【文章內容簡介】 層出不窮的新型塔板結構各具特點，應根據不同的工藝及生產需要來選擇塔型。一般來說，對難分離物質的高度分離，希望得到高的塔板效率；對處理量大又易分離的物質，往往追求高的生產能力；而對真空精餾，則要求有低的塔板壓強降。 第二章 設計方案的確定及流程說明 一、 裝置流程的確定 精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器 和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。 塔頂冷凝裝置根據生產情況決定采用分凝器或全凝器。一般塔頂分凝器對上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工業(yè)中獲取液相產品時往往采用全凝器，以便于準確地確定回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器。 苯 — 甲苯混合液原料經預熱器加熱到指定溫度后送入精餾塔德進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底在肺氣腫。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。操作 時，連續(xù)的從再沸器取出部分液體作為塔底產品，部分液體氣化，產生上升蒸汽，一次通過化 工 原 理 課 程 設 計 6 各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余部分經冷凝器冷凝后送出作為塔頂產品，經冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產品經冷卻后送入貯槽。 流程圖如 圖 二、 操作壓力 的選擇 精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進行。塔內操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據所處理的物料性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性來綜合考慮。壓力增加可提 高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。本設計中已制定為塔頂 表壓 為 4kPa。 三、 進料熱狀態(tài) 的選擇 進料熱狀態(tài)以進料熱狀況參數 q 表達。進料狀態(tài)有 5 種，可用進料狀態(tài)參數 q值來表示。進料為過冷液體： q＞ 1；飽和液體（泡點）： q＝ 1；氣、液混合物： 0＜ q＜ 1；飽和蒸氣（露點）： q＝ 0；過熱蒸氣： q＜ 0。 q 值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加 ，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量 D 和進料量 F的比值 D/F有關；對于低溫精餾，不論 D/F 值如何，采用較高的 q 值為經濟；對于高溫精餾，當 D/F值大時宜采用較小的 q值，當 D/F值小時宜采用 q值較大的氣液混合物。本設計 任務書 中已 設定 q=1。 四、 加熱方式 蒸餾一般采用間接蒸汽加熱，設置再沸器，但對塔底產物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：化 工 原 理 課 程 設 計 7 可利用壓力較低的蒸汽加熱以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條 件和產品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需在提留段增加塔板以達到生產要求。 本設計采用間接蒸汽加熱。 五、 回流比的選擇 影響精餾操作費用的主要因素是塔內蒸氣量 V。對于一定的生產能力，即餾出量 D 一定時， V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。 適宜回流比應通過經濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為 最低時的回流比為適宜回流比。 先求出最小回流比 Rmin，取操作回流比為最小回流比的 ～ 2 倍，即 R＝（ ～2） Rmin； 第三章 塔的工藝計算 一、 全塔物料衡算及塔板數的確定 （一） 物料衡算 查得苯和甲苯的相對分子量及其他物理量如下表： 苯和甲苯的物理性質 項目 分子式 分子量 M 沸點（℃） 臨界溫度 tC（℃） 臨界壓強 PC（ kPa） 苯 A 甲苯 B C6H6 C6H5— CH3 ???Dx ???Fx 03 ???Wx 平均分子量 ：計算平均分子量得： 化 工 原 理 課 程 設 計 8 K m o lKgM F /)( ?????? K m o lKgM D /)( ?????? K mo lKgM W /)( ?????? 對 全塔物料衡算 ： 總物料衡算 ： hKghKgF / 2/24/330 /10340 00 3 ????? 天年天 年 WDF ????? （ 1） 易揮發(fā)組分物料衡算 ： WaDaFa WDF ????? （ 2） 聯立上式（ 1）、（ 2）得： W180。=180。=每小時的千摩爾流量為： K m o l/ h 5 8 9 444 29 2 .93F ???? FMF 21 .75 278 .11 916 99 .28D ???? DMD hKmol/ 29 .9785 .69 4425 93 .65W ???? WMW hKmol/ （ 二 ） 理論塔板數的計算 欲計算完成規(guī)定分離要求的所需的理論板數，須知原料液組成，選擇進料熱狀況和操作回流比等精餾操作條件，利用氣液平衡關系和操方程求算。 txy 和 xy 氣液平衡圖的做?。? 所查苯和甲苯的數據如下表所示： 常溫下苯 — 甲苯氣液平衡數據 溫度 C0 85 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 汽相中苯的摩爾分率 0 0 化 工 原 理 課 程 設 計 9 所做的 txy 和 xy 氣液平衡圖如坐標紙所示。 以塔內衡摩爾流簡化假定為前提， 利用 直角梯級圖解法（ MT 法） 求取理論塔板數。 精餾段操作線 做取 因為精餾過程涉及傳熱和傳質兩種過程，為簡化期間在該課程設計中假定塔內為恒摩爾流動。由圖 1 可知 xq=。yq=。 則 4 5 9 i n ?? ????? qq qD xy yxR 取 R=2Rmin=2 = 精餾段操作線方程為 : ?????????? xxxRxR Ry D 式中 y、 x──分別為精餾段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分數； xD──塔頂易揮發(fā)組分的摩爾分數； R──回流比， R＝ L/D； 所做操作線如坐標紙所示。 ② q 線方程（ 在本設計中給定為 q=1） 精餾段操作線和提餾段操作線的交點的軌跡是一條直線，描述該直線的方程稱為 q 線方程或進料方程。 由于 q=1，該直線是平行于 Y 軸的直線，如坐標紙所做。 ③ 提餾段操作線 在精餾段操作線和提餾段操作線的交點 d(xd， yd)，即進料點與提餾段內的任一截面間進行質量和熱量衡算，連接 cd（ c點坐標為 xW,xW）可作出提餾段操作線方程。 由以上所做精餾段和提餾段操作線，在 xy 圖上在其與平衡線之間做梯級， 從圖可讀出共需理論板數 13 塊 ， 其中 精餾段需要 6 塊 ， 提餾段 7 塊， 加料板位于第 7塊 （從上往下數 ,不包括再沸器）。 ④ 塔板效率和實際塔板數 塔板效率 在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質的不完善程度用塔板效率來表示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數?？偘逍蚀_定得化 工 原 理 課 程 設 計 10 是否合理，對設計的塔在建成后能否滿足生產的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔板結構和操作條件密切相關 。由于影響的因素多而復雜，很難找到各種因素之間的定量關系，一般可采用下面的方法來確定總板效率。 從 txy 圖讀出：塔頂液相組成 dx =， Ctd ? 塔底液相組成 ?wx ， ?wt C0 ，所以， Ctm ???。 查得在平均溫度下苯和甲苯的黏度為： 苯u =， 甲苯u =。 故 ? ? sm P axx FFm .)1( ??????????? 甲苯苯 ??? 則 % ?????? mTE ? 實際板數 PN ： 精餾段 ： （塊）精 6 ???N 提餾段 ： （塊）提 7 ???N 故實際塔板數 （塊）總 13 ???N 塔的有效高度：精餾段： mHENZ TTT 7 9 ??? ）（精 提餾段： mHENZ TTT ??? ）（提 二、精餾段塔的工藝條件及物性數據計算 （ 1） 平均 操作壓強 mP 本設計是針對青海地區(qū)的，青海的大氣壓強為 580mmHg,轉換為 Pa 為： P =580mmHg= 13600 = 塔頂壓強 kPaPD ??? ，取每層板的壓降為 ，故進料板的壓強為： k P aP F ???? ，故精餾段平均操作壓強為： k P aP m 02 45 ???（精） （ 2）平均 溫度 mt 化 工 原 理 課 程 設 計 11 根據操作壓強，由下式計算操作溫度 BBAA xPxPP 00 ?? ，經試差得到塔頂CtD ? ，進料板溫度 CtF ? ，則精餾段的平均溫度 ： Ct m ??? ， （ 3） 平均分子量 mM 塔頂： 1yxD? =， 1x = K mo lKgM V Dm /)( ?????? K mo lKgM L Dm /)( ?????? 進料板： ?Fy ， ?Fx ? ? K mo lKgM VFm / ?????? ? ? K mo lKgM L F m / ?????? 則精餾段平均分子量： k m olkgM Vm / ???（精）k m olkgM Lm / ??? （ 4） 平均密度 m? 所查苯和甲苯的不同溫度下的密度如下表： 苯和甲苯不同溫度下的密度： ① 相密度 Lm? 根據數據表再利用由內 插法得到 在塔頂溫度 ℃ 下苯和甲苯的密度如下 ： 3/ mKgA ?? ， 3/ mKgB ?? 由任務書所給塔頂各組分的質量百分數： ?Aa ， ???Ba 溫度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ 3m 甲苯 ,kg/ 3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 化 工 原 理 課 程 設 計 12 由 公式：LBBLAALmaa ??? ??1 帶入數據得： ??Lm F?，故 3/ mKgLm F ?? 同理，根據數據表再利用由內插法得到在進料溫度下苯和甲苯的密度如 下所示： 3/ mKgA ?? ， 3/ mKgB ?? 由任務書所給 進料 各組分的質量百分數： ?Aa ， ???Ba 由LBBLAALmaa ??? ??1 ，帶入數據得： ??Lm F? 故 3/ 97 mKgLm F ?? 故精餾段平均液相密度： 52 97 . ???（精）Lm? 3/mKg ② 氣相密度 ： 精餾段的平均氣相密度為： ? ? 3/ mKgRTMP mVMmv ??? ??? （精）（精）? 液體表面張力 ： 純組分的表面張力 溫度℃ 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 20 （ 5）表面張力 ???nim ixi1 ?? 查得 塔頂溫度 ℃ 下的苯和甲苯的表面張力為 ?頂A? , ?頂B? ， 則塔頂的平均表面張力為： mmNm / . ?????頂? 同理可查得進料溫度 ℃ 下本和甲苯表面張力為： ?進A? , ?進B? 。 化 工 原 理 課 程 設 計 13 則平均表面張力為： mmNm / 4 9 5 0 ?????進? 則精餾段平均表面張力： mmNm /85 19 .66520 .05 ???? （ 6） 液體粘度 ???nilm ixi1 ?? 查得 塔頂溫度 下的苯和甲苯的黏度為 ： ?頂A? , ?頂B? ， 則塔頂混合液的黏度為： smP aL ??????? )(? 同理可查得進料溫度下本和甲苯的黏度為： ?進A? , ?進B? 則則進料混合液的黏度為： smP aL ??????? )(? 故精餾段平均液相粘度 ： m pa sLm ???? （ 7） 物性數據一覽表 壓 強 kPa DP 表面 張力 mmN/ D? FP F? mP m? 溫 度 C0 Dt 黏 度 mmN/ D? Ft F? mt m? 平 均 分 子 量 VDM 密 度 3/mKg LmD? lDM VfM LmF? VFM VmD? 精VMM LmF? 精lmM 化 工 原 理 課 程 設 計 14 （ 8） 氣液負荷計算 ? ? hK m o lDRV /)(1 ?????? / 3mMVV vmVmS ?????? ? hK m o lRDL / ???? smLMLs LmLm /0 0 1 7 5 6 0 0 6 0 0 3????? ? hmL h /3 32 60 00 01