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1、下载可编辑课 程 设 计 题 目：浮阀式连续精馏 塔的设计 教 学 院： 化学与材料工程学院 专 业： 07级精细化工 学 号： 200740810113 学生姓名： 指导教师： 屈媛 夏贤友 2010年 5 月 20 日课程设计任务书 2009 2010学年第 2 学期学生姓名： 专业班级：07化学工程与工艺（精细化工向） 指导教师：屈媛 夏贤友 工作部门：化学与材料学院 一、课程设计题目浮阀式连续精馏塔设计二、课程设计内容（含技术指标）1. 工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯42%（质量分数，下同），乙苯58%；馏出液含苯98%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。2.
2、操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm（绝对压力）；冷却水进口温度30，出口温度为45；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。3. 设计内容 物料衡算、热量衡算； 塔板数、塔径计算； 溢流装置、塔盘设计； 流体力学计算、负荷性能图。三、进度安排15月6日：分配任务；25月6日-5月14日：查询资料、初步设计；35月15日-5月21日：设计计算，完成报告。四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按
3、设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。2. 图纸1套：包括工艺流程图(3号图纸)和精馏塔装配总图(1号图纸)。 教研室主任签名： 年 月 日目录1 设计方案简介2 工艺流程草图及说明3 工艺计算及主体设备设计4 辅助设备的计算及选型；5 设计结果概要或设计一览表6 对本设计的评述；7 附图（工艺流程简图、主体设备工艺条件图）；8 参考
4、文献。 1设计方案的选择及流程说明1.1设计方案的选定 设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构的型式和主要操作条件。所选方案必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；（2）操作平稳、易于调节；（3）经济合理；（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力进料状况、加热方式及其热能的利用。 1.1.1 操作压力 精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。鉴于本课题，采用常压精馏。1.1.2 进料状态 进料状态有多种,但一般将料液预热到泡点或接近泡点
5、才送入塔中,这样进料温度就 不受季节、气温变化和前道工序波动的影响,塔的操作就比较容易控制。此外,泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,设计制造均比较方便。 鉴于此,选用泡点进料.1.1.3 加热方式 精馏塔通常设置再沸器,采用间接蒸汽加热,以提供足够的热量。1.1.4 热能的利用 蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,因此,热效率很低,通常进入再沸器的 能量仅有5%左右被有效利用.所以,蒸馏系统的热能利用问题应值得认真考虑。 塔顶蒸汽冷凝放出的 热量是大量的,但其能位较低,不可能直接用来作塔釜的热源。但可用作低温热源,或通入废热锅炉,产生低压蒸汽,供别处使用。或可采用热泵技术,提高温度后再
6、用于加热釜液。 此外,通过蒸馏系统的合理设置,也可取得节能的效果。例如,可采取设置中间再沸器和中间冷凝器的流程,因为设置中间再沸器,可利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。1.2连续精馏流程连续精馏装置一般包括精馏塔、冷凝器、再沸器以及原料预热器,如图。除此之外,还应确定全凝器或是分凝器,再沸器采用直接加热还是间接加热,另外根据热能的利用情况决定是否采用原料预热器。1.3.板式塔的计算流程图 计算开始 物料衡算: F, D, W, ,精馏段,提馏段气,液相负荷: L ,V ,塔径计算:选,确定塔板形式,流程堰及降液管的设计:选/D计算雾沫夹带 35S计算:,计算筛孔或
7、阀孔的数目流体力学计算及校核: 35S 不液泛冷凝器,再沸器的计算与选型设计结束1.4 塔的工艺计算1. 工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯40%（质量分数，下同），乙苯60%；馏出液含苯97%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。2. 操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm（绝对压力）；冷却水进口温度30，出口温度为45；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。1.4.1 物料衡算与能量衡算1.4.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 设苯为A,乙苯为B,MA=78.11/kmol , MB=106.17/kmol 1.4.1
8、.2 原料液及塔顶塔底产品的摩尔质量 1.4.1.3 全塔物料质量流量原液量处理量F=1300kg/h92.25kg/kmol=14.09kmol/h D=F(xF-xW) xD-xW=14.09(0.496-0.027)0.985-0.027=6.898kmol/h 总的物料衡算 F=D+W 则有W=F-D=7.192 kmol/h 1.4.1.4 塔中回收率的计算 在精馏计算中分离程度除用产品的摩尔分数表示外,还常用回收率表示,即:以塔顶易挥发组分为主要产品,则回收率: 1.4.1.5 相对挥发度的计算 计算相平衡线及精馏段是都必须直接或间接应用到塔内的平均挥发度，要知道挥发度则必须知道塔
9、顶塔底的温度，再由苯，乙苯 这两个公式来求出塔顶塔底的温度对应下的、。利用试差法计算温度。 不同温度下苯和乙苯的饱和蒸汽压T（）020406080100120140苯（KPa）3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯（KPa）0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔顶XD=0.985 = P-假设一个温度t=80.5利用 及 算得=102.565、=16.996代入=P-中与0.985相差不大，故塔顶温度为80.5， 此时采用同样的方法算得塔底温度tw=100.5，=182.5016、=34.6577则塔中平均
10、相对挥发度1.4.1.6 相平衡线的计算 相平衡线方程为: 代入上式中相对挥发度的值则相平衡线方程为:1.4.1.7 q线方程精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。此设计中，泡点进料，q线方程定为:1.4.1.8 回流比求解 q=1 （Rmin）q=1=1-1xDxF-1-xD1-xF=15.64-10.9850.496-5.641-0.9851-0.496=0.39取Ropt=2Rmin=0.781.4.1.9 精馏段操作线因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。R值定为0.78精馏段操作线方程为:
11、 式中 y、x分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；xD塔顶易挥发组分的摩尔分数；R回流比，RL/D；1.4.1.10 提馏段操作线塔顶的回流比R=0.78,则塔釜汽相回流比R与R的关系式为:而提馏段操作线方程为:1.4.1.11精馏塔的热量衡算1.塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积 本设计中设备热损失为加热蒸汽提供热量的95% Q水=0.95Q顶气即 qm水c水（t2t1）=V r 所以 式中 Q水冷却水吸收的热量，W； Q顶气塔顶蒸气放出的热量，W； qm水冷却水用量，kg/s； C水冷却水的平均比热容，J/（kg）； t1、t2冷却水的进、出口温度，；V塔顶蒸气量，kmol/s； r塔顶蒸气汽化热，J/kmol； A冷凝器冷凝器的传热面积，m2； Q冷凝器的热负荷，W； K传热系数，W/(m2),取经验值； t均冷凝器的传热平均温度差，。冷去水进口温度为： 出口 乙醇蒸气进口温度为： 出口所以传热系数当塔顶温度为80.1时，此时苯的汽化热为394.02KJKg，则塔顶蒸气汽化热泡点进料 2塔底再沸器中加热蒸汽用量和再沸器的传热面积塔底温度为t=100.5时，苯的汽化热r1=360.4 KJKg 乙苯的汽化热为r2=353.3 KJKg，则塔底上升蒸汽汽化热为r=r1y1+r2y2=354.3 KJKg 故再沸器的热流Q=Vr=7,1941.7835
