3.5筛板精馏塔设计示例3.5.1化工原理课程设计任务书设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。设计条件如下：表3-18进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址操作压力4kPa(塔顶常压）自选自选≤0.7kPaET=52%天津地区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。3.5.2设计计算1设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率Ma = 78.11kg/ kmol苯的摩尔质量+ M = 92.13kg/ kmol甲苯的摩尔质量0.41/78.11= 0.450XF=0.41/78.11+ 0.59/92.13
3.5 筛板精馏塔设计示例 3.5.1 化工原理课程设计任务书 设计题目:分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为 4000kg/h，组成为 0.41(苯的质量分率)， 要求塔顶馏出液的组成为 0.96，塔底釜液的组成为 0.01。 设计条件如下： 表 3-18 操作压力 进料热状态 回流比 单板压降 全塔效率 建厂地址 4kPa(塔顶常压) 自选 自选 ≤0.7kPa ET=52% 天津地区 试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 3.5.2 设计计算 1 设计方案的确定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料 液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其 余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。 塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2 精馏塔的物料衡算 (1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量
0.96/78.11=0.966XD0.96/78.11+0.04/92.130.01/78.11=0.012Xw=0.01/78.11+0.99/92.13（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M,=0.450×78.11+(1-0.450)×92.13=85.82kg/kmolM, = 0.966×78.11+(1- 0.966)×92.13= 78.59kgl kmolMw= 0.012×78.11+(1-0.012)×92.13 = 91.96kg/kmol（3）物料衡算4000F==46.61kmol/h85.82原料处理量总物料衡算46.61=D+W苯物料衡算46.61X0.45=0.966D+0.012W联立解得D=21.40kmol/hW=25.21kmo1/h3塔板数的确定（1）理论板层数MT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见图3-22。②求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图3-19中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（g线），该线与平衡线的交点坐标为q=0.667xq=0.4500.966-0.667XD-ARain= 1.3810.6670.45ye-xe故最小回流比为
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）物料衡算 原料处理量 总物料衡算 46.61＝D＋W 苯物料衡算 46.61×0.45＝0.966D＋0.012 W 联立解得 D＝21.40 kmol／h W=25.21kmol／h 3 塔板数的确定 （1）理论板层数 NT 的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x~y 图，见图 3-22。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图 3-19 中对角线上，自点 e（0.45，0.45）作垂线 ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡 线的交点坐标为 yq＝0.667 xq＝0.450 故最小回流比为
取操作回流比为R=2Rm=2×1.38=2.76③求精馏塔的气、液相负荷L=RxD=2.76x2140=59.06kmohV= (R +1)D= (2.76+1)×21.40= 80.46kmoll hZ'=L+qF=59.06+46.61=105.67lamol/hV=V=80.46kmollh1.00.80.60.4b0.2C*D1.00tW0.4xp0.60.80.2x图3-22图解法求理论板层数④求操作线方程RXD=0.734x,+0.257Y+1=#+R+1R+1精馏段操作线方程为
取操作回流比为 ③求精馏塔的气、液相负荷 图 3-22 图解法求理论板层数 ④求操作线方程 精馏段操作线方程为
WxwL+qF=1.313x-0.004Ym+1=L+qF-WL+qF-W提馏段操作线方程为③图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图3-22所示。求解结果为总理论板层数MT=12.5（包括再沸器）进料板位置NF=6（2）实际板层数的求取N精馏段实际板层数#5/0.52=9.6~10,..提馏段实际板层数=6.5/0.52=12.5~134精增塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。（1）操作压力计算塔顶操作压力FD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力F=105.3+0.7×10=112.3kPa精馏段平均压力Pm=（105.3+112.3）/2=108.8kPa（2）操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=82.1℃进料板温度tF=99.5℃精馏段平均温度=（82.1+99.5）/2=90.8℃（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算
提馏段操作线方程为 ⑤图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图 3-22 所示。求解结果为 总理论板层数 NT＝12．5（包括再沸器） 进料板位置 NF＝6 （2）实际板层数的求取 精馏段实际板层数 5/0.52＝9.6≈10, 提馏段实际板层数 6.5/0.52=12.5≈13 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以精馏段为例进行计算。 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 PD＝101.3＋4= 105.3 kPa 每层塔板压降 △P＝0.7 kPa 进料板压力 PF ＝105.3＋0.7×10＝112.3kPa 精馏段平均压力 P m ＝（105.3＋112.3）／2＝108.8 kPa （2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 tD＝82.1℃ 进料板温度 tF＝99.5℃ 精馏段平均温度 tm＝（82.l＋99.5）/2 = 90.8℃ （3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算
由D=yl=0.966，查平衡曲线（见图3-22），得xl=0.916MvDm= 0.966×78.11+(1-0.966)×92.13=78.59kg/ kmolM rDm= 0.916×78.11+(1-0.916)×92.13= 79.29kg/ kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图3-22，得F=0.604查平衡曲线（见图3-22），得xF=0.388Mvm=0.604×78.11+(1-0.604)×92.13=83.66kg/ kmolM zw=0.388×78.11+(1-0.388)×92.13=86.69kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mym= (78.59 +83.66)/2=81.13kg/kmolMtm=(79.29 +86.69)/2= 82.99kg/kmol（4）平均密度计算①气相平均密度计算108.8x81.13PmMum2.92kg/m3PmRTm8.314×(90.8+273.15)由理想气体状态方程计算，即=adta1/②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即βLmpLAu塔顶液相平均密度的计算由tD=82.1℃，重查手册得P,=807.9kg/m2p=812.7kg/mL 0.96%+ 0.04/Pum=812.5Kg/m7807.97812.7/PLDm进料板液相平均密度的计算由tF=99.5℃，查手册得DA=793.1kg/m3P= = 790.8kg/ m3进料板液相的质量分率0.388×78.11= 0.350A=0.388×78.11+(10.388)x92.13
由 xD=y1=0.966,查平衡曲线（见图 3-22），得 x1=0.916 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图 3-22，得 yF＝0.604 查平衡曲线（见图 3-22），得 xF＝0.388 精馏段平均摩尔质量 （4）平均密度计算 ①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由 tD＝82.1℃，查手册得 进料板液相平均密度的计算 由 tF＝99.5℃，查手册得 进料板液相的质量分率