吉林化工学院化工原理课程设计
1 第一章 设计方案的确定
1.1 1.1设计思路
1.1.1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，耗能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。 1.1.2操作压力的选取
本设计采用常压操作，一般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。 1.1.3加料状态的选择
为气液混合物泡点进料 1.1.4加热方式
本设计采用直接蒸汽加热。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，但也减少了间接加热设备费用。 1.1.5回流比的选择
选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.
1.1.6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，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。
塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 1.1.7浮阀塔的选择
在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作浮阀塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用浮阀可解决堵塞问题适当控制漏夜。 浮阀塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。
表1-1 设计参数统计 项目
方式 连续 精馏
压力
加料状态 气液混合
加热 方式 蒸汽 加热
回流比
冷凝器
冷却 介质 自来水
浮阀塔
选取
常压 R=(1.1-2.0)Rmin 全凝器 浮阀塔
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第二章 工艺计算
2.1 精馏塔物料衡算
由设计要求数据：
加料量 F＝70kmol/h
进料组成 xF＝0.40
馏出液组成xD＝0.98
釜液组成 xW＝0.02
2.1.1原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量
因为 苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MB=92.14kg/kmol
所以 MF?0.40?78.11?(1?0.40)?92.14?86.528kg/kmol
MD=0.98?78.11+(1-0.98)?92.14=78.3906kg/kmol
Mw=0.0?278.11+(?1-0.02)92.14=9 1.8594kg/km总物料衡算： F=D+W 即70= D+W
苯物料衡算：FxF=DxD+WxW 即70?0.40?D?0.98?W?0.02
联立解得： D=29.40kmol/h; W=40.60kmol/h
2.1.2温度计算
利用表中数据有插值法可求的tF，tD，tW。
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tF: ②tD： ③tW：
tF-95.295.2-92.1= tF =95.099℃
40-39.739.7?48.9tD-81.281.2-80.2= tD =80.6℃ 98-9595-100tW-110.6110.6-106.1= tW =109.58℃ 2-00-8.8
④ 精馏段平均温度 ：t1=（tF+ tD）/2 =87.85℃ ⑤ 提留段平均温度 ：t2=（tF+ tW）/2 =102.34℃
表1 苯-甲苯物系的气液平衡数据[1] 苯的摩尔分数 苯的摩尔分数 温度 ℃ 液相 气相 液相 气相 0.0 0.0 110.6 0.592 0.789 0.088 0.212 106.1 0.700 0.853 0.200 0.370 102.2 0.803 0.914 0.300 0.500 98.6 0.903 0.957 0.397 0.618 95.2 0.950 0.979 0.489 0.710 92.1 1.00 1.00 2.1.3密度计算
进料温度 tF =94.425℃ 气相组成yF ：
95.099-92.192.1?89.4 yF=0.622515 =yF?7171?78.9温度 ℃ 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 80.2 塔顶温度tD =80.5℃ 气相组成yD：
80.6-80.281.2?80.2 y D=0.9888 =yD?10097.2?100塔底温度tW =109.83℃ 气相组成yW: ⑴
xF+xD x1=0.69 2y+y 气相组成 y1: y1?FD y1=0.806
2109.58-106.1110.6?106.1 yW=0.04805 =yw?21.20?21.2馏段
液相组成 x1：x1? 所以 ML1=78.11?0.69+92.14?(1-0.69)=82.4593 kg/kmol
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MV1=78.11?0.806+92.14?(1-0.806)=80.832 kg/kmol ⑵提留段
(xw+xF) x2=0.21 2(y+y) 气相组成y2： y2?wF y2=0.3353
2 液相组成x2： x2? 所以 ML2?78.11?0.21?92.14?(1?0.21)?89.1937 kg/koml MV2?78.1?10.33?53不同温度下苯和甲苯物性表：
苯： 温度蒸汽压/汽化热//℃ 毫米汞柱 卡/克分子 70 80 90 100 110 550.80 757.62 1020.9 1350.4 2.313 7482 7353 7218 7077 6930 8349 8216 8080 7939 7794 kg/koml 9?2.1?4(10.?33 53)87.436密度/克/厘米3 热熔/卡/克分子. ℃ 34.530 35.098 35.769 36.441 37.292 41.866 42.615 43.363 44.497 45.632 表面张力/达因/厘米 黏度/厘泊 0.8259 0.8150 0.8039 0.7925 0.7808 0.8100 0.8002 0.7902 0.7803 0.7700 22.50 21.27 20.06 18.85 17.66 21.69 20.59 19.49 18.41 17.34 0.342 0.308 0.279 0.255 0.215 0.311 0.286 0.264 0.245 0.228 导热系数*10-5/厘米.厘米. ℃ 30.7 30.0 29.2 28.5 27.7 29.1 28.4 27.7 27.0 26.3 甲苯： 80 291.21 90 100 110 120 406.73 556.31 746.58 984.7 求得在tF，tD，tW。下的苯和甲苯的密度（单位：kg/m3） 进料温度 tF =94.425℃
100-90100-95.099 ?F=0.7981 =0.7925-0.80390.7925-?F100-90100-95.099 ?F'=0.7951 =0.7902-0.8002?0.'F9702-
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90-8090-80.6塔顶温度tD =80.6℃
0.8039-0.8150=0.8039-? ?D=0.8144 D
90-8090-80.60.8002-0.8100=0.8002-?' ?D'=0.8095 D塔底温度t110-109.58W =109.58℃
110-1000.7808-0.7925=0.7808-? ?W=0.7813 W 110-100110-109.580.7803-0.7902=0.7803-? ?W'=0.7807 W'原数量的求取： x78.11?0.40F?92.14?0.40?78.11?92.14?0.40?0.3612
x.1?10.98D?7892.1?40?.987?8.11?92.?104.907. 69 5
8
x78.11?0.02W?92.14?0.02?78.11?92.14?0.02?0.017
液相密度求取：
10.36121-0.3612??798.9+795.8 ?F=773.47 F
10.9761-0.??D814.+54809. 9 7655 ?D=814.28
10.011-0.??W781.+70780. 0 15 7 ?W=780.51 精馏段密度：?（?+?）L=FD2=793.86
提留段密度：?（?+?）L=FW2=776.99
气相密度求取：ML1?MD+MF86.528?78.39062?2?82.4593kg/kmol ML2?MW+MF2?91.93?86.252?89.1937kg/kmol MVF=y?F78.11+(F?1-y)92.kg/kmol 14=83.43 MVD=yD?78.11+(D?1-y)92.1kg/kmol
4=78.27MVW=yW?78.11+(1-yW)?92.14=91.47kg/kmol
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