化工原理課程設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì)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(shí)現(xiàn)分離的目的。精餾是多級分離過程，即同時(shí)進(jìn)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(shí)現(xiàn)精餾操作的塔設(shè)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(guān)系，熟悉各種塔的的操作特性，對選擇、設(shè)計(jì)、分析分離過程中的各種參數(shù)非常重要。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本課程設(shè)計(jì)是設(shè)計(jì)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(diǎn)：生產(chǎn)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(jià)低。本次設(shè)計(jì)的浮閥

2、塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元混合物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的設(shè)計(jì)過程。精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備裝置圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)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(jìn)行并使效率盡可能的提高。關(guān)鍵詞：精餾、乙醇-水、浮閥塔、傳質(zhì)分離緒論1.1 設(shè)計(jì)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(jī)物，又能溶解許多有

3、機(jī)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?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾可使混合液得到幾乎完全的分離。實(shí)現(xiàn)精餾分離的必要條件是必須同時(shí)有塔底再沸器和塔頂冷凝器。有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等輔助設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)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(chǔ)上發(fā)展起來的，在相當(dāng)長的歷史時(shí)期內(nèi)，曾是生產(chǎn)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(nóng)產(chǎn)品，如谷類、薯類或野生植物果實(shí)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(zhì)經(jīng)一定的預(yù)處理后，經(jīng)水解（用廢蜜糖作原料部經(jīng)這一步）、發(fā)酵，即可制得乙醇。 發(fā)酵液中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為6%10%，并含有其他一些有機(jī)雜質(zhì)，經(jīng)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(yīng)，生產(chǎn)乙醇： CH2CH2 + HOHC2H5OH（該反應(yīng)分兩步進(jìn)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(jī)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(chǎn)量大，這樣能節(jié)約大量糧食，因此發(fā)展很快。設(shè)計(jì)任務(wù)與要求本設(shè)計(jì)任務(wù)為乙醇水混合物。原料：乙醇水溶液，年產(chǎn)量6000噸 乙醇含量：35%(質(zhì)量分

5、數(shù))，原料液溫度：45設(shè)計(jì)要求：塔頂?shù)囊掖己坎恍∮?5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)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(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。塔的選擇塔設(shè)備是煉油和化工生產(chǎn)的重要設(shè)備，其目的在于提供氣液兩相充分接觸的場所，有效地實(shí)現(xiàn)兩相間的傳熱、傳質(zhì)，以達(dá)到理想的分離效果，因此他在石油化工生產(chǎn)中得到廣泛的應(yīng)

6、用。浮閥塔與20世紀(jì)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(diǎn)，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)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(jié)果簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1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(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合

7、現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作?；どa(chǎn)對塔設(shè)備的基本要求：（1）生產(chǎn)能力大。在較大的氣、液負(fù)荷或波動時(shí)，仍能維持較高的傳質(zhì)速率。（2）流體阻力小，運(yùn)轉(zhuǎn)費(fèi)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(jìn)行傳質(zhì)，達(dá)到高的分離效率。（4）結(jié)構(gòu)合理，安全可靠，金屬消耗量少，制造費(fèi)用低。（5）不易堵塞，容易操作，便于安裝、調(diào)節(jié)和檢修。工藝計(jì)算2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率及餾出液流量乙醇的摩爾質(zhì)量MA=46Kg/kmol,水的摩爾質(zhì)量MB=18Kg/kmol,則原料液的平均摩爾質(zhì)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(diǎn)，以上計(jì)算結(jié)果見表

8、1表1 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度名稱原料液餾出液釜?dú)堃?595(摩爾分?jǐn)?shù))摩爾質(zhì)量沸點(diǎn)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(guān)系圖表2 乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù)) 圖示（1）常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系圖由圖可知操作線與平衡線相切得點(diǎn)（）以及點(diǎn)（）得操作線方程y=得交點(diǎn)（）=R=2.1則確定合適的回流比 因?yàn)樗匀∷敭a(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算以年工作日為300天，每天開車24小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為：由全塔的

9、物料衡算方程可寫出：(蒸汽) (泡點(diǎn)) 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：可以查得，所以取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)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?dú)堃簩︻A(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：其中在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及的情況下可以查得比熱，所以，釜?dú)堃悍懦龅臒崃咳魧⒏獨(dú)堃簻囟冉抵聊敲雌骄鶞囟绕浔葻釣?，因此，可知，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)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(shù)的確定2.7.1 理論板數(shù)的確定由相平衡方程式可得根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：(塔頂?shù)谝粔K

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(diǎn)的縱坐標(biāo)為即(進(jìn)料板位置的確定所以： 塔板總效率估算（1）操作壓力計(jì)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(jì)算塔頂溫度 塔底溫度 平均溫度=（3）黏度的計(jì)算在時(shí)，查得因?yàn)樗酝恚喝后w的平均粘度：（4）塔板總效率的估算根據(jù)實(shí)際板層數(shù)的確定取塔板總效率,則總實(shí)際板層數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù) 提餾段實(shí)際板層數(shù) 回收率乙醇的回收率：=精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)3.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層板壓降 進(jìn)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(zhì)量（1）塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量由相平衡方程（2）進(jìn)料板混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算,由相平衡方程得（3）塔底混合物平均摩爾質(zhì)量已知，根據(jù)相平衡方程得：（4）精餾段的平均摩爾質(zhì)量（5）提餾段的平均摩爾質(zhì)量表3 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)質(zhì)量分?jǐn)?shù)5摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量/溫度/表4 提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)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(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，精餾段的液相負(fù)荷同理可求精餾段的汽相負(fù)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(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，表5精餾段的汽液相負(fù)荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/813體積流量/)表6提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/911.6體積流量/)精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)4.1 塔徑的計(jì)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?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的?jì)算結(jié)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(jì)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(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)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?jǐn)?shù)為，所以，液體的臨界溫度：設(shè)計(jì)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(jì)算：，所以：根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為此時(shí)，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(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：已知實(shí)際塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔6塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：塔板主要工藝尺寸的計(jì)算5.1 溢流裝置計(jì)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(jì)算，即 近似取E=1，則取板上液層高度，故 堰長取驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間故降液管設(shè)計(jì)合理。5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.1進(jìn)口堰高和受液盤本設(shè)計(jì)不設(shè)置進(jìn)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(shí)的流速為精餾段： 提餾段： 的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為5.3 浮閥數(shù)目及排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm5.3.1 浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目氣體通過閥孔時(shí)的速度取動能因數(shù)，那么，因此個(gè).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(yīng)小于此值，故取按以等腰三角形叉排方式作圖，閥數(shù)46個(gè)。5.3.3 校核按N=57重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)氣體通過閥孔時(shí)的實(shí)際速度：實(shí)際動能因數(shù)：(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(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)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(shù)N/個(gè)41等腰三角形叉排閥孔氣速1閥孔動能因數(shù)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(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子-Co孔流系數(shù)-D塔徑mD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE液流收縮系數(shù)-ET塔板效率-eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量-F進(jìn)料摩爾質(zhì)量kmol/hFLV兩相流動參數(shù)-Fo氣體的閥孔動能因子kg/(s·m)G質(zhì)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(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd降液管壓強(qiáng)降相當(dāng)液柱高度mhL板上液層高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴HT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(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴L下降液體流率Kmol/sLh塔內(nèi)液體流量m3/hLs塔內(nèi)液體流量m3/slW堰長mk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)-M摩爾質(zhì)量kg/kmolQ熱流量W表二 主要符號說明n浮閥個(gè)數(shù)-N一層塔板上的篩孔總數(shù)-Np實(shí)際塔板數(shù)-NT理論塔板數(shù)-P系統(tǒng)的總壓Paq進(jìn)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(nèi)氣體流量m3/hVs塔內(nèi)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(shù)-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(nèi)停留時(shí)間s表三 符號下標(biāo)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(diǎn)F進(jìn)料1精餾段2提餾段表四乙醇和水的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量(g/mol)沸點(diǎn)()臨界溫度Tc()臨界壓強(qiáng)Pc,(MPa)乙醇(A)C2H5OH水(B)H2O100表五Antoine常數(shù)：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(jié)束語通過這兩周的學(xué)習(xí)，還是學(xué)到了不少知識！不僅糾正了課程學(xué)習(xí)過程中出現(xiàn)