第一节 设计方案简介一：设计方案的论证精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，使其分离成几乎纯态组分的过程。

根据塔内气、接触构件的结构形式。

塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。

根据塔为逐板接触型气-液传质设备。

种类繁多。

根据塔板上气-液接触元件的不同。

可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔多种。

筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。

精馏过程原理：精馏过程原理可用气液平衡相图说明。

若混合液具有如图的t-x-y 图，将组成为F x ，温度低于泡点的该混合液加热到泡点以上，使其部分汽化，并将气相和液相分开，则所得气相组成为1y ，液相组成为1x ，且1y >F x >1x ，此时气相、液相流量可由杠杆规则确定。

若继续将组成为1y 的气相混合物进行部分冷凝，则可得到组成为2y 的气相和组成为2x 的液相。

依此又将组成为2y 的气相进行部分冷凝，则可得到组成为3y 的气相和组成为3x 的液相。

且3y >2y >1y .由此可见，气相混合物经多次部分冷凝后，在气相中可获得高纯度的易挥发组分。

同时若将组成为1x 的液相进行部分汽化，则可得到组成为'2x 的液相和组成为'2y 的气相。

若继续将组成为'x的液相进行部分汽化，则可得到组成为'3x的2液相和组成为'y的气相，且'3x<'2x<'1x。

由此可见，将液体混合物进行3多次部分汽化，在液相中可获得高纯度的难挥发组分。

工业上精馏过程是多次部分汽化和部分冷凝的联合操作。

二．设计流程简图三．设计流程说明原料液由料液输送泵将处于原料贮存罐里的低位液体送到高位贮槽内。

高位贮槽将原料液输到预热器，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残夜），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。

塔顶蒸气进入冷凝器中全部被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷凝后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

四．控制条件的选择1.操作压力由于乙苯-氯苯体系对温度的依赖性不强，常压为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。

其中塔顶压力为塔底压力。

2.进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同。

所以，本次设计中采用饱和液体进料。

3.回流方式采取泡点回流。

第二节基础数据一． 安托因方程lg B P A ︒=-二． 常压沸点甲苯：110.6℃ 氯苯：131.8℃ 三． 分子量M =92g mol 甲苯 M =112.56g/mol 氯苯 四． 密度甲苯：3A kg m ρ=867 氯苯：31106B kg m ρ= 五． 汽化热甲苯：A I kJ kg =363 氯苯：325B I kJ kg =六． 表面张力20t =℃甲苯：()327.910N M ⨯ 氯苯：()310N M 32⨯第三节工艺计算一．平衡关系根据安托因方程：lg B P A t C︒=-+ 例：当112.8t C =︒时代入：A 1343.94lg 6.078219.58P t ︒=-+ B 1431.05lg 6.103217.55P t ︒=-+解得：P 108.30AkPa ︒= P 59.03B kPa ︒= 101.32559.030.86108.3059.03B A A B P P x P P ︒︒︒--===--108.300.860.92101.325A A A P x y P ︒==⨯=108.30 1.83P 59.03A B P ︒︒α===表一：1.84 1.83......... 1.77 1.7634.22 1.801919m ++++α===由表一作t-x-y ； x-y ； t-α 图。

二．物料衡算1.已知 40%F a =；D 98.5%a =；W 1.0%a =0.49244.92%10.40.692112.56F A F F F A B a M x a a M M ===-++0.9859298.77%10.9850.01592112.56D A D D D A Ba M x a a M M ===-++0.0192 1.2208%10.010.9992112.56W A W W W A Ba M x a a M M ===-++2.全塔物料衡算 已知：年产3.5万吨(1)92/F A F B F M M X M X kg kmol =+-=⨯0.4492+112.56⨯0.5508=103.32 43101047.0530024FkgD kg h hM 3.5⨯⨯==⨯由F D WF D W Fx Dx Wx =+=+ 得105.02F kmol h = 57.97/W kmol h =明细表：（单位：kmol/h ）三．确定回流比1.最小回流比（泡点进料）1q =, 0.4492q F x x ==0.44920.59481(1)1(1.801)0.4492m q q m q x y x α1.80⨯===+α-+-⨯min 0.98770.59482.69850..59480.4492D q q qx y R y x --===--2.由芬斯克方程求min Nmin 10.987710.012208lg lg 110.98770.012208N =1113.94lg lg1.80W DD Wmx x x x ⎡⎤--⎡⎤⨯⎢⎥⎢⎥--⎣⎦⎣⎦-=-=α3. 由芬斯克方程求精馏段的min N ’ ' 1.84 1.801.8222D F m α+α+α=== min 10.987710.4492lg lg 110.98770.4492N =11 6.66lg 'lg1.82D F D F m x x x x ⎡⎤--⎡⎤⨯⎢⎥⎢⎥--⎣⎦⎣⎦-=-=α’4.确定回流比及理论板数其中: ()0.5680.751Y X =-min R 1R X R -=+ minN 2N Y N -=+min2N 1Y N Y+=-四．作图法求N ，'N 在x-y 图上作图：min 1.6 4.3176R R == 111D n n x Ry x R R +=+++ Y 轴截距0.98770.1857D x ==五．实际板层数 P N查t-x-y ； t-α 图 ，得如下结果：1.84 1.801.8222D F m α+α+α=== 查t-x 图，110.8131.6121.222D W m t t t C ++===︒ 时，由m T 查t-α图的 1.8014m α= 由m t 查t-x-y 图得此温度下的组成x A =0.412 x B =0.556 当121.2t C =︒ 查手册得：0.235A mpa s μ=⋅ 0.268B mpa s μ=⋅(1)0.4120.2680.254L A A A B x x μ=μ+-μ=⨯0.235+0.588⨯=0.2450.49()T m L E -=αμ0.2450.49(1.800.254)-=⨯⨯0.594=由TT PN E N = 得 23.4939.550.594T P T N N E === 精馏段：1.84 1.801.8222D F m α+α+α=== '110.8121115.922D F m t t t C ++===︒查t-x 图得 '0.68Ax = '''(1)0.680.2680.246L AA AB x x μ=μ+-μ=⨯0.235+0.32⨯= '''0.2450.49()T L E -=αμ0.2450.49(1.800.246)-=⨯⨯0.599= '''11.8319.750.599T PT N N E ===明细表：第四节设备计算一、 提馏段中各参数的确定，以提馏段为设计依据 '(1)V V q F =+- 'L L qF =+因为1q =所以 'V V = 'L L F =+ 1、提馏段流体密度 V ρ，L ρ 由121F t C =︒，131.6W t C =︒ 得121131.6126.322F W t t t C ++===︒ 再有t 查t-x-y 图得0.185A x = 0.309A y =所以 10.815B A x x =-= 10.691B A y y =-=(1)920.309112.560.691106.21V A A B A M M y M y g mol =+-=⨯+⨯= (1)920.185112.560.815108.76L A A B A M M x M x g mol =+-=⨯+⨯=气相：333101.3251010 3.2408.314(126.3273.15)V V PM kg m RT -⨯⨯106.21⨯ρ===⨯+ 液相：0.1850.1565108.76A A A L M x a M 92⨯=== 110.15650.8435B A a a =-=-=10.15650.84358671106A B L A B a a =+=+ρρρ 所以 31060.25L kgm ρ=2、提馏段流体中平均表面张力 σ在t 时 A BL A B B Ax x σσσ=σ+σ查手册126.3t C =︒ 时16.3A mN m σ= 20.9B mN m σ= 所以 16.319.8616.30.185L mN m ⨯20.9σ==⨯0.815+20.9⨯3、提馏段流体中平均黏度 L μ查手册126.3t C =︒ 时0.224A mpa s μ=⋅ 0.259B mpa s μ=⋅ 0.1850.2240.8150.2590.253L A A B B x x mpa s μ=μ+μ=⨯+⨯=⋅ 4、提馏段流体中平均体积流量_s V 、S L'(1)(1)(4.31761)250.19V V q F V R D =+-==+=+⨯47.05=kmol h ' 4.3176105.02308.16L L qF L F RD F kmol h =+=+=+=⨯47.05+='32.278236003600V S V V M V m 250.19⨯106.21===ρ⨯3.240⨯'338.78081036003600LS L LM L m s -308.16⨯108.76===⨯ρ⨯1060.25⨯明细表：二、计算塔径D欲求塔径应先求出空塔气速u ，而max ()u u =⨯安全系数max u = 式中C 可由史密斯关联图查出，横标的数值为：0.50.50.533600101060.250.069723600 2.2782 3.240h S L L h V S V L L V V -⎛⎫⎛⎫⎛⎫ρρ8.7808⨯⎛⎫==⨯= ⎪⎪ ⎪ ⎪ρρ⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距 0.45T H m =，取板上液层高度L h =0.06m 则 0.450.060.39T L H h m -=-=读图 得200.082C =，因物系表面张力19.86mN m σ= 很接近 20mN m ，故无需校正，即200.082C C ==，则max 0.082 1.4811u m s ==取安全系数为0.7，则max 0.70.7 1.4811 1.0368u u m s ==⨯=塔径 1.67D m === 按标准塔径圆整为 1.8D m =，则 塔截面积2221.8 2.5444T A D m ππ==⨯= 实际空塔气速 2.27820.89692.54s T V u m s A === 三、计算塔高(1)(401)0.4517.55T T Z N H m =-=-⨯= 明细表：四、塔板设计1、溢流装置 选用单溢流弓形降夜管，不设进口堰①堰长w l 取堰长0.7w l D =即 0.7 1.8 1.26w l m =⨯= ②出口堰高w h w L ow h h h =-采用平直堰，堰上液层高度ow h由232.841000h ow w L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭1E =因 1.26w l m =，33360036001031.6109h s L L m h -==⨯8.7808⨯=232.8431.610910.024341000 1.26ow h m ⎛⎫== ⎪⎝⎭0.060.024340.03566w L ow h h h m =-=-=③弓形降液管高度d W 和面积f A0.7wl D =，查图得：0.091f TA A =，0.149d W D =则20.0910.2311f A m =⨯2.54=1.80.1490.2682d W m =⨯=④停留时间θ（降液管中停留时间） 336000.23110.4511.8410f Tf T hsA H A H s L L -⨯θ====8.7808⨯停留时间 s θ>5，故降液管尺寸可用。