1、 綜合運用“化工原理”和相關選修課程的知識，聯系化工生產的實際完成單元操作的化工設計實踐，初步掌握化工單元操作的基本程序和方法。 熟悉查閱資料和標準、正確選用公式，數據選用簡潔，文字和工程語言正確表達設計思路和結果。 樹立正確設計思想，培養工程、經濟和環保意識，提高分析工程問題的能力。二、設計任務及操作條件在一常壓操作的連續精餾塔內分離乙醇水混合物。生產能力（塔頂產品）  3000  kg/h操作周期           300  天年進料組成 

2、         25% （質量分數，下同）塔頂餾出液組成       94%        塔底餾出液組成       0.1%        操作壓力     4kPa（塔頂表壓）進料熱

3、狀況  泡點      單板壓降：     0.7 kPa   設備型式      篩板    三、設計內容：(1) 精餾塔的物料衡算；(2) 塔板數的確定：(3) 精餾塔的工藝條件及有關物件數據的計算；(4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；(5) 塔板主要工藝尺寸的計算；(6) 塔板的流體力學驗算：(7) 塔板負荷性能圖；(8) 精餾塔接管尺寸計算；(9) 繪制生產工藝

4、流程圖；(10) 繪制精餾塔設計條件圖；(11) 對設計過程的評述和有關問題的討論。 設計計算 （一） 設計方案選定本設計任務為分離水乙醇混合物。    原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱至84后送入連續板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產品經冷卻至25后送至產品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。1精餾方式：本設計采用連續精餾方式。原料液連續加入精餾塔中，并連續收集產物和排出殘液。其優點是集成度高，可控性好，產品質量穩定。由于所涉濃度范圍內乙醇和水的揮發度相差較大，因而無

5、須采用特殊精餾。2操作壓力：本設計選擇常壓，常壓操作對設備要求低，操作費用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸點在常溫（工業低溫段）物系分離。3塔板形式：根據生產要求，選擇結構簡單，易于加工，造價低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降較低，在乙醇和水這種黏度不大的分離工藝中有很好表現。4加料方式和加料熱狀態：加料方式選擇加料泵打入。由于原料溫度穩定，為減少操作成本采用30度原料冷液進料。5由于蒸汽質量不易保證，采用間接蒸汽加熱。6再沸器，冷凝器等附屬設備的安排：塔底設置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至65度回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內，

6、餾出產品進入儲罐。塔釜產品接近純水，一部分用來補充加熱蒸汽，其余儲槽備稀釋其他工段污水排放。（二） 精餾塔的物料衡算原料液處理量為3000kg/h,（每年生產300天），塔頂產品組成94%（w/w）乙醇。原料25%（w/w）乙醇水溶液，釜殘液含乙醇0.1%（w/w）的水溶液。分子量M水=18 kg/kmol；M乙醇=46 kg/kmol。1.原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率原料摩爾分數：xF=（0.25/46）/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔頂摩爾分數 ： xD=（0.94/46）/（0.94/46+0.06/18）=0.860塔釜殘液的摩爾分數： xW=(0.001/46

7、)/(0.001/46+0.999/18)=0.00042 原料及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量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 物料衡算 原料的處理量 F=3000/（300*24）/21.2312=19.63 kmol/h總物料衡算 19.63=D+W乙醇的物料衡算 19.63*0.1154=0.86*D+0.0004*W 解得： 塔頂采出量 D=2.626 塔底采出量 W=17.004（

8、三） 精餾工藝條件計算1.理論塔板數NT 的求取 確定回流比R乙醇水屬于理想物系，可采用圖解法求回流比R和理論塔板數。 由手冊查得乙醇水物系的氣液平衡數據，繪出x-y圖，見下圖。常壓下乙醇水溶液的t-x-y圖常壓下乙醇水溶液的t-x-y圖 求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比，在圖1中對角線上，自點G（0.115，0.115）作垂線ec即為進料線，該線與平衡線的交點坐標為 y=0.45 x=0.115故最小回流比為Rmin=(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22 取操作的回流比為 R=2Rmin=2*1.22=2.44 取整 R=2.5 求氣液相負荷L=RD=2

9、.5*2.626=6.565V=（R+1）D=3.5*2.626=9.191L=L+F=6.565+19.63=26.195V=V=9.191 求操作線方程精餾段操作線方程為: Y=L*X/V + D*XD/ V =0.714+0.246提餾段操作線方程為: Y= L*X/V - W*XW/ V =2.85-0.0007 確定理論塔板數。結果見上圖，得理論塔板數NT =15塊（不包括再沸器），精餾段12塊，提餾段3塊（不包括再沸器） 確定實際塔板數。 精餾段實際塔板數 N精 = 12/0.52=23塊 提餾段實際塔板數 N提 = 3/0.52= 6塊精餾塔工藝參數匯總表精餾塔工藝參數匯總NpN

10、精N提ETNTRRmin292360.52152.51.224精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算41 操作壓力計算 4.1.1 塔頂操作壓力 PD =101.34105.3 kPa 4.1.2 每層塔板壓降 P = 0.7kPa 4.1.3 進料板壓力P= 105.3 + 0.7 * 23 = 121.4kPa 4.1.4 精餾段平均壓力 PM = ( 105.3+121.4)/2= 113.35kPa 42 操作溫度計算 依據據操作壓力,由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度,其中乙醇與水的飽和蒸氣壓由安托因方程P*=A - B /(T +C) 計算,計算過程略.計算結果如下: 塔頂溫度 tD

11、 = 78.0 進料板溫度 tF = 84 .0 精餾段平均溫度溫 tm =( 78.0 + 82.0 ) /2 = 81.04.3 平均摩爾質量的計算由XD=y1=0.86，查平衡曲線得：X1= 0.825 塔頂液相的平均摩爾質量： MVDm=0.86×46 +(1-0.86)×18 = 42.08kg/kmol MLDm= 0.825 ×46 +(1- 0.825 )× 18 = 41.1 kg/kmol 進料板的摩爾質量，由圖解理論板得 yF =0.415 由平衡曲線得：XF =0.25 MVFm=0.415×46+（1-0.415）&#

12、215;18 = 29.62kg/kmol MLFm=0.25×46 +(1-0.25) ×18 = 25kg/kmol 平均摩爾質量： MVm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmol MLm=(41.1 + 25)/2=33.05kg/kmol 4.4 平均密度計算氣相平均密度計算vm = Pm * MVm / R * Tm =113.35 * 35.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m3液相平均密度計算塔頂TD=78查手冊水= 973 kg/ m3, 乙醇 = 744.4 kg/m3進料TF=82查手冊水=

13、969 kg/ m3, 乙醇 = 737.3 kg/m3塔頂密度 LDH= 1/XD/A + (1-XD)/ B = 735.3 kg/ m3進料板的液相質量分數：  A= XF*MA/XF*MA+(1-XF)MB = 0.46進料板的液相密度:LDM= 1/A /A + (1-A)/ B= 833.3 kg/ m3精餾段的平均密度LDM=(735.3+833.3)/2 = 784.3kg/ m34.5 液體平均表面張力的計算塔頂表面平均張力由T=78查手冊得：水=62.9mN/m, 乙醇=18.46mN/mlDm=18×0.86+62.9×(1-0.86)=24

14、.68mN/m進料板的表面張力由T=84查手冊得：水=61.8×103N/m,乙醇=17.88 ×103N/mlFm=17.88×0.2561.8× (1-0.25)50.82mN/m精餾段的液相平均表面張力LM =（24.68+50.823）/2=37.75mN/m5 塔徑和塔高的計算 5.1 塔徑的計算精餾塔的氣，液體體積流率為VS= 0.07 m3/sLs= 0.0001 m3/s由umax=查圖表 =0.027取板間距HT=0.4m 板上液層高度hL=0.06m查化工原理課程設計P105圖5-1得：C20 = 0.074C = C20 * =0.

15、074 * = 0.084Umax = C = 1.59 m/s取設計的泛點率為0.7，則空塔氣速為：U = 0.7 Umax = 1.113m/s塔徑D= =0.28m圓整得：D=0.3m塔截面積為：=*=0.071實際空塔氣速為：5.2 精餾塔有效高度的計算精餾段的有效高度Z精=（N精-1）HT=(23-1)×0.4 = 8.8 m提餾段的有效高度Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.4 = 2m在進料板的上方開人孔其高度為=0.8m,故精餾段的有效高度為： Z= Z精+ Z提+0.8=10.611m6. 塔板主要工藝尺寸的計算 6.1 溢流裝置的計算：因塔徑和流體量

16、適中，選取單溢流弓形降管。堰長取溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度=0.0002m取板上清液層高度=0.6m故m 弓形降液管寬度和截面積 由 查化工原理課程設計P112圖5-7得 故液體在降液管停留的時間，即故降液管設計合理。降液管底隙高度 取 m/s，則故降液管底隙高度設計合理 6.2塔板布置邊緣寬度的確定，查化工原理課程設計P114 取 ，所以開孔的面積代入式中解得：=0.084 篩孔的計算篩孔的孔徑，孔中心距 t為 篩孔的數目為 開孔率為 =10.1氣體通過閥孔的氣速為： m/s 7. 塔板流動性能的校核7.1 液沫夾帶的校核液沫夾帶量ev，即 代入得：故設計中液沫夾帶量e

17、v在允許范圍內。 7.2 塔板壓降干板阻力h0可計算如下：查化工原理課程設計圖5-10，得代入故 m液柱氣體通過液層阻力由 查化工原理課程設計圖5-11，得代入得： m液柱液體表面張力的阻力氣體通過每層板的液柱高度p= 設計允許值7.3 降液管液泛校核降液管中的清夜柱高度Hd 因為乙醇-水為不易起泡物系，取故 m液柱。故不會產生降液管液泛。7.4 取漏液點氣速 為閥孔動能因子=1.52時相應的值，則 m/s穩定系數k= ,故不會產生嚴重漏液。8. 塔板負荷性能圖 在 m/s 式中， 并將塔板有關尺寸數據和物性常數等值代入，整理之可得=0.029*    

18、  （1）在操作范圍內，取幾個值，列與下表 0.00010.00050.0010.0015 0.070.1300.240.15                 作漏液線1 8.2 過量液沫夾帶線關系式 由ev = =2.5=2.5(hw + how)  得   =0.11-2.1 （2）在操作范圍內，取幾個值，列與下表 0.00010.00050.0010.0015

19、0.1050.0970.0130.082           作液沫夾帶線28.3 液相下限關系式由令E=1，取=0.006m代入，可解得=0.0002  （3） 可作出也氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3                       

20、0;                8.4 液相上限關系式以降液管中停留時間的下限，故=0.000513 （4） 可作出也氣體流量無關的垂直液相負荷下限線4                       

21、0;                 8.5 液泛線由降液管液泛校核條件式 或 ，將 ，hf和hd計算式代入，即：令， 由； ； ；聯立得 忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得 式中 可得將塔板有關尺寸數據和物性常數等值代入并整理之，可得：  在操作范圍內，取幾個值，列與下表 0.00010.00050.0010.0015 0.0530.0490.04580.043   

22、;            作掖泛線5 根據以上各線方程，可作出篩板的負荷性能圖，如下圖所示。 以為橫坐標，為縱坐標，作本塔板的負荷性能圖（附圖）。圖中，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可讀得,該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得Vs,max= Vs,min= 故其操作彈性為設計計算的主要結果序 號 項 目 數值 1 平均溫度tm，oC 812 平均壓力Pm，kPa 113.353 氣相流量Vs，（m3/s） 0.07 4 液相流量Ls，（m3/s）

23、0.00015 實際塔板數 296 有效段高度Z，m 117 塔徑，m 0.38 板間距，m 0.49 溢流形式 單溢流10 降液管形式 弓形11 堰長，m 0.212 堰高，m 0.059813 板上液層高度，m 0.614 堰上液層高度，m 0.000215 降液管底隙高度，m 0.00625 16 安定區寬度，m 0.07 17 邊緣區寬度，m 0.0518 開孔區面積，m2 0.08419 篩孔直徑，m 0.00520 篩孔數目 43121 孔中心距，m 0.01522 開孔率，% 10.123 空塔氣速，m/s 124 篩孔氣速，m/s 8.2525 穩定系數 1.2226 每層塔板

24、壓降，Pa 411.627 負荷上限 液泛控制28 負荷下限 漏液控制29 液沫夾帶ev，（kg液/kg氣） 0.02530 氣相負荷上限，m3/s 31 氣相負荷下限，m3/s32 操作彈性9.主要接管尺寸的選取9.1 進料管 有已知料液流率為5200kg/h,取料液密度為965kg/m3,則料液體積流率為取管內流速uf=0.5m/s,則進料管的直徑取進料管尺寸為63.5×3.09.2 回流管 由已知回流液流率為12298.6kg/h，取回流液密度為742.43kg/m3,則回流液體積流率為 取回流管尺寸為140×4.59.3 釜液出口管 由已知釜液流率為3376kg/h

25、,取釜液密度為920kg/m3,則釜液體積流率取管內流速Uw =0.5m/s，則釜液出口管直徑取釜液出口管尺寸為57×3.09.4 塔頂蒸汽管 近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率VT，并取管內蒸汽流速uT=15m/s，則塔頂蒸汽管直徑取塔頂蒸氣管尺寸為180×5.09.5 加熱蒸氣管 取加熱蒸氣管內蒸汽流速uT=0.6m3/s加熱蒸氣密度3.25kg/m3,流速取15m/s,則加熱蒸氣管徑取加熱蒸氣管尺寸為245×6。10. 輔助設備的選取10.1 冷凝器 冷凝器選用單殼程的列管式換熱器，冷凝劑選用冷水，冷水走管程，蒸汽走殼程，該冷凝器為全冷凝器，對全凝器作熱

26、量衡算并忽略熱量損失，選定冷水的入口溫度為t1=25,出口溫度為t2=40,選定回流液在飽和溫度下進入塔內，由于塔頂餾出液幾乎為純乙醇作焓按純乙醇計算，則所以QC=Vr=256.629×16399=4.3×106J為冷水消耗量10.2 再沸器本設計分離乙醇-水體系，可以采用直接蒸汽加熱，只需在精餾塔的底部通入水蒸氣即可，不需要外加再沸器。符號說明 英文字母Ap塔板鼓泡區面積，m2；Af降液管截面積，m2；A0篩孔面積，m2；AT塔截面積，m2；C負荷系數，無因次；C2020dyn/cm時的負荷系數，無因次Cf泛點負荷系數，無因次；Cp比熱，kJ/kg&S226;K；

27、d0篩孔直徑，m；D塔徑，m；D塔頂產品流量，kmol/h或kg/h；eV霧沫夾帶量，kg(液)/kg(氣) ；E液流收縮系數，無因次；ET總板效率或全塔效率，無因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2；hd干板壓降，m；hd液體通過降液管的壓降，m；ht氣相通過塔板的壓降，m；hf板上鼓泡層高度，m；hl板上液層的有效阻力，m；hL板上液層高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液層高度，m；hp與單板壓降相當的液柱高度，m；hW溢流堰高度，m；h與克服表面張力的壓強降相當的液柱高度，m；Hd降液管內清液層高度，m；HT塔板間距，m；I物質的焓，kJ/kg；K穩定系數，無因次；lW堰長，m；LS塔內液體流量，m3/s；M分子量；n篩孔總數；NT理論板數；N實際板數；P操作壓強，Pa；P單板壓強，Pa；Pp通過一層塔板的壓強降，Pa/層；q進料熱狀況參數，無因次；Q熱負荷，kJ/h；QB再沸器熱負荷，kJ/h；QC全凝器熱負荷，kJ/h；QL熱負荷損失，kJ/h；r汽化潛熱