化工原理课程设计（修订版）

化工原理课程设计（修订版）
第一章流程确定和说明
第一章流程确定和说明
1.1流程的确定和说明
1.1.1加料方式-----高位槽进料
加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。

采用高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以减少一笔动力费用，但是由于多了高位槽，建设费用相应增加。

采用泵直接加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。

如果采用自动控制泵的流量和流速，其控制原理复杂，且设备操作费用高，本设计采用高位槽进料。

1.1.2进料状况-----泡点进料
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。

在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。

此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

对于沈阳地区来说，存在较大温差，综合分析，采用泡点进料。

1.1.3塔顶冷凝方式-----采用全凝器，使用水冷凝
1.1.4回流方式------重力回流
回流方式有重力回流和强制回流。

对于小型塔，一般安装在塔顶优点是无需支撑结构，缺点是控制较难。

如需较高的塔处理量或塔板数较多时，不适宜塔顶安装，且不易安装，检修和清理，此时可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器以冷回流流入塔内。

本次设计采用重力回流。

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1.1.5加热方式-----间接蒸汽加热
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

有时也
可采用直接蒸汽加热。

若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。

这样，可节省一些操作费用和设备费用。

然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。

但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。

对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa （表压）。

饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。

同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。

但若要求加热温度超过180℃时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。

当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。

同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。

本次设计采用间接水蒸气加热。

1.1.6再沸器形式-----U型管式再沸器
选择再沸器时，首先应满足工艺要求，即在相同的传热面积下要首选体积小的，可以节省费用。

本次设计选用U型管式再沸器，因为与其它形式再沸器相比，它的塔和再沸器之间标高差较小，允许气化率高，操作弹性大，而且本身有蒸发空间。

第二章精馏塔的设计计算
第二章精馏塔的设计计算
2.1 操作条件及基础数据
2.1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。

确定操作压力时，
必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。

例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。

对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。

当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。

但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。

有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

综合以上因素并考虑到甲醇—水系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。

2.1.2气液平衡时，x、y、t数据
表2-1-1 气液平衡关系表
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注：摘自《化工工艺设计手册》下册P710表19-38（2）
图2-1-1 甲醇-水溶液的t-x-y 图
图2-1-2 甲醇-水溶液的x-y 图
2.1.3挥发度α相关计算
（1）塔顶、进料、塔釜气相组成y D 、y F 、y W 00.10.20.30.40.50.60.70.80.910
0.4
0.6
0.8
1
x
第二章精馏塔的设计计算
塔顶温度：66.20℃
塔顶气相组成：
66.20-66.9 64.7-66.9=
y D-91.94
100-91.94
y D=94.52%
进料温度：78.45℃进料气相组成：
78.45-81.6 78-81.6=
y F-62.73
67.75-62.73
y F=67.13%
塔釜温度：99.55℃塔釜气相组成：
99.55-100 92.9-100=
y W-0
28..34-0
y W=1.81%
（2）塔顶、进料、塔釜、精馏段、提馏段相对挥发度αD、αF、αW、α1、α2
α=
y x 1?y 1?x
塔顶相对挥发度：
αD=
y D
1?y D
1?x D
=
94.52
91.44
1?94.52
1?91.44
=1.61
进料相对挥发度：
αF=
y F
x F
100?y F
100?x F
=
67.13
27.27
100?67.13
100?27.27
=5.45
塔釜相对挥发度：
沈阳化工大学化工原理课程设计αW=
y W
x W
100?y W
100?x W
=
1.81
100?1.81
100?0.34
=5.42
精馏段的相对挥发度：
α1=αD+αF
=
1.61+5.45
3.53
提馏段的相对挥发度：
α2=αF+αW
=
5.45+5.42
=5.43
（3）全塔平均相对挥发度α
取x-y曲线上两端点温度下α的平均值。

查表1得：t=92.9℃时α1=y A x B
y B x A=
y(1?x)
(1?y)x=
28.34×(100?5.31)
(100?28.34)×5.31=7.05
t=66.9℃时α2=y A x B
y B x A=
y(1?x)
(1?y)x=
91.94×(100?87.41)
(100?91.41)×87.41=1.64
所以α=α1+α2
2=
7.05+1.64
2=4.35
表2-1-2 相对挥发度计算结果表
全塔平均相对会挥发度精馏段平均相对挥发度提馏段平均相对挥发度αα1α2
4.35 3.53
5.43
2.1.4 回流比的确定
作图法求最小回流比：
第二章精馏塔的设计计算
图2-1-3 最先回流比求算图
R min=x D?y F y F?x F
R min=0.59
实际回流比为：R=1.5R min=1.5×0.59=0.89
2.2 精馏塔工艺计算
2.2.1物料衡算
（1）物料衡算图
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图2-2-1 物料衡算示意图
（2）物料衡算
已知：F=10万吨/年，质量分数：x D′=95%，x F′=40%，x W′=0.6%
M
甲醇=32.04 kg/kmol、M
水
=18.02 kg/kmol
所以
F′=10.0万吨
年
=
10.0×104×103
300×24
kg/?=13888.89 kg/?
进料液、流出液、釜残液的摩尔分数分别为x F、x D、x W：
x F=
40/32.04
40/32.04+60/18.02
=0.2727
x D=95/32.04
=0.9144
x W=0.6/32.04
=0.0034
进料平均相对分子质量：
M=0.2727×32.04+1?0.2727×18.02=21.84 kg/kmol 原料液：F=
13888.89=635.84 kmol/h
第二章精馏塔的设计计算总物料：F=D+W
易挥发组分：F x F=D x D+W x D
代入数据得：D=187.96 kmol/h W=447.88 kmol/h
塔顶产品的平均相对分子质量：
M D=0.9144×32.04+1?0.9144×18.02=30.84 kg/kmol
塔顶产品质量流量：
D′=M D×D=30.84×187.96=5796.85 kg/h
塔釜产品平均相对分子质量：
M W=0.0034×32.04+1?0.0034×18.02=18.07 kg/kmol
塔釜产品质量流量：
W′=M W×W=18.07×447.88=8092.04 kg/h
物料衡算结果
表2-2-1 物料衡算结果表
塔顶出料塔底出料进料质量流量/
（kg/h）
5796.85 8092.04 13888.89 质量分数/% 95 0.6 40
摩尔流量/
（kmol/h）
187.96 447.88 635.84 摩尔分数/% 91.44 0.34 27.27
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2.2.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度：t VD、t LD、t F、t W 查表2-1-1，用内插法算得：
塔顶：
91.44-89.62 91.94-89.62= t LD-68
66.9-68
t VD=67.14℃
91.44-87.41 100-87.41= t LD-66.9
67.4-66.9
t LD=66.20℃
塔釜：
0-0.34 0-5.13=
100-t W
100-92.9
t W=99.55℃
进料：
28.18-20.83 27.27-20.83= 81.6-78.0
t F-78.0
t F=78.45℃
精馏段平均温度：
t1=t VD+t F
=
66.20+78.45
=72.32℃
提留段平均温度：
t2=t W+t F
=
99.55+78.45
=89.00℃
温度计算结果
表2-2-2 温度计算结果表
塔顶气象温
度塔顶液相温
度
进料温
度
塔底出料温
度
精馏段平均温
度
提馏段平均温
度
t VD/℃t LD/℃t F/℃t W/℃t1/℃t2/℃
67.14 66.20 78.45 99.55 72.32 89.00
2.2.3热量衡算
（1）热量衡算流程说明
第二章精馏塔的设计计算
①热量衡算示意图
图2-2-2 热量衡算示意图
②加热介质的选择
常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。

饱和水蒸汽是一种应用最广的加热剂。

由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。

燃料燃烧所排放的烟道气温温度可达
100~1000℃，适用于高温加热。

烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。

本设计选用300kPa（温度为133.3℃）的饱和水蒸气作加热介质。

水蒸气廉价易得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应的降低，塔结构也不复杂。

③冷却剂的选择
常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。

受当地气温限制，冷却水一般为10~25℃。

如需冷却到较低温度，则需采取低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。

本设计建厂地区为沈阳。

沈阳夏季最热月份平均气温为25℃。

故采用25℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。

（2）热量衡算
①冷凝器的热负荷
Q C=R+1D I VD?I LD
式中I VD -----塔顶上升蒸汽的焓；
I LD -----塔顶流出液的焓。

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又I VD?I LD=x D?H V甲+1?x D?H V水
式中?H
V甲
-----甲醇的蒸发潜热；
H
V水
-----水的蒸发潜热。

蒸发潜热的计算：
蒸发潜热与温度的关系
H V1=?H V21?T r2
1?T r1
0.38
式中T r-----对比温度
表2-3-1 沸点下蒸发潜热列表
沸点蒸发潜热?H V T C
℃kJ?kg?1K 甲醇64.7 1105 513.15
水100 2257 648.15 注：摘自《化工原理》修订版，上册附录4（P350--351）及附录18（P350--351）
67.04℃时，甲醇：T r2=T2
T c=
273.15+64.7
513.15=0.663
T r1=T1
T c
=273.15+67.04
513.15=0.658
蒸发潜热?H
V甲=1105×1?0.663
1?0.658
0.38
=1099.382 kJ/kg
同理，水: T r2=T2
T c′
=
273.15+100
648.15
=0.525
T r1=T1
T c′
=273.15+67.04
648.15=0.576
蒸发潜热?H
V水=1105×1?0.525
1?0576
=2356.217 kJ/kg
所以
第二章精馏塔的设计计算
I VD?I LD=x D?H
V甲+1?x D?H
V水
=x D?H
V甲+1?x D?H
V水
=1206.932 kJ/kg
所以
Q C=R+1D I VD?I LD
=0.98+1×5796.85×1206.932
=1.3×107 kJ/h
②冷却水消耗量
W C=
Q C
PC21
式中W C-----冷却水消耗量，
C PC-----冷却介质在平均温度下的比热容，
t1，t2 -----冷却介质在冷凝器进出口处的温度，所以t=t1+t2
2
=
25+35
2
=30℃
此温度下冷却水的比热容C PC=4.25 kJ/(Kg·℃)所以W C=
C PC t2?t1
=
1.3×107
4.25×35?25
=3.0×106 Kg/h
③加热器热负荷及全塔热量衡算
列表计算甲醇、水在不同温度下混合物的比热容
表2-3-2 甲醇、水不同温度下比热容C P（单位：kJ/(Kg·℃)）
塔顶塔釜进料精馏段提馏段甲醇 1.268 1.372 1.306 1.288 1.339 水 4.212 4.222 4.216 4.214 4.219 精馏段：
甲醇P1t LD?t F=1.288×66.20?78.45=?15.781 kJ/kg
水C P1t LD?t F=4.214×66.20?78.45=?51.621 kJ/kg
提馏段：
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甲醇C P1t W?t F=1.339×99.55?78.45=28.254 kJ/kg
水P1t W?t F=4.219×99.55?78.45=89.022 kJ/kg
塔顶流出液的比热容
C P1=C P1x D′+1?x D′C P2=1.288×0.95+4.214×1?0.95
=1.434 kJ/(Kg·℃)
塔釜流出液的比热容
C P2=C P1x W′+1?x W′C P2=1.339×0.006+4.219×1?0.006
=4.201 kJ/(Kg·℃)
为简化计算，现已进料焓，即78.45℃时的焓值为基准。

根据表2-2-1可得： D=5796.85 kg/h W=8092.04 kg/h
t LD
Q D=D C P1d t=DC P1?t
t F
=5796.85×1.434×66.20?78.45
=?3303.09 kJ/h
Q w=D C P2d t=DC P2?t
t F
=447.88×4.201×99.55?78.45
=3.97×104 kJ/h
对全塔进行热量衡算
Q F+Q S=Q D+Q W+Q C
Q F=0
式中Q S -----加热器理想热负荷；
Q S′ -----加热器实际热负荷；
Q D -----塔顶流出液带出热量；
Q W -----塔底流出液带出热量。

第二章精馏塔的设计计算
所以Q S =?3303.09+3.97×104+1.3×107=1.3×107 kJ/h 由于塔釜热损失为10％，则η=90％所以 Q S
′=Q S /η=
1.06×107
0.9
=1.4×107 kJ/h
加热蒸汽消耗量：
查得：?H V 水蒸汽= 2168.1kJ/kg 133.3℃，300kPa
W h =Q S ′V =1.4×107
=6457.27 kg/h
④热量衡算结果
表2-3-3 热量衡算结果表符号
Q C
W C
Q F
Q D Q W
Q S ′
kJ/h Kg/h kJ/h kJ/h
kJ/h kJ/h Kg/h
数值
1.3×107
3.0×106
0.000 ?3303.09 3.97
×104
1.4×107
6457.27
2.2.4理论塔板数计算
已知R=0.98，q=1 则
L =RD =0.98×187.96=167.28 kmol/h
V = R +1 D = 0.89+1 ×187.96=355.24 kmol/k L ′=L +F =167.28+635.84=803.12 kmol/h V ′=V + q ?1 F =V =355.24 kmol/h 精馏段操作线方程：
y n+1=
R x n +x D =0.89x n +0.9144
=0.4709x n +0.4838 提馏段操作线方程：
y n+1
′
=
L ′V
′x n
′?W
V
′x W =803.13355.24x n ′?447.88355.24×0.0034=2.261x n ′
0.00429 q 线方程：
q =0.2727
沈阳化工大学化工原理课程设计
在x-y相图中分别画出上述直线，利用图解法可求出理论塔板数。

图2-2-3 理论塔板求算图
图2-2-4 理论塔板求算图（局部放大图）
第二章精馏塔的设计计算
由图得N T=12（含塔釜），其中N T精=6、N T提=6，进料位
置在第6、7块塔板间进料。

2.3 精馏塔主要尺寸的设计计算
2.3.1精馏塔主要尺寸的设计计算
表2-3-1 不同温度下甲醇-水的密度、粘度、及表面张力温度
密度
kg/?
粘度
mpa?s
表面张力
mN/m
ρ
甲醇
ρ
水
μ
甲醇
μ
水
甲醇
水
60 753 983.2 0.453 0.4688 18.4 65.2
70 743 978 0.332 0.4016 17.6 64.3
80 732 971.8 0.294 0.3565 16.6 62.6
90 722 965.3 0.26 0.3165 15.5 60.7
100 711 958.4 0.12 0.2838 14.6 58.8
（1）塔顶条件下的流量及物性参数
x D=0.9144，x D′=0.95，D=187.96 kmol/h
y D=94.52%=0.9452，G D=5796.85 kg/h 气相平均相对分子质量
M VD=M
甲y D+M
水
1?y D=32.04×0.9452+18.021?0.9452
=31.27 kg/kmol
液相平均相对分子质量
M LD=M
甲x D+M
水
1?x D=32.04×0.9144+18.021?0.9144
=30.84 kg/kmol
气相密度
ρVD=M VD
22.4
×
T0
T
×
P
P0
=
31.27
22.4
×
66.20
66.20+273.15
=1.12 kg/?
沈阳化工大学化工原理课程设计液相密度
甲x D+ρ
水
1?x D=746.80×0.9144+971.291?0.9144
=766.01 kg/?
液相粘度
μLD=μ
甲x D+μ
水
1?x D=0.3712×0.9144+0.42721?0.9144
=0.3760 mpa?s
液相表面张力
LD=?
甲x D+?
水
1?x D=17.90×0.9144+64.641?0.9144
=21.90 mN/m
表2-3-2 塔顶数据参数表
M/kg/kmolρ/kg/m3μ? D G D L V L V mpa?s mN/m kmol/h kg/h 30.84 31.27 766.01 1.12 0.3760 21.90 187.965796.85 （2）进料的流量及物性参数
x F=0.2727，x F′=0.4，F=635.84 kmol/h
y F=67.13%=0.6713，G F=13888.89 kg/h
气相平均相对分子质量
M VF=M
甲y F+M
水
1?y F=32.04×0.6713+18.021?0.6713
=27.43 kg/kmol
液相平均相对分子质量
甲x F+M
水
1?x F=32.04×0.2727+18.021?0.2727 =21.84 kg/kmol
气相密度
ρVF=M VF
22.4
×
T0
T
×
P
P0
=
27.43
22.4
×
78.45
78.45+273.15
=0.95 kg/?
第二章精馏塔的设计计算液相密度
ρLF=ρ
甲x F+ρ
水
1?x F=733.55×0.2727+964.381?0.2727 =901.43 kg/?
液相粘度
μLF=μ
甲x F+μ
1?x F=0.2999×0.2727+0.36351?0.2727
=0.3462mpa?s
液相表面张力
LF=?
甲x F+?
水
1?x F=16.76×0.2727+62.861?0.2727
=21.90 mN/m
表2-3-3 进料数据参数表
M/kg/kmolρ/kg/m3μ? F G F L V L V mpa?s mN/m kmol/h kg/h 21.84 27.43 901.43 0.95 0.3760 50.29 635.8413888.89 （3）塔釜条件下的流量及物性参数
x W=0.0034，x W′=0.006，W=447.88 kmol/h
y W=1.81%=0.0181，G W=8092.04 kg/h
气相平均相对分子质量
M VW=M
甲y W+M
水
1?y W=32.04×0.0181+18.021?0.0181
=18.27 kg/kmol
液相平均相对分子质量
M LW=M
甲x W+M
水
1?x W=32.04×0.0034+18.021?0.0034
=18.07 kg/kmol
气相密度
ρVW=M VW
22.4
T0
T
×
P
P0
=
18.27
22.4
×
99.55
99.55+273.15 =0.60 kg/?。