化工原理課程設計畢業(yè)設計論文word格式

1、蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。它是通過加熱造成氣、液兩相物系，利用物系中各組分揮發(fā)度的不同的特性以實現分離的目的。精餾是多級分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。實現精餾操作的塔設備為精餾塔。精餾操作在石油化工、化工、輕工 中占有重要地位。為此，掌握氣液平衡關系，熟悉各種塔的的操作特性，對選擇、設計、分析分離過程中的各種參數非常重要。對于二元混合物的分離，應采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本課程設計是設計乙醇-水混合液浮閥精餾塔。浮閥塔的綜合性能最好，具有以下特點：生產能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓降及液面落差較小、塔的造價低。本次設計的浮閥

2、塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元混合物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的設計過程。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備裝置圖等內容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條件及物性參數是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。關鍵詞：精餾、乙醇-水、浮閥塔、傳質分離緒論1.1 設計背景乙醇的用途非常廣泛，它是一種很好的溶劑，既能溶解許多無機物，又能溶解許多有

3、機物。所以常用乙醇溶解植物色素或其中的藥用成分。不同濃度的乙醇可以作為消毒劑。乙醇也可以作為酒精的飲料和汽車的燃料。要想把低純度的乙醇水溶液提純到高濃度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾可使混合液得到幾乎完全的分離。實現精餾分離的必要條件是必須同時有塔底再沸器和塔頂冷凝器。有時還要配原料液預熱器、回流液泵等輔助設備，才能實現整個操作。工業(yè)制法1.2.1 發(fā)酵法發(fā)酵法制乙醇是在釀酒的基礎上發(fā)展起來的，在相當長的歷史時期內，曾是生產乙醇的唯一工業(yè)方法。發(fā)酵法的原料可以是含淀粉的農產品，如谷類、薯類或野生植物果實等；也可用制糖廠的廢糖蜜；或者用含纖維素的木屑、植物莖稈等。這些物

4、質經一定的預處理后，經水解（用廢蜜糖作原料部經這一步）、發(fā)酵，即可制得乙醇。 發(fā)酵液中的質量分數約為6%10%，并含有其他一些有機雜質，經精餾可得95%的工業(yè)乙醇。 1.2.2 乙烯水化法乙烯直接水化法，就是在加熱、加壓和有催化劑存在的條件下，是乙烯與水直接反應，生產乙醇： CH2CH2 + HOHC2H5OH（該反應分兩步進行，第一步是與醋酸汞等汞鹽在水-四氫呋喃溶液中生成有機汞化合物，而后用硼氫化鈉還原）此法中的原料乙烯可大量取自石油裂解氣，成本低，產量大，這樣能節(jié)約大量糧食，因此發(fā)展很快。設計任務與要求本設計任務為乙醇水混合物。原料：乙醇水溶液，年產量6000噸 乙醇含量：35%(質量分

5、數)，原料液溫度：45設計要求：塔頂的乙醇含量不小于95%(質量分數) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(質量分數)對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。塔的選擇塔設備是煉油和化工生產的重要設備，其目的在于提供氣液兩相充分接觸的場所，有效地實現兩相間的傳熱、傳質，以達到理想的分離效果，因此他在石油化工生產中得到廣泛的應

6、用。浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和浮閥塔的優(yōu)點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標準（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合

7、現象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作?；どa對塔設備的基本要求：（1）生產能力大。在較大的氣、液負荷或波動時，仍能維持較高的傳質速率。（2）流體阻力小，運轉費用低。（3）能提供足夠大的相間接觸面積，使氣、液兩相在充分接觸的情況下進行傳質，達到高的分離效率。（4）結構合理，安全可靠，金屬消耗量少，制造費用低。（5）不易堵塞，容易操作，便于安裝、調節(jié)和檢修。工藝計算2.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率及餾出液流量乙醇的摩爾質量MA=46Kg/kmol,水的摩爾質量MB=18Kg/kmol,則原料液的平均摩爾質量：同理可求得：45下，原料液中由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結果見表

8、1表1 原料液、餾出液與釜殘液的流量與溫度名稱原料液餾出液釜殘液3595(摩爾分數)摩爾質量沸點溫度/2.2 最小回流比和適宜回流比的選取常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關系圖表2 乙醇水溶液體系的平衡數據液相中乙醇的含量(摩爾分數)汽相中乙醇的含量(摩爾分數)液相中乙醇的含量(摩爾分數)汽相中乙醇的含量(摩爾分數) 圖示（1）常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關系圖由圖可知操作線與平衡線相切得點（）以及點（）得操作線方程y=得交點（）=R=2.1則確定合適的回流比 因為所以取塔頂產品產量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算以年工作日為300天，每天開車24小時計，進料量為：由全塔的

9、物料衡算方程可寫出：(蒸汽) (泡點) 全凝器冷凝介質的消耗量塔頂全凝器的熱負荷：可以查得，所以取水為冷凝介質，其進出冷凝器的溫度分別為25和35則平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求：熱能利用以釜殘液對預熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量可記為：其中在進出預熱器的平均溫度以及的情況下可以查得比熱，所以，釜殘液放出的熱量若將釜殘液溫度降至那么平均溫度其比熱為，因此，可知，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點2.6 操作線方程（1）精餾段操作線方程：即 （2）提餾段操作線方程：即2.7 塔板數的確定2.7.1 理論板數的確定由相平衡方程式可得根據乙醇水體系的相平衡數據可以查得：(塔頂第一塊

10、板)(加料板)(塔釜)同理可得：全塔的相對平均揮發(fā)度：（在吉利蘭圖上作圖與曲線的交點的縱坐標為即(進料板位置的確定所以： 塔板總效率估算（1）操作壓力計算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 塔底操作壓力 （2）操作溫度計算塔頂溫度 塔底溫度 平均溫度=（3）黏度的計算在時，查得因為所以同理：全塔液體的平均粘度：（4）塔板總效率的估算根據實際板層數的確定取塔板總效率,則總實際板層數精餾段實際板層數 提餾段實際板層數 回收率乙醇的回收率：=精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計3.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層板壓降 進料板壓降 精餾段平均壓降 3.2 操作溫度精餾段液相平均溫度：提餾段液相平均溫度：3.3

11、平均摩爾質量（1）塔頂混合物平均摩爾質量由相平衡方程（2）進料板混合物平均摩爾質量計算,由相平衡方程得（3）塔底混合物平均摩爾質量已知，根據相平衡方程得：（4）精餾段的平均摩爾質量（5）提餾段的平均摩爾質量表3 精餾段的已知數據位置進料板塔頂(第一塊板)質量分數5摩爾分數摩爾質量/溫度/表4 提餾段的已知數據位置塔釜進料板質量分數摩爾分數摩爾質量/溫度/平均密度（1）精餾段氣相平均密度由理想狀態(tài)方程（2）提餾段氣相平均密度（3）精餾段液相平均密度在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質量分數所以，精餾段的液相負荷同理可求精餾段的汽相負荷（4）提餾段氣相平均密度在平均溫度下查得液相平均密度為

12、：其中，平均質量分數所以，表5精餾段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質量/平均密度/813體積流量/)表6提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質量/平均密度/911.6體積流量/)精餾塔的塔體工藝尺寸設計4.1 塔徑的計算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們取兩段的塔徑相等。有以上的計算結果可以知道：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：塔徑可以由下面的公式給出：由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：功能參數：從史密斯關聯圖查得：，由于，需先求平均表面張力：全塔平均溫度，在此溫度

13、下，乙醇的平均摩爾分數為，所以，液體的臨界溫度：設計要求條件下乙醇水溶液的表面張力平均塔溫下乙醇水溶液的表面張力可以由下面的式子計算：，所以：根據塔徑系列尺寸圓整為此時，精餾段的上升蒸汽速度為：提餾段的上升蒸汽速度為：4.2 精餾塔有效高度的計算塔的高度可以由下式計算：已知實際塔板數為塊，板間距由于料液較清潔，無需經常清洗，可取每隔6塊板設一個人孔，則人孔的數目為： 個取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進料板空間高度，那么，全塔高度：塔板主要工藝尺寸的計算5.1 溢流裝置計算由于塔徑D=800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板取無效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度 溢流堰高度由選用平直堰，堰上液

14、層高度依下式計算，即 近似取E=1，則取板上液層高度，故 堰長取驗算： 液體在精餾段降液管內的停留時間液體在精餾段降液管內的停留時間故降液管設計合理。5.2 塔板布置及浮閥數目與排列.1進口堰高和受液盤本設計不設置進口堰高和受液盤5.2.2 降液管底隙高度h0若取精餾段取，提餾段取為，那么液體通過降液管底隙時的流速為精餾段： 提餾段： 的一般經驗數值為5.3 浮閥數目及排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm5.3.1 浮閥數目浮閥數目氣體通過閥孔時的速度取動能因數，那么，因此個.2排列由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為：考慮

15、采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排間距不宜采用90mm,而應小于此值，故取按以等腰三角形叉排方式作圖，閥數46個。5.3.3 校核按N=57重新核算孔速及閥孔動能因數氣體通過閥孔時的實際速度：實際動能因數：(在912之間)開孔率：開孔率在10%14之間，滿足要求。浮閥塔板工藝設計結果項目數值說明備注塔徑板間距塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速）堰長堰高板上液層高度降液管底隙高度浮閥數N/個41等腰三角形叉排閥孔氣速1閥孔動能因數11臨界閥孔氣速孔心距指同一橫排的孔心距排間距80指相鄰兩橫排的中心距離附錄表一 主要符號說明符號意義單位Aa基板鼓泡區(qū)面積m2

16、Ad降液管截面積m2Af總降壓管截面積m2An塔板上方氣體通道截面積m2Ao浮閥塔板閥孔總截面積m2AT塔截面積m2C計算液泛速度的負荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時的負荷因子-Co孔流系數-D塔徑mD塔頂產品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE液流收縮系數-ET塔板效率-eV單位質量氣體夾帶的液沫質量-F進料摩爾質量kmol/hFLV兩相流動參數-Fo氣體的閥孔動能因子kg/(s·m)G質量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc與干板壓強降相當的液柱高度mhd降液管壓強降相當液柱高度mhL板上液層高度mhp與單板壓降相當的液層高度mHT板間距mhoW堰上方液

17、頭高度mhW出口堰高m與克服表面張力壓強降相當的液柱高度mL下降液體流率Kmol/sLh塔內液體流量m3/hLs塔內液體流量m3/slW堰長mk塔板的穩(wěn)定性系數-M摩爾質量kg/kmolQ熱流量W表二 主要符號說明n浮閥個數-N一層塔板上的篩孔總數-Np實際塔板數-NT理論塔板數-P系統(tǒng)的總壓Paq進料中液相所占分率-R回流比-r摩爾汽化潛熱kJ/kmolT溫度Kt孔心距mu空塔氣速m/suo浮閥氣速m/sV上升蒸氣流率Kmol/sVh塔內氣體流量m3/hVs塔內氣體流量m3/sW蒸餾釜的液體量KmolWc塔板邊緣區(qū)寬度mWd降液管寬度m Wd降液管寬度mWs塔板上入口安定區(qū)寬度m Ws塔板上

18、出口安定區(qū)寬度mx液相組分中摩爾分率-y氣相組分中摩爾分率-Z塔的有效段高度m相對揮發(fā)度-0板上液層無孔系數-粘度mN/m塔板開孔率-密度Kg/m3L液體密度Kg/m3V氣體密度Kg/m3液體表面張力dyn/cm液體在降液管內停留時間s表三 符號下標說明A,B組分名稱s秒max最大V氣相min最小L液相q精餾段和提餾段交點F進料1精餾段2提餾段表四乙醇和水的物理性質項目分子式分子量(g/mol)沸點()臨界溫度Tc()臨界壓強Pc,(MPa)乙醇(A)C2H5OH水(B)H2O100表五Antoine常數：組分ABC乙醇（A）水（B）表六乙醇和水的液相密度t溫度t()708090100110A,:kg/m3B,:kg/m3表七 液體的表面張力溫度t（）708090100110A,mN/mB,mN/m表八 液體粘度L溫度t,708090100110LA,mPasLB,mPas結束語通過這兩周的學習，還是學到了不少知識！不僅糾正了課程學習過程中出現