到塔的操作性能上，应该力求在最低压降的条件下，采用各种办法提高流体之间的接触效率，并设法减少雾沫夹带或壁效应带来的效率损失。与此同时，塔的设计必须符合由
化工原理课程设计任务书一 一、设计题目：乙醇精馏塔 二、设计任务及条件 （1）、进料含乙醇38.2%，其余为水（均为质量分率，下同） （2）、产品乙醇含量不低于93.1%； （3）、釜残液中乙醇含量不高于0.01%； （4）、生产能力5000T/Y乙醇产品，年开工7200小时 （5）、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；④回流比：R=5 ⑤单板压降：75mm液柱 三、设计内容 （1）、流程的确定与说明； （2）、塔板和塔径计算； （3）、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。（4）、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 四、设计成果 （1）设计说明书一份； （2）A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。 化工原理课程设计任务书(6) (一) 设计题目 乙醇-水连续精馏塔的设计 (二) 设计任务及操作条件 1) 进精馏塔的料液含乙醇25%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的乙醇含量不得低于94%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.1%； 4) 生产能力为日产（24小时）吨94%的乙醇产品； 5) 操作条件 a) 塔顶压力 4kPa（表压） b) 进料热状态自选 c) 回流比自选 d) 加热蒸气压力 0.5MPa（表压） e) 单板压降≤0.7kPa。 (三) 塔板类型
浮阀塔。 (四) 厂址 厂址为武汉地区。 (五) 设计内容 1、设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A2号图纸）。 3.4 浮阀精馏塔设计实例 3.4.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计 2 原始数据及条件 生产能力：年处理乙醇-水混合液14.0万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于95%