南阳理工学院化工原理课程设计.docx

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
甲醇－水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)： 表2-------1
x
0
0.0531
0.0767
0.0926
0.1257
0.1315
0.1674
0.1818
0.2083
0.2319
y
0
0.2834
0.4001
0.4353
0.4831
0.5455
0.5585
0.5775
0.6273
0.6485
t/℃
100
92.9
90.3
88.9
86.6
85.0
83.2
82.3
81.6
80.2
x
0.2818
0.2909
0.3333
0.3513
0.4620
0.5292
0.5937
0.6849
0.7701
0.8741
1.00
y
0.6775
0.6801
0.6918
0.7347
0.7756
0.7971
0.8183
0.8492
0.8962
0.9194
1.00
t/℃
78.0
77.8
76.7
76.2
73.8
72.7
71.3
70.0
68.0
66.9
64.7
甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：表2-------2

50
60
70
80
90
100
ρ甲醇
760
751
743
734
725
716
ρ水
988.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
µ甲醇

0.350
0.306
0.277
0.251
0.225
µ水

0.479
0.414
0.362
0.321
0.288
σ甲醇

18.76
17.82
16.91
15.82
14.89
σ水

66.2
64.3
62.6
60.7
58.8

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内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内有足够的热量供应；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Rmin，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，但因塔内气、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值范围为：R＝（1.2～2）Rmin。

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XF＝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：XD＝0.98，Xw=0.035
衡算方程 ：

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：

（Xe,Ye）=(0.55,0.824)

2.1.3Rmin的确定

2.1.4精馏段操作线方程的确定
精馏段操作线方程：

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：

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<xq，第五块上升的气相组成由提馏段操作方程计算，
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。

全塔效率：
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td =65.05℃时，内插法求得

同理可分别求出：
(3)进料塔温度tF=72.25℃时，比热容

(3)塔底温度tw=96.76℃时，比热容

(4)塔顶温度下的汽化潜热
根据内插法：
td =65.06℃

3.2.2热量衡算
（1）0℃时塔顶上升的热量，塔顶0℃为基准

（2）回流液的热量 td =65.05℃

(3)塔顶馏出液热量

(4)进料热

(5)塔底残液热

(6)冷凝管消耗热

(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即

即实际热负荷：

计算得：
表3.2.2-------1
热量衡算结果
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
再沸器
平均比热容kj/kmol.k
84.51
--------
89.52
76.614
------
热量Q（kj/h）
2043282.78
3026442.627
1155016.582
902638.069
3040814.498

4精馏塔工艺条件计算
4.1操作压强的选择
应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。
塔顶压力P顶=101.3=101.3kPa
单板压降ΔP=0.7kPa
进料板压力pF=101.3+0.7*9=107.6kPa
塔底压力pw=101.3+0.7*20=115.3kPa
精馏段平均压力pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa
提留段平均压力pm' =(107.6+115.3)/2=111.45kPa

4.2操作温度的计算
利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW
塔顶温度： tD=65.05 ℃
进料温度： tF=72.25℃
塔底温度： tW=96.76℃
精馏段平均温度：t1=69.15℃
提溜段平均温度：t2=85.51℃
4.3塔内物料平均分子量、流量及密度的计算
4.3.1 密度及流量
甲醇分子量为：32.04kg/kmol (Ma)　　　　　水的分子量为：18.01 kg/kmol (Mb)　　　
加料甲醇含量：x=0.685(质量分数) 塔底甲醇含量：x=0.061（质量分数） 塔顶甲醇含量：x=0.898（质量分数）

Ⅰ、精馏段
精馏段平均温度：69.15℃
精馏段平均液相组成：
精馏段平均汽相组成：
精馏段液相平均分子量：
精馏段气相平均分子量：
液相密度：
气相密度：
液相流量：
气相流量：
Ⅱ、提馏段
提馏段平均温度：85.51℃
提馏段平均液相组成：
提馏段平均气相组成：
提馏段液相平均分子量：
提馏段气相平均分子量：
液相密度：
气相密度：
液相流量：
气相流量：
4.4塔径的确定
4.4.1精馏段
欲求塔径应先求出空塔气速 u＝安全系数×umax
功能参数：
取塔板间距=0.45m，板上液层高度，
那么分离空间：- h1=0.45-0.06=0.39m

图4.4.1-------1
从史密斯关联图查得：，由于

圆整得 D=0.8m
塔截面积：
实际空塔气速：
4.4.2提馏段
功能参数：
取塔板间距=0.45m，板上液层高度，
那么分离空间：
- h1=0.45-0.06=0.39m
从史密斯关联图查得：，由于

圆整取： D'=0.8m
塔截面积：
空塔气速：
4.5塔有效高度
精馏段有效高度
提馏段有效高度
从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米
所以应多加高(0.7-0.45)×[20/7]=0.75m
Z=+=3.6+4.5+0.75=8.85m
4.6整体塔高
(1)塔顶空间HD
取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m
(2)塔底空间
塔底储液高度依停留4min而定
m
取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 1+0.3876=1.3876m
设置裙座H1=2.4m
(3)整体塔高

5.塔板主要工艺参数确定
5.1溢流装置
选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。
5.1.1堰长lw
取堰长lw=0.661D,lw=0.529m
5.1.2出口堰高hw
查图可知
E=1.02
hw＝hL－how 其中
h，
得how=0.00603m ，how‘= 0.0073m
hw取0.0540m hw'取0.0527m
5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af
查图知 m
精馏段：

验算液体在降液管内停留时间

提镏段：

验算液体在降液管内停留

停留时间>5s 故降液管尺寸可用。
5.1.4降液管底隙高度
，取
则精馏段：

提镏段：

故降液管底隙高度设计合理
5.2塔板布置及筛孔数目与排列
5.2.1塔板的分块
D≥800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。
5.2.2边缘区宽度确定
取
5.2.3开孔区面积计算

5.2.4筛孔计算及其排列
物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
开孔率为φ=0.907
筛孔数目n为个

精馏段气体通过阀孔的气速:

提馏段气体通过阀孔的气速:

6.1.4气体通过每层塔板的液柱高
可按下计算
∴精馏段=0.0331+0.0372+0.00210=0.0724m液柱

提馏段=0.0232+0.039+0.00339=0.0656m液柱

6.4漏液的验算
筛板塔,漏液点气速
带入数据得：
精馏段，
提馏段
实际孔速:精馏段＞,提馏段＞，
稳定系数:
精馏段，
提馏段
均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.
6.5液泛的验算
为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd≤φ()
对于设计中的甲醇-水体系φ=0.5, Hd≤0.5=0.252m
由于板上不设进口堰
精馏段
液柱

提馏段

所以不会发生淹泛现象
以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
7.5液泛线
Hd=φ()
由，，，
得
其中带入数据
精馏段 提馏段
所以精馏段
提馏段
7.2-------3

精馏段
2.54
1.61
0.99
0.08
提馏段
2.49
2.20
1.56
0.66

8. 辅助设备及零件设计
8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）
甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式

8.1.1.1估计换热面积
①．甲醇-水冷凝蒸汽的数据
tD=65.05℃冷凝蒸汽量：
由于甲醇摩尔分数为0.98,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg
②．冷凝水始温为12℃，取冷凝器出口水温为20℃，在平均温度
物性数据如下 （甲醇在膜温40.3℃下，水在平均温度16℃下）

ρ（kg/m3）
Cp(KJ/k.℃)
μ[kg(s.m)]
λ(w/(m.℃))
甲醇-水
1.156
2.596
45×10-5
0.1888
水
998.8
4.1862
111．1×10-5
0.5887
③a. 设备的热参数：
b．水的流量：
c．平均温度差：

根据“传热系数K估计表”取K=2000W/(m2.℃)
传热面积的估计值为：
安全系数取1.2 换热面积A=1.2*8.21=9.852m2
管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s
管数：个
管长：
取管心距
壳体直径取600mm
折流板：采用弓形折流板
取折流板间距B=200mm

由上面计算数据，选型如下：

公称直径D/mm
600
管子尺寸/mm
25
公称压力 PN/（MPa）
1.6
管子长l/m
1.7
管程数Np
2
管数n/根
77
壳程数Ns
1
管心距t/mm
31.25
管子排列
正三角排列

核算管程、壳程的流速及Re:
（一）管程
流通截面积：
管内水的流速

（二）壳程
流通截面积： 取=10

壳内甲醇-水流速
当量直径

8.1.1.2计算流体阻力
管程流体阻力
设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.005,
查得摩擦系数λ=0.022

符合一般要求
壳程流体阻力

Re=417.08<500，故
管子排列为正三角形排列，取F=0.5
挡板数块
代入得
取污垢校正系数F=1.0

故管壳程压力损失均符合要求

8.1.1.3计算传热系数
管程对流给热系数
膜的雷诺数所以为垂直湍流管
=0.56×104
壳程对流给热系数
Re=417.08
Pr0===8
=0.36
=837.8
计算传热系数
取污垢热阻 Rs0.15m℃/kW Rs=0.58 m℃/kW
以管外面积为基准 则K==2.357kW/(m2.℃)
计算传热面积 A=m2
所选换热器实际面积为
A=n=8.22m2
裕度
所选换热器合适

釜式再沸器：
计算热负荷：

考虑到5%的热损失后
选用0.2MPa饱和水蒸气加热，℃
因两侧均为恒温相变 ℃
取传热系数K=1000W/（m2.K）
估算传热面积
取安全系数0.8，实际传热面积A=60.47/0.8=75.58m2

原料预热器
原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热　　
查表Cp甲醇=2.87 kJ/(kg•K) Cp水=4.19kJ/(kg•K)
摩尔分数 xF=0.55
根据上式可知：Cpc=2.87×0.55+4.19×0.45=3.464kJ/(kg•K)
设加热原料温度由20℃到72.25℃

考虑到5%的热损失后
选择传热系数K=800 w/(m2•K)
计算传热面积：
℃

取安全系数为0.8
A实际=1.40/0.8=1.75m2

8.2.2釜残液出料管
釜残液的体积流量：

取适宜的输送速度uw=1.6m/s则

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：20mm2.5mm
8.2.3回流液管
回流液体积流量

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ30mm2.5mm
8.2.4再沸器蒸汽进口管
V=0.023×18/0.65=0.637
设蒸汽流速为23m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ325mm12.5mm
8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管
V=0.023×32.04/1.147=0.64
设蒸汽流速为20m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ426m13mm m
8.2.6冷凝水管
深井水温度为12℃，水的物性数据：
ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,
深井水的质量流率，取流速为2m/s
管径
选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管
实际流速为
8.3冷凝水泵
雷诺数
取ε=0.01，,查图摩擦系数λ=0.0315
各管件及阀门阻力系数如下:
名称
水管入口
进口阀
90·弯头×4
半开型球阀
ξ
0.5
6
0.75×4
9.5
设管长为5米,
=
=4.44
扬程 取20m
流量
选择IS100-65-250型离心泵,参数为
流量V=120,扬程,H=74.5m转速
泵效率,Ƞ=73%轴功率Na=33.3kW

9.设计结果汇总
筛板塔设计计算结果及符号汇总表
参数符号
参数名称
精馏段
提馏段
T m (C)
平均温度
69.15
85.51
P m (kpa)
平均压力
104.45
111.45
M Lm(kg/kmol)
液相平均摩尔质量
28.71
22.10
M Vm(g/kmol)
气相平均摩尔质量
30.54
24.54
ρlm (kg/m)
液相平均密度
783.809
871.637
ρvm (kg/m)
气相平均密度
1.09
0.899
σm (dyn/cm)
液体平均表面张力
20.215
36.225
μm (mpa·s)
液体平均粘度
0.336
0.317
Vs(m/s)
气相流量
0.644
0.627
Ls (m/s)
液相流量
0.000443
0.000811
N
实际塔板数
9
11
Z( m)
有效段高度

D(m)
塔径
0.8
0.8
H T(m)
板间距
0.45
0.45
δ (m)
板厚
0.003
0.003

溢流形式
单溢流
单溢流

降液管形式
弓形
弓形

溢流堰
平行
平行
l W (m)
堰长
0.529
0.529
h W (m)
堰高
0.0540
0.0527
hl (m)
板上液层高度
0.06
0.06
h OW (m)
堰上液层高度
0.00603
0.0073
h O (m)
降液管底隙高度
0.012
0.022

W d (m)
降液管宽度
0.0992
0.0992
W s (m)
安定区宽度
0.065
0.065
W c (m)
边缘区高度
0.035
0.035
Aa (m)
有效传质面积
0.351
0.351
A T (m)
塔横截面积
0.5024
0.5024
A f (m)
降液区面积
0.036
0.036
A O （m）
筛孔面积
0.0355
0.0355
d O（m）
筛孔直径
0.005
0.005
t（m）
孔中心距
0.015
0.015
n
筛孔数目
1806
1806
φ（%）
开孔率
10.1
10.1
U （m/s）
空塔气速
1.282
1.248

安全系数
0.7
0.7
U O（ （m/s）
筛孔气速
18.14
17.66
K
稳定系数
1.73
1.55
H c （m液柱）
干板阻力
0.0331
0.00232
H l （m液柱）
液体有效阻力Hl
0.0372
0.0390
Hσ（m液柱）
液体表面张力阻力
0.00210
0.00339
H p （m液柱）
总阻力
0.0724
0.0656
P（pa）
每层塔板压降
556.70
560.93
τ (s)
停留时间
36.56
27.79
ev (0.1kg液/kg干气)
液沫夹带量
0.037
0.019

液泛
合格
合格

漏液
合格
合格
E
液流收缩系数
1.02
1.02
C O
孔流系数
0.84
0.84
ε
液层充气系数
0.62
0.62
φ
相对泡沫密度
0.5
0.5
F LV
两项流动参数
0.05252
0.1269
C
液泛气相负荷因子
0.0807
0.0708
Fa
气相动能因子
1.528
1.44

10. 参考文献及设计手册
1.管国锋.赵汝溥.化工原理（第二版），北京:化学工业出版社，2003.
2.汤金石等 化工过程及设备课程设计 北京：化学工业出版设，1998
3.国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册（上、下），北京:化学工业出版社，1996.
4.贾绍义，柴诚敬。化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计），天津:天津大学
版社，2002， 
5.王国胜。化工原理课程设计，大连:大连理工大学出版社，2006
6.姚玉英,陈常贵, 柴诚敬.《化工原理》（上、下册），天津:天津大学出版社，2003
7.谭天恩，窦梅，周明华 等编著. 化工原理(第三版)，北京:化学工业出版社，2006.
8.陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计.上海:华东理工大学出版社,2005
9.柴诚敬，王军.张缨.化工原理课程设计，天津科学技术出版社，天津:2006.
10.刘雪暖 汤景凝等 化工原理课程设计 山东：石油大学出版社，2001

四．设计感想
进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下：

1. 对化工设计有了比较深刻的认识，在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据，如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。

2. 设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些超星图书馆中的资料。这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。

3. 设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计中需要用到CAD画理论塔板数，但我去网上寻找到了另外一个数学公式画图软件，可以直接将公式转换成图像，也挺好用的，算是个小创新把。逐板计算中我发现自己光用计算器算起来太繁琐了而且正确率也让人质疑，我想起了我们学过的c++编程，真的只需要短短的一个程序就能将问题很快的解决。忽然发现一个好工程师应该知识渊博，因为很多学科对他都是很有帮助的。我现在还处在一个学习知识的阶段一个接受新事物的黄金阶段，以前认为的计算机过了级拿到证书就了事的想法真的很幼稚，那些知识在今天还都能够用上，为了今后不再有今天这样的遗憾，我决定今后更加扎实的学习，拓宽自己的知识面。后来还是用excel添加公式然后循环拖放将所有板上的气液组成算出来了。

4. 设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。

5. 由于时间比较有限，塔釜的再沸器和进料的预热器的计算只能略去了，可能还存在一些问题，恳请老师指正。