南阳理工学院化工原理课程设计报告书
化工原理课程设计任务书
生产能力：11700t/年
年工作日：300天
进料组成0.55 馏出液组成0.98
釜液组成0.035 （以上均为摩尔分率）压力：常压进料
加料热状况 q=1.0
塔顶全凝器泡点回流
回流比 1.9Rmin
单板压降≤0.7kPa
一．概要
1.精馏与塔设备简介
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。
在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。
蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。
2.筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。体系介绍
表2-------1
表2-------2
二、设计说明书
蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品
质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。
蒸馏是通过物料在塔的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。
三．设计计算书
1.设计参数的确定
1.1进料热状态
根据设计要求，泡点进料，q＝1。
1.2加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130℃）间接水蒸汽加热。
1.3 塔顶冷凝水的选择
采用深井水，温度t＝12℃
1.4回流比（R）的选择
实际操作的R必须大于R min，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最
佳R值，常用的适宜R值围为：R＝（1.2～2）R min。
2.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算 2.1理论板数计算
2.1.1物料衡算
已知进料量为11700t/年，进料组成X F ＝0.55，进料q ＝1 一天以24小时计，则每小时的产量为1625kg/小时，化为摩尔量为
Xf=//////////////////////////////////////////////////////
设计要求：X D ＝0.98，Xw=0.035 衡算方程 ：
F D W F D W Fx Dx Wx =+??=+? 70700.550.980.035D W
D W
=+??
?=?+?? 38.15/31.85/D Kmol h W Kmol h =??=? 2.1.2 相对挥发度的确定
㏒＝Ｐsat
=A-Ｂ／（Ｔ＋Ｃ）
α顶=4.13 α底=3.54 α
α=3.82 Xe=0.55代入公式的：
3.820.8241(1)1 2.82x x
y x x
αα=
==+-+
（Xe,Ye ）=(0.55,0.824)
2.1.3R min 的确定
e min 0.980.824
R =
0.5690.8240.55
D e e X Y Y X --==--
2.1.4精馏段操作线方程的确定
精馏段操作线方程：
1 1.1380.980.5320.45811 1.1381 1.1381
D n n n n x R y x x x R R +=
+=+=+++++ 2.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定
已知 D ＝38.15kmol/h R ＝1.138 精馏段：L ＝RD ＝0.0121kmol/s
V ＝（R ＋1）D ＝0.023kmol/s 提馏段：L’＝L ＋qF ＝0.032kmol/s
V’＝V －（1－q ）F ＝V ＝0.023kmol/s
2.1.6提馏段操作线方程的确定
提馏段操作线方程：
'1''0.03231.85*0.035
1.390.0130.0230.023*3600
w m m m m Wx L y x x x V V +=-=-=-
采用逐板计算法：
XD=y1=0.98 x1=0.928
y2=0.952 x2=0.839 y3=0.904 x3=0.711 y4=0.836 x4=0.572 y5=0.762 x5=0.456<0.55
因x5 y6=0.621 x6=0.300 y7=0.404 x7=0.151 y8=0.197 x8=0.060 y9=0.070 x9=0.020<0.035 所需总理论板数为9块，第5块板为加料板，精馏段需4块板。 0.2450.2451110.49()0.49*(4.13*0.336)0.452T E αμ--=== 0.2450.2452220.49()0.49*(3.54*0.317)0.476E αμ--=== 4 = =8.890.452N ≈精 5 ==10.5110.476N ≈提 全塔效率：9 45%20 T T P N E N = == 3.2热量衡算 3.2.1比热容及汽化热的计算 表3.2.1--------1 比热容（kj/kmol.k) 60 70 80 90 100 甲醇 88.3 94.29 101.3 水 75.294 75.366 75.51 75.672 75.816 汽化潜热 T 60 80 100 甲醇（kj/kg ） 1128 1070 1030 T 62 64 66 68 水(j/mol) 42329 42241 42153 42065 (1)塔顶温度t d =65.05℃时，插法求得 ,80,65.05,65.05,80,6094.298065.05 94.2988.38060 po po po po po C C C C C ---= = --- ,65.0589.81/()po C KJ mol K =? ,70,65.05,65.05,70,60 4.187706 5.05 4.187 4.183 7060 pw pw pw pw pw C C C C C ---== --- ,65.0575.33/()pw C KJ mol K =? (1)89.810.9875.33(10.98)89.52/()pD po D pw D C C x C x KJ mol K =+-=?+?-=? 同理可分别求出： (3)进料塔温度t F =72.25℃时，比热容 (1)91.970.5575.40(10.55)84.51/()pF po F pw F C C x C x KJ mol K =+-=?+?-=?