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1、#+ 前言转眼之间，我们已经结束了大三的学习。在这三年的学习当中，我们系统的学习了化工原理，物理化学，无机化学，有机化学，分析化学，化工设备与机械基础，机械制图，化工热力学等方面的知识，初步掌握了化学生产与化学设备之间的相互关系。在李志礼老师的指导下，我们开始了化工原理课程设计。实践是检验真理的唯一标准，学习了那么多的理论知识以后，终于有机会在现实过程中运用自己学习到的知识。在这次设计过程中，我们得到了老师学长学姐们很多的帮助，在此对他们表示衷心的感谢，由于我们所知识的有限和能力的不足，在设计过程中难免会遇到设计不合理，考虑不周全的地方，希望老师给予理解与指导，我们会更加努力，争取做得更好。
2、设计者： 2011.7.6 目录第一章 设计题目与要求1.1 设计题目 1.2 任务要求与数据 第二章 筛板式精馏塔的工艺设计与计算2.1 塔板数的确定2.2 塔径的确定第一章 设计题目与要求1.1设计题目： 乙醇水溶液连续板式精馏塔设计1.2任务要求与数据：1、设计一连续精馏塔分离乙醇和水，具体工艺参数如下：（1）原料乙醇含量：质量分率40%（2）年产量：30000t（3）摩尔分率：xD=0.82；xW=0.022、工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流，R=（1.22）Rmin。3、 设备形式筛板塔。4、 设计工作日每年330天，每天24小时连续运行。第二章 筛板式精馏塔的工
3、艺设计与计算2.1 塔板数的确定2.1.1全塔物料衡算原料液中：设 乙醇（A）; 水（B）查附表得: MA =46.07 MB=18.02由已知条件可知： =0.4 =0.82 =0.02年产量：30000t 每年330天，每天24小时连续运行由 F = D + W *F=*D+*W得 F=194.4（kmol/h）， W=102.6（kmol/h），表2-1 不同温度下乙醇水的汽液平衡组成t（）10095.589.086.785.384.182.782.3x0.000.01900.07210.09660.12380.16610.23370.2608y0.000.17000.38910.437
4、50.47040.50890.54450.5580t（）81.580.779.879.779.378.7478.4178.15x0.32730.39650.50790.51980.57320.67630.74720.8943y0.58260.61220.65640.65990.68410.73850.78150.8943由t-x(y)图用内插法可知: 塔顶温度t= 78.3，塔底温度t= 95.3平均温度进料温度：80.7 相对挥发度的确定当t=95.5时：=10.58当t=89.0时：当t=86.7时：当t=85.3时：当t=84.1时：=5.20当t=82.7时：当t=82.3时：当t=8
5、1.5时：当t=80.7时：=2.40当t=79.8时：当t=79.7时：当t=79.3时：当t=78.74时：当t=78.41时：=1.21平均相对挥发度=泡点进料，泡点回流 =0.82 =3.29 回流比系数我们取折中值1.6 R=1.6Rmin=0.73根据理论板数的捷算法有=0.156由吉利兰关联图得N=10块操作方程的确定精馏段：=(R+1)D=(0.73+1)92.34=159.25（kmol/h）， =RD=0.7392.34 =67.41（kmol/h），提馏段：=V(1-q)F =159.75kmol/h），=LqF = 67.41+ 1194.4=261.8（kmol/h）
6、，则精馏段操作线方程： =0.422xn 0.474 提馏段操作线方程：yn+1 = 全塔效率塔顶温度t= 78.3， 塔底温度t= 95.3 ， 进料温度：80.7平均温度表3-1乙醇在不同温度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.150.8140.6010.4950.361表3-2水在不同温度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.00500.65600.46880.35650.2838由表用内差法求86.8 下的粘度：A= 0.449mpas ，B=0.332mpas则平均粘度L= xF A（1xF）B =0.4*0.449+（1-0.4）*0.332=0.
7、379mpas L=3.29*0.379=1.246求全塔效率ET由L=1.246，由化学化工物性数据手册164页图10-20查得 求实际板数由 得N=21.522块2.2精馏段物料衡算物料组成：塔顶温度t= 78.3， 塔底温度t= 95.3 ， 进料温度：80.7平均温度查表2-1 得(1)塔顶 y= X= 0.82 =3.29 x=0.58(2) 进料 x=0.3965 y=0.6122 平均分子量 （1）塔顶：=0.8246.07+(1-0.82)18.02=41.54（）=0.5846.07+(1-058)18.02=34.29（）(3) (2)进料: =0.612246.07+(1
8、-0.6122)18.02=35.19（）=0.396546.07+(1-0.3965)18.02=29.14（）平均分子量=38.37（） =31.72（）平均密度 由书：1/=a/+a/ 塔顶：在78.3下：=744.5() =972.96()=0.82/744.5+0.18/972.96 则=777.36()进料:在进料温度80.7下：=741.5 () =971.4() a = = 则=813.01() 即精馏段的平均液相密=(777.36+813.01)/2=795.18() 平均气相密度=()液体表面张力 (1) 塔顶: 查图表求得在78.3下：（物化手册） ()(2) 进料: 在
9、80.7下： ()则 =(+)/2=(26.00+44.78)/2=35.39()气液负荷的计算由已知条件=159.75 =67.41 得 = ()= ()塔径D的计算两相流动参数计算如下 = =参考化工原理下表10-1(p129)，我们取板间距H=0.45m H- 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C=0.081=u=本物系不易起泡,取泛点百分率为85%，可求出设计气速=0.852.25=1.91)根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1m 作为初选塔径，因此重新校核流速u实际泛点百分率为 塔板详细设计由于=0.00075/s，D=1m，所以2.7（m3/h）45(m3/h).根据化工
10、原理（下）表10-2选择单溢流,弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。(1)溢流装置取堰长=0.7D=0.71=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.06=2.84E由=0.000753600/0.72.5=6.59查化工原理下图10-48得：E=1.020=2.841.020(0.000923600/0.7)2/3=0.0082m =0.06-0.0082=0.0518m取0.06是符合的。hL=hW+hOW=0.06+0.0082=0.0682m修正后hL对un影响不大,故
11、塔径计算不用修正.(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.1401=0.140m (3) 降液管底隙高度hO为了保证降液管底端有良好的液封。hO要小于h.同时为了防止因安装偏差而使液流不畅造成液泛，hO一般不宜小于20-25mm。而hO=，取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s. 过小,取ho=0.04m(4)塔板布置 取安定区宽度W=0.07m, 取边缘区宽度W=0.05m，从图10-40求出Wd=0.140D=0.140 m。 (5)筛板数与开孔率 按设计经验取塞班孔径，因空心t与的比值过小会使气流易相互干扰，过大则鼓泡不均匀，均会影响传
12、质效率。故选择推荐值内的 = 呈正三角形排列 依下式计算塔板上的开孔率=10.1% 则每层塔板上的开孔面积为：=2.3筛板能校塔流体力学校核板压降的校核 气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp=hc+hl+h(1)干板压降相当的液柱高度 取板厚，,=10.1%查化工原理下图10-45得: Co=0.74 m/shc=0.051=液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 (ms-1kgm-3)1/2查化工原理下图10-46得：=0.58 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 板压降 =0.1097+0.0396+0.00363=0.1529m本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。 液沫夹带量的校核 Kg液/Kg气0.0314Kg液/Kg气0.1Kg液/Kg气同样得到：液沫夹带量不超过10%，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核溢流管中的当量清液高度可由式 计液体沿筛板流动时,阻力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 。已知: hL=0.0396, ，故降液管内的当量清
