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1、下载可编辑 综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。 熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。 树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。二、设计任务及操作条件在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇水混合物。生产能力（塔顶产品）3000kg/h操作周期300天年进料组成25%（质量分数，下同）塔顶馏出液组成94%塔底馏出液组成0.1%操作压力4kPa（塔顶表压）进料热状况泡点单板压降：0.7 kPa设备型式筛板三、设计内容：(1) 精馏塔的物
2、料衡算；(2) 塔板数的确定：(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；(6) 塔板的流体力学验算：(7) 塔板负荷性能图；(8) 精馏塔接管尺寸计算；(9) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。设计计算 （一）设计方案选定本设计任务为分离水乙醇混合物。原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，
3、塔釜残液送至废热锅炉。1 精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2 操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4 加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30 度原料冷液进
4、料。.专业.整理.下载可编辑5 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65 度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。（二）精馏塔的物料衡算原料液处理量为3000kg/h, （每年生产300 天），塔顶产品组成94%（ w/w）乙醇。原料25%（ w/w）乙醇水溶液，釜残液含乙醇0.1%（ w/w）的水溶液。分子量 M水=18 kg/kmol；M乙醇 =46 kg/kmol 。1.
5、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：x F=（0.25/46 ）/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔顶摩尔分数：x D=（0.94/46 ）/ （ 0.94/46+0.06/18）=0.860塔釜残液的摩尔分数：x W=(0.001/46)/(0.001/46+0.999/18)=0.00042 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.1154*46+(1-0.1154)*18=21.2312kg/kmolMD=0.860*46+(1-0.86)*18=42.08kg/kmolMW=0.0004*46+(1-0.0004)*18=18.0112kg/kmol3 物
6、料衡算原料的处理量F=3000/ （ 300*24 ） /21.2312=19.63 kmol/h总物料衡算19.63=D+W乙醇的物料衡算解得：塔顶采出量D=2.626塔底采出量W=17.004.专业.整理.下载可编辑（三）精馏工艺条件计算1. 理论塔板数 NT 的求取错误 ! 未找到引用源。确定回流比R乙醇水属于理想物系，可采用图解法求回流比R 和理论塔板数。错误 ! 未找到引用源。由手册查得乙醇水物系的气液平衡数据，绘出x-y 图，见下图。常压下乙醇水溶液的t-x-y图常压下乙醇水溶液的t-x-y图.专业.整理.下载可编辑错误 ! 未找到引用源。求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小
7、回流比，在图1 中对角线上，自点 G（0.115 ，0.115 ）作垂线 ec 即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y=0.45x=0.115故最小回流比为Rmin =(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22取操作的回流比为R=2Rmin=2*1.22=2.44取整R=2.5错误 ! 未找到引用源。求气液相负荷V=（R+1）L=L+F=6.565+19.63=26.195V=V=9.191错误 ! 未找到引用源。求操作线方程精馏段操作线方程为: Y=L*X/V + D*XD/ V =0.714 +0.246提馏段操作线方程为: Y = L *X /V - W*X W/ V =
8、2.85 -0.0007确定理论塔板数。结果见上图，得理论塔板数NT =15 块（不包括再沸器），精馏段12 块，提馏段3 块（不包括再沸器）错误 ! 未找到引用源。确定实际塔板数。精馏段实际塔板数N 精 = 12/0.52=23块提馏段实际塔板数N 提 = 3/0.52= 6块精馏塔工艺参数汇总表.专业.整理.下载可编辑精馏塔工艺参数汇总NpN精N提ENRRTTmin292360.52152.51.224精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4 1 操作压力计算塔顶操作压力P D =101.34105.3 kPa每层塔板压降P = 0.7kPa进料板压力P = 105.3 + 0.7 * 23
9、 = 121.4kPa精馏段平均压力P M = ( 105.3+121.4)/2= 113.35kPa4 2操作温度计算依据据操作压力, 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度, 其中乙醇与水的饱和蒸气压由安托因方程 P* =A - B /(T +C)计算 ,计算过程略 . 计算结果如下 :塔顶温度tD = 78.0进料板温度tF = 84 .0精馏段平均温度温tm =(78.0 + 82.0 ) /2 = 81.04.3平均摩尔质量的计算由 XD=y1=0.86 ，查平衡曲线得： X1 = 0.825塔顶液相的平均摩尔质量：MVDm=0.86 46 +(1-0.86)18 = 42.08kg/k
10、molMLDm=0.82546 +(1- 0.825 ) 18 = 41.1 kg/kmol进料板的摩尔质量，由图解理论板得yF =0.415.专业.整理.下载可编辑由平衡曲线得：XF =0.25MVFm=0.415 46+（ 1-0.415） 18 = 29.62kg/kmolMLFm=0.25 46 +(1-0.25)18 = 25kg/kmol平均摩尔质量：MVm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmolMLm=(41.1 + 25)/2=33.05kg/kmol4.4平均密度计算气相平均密度计算vm = P m * MVm / R * Tm =113.35 * 3
11、5.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m3液相平均密度计算塔顶 TD=78查手册 水 = 973 kg/ m3,乙醇 = 744.4 kg/m3进料 TF=82查手册 水 = 969 kg/ m3,乙醇 = 737.3 kg/m3塔顶密度 LDH= 1/X D / A + (1-XD)/ B = 735.3 kg/ m3进料板的液相质量分数：A= X F*MA/X F*MA+(1-X F)MB = 0.46进料板的液相密度:LDM= 1/ / A + (1-)/ B= 833.3 kg/ m3AA3精馏段的平均密度LDM=(735.3+833.3)/2 =
12、 784.3kg/ m4.5液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由T=78查手册得：水 =62.9mN/m, 乙醇 =18.46mN/m.专业.整理.下载可编辑 lDm=180.86+62.9 (1-0.86)=24.68mN/m进料板的表面张力由 T=84查手册得：水 =61.8 103N/m, 乙醇 =17.88103N/mlFm =17.88 0.2561.8 (1-0.25) 50.82mN/m精馏段的液相平均表面张力 LM = （24.68+50.82 3 ）/2=37.75mN/m 5 塔径和塔高的计算5.1塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为VS= 0.07 m 3/sLs=
13、0.0001 m 3/s由 umax = CLVVLh0. 5L=0.027查图表VhV取板间距 HT=0.4m板上液层高度 hL =0.06m查化工原理课程设计P105 图 5-1 得：C20 = 0.074C = C 20 *(L )0.2 =0.074 * = 0.08420Umax = CLV = 1.59 m/sL取设计的泛点率为0.7 ，则空塔气速为：U = 0.7 Umax = 1.113m/s塔径 D= =0.28m 圆整得： D=0.3m.专业.整理.下载可编辑塔截面积为： ATD 2= * 0.32=0.071 m2440.07实际空塔气速为：1m/s0.0715.2精馏塔
14、有效高度的计算精馏段的有效高度Z 精 =（ N 精 -1 ） HT=(23-1) 0.4 = 8.8 m提馏段的有效高度Z 提 =（ N 提 -1 ） HT=（6-1 ） 0.4 = 2m在进料板的上方开人孔其高度为=0.8m, 故精馏段的有效高度为：Z= Z 精 + Z 提+0.8=10.6 11m6. 塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置的计算： 因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降管。堰长 l w取 l w 0.66D 0.2m溢流堰高度 hw由 hwhLhow选用平直 堰，堰上液层高度 how2.84E Lh2 / 3how=0.0002m1000lw取板上清液层高度hL =0.6m
15、故 hw hLhow0.60.0002 0.0598 m 弓形降液管宽度Wd和截面积 Af由 lw0.66查化工原理课程设计P112 图 5-7 得DWd0.124Af0.0722DAT.专业.整理.下载可编辑Af0.0722* 0.071 0.00513m故Wd0.124* D 0.124* 0.3 0.0372m液体在降液管停留的时间，即3600Af H T 3600* 0.00513* 0.45sLh20.52s0.0001* 3600故降液管设计合理。降液管底隙高度 h0h0Lh取u00.08 m/s ，则3600lwu0 hwh0 0.0598 0.00625 0.054 0.006
16、m故降液管底隙高度设计合理6.2 塔板布置边缘宽度的确定， 查化工原理课程设计P114取 Ws 0.07mWc 0.05m ，所以开孔的面积 AaAa2 x r 2x2r 2sin 1 x180rxDWdWs0.150.03720.070.0428m2rDWc0.150.05 0.1m2代入式中解得： Aa =0.084 m2筛孔的计算筛孔的孔径 d05mm ，3mm孔中心距 t为t3do3 * 0.0050.015m筛孔的数目为1.155 * 0.084n4310.0152.专业.整理.下载可编辑do2开孔率为0.907=10.1 t气体通过阀孔的气速为：u0Vs0.078.25 m/sA0
17、0.101* 0.0847. 塔板流动性能的校核7.1液沫夹带的校核液沫夹带量 ev，即5.7*10 63.2evuaH T hfLh f2.5* 0.060.15m 代入得： ev0.025kg液 / kg气故设计中 液沫夹带量 ev 在允许范围内。7.2塔板压降干板阻力h0 可计算如下：2hc0.051u0vc0L查化工原理课程设计图5-10 ，得 c00.0772 代入故 hc0.016 m 液柱气体通过液层阻力hlhlhL 由 ua0.071.060.005130.071F0ua *2.051.52查化工原理课程设计图 5-11 ，得代入得： hl 0.0336m液柱液体表面张力的阻力
18、hh4 L0.0039L gd0气体通过每层板的液柱高度.专业.整理.下载可编辑hphhlhc0.0535 p= hpL g0.0535 * 784.3* 9.81 411.60.7kpa设计允许值7.3降液管液泛校核降液管中的清夜柱高度HdH Thw因为乙醇 - 水为不易起泡物系，取0.6H Thw0.6HThw0.6* (0.40.0598)0.276mhd0.153(u0 ) 20.001故 H dhdhphL0.05350.060.0010.1145 m 液柱。故不会产生降液管液泛。7.4取漏液点气速为阀孔动能因子 F0 =1.52 时相应的值，则 u0,min 6.75 m/s稳定系
19、数 k=8.251.22 , 故不会产生严重漏液。6.758. 塔板负荷性能图在 u0 ,min6.75m/s 式中，u0, minC0 0.0056 0.13hL hLVu0,m inVs, minA0hLhwhow2 / 3how2.84 ELh1000l w并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得.专业.整理.下载可编辑Vs,min =0.029*3.96 90 Ls2 / 3（ 1）在操作范围内，取几个LS 值，列与下表LSm3 / s0.00010.00050.0010.0015Vsm3 / s0.070.1300.240.15作漏液线 18.2过量液沫夹带线关系式由 ev
20、 =5.7 * 10 6ua)3.2(LH Th fuaVsVs1.373VsATA f0.785 0.0567h f =2.5 hl =2.5(h w + how)2 / 3得Vs =0.11-2.1L（ 2）s在操作范围内，取几个LS 值，列与下表LSm3 / s0.00010.00050.0010.0015Vsm3 / s0.1050.0970.0130.082作液沫夹带线 28.3液相下限关系式2.84E Lh2 / 3由 how令 E=1，取 how =0.006m 代入，可解得1000lwLs,m in =0.0002 m3 / s（ 3）可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
21、8.4液相上限关系式.专业.整理.下载可编辑以4s作为液体在 降液管中停留时间的下限，Af H T4 ，故LsLs, max = Af H T =0.000513 m3 / s（4）4可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线48.5液泛线由降液管液泛校核条件式或 ，将 ，hf和 hd 计算式代入， 即：令 H d( H T hW ) ， 由H d hphLhd ； hp hchlh； hlhL ； hLhWhow联立得H T(1) hW(1)howhc hdh忽略 h，将 how 与 Ls， hd 与 Ls ， hc 与 Vs 的关系式代入上式，并整理得a Vs2b c Ls2d L s2 /
22、 3式中a0.051(v)bH T(1) hWc0.153( A0C0 )2L(lW h0 )2d2.84*10 3E(1)( 3600) 2/ 3l W可得将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入并整理之，可222 / 3得： Vs0.055 37.2LS0.92LS在操作范围内，取几个LS 值，列与下表LSm3 / s0.00010.00050.0010.0015Vsm3 / s0.0530.0490.04580.043作掖泛线 5根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图所示。.专业.整理.下载可编辑以 LS 为横坐标， Vs 为纵坐标， 作本塔板的负荷性能图（附图） 。图中，作出操作
23、点 A，连接 OA，即作出操作线。由图可读得 , 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得Vs,max =Vs,min =故其操作弹性为设计计算的主要结果序 号项 目数值1平均温度 t m，oC812平均压力 Pm，kPa113.353气相流量30.07Vs ，（ m/s ）4液相流量30.0001Ls ，（ m/s ）5实际塔板数296有效段高度 Z，m117塔径， m0.38板间距， m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长， m0.212堰高， m0.0598.专业.整理.下载可编辑13板上液层高度， m0.614堰上液层高度， m0.000215降液管底隙高度，
24、m0.0062516安定区宽度， m0.0717边缘区宽度， m0.0518开孔区面积， m20.08419筛孔直径， m0.00520筛孔数目43121孔中心距， m0.01522开孔率， %10.123空塔气速， m/s124筛孔气速， m/s8.2525稳定系数1.2226每层塔板压降， Pa411.627负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带 ev ，（ kg 液/kg 气）0.02530气相负荷上限，3m/s31气相负荷下限，3m/s32操作弹性9. 主要接管尺寸的选取9.1进料管有已知料液流率为5200kg/h, 取料液密度为965kg/m3, 则料液体积流率为取管内流速
25、uf=0.5m/s,则进料管的直径取进料管尺寸为63.5 3.09.2回流管由已知回流液流率为12298.6kg/h ，取回流液密度为742.43kg/m3, 则回流液体积流率为取回流管尺寸为1404.5.专业.整理.下载可编辑9.3釜液出口管由已知釜液流率为3376kg/h, 取釜液密度为920kg/m3, 则釜液体积流率取管内流速Uw =0.5m/s ，则釜液出口管直径取釜液出口管尺寸为57 3.09.4塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽流速uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径取塔顶蒸气管尺寸为1805.09.5加热蒸气管取加热蒸气管内蒸汽流速uT=0.6m3
26、/s 加热蒸气密度3.25kg/m3, 流速取 15m/s, 则加热蒸气管径取加热蒸气管尺寸为2456。10. 辅助设备的选取10.1冷凝器冷凝器选用单壳程的列管式换热器，冷凝剂选用冷水，冷水走管程，蒸汽走壳程，该冷凝器为全冷凝器，对全凝器作热量衡算并忽略热量损失，选定冷水的入口温度为t1=25 , 出口温度为t2=40 , 选定回流液在饱和温度下进入塔内，由于塔顶馏出液几乎为纯乙醇作焓按纯乙醇计算，则所以 QC=Vr=256.62916399=4.3 106J为冷水消耗量10.2再沸器本设计分离乙醇- 水体系，可以采用直接蒸汽加热，只需在精馏塔的底部通入水蒸气即可，不需要外加再沸器。符号说明
27、英文字母Ap塔板鼓泡区面积，m2；Af降液管截面积，m2；A0 筛孔面积，m2；AT塔截面积，m2；C 负荷系数，无因次；C20 20dyn/cm 时的负荷系数，无因次Cf泛点负荷系数，无因次；Cp 比热， kJ/kg&S226;K ；d0筛孔直径，m；D 塔径， m；.专业.整理.下载可编辑D 塔顶产品流量， kmol/h 或 kg/h ；eV雾沫夹带量，kg( 液)/kg(气 ) ；E 液流收缩系数，无因次；ET总板效率或全塔效率，无因次；F原料流量，kmol/h 或 kg/h ；g 重力加速度， m/s2；hd干板压降，m；hd液体通过降液管的压降，m；ht气相通过塔板的压降，m；hf板
28、上鼓泡层高度，m；hl板上液层的有效阻力，m；hL板上液层高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液层高度，m；hp与单板压降相当的液柱高度，m；hW溢流堰高度，m；h与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；Hd降液管内清液层高度，m；HT塔板间距，m；I 物质的焓， kJ/kg ；K 稳定系数，无因次；l W堰长， m；LS塔内液体流量，m3/s；M 分子量；n 筛孔总数；NT理论板数；N 实际板数；P 操作压强， Pa；P 单板压强， Pa；Pp通过一层塔板的压强降，Pa/ 层；q 进料热状况参数，无因次；Q 热负荷， kJ/h ；QB再沸器热负荷，kJ/h ；QC全凝器热负荷，kJ
29、/h ；QL热负荷损失，kJ/h ；r 汽化潜热， kJ/kg ；R气体常数，8314J/kmol&S226;K ；R 回流比，无因次；t 温度，或 K；t 孔心距， m；T 温度，或 K；TS塔顶温度，或K；T S回流液温度，或K；u 空塔气速， m/s；.专业.整理.下载可编辑Ua按板上层液上方有效流通面积计的气速，m/s；Umax极限空塔气速，m/s；u0筛孔气速，m/s；u0M漏液点气速，m/s；u o 降液管底隙处液体流速，m/s；V 精馏段上升蒸气量， kmol/h ；Vh塔内气相流量，m3/h；Vs塔内气相流量，m3/s；V提馏段上升蒸气量，kmol/h ；W 釜残液流量， km
30、ol/h 或 kg/h ；冷却水量， kg/hWh加热蒸气量，kg/h ；Wc边缘区宽度，m；Wd弓形降液管的宽度，m；WS破沫区宽度，m；x 液相组成，摩尔分率；y 气相组成，摩尔分率；Z 塔的有效高度， m。希腊字母相对挥发度，无因次； o 板上液层充气系数，无因次；液体在降液管内停留时间，无因次；粘度， mPa&S226;s；密度， kg/m3；液体的表面张力，N/m；校正系数，无因次。参考文献1化工过程及设备设计，华南化工学院化工原理教研组，华南化工学院出版社，19862化工原理，上册。陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋编，化学工业出版社，北京20003化工原理，下册。陈敏恒，从德兹，方图
31、南，齐鸣斋编，化学工业出版社，北京20004华工原理实验，尤小祥，于奕峰，袁中凯编，天津科学技术出版社，2002结束语本设计采用制造价格较低的筛板塔，尽量减少设备成本和操作成本，但仍不免许多不合理支出，设计方在此建议生产部门采用多塔形式，以求资源的良好整合与利用。通过此次设计，目的是使设备达到最佳的工艺要求，以节省费用，提高经济效益，那么就必须要熟练的掌握分离的作用和设计中注意的变数，另一方面也要考虑数据的特性，合不合符设计的要求，也存在一个合理性的问题，所以计算的范围也必须要从操作中来一个综合的评价。这次的设计使我明白了一般的精馏塔的设备和工作原理，还有在生产中要注意的问题，由于在设计过程中难免会有很多人为的因素，所以也存在不少的问题，希望在以后的学习和生产中，要更加认真和细心去领悟问题的所在，好加以改进，做到最好。.专业.整理.