化工原理课程设计毕业设计（论文）word格式

1、概述蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。它是通过加热造成气、液两相物系，利用物系中各组分挥发度的不同的特性以实现分离的目的。精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。实现精馏操作的塔设备为精馏塔。精馏操作在石油化工、化工、轻工 中占有重要地位。为此，掌握气液平衡关系，熟悉各种塔的的操作特性，对选择、设计、分析分离过程中的各种参数非常重要。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本课程设计是设计乙醇-水混合液浮阀精馏塔。浮阀塔的综合性能最好，具有以下特点：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及液面落差较小、塔的造价低。本次设计的

2、浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元混合物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备装置图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：精馏、乙醇-水、浮阀塔、传质分离绪论1.1 设计背景乙醇的用途非常广泛，它是一种很好的溶剂，既能溶解许多无机物，又能溶解许

3、多有机物。所以常用乙醇溶解植物色素或其中的药用成分。不同浓度的乙醇可以作为消毒剂。乙醇也可以作为酒精的饮料和汽车的燃料。要想把低纯度的乙醇水溶液提纯到高浓度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏可使混合液得到几乎完全的分离。实现精馏分离的必要条件是必须同时有塔底再沸器和塔顶冷凝器。有时还要配原料液预热器、回流液泵等辅助设备，才能实现整个操作。1.2工业制法1.2.1 发酵法发酵法制乙醇是在酿酒的基础上发展起来的，在相当长的历史时期内，曾是生产乙醇的唯一工业方法。发酵法的原料可以是含淀粉的农产品，如谷类、薯类或野生植物果实等；也可用制糖厂的废糖蜜；或者用含纤维素的木屑、植物茎秆

4、等。这些物质经一定的预处理后，经水解（用废蜜糖作原料部经这一步）、发酵，即可制得乙醇。 发酵液中的质量分数约为6%10%，并含有其他一些有机杂质，经精馏可得95%的工业乙醇。 1.2.2 乙烯水化法乙烯直接水化法，就是在加热、加压和有催化剂存在的条件下，是乙烯与水直接反应，生产乙醇： CH2CH2 + HOHC2H5OH（该反应分两步进行，第一步是与醋酸汞等汞盐在水-四氢呋喃溶液中生成有机汞化合物，而后用硼氢化钠还原）此法中的原料乙烯可大量取自石油裂解气，成本低，产量大，这样能节约大量粮食，因此发展很快。1.3设计任务与要求本设计任务为乙醇水混合物。原料：乙醇水溶液，年产量6000吨 乙醇含量

5、：35%(质量分数)，原料液温度：45设计要求：塔顶的乙醇含量不小于95%(质量分数) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(质量分数)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入精馏塔内。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.4塔的选择塔设备是炼油和化工生产的重要设备，其目的在于提供气液两相充分接触的场所，有效地实现两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，因此他在石油

6、化工生产中得到广泛的应用。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和浮阀塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对

7、于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。化工生产对塔设备的基本要求：（1）生产能力大。在较大的气、液负荷或波动时，仍能维持较高的传质速率。（2）流体阻力小，运转费用低。（3）能提供足够大的相间接触面积，使气、液两相在充分接触的情况下进行传质，达到高的分离效率。（4）结构合理，安全可靠，金属消耗量少，制造费用低。（5）不易堵塞，容易操作，便于安装、调节和检修。工艺计算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及馏出液流量乙醇的摩尔质量MA=46Kg/kmol,水的摩尔质量MB=18Kg/kmol,则原料液的平均摩尔质量：同理可求得：45下，原料液中由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的

8、沸点，以上计算结果见表1表1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液35950.5(摩尔分数)0.17400.88140.0002摩尔质量22.342.6818.1沸点温度/81.578.1098.32.2 最小回流比和适宜回流比的选取常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系图表2 乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.273

9、0.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0 图示（1）常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系图由图可知操作线与平衡线相切得点（0,28.25）以及点（88.14,88.14）得操作线方程y=0.679x+28.25得交点（7.21,33.15）=R=2.1则确定合适的回流比 因为所以取2.3物料衡算塔

10、顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：由全塔的物料衡算方程可写出：(蒸汽) (泡点) 2.4全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：可以查得，所以取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和35则平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：2.5热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热，所以，釜残液放出的热量若将釜残液温度降至那么平均温度其比热为，因此，可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点2.6 操作线方程（1）精馏段操作线方程：即 （2）提馏段操作线方程：即2

11、.7 塔板数的确定2.7.1 理论板数的确定由相平衡方程式可得根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：(塔顶第一块板)(加料板)(塔釜)同理可得：全塔的相对平均挥发度：（在吉利兰图上作图与曲线的交点的纵坐标为0.5436即(进料板位置的确定所以： 塔板总效率估算（1）操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 p=0.7Kpa塔底操作压力 0.7（2）操作温度计算塔顶温度 塔底温度 平均温度=（3）黏度的计算在时，查得因为所以同理：全塔液体的平均粘度：（4）塔板总效率的估算根据实际板层数的确定取塔板总效率,则总实际板层数精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 2.8回收率乙醇的回收率：=精馏塔的工艺条件及

12、有关物性数据的计3.1 操作压力塔顶操作压力 每层板压降 进料板压降 精馏段平均压降 3.2 操作温度精馏段液相平均温度：提馏段液相平均温度：3.3 平均摩尔质量（1）塔顶混合物平均摩尔质量由相平衡方程（2）进料板混合物平均摩尔质量计算,由相平衡方程得（3）塔底混合物平均摩尔质量已知，根据相平衡方程得：（4）精馏段的平均摩尔质量（5）提馏段的平均摩尔质量表3 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)质量分数5摩尔分数摩尔质量/温度/81.578.10表4 提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量/温度/98.381.53.4平均密度（1）精馏段气相平均密度由理想状态方程（2）提

13、馏段气相平均密度（3）精馏段液相平均密度在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，精馏段的液相负荷同理可求精馏段的汽相负荷（4）提馏段气相平均密度在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，表5精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/36.86129.438平均密度/1.38813体积流量/1840.4(0.511)0.693(0.000193)表6提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/20.438824.557平均密度/911.60.993体积流量/3.29(0.000914)1703.9(0.473)精馏塔的塔体工艺尺寸设计4.1 塔径的计算由于精馏段和

14、提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：塔径可以由下面的公式给出：由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：功能参数：从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均表面张力：全塔平均温度，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为，所以，液体的临界温度：设计要求条件下乙醇水溶液的表面张力平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：，所以：根据塔径系列尺寸圆整为此时，精馏段的上升蒸汽速度为：提馏段的上升蒸汽速度为：4.2 精馏塔有效

15、高度的计算塔的高度可以由下式计算：已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算由于塔径D=800mm，所以采用单溢流型分块式塔板取无效边缘区宽度，破沫区宽度 溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 近似取E=1，则取板上液层高度，故 堰长取验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间液体在精馏段降液管内的停留时间故降液管设计合理。5.2 塔板布置及浮阀数目与排列5.2.1进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘

16、5.2.2 降液管底隙高度h0若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段： 提馏段： 的一般经验数值为5.3 浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm5.3.1 浮阀数目浮阀数目气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么，因此个5.3.2排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为：考虑采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距不宜采用90mm,而应小于此值，故取按以等腰三角形叉排方式作图，阀数46个。5.3.3 校核按N=57重新核算孔速及阀孔动能因数气体通过阀孔时的实际速度：

17、实际动能因数：(在912之间)开孔率：开孔率在10%14之间，满足要求。浮阀塔板工艺设计结果项目数值说明备注塔径0.8板间距0.40塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速）1.08堰长0.581堰高0.04642板上液层高度0.05降液管底隙高度0.0181浮阀数N/个41等腰三角形叉排阀孔气速10.1阀孔动能因数11临界阀孔气速9.0孔心距0.075指同一横排的孔心距排间距0.080指相邻两横排的中心距离附录表一 主要符号说明符号意义单位Aa基板鼓泡区面积m2Ad降液管截面积m2Af总降压管截面积m2An塔板上方气体通道截面积m2Ao浮阀塔板阀孔总截面积m2AT塔截面积m2C计算液泛速度

18、的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mD塔顶产品流率Kmol/sdo阀孔直径mE液流收缩系数-ET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量-F进料摩尔质量kmol/hFLV两相流动参数-Fo气体的阀孔动能因子kg0.5/(s·m0.5)G质量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc与干板压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mhL板上液层高度mhp与单板压降相当的液层高度mHT板间距mhoW堰上方液头高度mhW出口堰高m与克服表面张力压强降相当的液柱高度mL下降液体流率Kmol/sLh塔内液体流量m3/hLs塔内液

19、体流量m3/slW堰长mk塔板的稳定性系数-M摩尔质量kg/kmolQ热流量W表二 主要符号说明n浮阀个数-N一层塔板上的筛孔总数-Np实际塔板数-NT理论塔板数-P系统的总压Paq进料中液相所占分率-R回流比-r摩尔汽化潜热kJ/kmolT温度Kt孔心距mu空塔气速m/suo浮阀气速m/sV上升蒸气流率Kmol/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3/sW蒸馏釜的液体量KmolWc塔板边缘区宽度mWd降液管宽度m Wd降液管宽度mWs塔板上入口安定区宽度m Ws塔板上出口安定区宽度mx液相组分中摩尔分率-y气相组分中摩尔分率-Z塔的有效段高度m相对挥发度-0板上液层无孔系数-粘度mN

20、/m塔板开孔率-密度Kg/m3L液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3液体表面张力dyn/cm液体在降液管内停留时间s表三 符号下标说明A,B组分名称s秒max最大V气相min最小L液相q精馏段和提馏段交点F进料1精馏段2提馏段表四乙醇和水的物理性质项目分子式分子量(g/mol)沸点()临界温度Tc()临界压强Pc,(MPa)乙醇(A)C2H5OH46.0778.3240.776.148水(B)H2O18.02100373.9122.05表五Antoine常数：组分ABC乙醇（A）18.91193803.98-41.68水（B）18.30363816.44-46.13表六乙醇和水的液相密度t温度t()708090100110A,:kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3B,:kg/m3977.8971.8965.3958.4951.6表七 液体的表面张力温度t（）708090100110A,mN/m19.2718.2817.2916.2915.28B,mN/m64.3362.5760.7158.8456.9表八 液体粘度L温度t,708090100110LA,mPas0.5230.4950.4060.3610.324LB,mPas0.40610.35650