化工原理课程设计-ck

化工原理课程设计 崔凯 09121358

化工原理课程设计

甲醇-水混合物常压精馏塔设计

姓名 崔凯___ 学号 09121358_ 组号 21____ 学期 大三夏季_

分数 __________

1

化工原理课程设计 崔凯 09121358

目录

设计任务书 ..................................................................................................................... 4 概述及设计方案简解....................................................................................................... 5 设计条件及主要物性参数 ............................................................................................... 8 工艺设计计算.................................................................................................................. 9 精馏塔示意图（CAD版） ............................................................................................. 28 辅助设备选型................................................................................................................ 29 设计结果汇总表 ............................................................................................................ 32 Aspen模拟校核 ............................................................................................................. 33 设计评述 ....................................................................................................................... 37 参考书........................................................................................................................... 39 主要符号说明................................................................................................................ 39

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附录：

图解法图 ................................................................................................................. 附图1 温度组成图 ............................................................................................................. 附图2 精馏流程图 ............................................................................................................. 附图3 负荷性能图 ....................................................................................................... 附图4、5 塔板板面布置设计 .................................................................................................. 附图6 塔结构示意图.......................................................................................................... 附图7

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设计任务书

一、设计题目：甲醇生产过程精馏塔的设计 二、设计条件

1、生产能力：15万吨甲醇/年

2、原料：甲醇含量50%的粗镏冷凝液，以甲醇-水二元系为主 3、采取直接蒸汽加热 4、采取泡点进料

5、塔顶馏出液中甲醇含量≥90% 6、塔釜残出液中甲醇含量≤5% 7、其他参数（除给出外）可自选 三、设计说明书的内容 1、目录

2、设计题目及原始数据（任务书） 3、简述甲醇精馏过程的生产方法及特点 4、论述精馏总体结构的选择和材料选择

5、精馏过程有关计算（物料衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径塔板设计、管径等）

6、设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等） 7、主题设备设计计算及说明

8、附属设备的选择（再沸器、加热器等） 9、参考文献 10、后记及其他 四、 设计图要求

1、绘制主要装置图，设备技术要求、主要参数、大小尺寸、部件明细表、标题栏

2、绘制设备流程图一张

3、用坐标纸绘制甲醇-水溶液的y-x图一张，并用图解法求理论板数 4、用坐标图绘制温度与气液相含量的关系图

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概述及设计方案简解

一、概述

1、精馏操作对塔设备的要求

精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： （1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

（2） 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

（3） 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

（4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （5） 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 （6） 塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 2、板式塔类型 （i）筛板塔

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

（1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

（2） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 （4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是：

（1） 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

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?共需要理论板数11块，加料板为由上至下第4块板，精馏段共3块板，提馏段

共7块板。

ii．图解法 ①

作图求（xe,ye）

根据甲醇-水（101.3kPa）的汽-液平衡组成可作出平衡线（附图1）

? q=1

?加料线x?xf?0.36

?加料线与平衡线交于点（xe,ye）=（0.36,0.625）

②

求最小回流比

?xe?xf?0.36 xD?0.835 ye=0.625

?

RminDyeRmin+1=xxDx=0.835-0.625e0.835-0.36=0.442

? Rmin=0.792

③ 求R

? R=1.3Rmin=1.030

④ 求精馏段操作线方程

?R=1.030 xD?0.835

?yn+1=RR+1xDn+xR+1=1.0300.8352.030xn+2.030

?yn+1=0.507xn+0.411

⑤

求提馏段操作线方程

? yL?qFn?1?L?qF?Wxn?WL?qF?Wxw ? yRD?FWn?1?D(R?1)xn?D(R?1)xw 又?R=1.030 ，D=0.0891kmol/s ，F=0.217kmol/s ，W=0.1279kmol/s ，

xw?0.029

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?yn+1=1.030×0.0891+0.2170.0891×2.030xn-0.12790.0891×2.030×0.029

yn+1=1.707xn-0.021 ⑥

在附图（1）上作出精馏段、提馏段直线

由图可知：NT=11

加料板是由上至下第4块板，精馏段共需3块板，提馏段共需7块板。

（3）实际塔板计算

根据甲醇-水（101.3kPa）的汽-液相平衡组成可画出温度组成图（附图2） 由

xw?0.02912 xD?0.835 可以在图上推出 tD=70.60°C C tw=96.15° 此时xA=0.174 此时，t1/2=(tD+tw)=83.38°C由粘度图（参见《化工原理》上册P276） 查出： uA=0.28mpa?s uB=0.35mpa?s

u=uAxA+uBxB=0.28×0.174+0.35×(1-0.174)=0.338mpa?s 由精馏塔全塔效率关联图（参见《化工原理》下册P118图10-19） 可求得：ET?47.5% ? N实=

（4）塔径计算

已知：板间距HT?0.5m

L=RD=1.030×0.0891=0.0918kmol/sNTET=110.475=23板(第8块板进料)

V=(R+1)D=(1.030+1)×0.0891=0.1809kmol/s由附图1得第4块加料板y=0.595

C 对照附图2得，此时tf=82.45°所以t=ρA=1+12(tD+tf)=76.53°C 此时 xA?0.35 yA?0.73 37911.22(76.53-20)1000=739.97kg/m ρB=1+9980.182(76.53-20)1000=987.84kg/m3

液体分子量：32×0.35+18×(1-0.35)=22.9

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气体分子量：32×0.73+18×(1-0.73)=28.2

ρ1L=xA/ρA+(1-xA)/ρ=884.18kg/m3Bρ101.325×28.2V=8.314×(273.15+76.53)=0.983kg/m3WL=L×M液=0.0918×22.9=2.102kg/sWV=V×M气=0.1809×28.2=5.101kg/sL2.102s=WLρ=m3/sL884.18=2.377×10-3L2.377×10-3×3600=8.56m3h=Ls×3600=/hVV5.101s=Wρ==5.19m3V0.983/sV3h=Vs×3600=5.19×3600=18684m/hFWLρV.1020.983LV=WVρ=2L5.101884.18=0.0137根据筛板塔的泛点关联图得 Cf20=0.082

由液体表面张力共线图得 δA?17.2mN/m δB?62.6mN/mδ=17.2×0.35+62.6×(1-0.35)=46.71mN/m液泛速度：Uδ）0（.2ρL-ρVf=Cf20×（20ρ）0.5=2.91m/sV

取泛点百分率为80%

U'n=0.8×Uf=2.328m/sA'Vsn=U'=5.19m2

n2.328=2.229

由P130表10-2选择单流型板，

lw=0.7D

由P127图10-40弓形降液管的宽度与面积得

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AfAT'''=AT-AnAT4ATππD42''''=0.088?A4×2.44π2'T=An1-0.088'=2.2291-0.088=2.44D=AT====1.76调整到=2.54m222D=1.83.14×1.84

Af=0.088AT=0.224mAn=AT-Af=2.54-0.224=2.32mUn=VsAn=5.192.32=2.24lw=0.7D=0.7×1.8=1.26m实际泛点百分率：UnUf=2.242.91=0.77

（5） 塔板设计工艺设计

a、选择平顶溢流堰,（参见《化工原理》下册P131表10-3），取hw?0.045m b、采取垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取h0?0.04m c、取液体进、出口安定区宽度，边缘区宽度 边缘区宽度Wc?0.05m

d、取孔径d0?0.006m ，孔间距 t=0.018mWS'?WS?0.07m

由弓形降液管的宽度和面积（参见《化工原理》下册P127图10-40） 可以推得

Wd=0.145D=0.145×1.8=0.261mx=D2D2-(Wd+Ws)=0.498m r=-wc=0.85222-1Aa=2×(xr-x+rsinA0=Aa0.907(td0)2xr)=1.59=0.16)2

=1.59×(0.9070.0180.006（6）塔板的校核

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① 精馏段

（a） 板压降的校核 取板厚?=3mm

?d0?36A0?0.5 AT-2Af=0.162.54-2×0.224=0.076

U0=VsA0=5.190.16=32.44

由干板孔流系数图（参见《化工原理》下册P132图10-45）查得C0=0.72

hd=12gρVρL(u0C0)=212×9.8lh(lw)×0.983884.18×(32.440.72)=0.115m液柱

2lwD=0.7×1.81.8=0.7

2.5=8.56(1.26)2.5=4.80

由液流收缩系数图（参见《化工原理》下册P134 图10-48）得E=1.02 ∴how=2.84×10E(VsAT-2Af0.5-3lhlw)23=2.84×10-3×1.02×(8.561.26)23=0.0104m液柱

Ua==5.192.54-2×0.2240.5=2.481m/s

Fa=UaρV=2.481×0.983=2.460

由充气系数?和动能因子Fa间的关系（见《化工原理》下册P132 图10-46）

得?=0.57

hL=β(how+hw)=0.57×(0.0104+0.045)=0.0316mhf=hl+hd=0.0316+0.115=0.1466m液柱

液柱

本设计常压操作，对板压降本身无特殊要求。 （b） 液沫夹带量的校核 按 FLV=0.0137和泛点百分率0.77

由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图10-47）得??0.15

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ev=ψlsρL1-ψVsρV=0.151-0.152.377×10-3×884.185.19×0.983=0.0727<0.1公斤液体公斤干气体

（c） 溢流液泛条件校核

hw=0.045m how= 0.0104m △=0 hf=0.1466m

∑hf=0.153×(

Hd=hw+how+Δ+∑hf+hf=0.045+0.0104+0+3.40×10-4lslwh0)=0.153×(22.377×10-31.26×0.04)=3.40×102-4m

+0.1466=0.202m甲醇和水不易起泡 ?=0.6 降液管内泡沫层高度 H=Hdφ=0.2020.6=0.337

fd ∴不会发生溢流液泛

（d） 液体在降液管内停留时间校核 τ=AfHdls=0.224×0.2022.377×10-3=19.04>3s

∴不会产生严重气泡夹带

（e） 漏液点的校核

假设漏液点的孔速Uow?11m/s,相应的动能因子

F=UaρV0.5=UowA0AT-2×AfρV0.5=0.0758Uow=0.8338

hc=0.0061+0.725hw-0.006F+1.23lslw2.377×101.26-3=0.0061+0.725×0.045-0.006×0.8338+1.23=0.036

由筛板漏液点关联图（参见《化工原理》下册P135 图10-49） 查得漏液点的干板压降hd=0.0098m水柱=0.0129m液柱

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U2gh2dρLC05ow=(ρ)0.=(2×9.8×hd×884.18×0.722V0.983)0.5

=(9139.2h0.5d)=10.96此计算值与假定值相接近，故计算结果正确 塔板的稳定系数K=

U0.44U=32.5-2.0)

ow10.96=2.99>(1表明塔板有足够的操作弹性

?提馏段

tf=82.45°C tw=96.15°C t=12(tf+tw)=89.3°C

由附图2查得 xA= 0.092 yA=0.41

液体分子量：32×xA+18×(1-xA)=32×0.092+18×0.908=19.3 气体分子量：32×yA+18×(1-yA)=32×0.41+18×0.59=23.7 L=L+qF=0.0918+1×0.217=0.3088kmol/s V=V-(1-q)F=0.1809kmol/s ρL=1xA-x=1A0.092-0.092=958.31kg/m3

ρ+1AρB739.97+1987.84 ρ×23.73V=101.3258.314×(273.15+89.3)=0.797kg/m

WL=0.3088×19.3=5.96kg/s WV=0.1809×23.7=4.29kg/s LWL3s=ρ=5.96m3/s Lh=6.22×10-3×3600=22.39m3/hL958.31=6.22×10- VWV4.29s=ρ==5.38m3/s Vh=5.38×3600=19368m3/h

V0.797 FρVLV=WLW=5.960.797VρL4.29958.31=0.04

又∵ HT=0.5m

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根据筛板塔的泛点关联图（参见《化工原理》下册P129图10-42）查得Cf20=0.092 （a）降压板的校核 hd= lw12gρVρL(u0C0lh)=212×9.8×0.797958.31×(32.440.72)=0.086m液柱

2 ?0.7 2.5=2.5=12.56(l)(1.26)wD22.39 由液流收缩系数图（参见《化工原理》下册P134 图10-48）得E=1.022 how=2.84×10-3E(VsAT-2Af0.5lhlw)23=2.84×10-3×1.022×(22.391.26)23=0.0198m液柱

Ua==5.382.54-2×0.2240.5=2.57m/s

Fa=UaρV=2.57×0.797=2.29

由充气系数和动能因子Fa间的关系（见《化工原理》下册P132 图10-46）得

?=0.58

hL=β(how+hw)=0.58×(0.0198+0.045)=0.038mhf=hL+hd=0.038+0.086=0.124m液柱

液柱

本设计常压操作，对板压降本身无特殊要求。 （b）液沫夹带量的校核 按FLV?0.04

Un=VsAn=5.382.32=2.319m/s

C ∵t=89.3°∴由液体表面张力共线图（参见《化工原理》上册P274） 得δA=16.1mN/m δB=60.8mN/m ∴δ=δA×0.092+δB(1-0.092)=56.69mN/m 液泛速度：

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Uδ0.2f=Cf20×(20)(ρL-ρVρ)0.5V=0.092×(56.690.20.520)×(958.31-0.7970.797)

=3.93泛点百分率：

UnU=2.319

f3.93=0.59由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图10-47）得??0.018

∴eψlsρL0.0186.22×10-3×958.31公斤液体v=1-ψVsρ=V1-0.0185.38×0.797=0.025<0.1公斤干气体（c）溢流液泛条件校核

hw=0.045m how=0.0198 △=0 hf=0.124 ∑hls22f=0.153×(l)=0.153×(6.22×10-3×10-3m

wh01.26×0.04)=2.33Hd=hw+how+Δ+∑hf+hf =0.045+0.0198+0+2.33×10-3+0.124

=0.191 甲醇和水不易起泡?=0.6 降液管内泡沫层高度HHd.191fd=φ=00.6=0.318m<0.55m

∴不会发生溢流液泛

(d)液体在降液管内停留时间校核

τA=fHd.191l=0.224×0=6.88>3s

s6.22×10-3∴不会产生严重气泡夹带 (e)漏液点的校核

设漏液点的孔速Uow=12.5m/s 相应的动能因子

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F=UaρV=0.5=UowA0AT-2×Af×0.797ρV0.50.5Uow×0.162.54-2×0.224

=0.0683Uow=0.8538hc=0.0061+0.725hw-0.006F+1.23×lslw6.22×101.26-3=0.0061+0.725×0.045-0.006×0.8538+1.23×=0.0397

由筛板漏液点关联图（参见《化工原理》下册P135 图10-49）查 得漏液点的干板压降hd=0.0104m水柱=0.0137m液柱 Uow=(2ghdρLC0ρV2)0.5=(2×9.8×0.0137×958.31×0.720.7972)0.5=12.54

此计算值与假定值相接近，故计算结果正确 塔板的稳定系数K=

U0Uow=32.4412.54=2.58>(1.5-2.0)

表明塔板有足够的操作弹性 （7）负荷性能图

? 精馏段

（a）液相下限线

令how=0.006m并假设修正系数E=1.02 则(lhlw)23=how2.84×1032-3E=0.006×10002.84×E3=2.11E=2.0686

lh=(

lh(lw)2.11E)×1.26=3.749m/h

2.5=lh(1.26)2.5=lh1.78=2.106

lwD=1.261.8=0.7

∴可由液流收缩系数（参见《化工原理》下册P134图10-48）得E=1.021

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表明结果正确 得附图4：线4 (b)液相上限线 取停留时间3s lh=AfHT×36003=0.224×0.5×360033=134.4m/h

得附图4：线5 （c）漏液线

第一点：Lh=8.56m3/h Uow=10.96m/s A0=0.16m2 Vh=10.96×3600×0.16=6312.96m3/h 第二点：Lh?100m3/h Ls?Lh3600?1003600?0.0278m/s

3 设Uow?10.38m/s 相应的动能因子 F=0.0758Uow=0.787 hc=0.041-0.006F=0.036

柱=0.0125m液柱 hd=0.0095m水 Uow=(9139.2hd)0.5=10.49

此计算值与假定值相接近，故计算结果正确 Vh=10.49×3600×0.16=6042.24m3/h

则两点可得漏液线（附图4：线2）

(d) 过量液沫夹带线

第一点：取FLV?0.0137 令ev?0.1 ψ=eVWLWV+eV=0.12.1025.101+0.1=0.195

由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图 10-47）得泛点百分率为90%

Uf=2.91m3/s Un=0.9×2.91=2.619m/s

Vh=Un×An×3600=2.619×2.32×3600=21873.89m3/h

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Lh=LsVsVh=2.377×105.19-3×21873.89=10.02m/h

3 第二点：取

eVWLWV?eVWLWV?2 FLV=2ρVρL=20.983884.18=0.0667 eV?0.1

???0.12?0.1?0.0476

由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图 10-47）得泛点百分率为85%

∵FLV?0.0667 HT?0.5m

由筛板塔的泛点关联图（参见《化工原理》下册P129 图 10-42）得

Cf20?0.089

δ20ρL-ρVρV Uf=Cf20×()0.2()0.5

)0.5 =0.089×(46.7120)0.2(884.18-0.9830.983=3.16m/s

Un=0.85×3.16=2.686m/s

Vh=Un×An×3600=2.686×2.32×3600=22433.47m3/h ∵Lh=LsVsVh=WLρVWVρL×Vh=2×0.983884.18×22433.47=49.88m/h

3 ∴两点可得过量液沫夹带线（附图4：线1） （e）溢流液泛线

Hd=φ(HT+hw)=0.6×(0.5+0.045)=0.327m 第一点：取Lh?100m3/h

lh(lw)2.5=100(1.26)2.5=1001.782=56.12

lwD=1.261.8=0.7

∴可由液流收缩系数（参见《化工原理》下册P134 图10-48）

E=1.062

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how=2.84×10E(ls-3lhlw)23=2.84×10-3×1.062×(1001.26)23=0.056m

∑hf=0.153×(lwh0)=0.153×(2100/36000.04×1.26)=0.046m

2 hl=β(how+hw)=0.57×(0.056+0.045)=0.05757m液柱

hd=Hd-(how+hw+∑hf+hl) =0.327-(0.056+0.045+0.046+0.05757)

=0.122Uo=(2ghdρLC0ρV2)0.5 =(2×9.8×0.122×884.18×0.720.9832)0.5

=33.39m/s Vh=U0A0×3600=33.39×0.16×3600=19232.64m3/h 第二点：取Lh?110m3/h

lh(lw)2.5=lh(1.26)2.5=1101.782=61.73

lwD?0.7

∴可由液流收缩系数（参见《化工原理》下册P134 图10-48）得

E=1.072

how=2.84×10-3E(lslwh0lhlw)23=2.84×10-3×1.072×(1101.26)23=0.0599m

∑hf=0.153×()=0.153×(2110/36000.04×1.26)=0.0562m

2 hl=β(how+hw)=0.57×(0.0599+0.045)=0.05979m液柱

hd=Hd-(how+hw+∑hf+hl) =0.327-(0.0599+0.045+0.0562+0.05979)

=0.106123

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Uo=(2ghdρLC0ρV2)0.5 =(2×9.8×0.1061×884.18×0.720.9832)0.5

=31.14 Vh=U0A0×3600=31.14×0.16×3600=17936.64m3/h

若同样将溢流液泛线近似看成直线，连接以上两点即可求得（附图4：

线3）

? 提馏段

（a）液相下限线与精馏段相同lh=3.749m3/h 附图5：线4 （b）液相上限线与精馏段相同lh=134.4m3/h 附图5：线5

（c）漏液线

第一点：Lh=22.39m3/h Uow=12.54m/s A0=0.16m2 Vh=12.54×3600×0.16=7223.04m3/h 第二点：Lh?100m3/h Ls?Lh3600?1003600?0.0278m/s

3 设Uow=12.50m/s 相应的动能因子 F=0.0683Uow=0.85375 hc=0.0448-0.006F=0.0397 hd?0.0105m水柱?0.0138m液柱 Uow=(12217.12hd)0.5=12.58

此计算值与假定值相接近，故计算结果正确

3 Vh=12.58×3600×0.16=7246.08m/h

则两点可得漏液线（附图5：线2） (d)过量液沫夹带线

第一点：取FLV=0.04 令ev?0.1

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ψ=eVWLWV+eV=0.15.964.29+0.1=0.067

由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图 10-47）得泛 点百分率为82%

Uf=3.93m/s Un=0.82×3.93=3.22m/s

3 Vh=Un×An×3600=3.22×2.32×3600=26893.4m3/h Lh=LsVsVh=6.22×105.38-3×26893.4=31.09m/h

3 第二点：取

eVWLWVWLWV?2 FLV=2ρVρL=20.797958.31=0.0577 eV?0.1

???0.12?0.1?0.0476

?eV由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图 10-47）得 泛点百分率为83%

∵FLV=0.0577 HT=0.5

由筛板塔的泛点关联图（参见《化工原理》下册P129 图 10-42） 得Cf20=0.092

U=C×(δ20)0.2ff20(ρL-ρVρV)0.5

)0.5 =0.092×(56.6920)0.2×(958.31-0.7970.797=3.928

Un=0.83×3.928=3.26m/s

Vh=Un×An×3600=3.26×2.32×3600=27227.52m3/h ∵Lh=LsVsVh=WLρVWVρL×Vh=2×0.797958.31×27227.52=45.289m/h

3 ∴两点可得过量液沫夹带线（附图5：线1） （e）溢流液泛线

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Hd=φ(HT+hw)=0.6×(0.5+0.045)=0.327m 第一点：取Lh?100m3/h

lh(lw)2.5=lh(1.26)2.5=1001.782=56.12

lwD?0.7

∴可由液流收缩系数（参见《化工原理》下册P134 图10-48）得E=1.063

how=2.84×10-3E(lhlw)23=2.84×10-3×1.063×(1001.26)23=0.0558m

∑hf=0.153×(lslwh0)=0.153×(2100/36001.26×0.04)=0.0465m

2 hl=β(how+hw)=0.58×(0.0558+0.045)=0.0585m液柱

hd=Hd-(how+hw+∑hf+hl) =0.327-(0.0558+0.045+0.0465+0.0585)

=0.1212Uo=(2ghdρLC0ρV2)0.5 =(2×9.8×0.1212×958.31×0.720.7970.52)0.5

=(1480.7)=38.48 Vh=U0A0×3600=38.48×0.16×3600=22164.5m3/h 第二点：取 Lh?110m3/h

lh(lw)2.5=lh(1.26)2.5=1101.78=61.73

lwD?0.7

∴可由液流收缩系数（参见《化工原理》下册p184 图10-48）得

E=1.072

how=2.84×10E(-3lhlw)23=2.84×10-3×1.072×(1101.26)23=0.0599m

∑hf=0.153×(lslwh0)=0.153×(2110/36001.26×0.04)=0.0562m

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hl=β(how+hw)=0.58×(0.0599+0.045)=0.0608m液柱

hd=Hd-(how+hw+∑hf+hl)=0.1051 Uo=(=(2ghdρLC0ρV2)0.52×9.8×0.1051×958.31×0.720.7972)0.5

=35.83 Vh=U0A0×3600=35.83×0.16×3600=20638.08m3/h

若同样将溢流液泛线近似看成直线，连接以上两点即可求得（附图5：线3）

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精馏塔示意图（CAD版）

由上述计算数据，根据《石油化工设备设计选用手册》及《钢制压力容器》塔设备部分的规定，利用Autocad2008对精馏塔进行设计，示意图如下（省略板面设计及螺丝设置）：

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辅助设备选型

精馏装置的主要附属设备包括蒸汽冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。 （一）回流冷凝器

按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。 （1） 整体式

按冷凝器与精馏塔做成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，可用于凝液难以用泵输送或用泵输送有危险的场合。缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节，需较大位差，须增大塔顶板和冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏和传热面较小的场合。 （2） 自流式

将冷凝器装在塔顶附近的台架的高度来获得回流和采出所需的位差。 （3） 强制循环式

当冷凝器传热面过大，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的。故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。将回流管置于冷凝塔上部，冷凝器置于地面。凝液借压差流入回流罐中，这样可以减少台架，且便于维修，主要用于常压或加压蒸馏。在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 综上所述，选择常压下操作的强制循环冷凝器。 （二）再沸器

精馏塔塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹式再沸器及强制循环再沸器。

(1)釜式再沸器

一种是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。另一种是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。

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(2)热虹吸式再沸器

它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物。其密度小于塔底液体

密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此又称自然循环再沸器。这种型式的再沸器气化率不大于40%，否则传热不良。

（3）强制循环再沸器

对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器。因流速大，停留时间短，便于调控和调节液体循环量。

综上所述，考虑到此设计中，粘度不是很大，选择虹吸式再沸器。因此可以不必用泵就可使液体循环。

（三）接管直径

各接管直径由流体流速及其流量，按连续性方程决定，即

d?4Vs?u

（1） 塔顶蒸汽出口管径DV

蒸汽出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降；

（2） 回流液管径DR

冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流 0.2-0.5m/s； （3） 进料管径dF

料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4-0.8m/s。由泵输送时流速取为1.5-2.5m/s； (4) 釜液排除塔径dW

釜液流出的速度一般取0.5-1.0m/s； （5）饱和水蒸气管

饱和水蒸气压力在295kpa（表压）以下时，蒸汽在管中流速取为20-40m/s：表压在785kpa以下时，流速取为40-60m/s：表压在2950kpa以上时，流速取为80m/s。

（四）加热蒸汽鼓泡管

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加热蒸汽鼓泡管（又叫蒸汽喷出器）若蒸馏塔采用直接蒸汽加热时，在塔釜中要装开孔的蒸汽鼓泡管。使加热蒸汽能均匀分布在釜液中。其结构为一环式蒸汽管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，气泡分布更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其直径一般为5-10nm，孔距为孔径的5-10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2-1.5倍，管内蒸汽速度为20-25m/s。加热蒸汽管距塔釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸汽与溶液能有足够的接触时间。

（五）离心泵的选择

离心泵的选择，一般可按下列方法和步骤进行。 （1）确定输送系统的流量和压头

液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选离心泵时应按最大流量考虑，根据输送系统管路的安排，用伯努利方程计算在最大流量下管路所需压头。

（2）选择离心泵的类型与型号

首先，应根据输送液体的性质和操作条件确定离心泵的类型。然后按已确定的流量和压头从离心泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的离心泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量与压头完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的余量，所选离心泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应离心泵的效率应比较高，即（流量，压头）坐标位置应靠在离心泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，离心泵的型号选出后，应列出该离心泵各种性能参数。

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设计结果汇总表

塔板数 23 溢流堰长 1.26 板间距 0.5m 溢流堰型式 平顶溢流堰 塔板直径 1.8m 降液管结构 普通弓型降液管 溢流管面积 0.224m2 受液盘型式 普通平地受液盘 气体流通面积 2.54m2 安定区宽度 0.07m 回流比 1.03 边缘区宽度 0.05m 孔径 6mm 弓形降液盘宽度 0.261m 孔间距 0.018m 弓形受液盘宽度 0.261m 开孔率 0.1006 降液管底部间隙高度 0.04m 溢流堰高 0.045

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Aspen模拟校核

Aspen是一款功能强大的集化工设计、动态模拟、稳态模拟、优化、灵敏度分析和经济评价等计算于一体的大型通用流程模拟软件。它为用户提供了一套完整的单元操作模块，可用于各种操作过程的模拟及从单个操作单元到整个工艺流程的模拟。

由于个人对Aspen的使用还处于入门阶段，很多复杂的优化过程及评价操作尚不能熟练完成，所以针对本次作业仅利用Aspen简捷计算模块对精馏塔进行设计，如有偏差、错误，还望见谅。

DSTWU是多组分精馏的简捷计算模块，基于Winn-Underwood-Gilliland方法，适用于一股进料和两股产品的简单精馏塔，能够确定最小回流比、最小理论板数以及实际回流比、实际理论板数等。本次模拟采用DSTWU模块。

（1） 建立流程图

采用模块库中的Columns|DSTWU|ICON1模块。如图：

（2） 全局设定

进入Global界面，Title框输入Methanol distillation（名称自定义） （3） 输入组分

进入Component界面的Selection页，依次输入甲醇和水。 （4） 选择物性方法

凭借经验，综合考虑溶液的理想性，最终选择使用NRTL模型。 （5） 输入进料条件

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输入进料（FEED）条件，温度处选择气体分率为0，即泡点进料，压力101.325kp，流率：0.217kmol/s，质量组成：甲醇0.5，水0.5。 （6） 输入模块参数

本次设计中，轻关键组分为甲醇，重关键组分为水，塔顶甲醇回收率0.95236，塔顶水回收率0.10586。回流比中输入“-1.3”,表示实际回流比是最小回流比的1.3倍。冷凝器压力设为6kpa，再沸器压力设为14kpa（通常情况下，甲醇-水精馏采用此压力设置）。 （7） 运行模拟

为利用模拟结果作图方便，result中回流比均设置为×0.1，且将板数由下至上标号。计算结果如图所示：

最小回流比为1.107，最小理论板数为3块，实际回流比为1.439，实际理论板数为12块（包括冷凝器），进料位置为从下至上第8块板。

此时物料组成如下图所示，可清楚的看到塔顶、塔釜甲醇和水的组成及摩尔流率。

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（8） 生成回流比随理论板数变化表

选择Theoretical stages 为X-Axis Variable，Reflux ratio为Y-Axis Variable，通过Display Plot可得到回流比与理论板数关系曲线。合理的理论板数应在曲线斜率绝对值较小的区域内选择。

通过此图可对精馏塔进一步优化，得到最优回流比1.32和理论塔板数12块（包括冷凝器）。 （9） 比较与分析

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通过笔算方法，精馏塔回流比为1.03，理论塔板数11块，通过Aspen

模拟方法，精馏塔回流比为1.32，理论塔板数12块（包括冷凝器）。两种方法理论塔板数一致，但回流比有一定偏差。分析原因，有可能是笔算过程中平均相对挥发度计算方法的局限性造成了较大误差，使平衡线不能正常反映各阶段组分状况，也有可能是Aspen物性方法选用有误，一般情况下经验越丰富的工程师选用物性方法的正确率越大，本次模拟选用NRTL模型或许不是此精馏过程的最佳物性表征。但终归Aspen是一个强大的模拟辅助软件，它虽然不能完全反映流程的全貌，但为我们提供了很多优化借鉴。

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设计评述

我始终觉得化工系的学生必须有机会参与到化工设计当中，而不是仅停留在理论层面，只有身体力行过，才能发现现实生产中存在的问题，才能积累丰富的经验，才能有能力去解决更多的问题。

本次任务是甲醇-水混合物常压精馏塔的设计。这是一个很经典的精馏装置。但是如果把工艺设计、物性参数、传质传热、设备校核等都考虑在内，也是一个不小的工程。之前参加化工设计竞赛时接触过塔设备的选型与设计，不过每次都是通过Aspen或cup-tower进行计算和校核，当真的自己亲手去设计时，才知道对化工原理知识的综合利用是如此重要。

同样的分离对象，同样的分离目标，每个人选择的分离过程和分离条件却有着一定差异，因此大家能得到不同的设计结果。通过这种控制变量的手段，比较组内各成员的结果，最终我们可以找到一种最优的方案。而基于自身分离条件和分离过程的要求，我们又需要准确使用经验公式，谨慎查阅各种参数关联图，压力容器还要考虑操作压力和设计压力的限制，甚至一些情况下也考察了我们对于某些化学物性的认识，所以，这真得是一次主观能动性全面提升的实战演习。

个人比较喜欢化工设计，梦想着能够有一家自己的化工厂。就像政客指点江山，就像文人泼墨挥毫，化学工程师自己建造厂房，自己铺设管道，然后一座现代化企业横空出世，是何等恢弘志士之气。通过这次化工原理课程设计，一方面满足了自己对于创造的渴望，另一方面也看到了自己在化工设计上忽略的一些细节。塔设备的校核直接关系到工厂投产，而且与厂区安全联系紧密，这一点我们要尤为重视。同时对于图纸的使用，也要做到周密严谨，在设计院或者在真正的生产中，它往往承接了整个设计的最终结果，一旦稍有疏漏，后果不堪设想。我们要不断提高自身专业水平，也要培养自己踏实认真的工作态度，计算过程永远是繁琐的，但化学工程师享受的正是这种思维逻辑游戏带来的快感。

对于本课程，我有一个小小的建议。个人认为可以适当的将课程设计与辅助软件相结合。例如，对于物料衡算问题，如果能够借用化工模拟软件Aspen来运算，设计的效率和精度将明显提升。而对于塔的设计及塔板布置，通过Autocad绘制，有利于完善细节部件，最终生产高质量的图纸。当然，同学如果有兴趣的

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话也可以尝试自己编程来解决现实问题，那时会更加具有成就感，也会进步的更快。相信有一天我们会看到IT化工走进上大！

对于化工项目的设计需要多角度、全方位。虽然我们经历了这次化工课程设计后受益匪浅，但我们知道还有很多像经济衡算、热量集成、自动控制的问题没有考虑，这就需要我们继续学习和探索，使自己的化工素养不断提高。同时，也希望老师能够多多指正，站在先行者的肩膀上，我们会看到更多的风景。

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参考书

《化工原理》上下册。陈敏恒等编，化学工业出版社，1999年版 《化工单元过程设计》，王明辉编，化学工业出版社，2002年版 《化工原理课程设计》，天津大学，天津科学技术出版社，1994年版

《化工流程模拟实训-Aspen Plus教程》，孙兰义编，化学工业出版社，2012年版

主要符号说明

AaAf-塔板开孔（鼓泡）面积 K-筛板塔的稳定系数 -降液管面积 L-塔内下降液体的流量

Ao-筛板面积 Ls-塔内下降液体的流量

AT-塔截面积 lw溢流堰长度

C0-流量系数 NDD-塔板数

-塔顶馏出液流量 n- 筛孔数 -塔径 p- 操作压力 -筛孔直径 R-回流比 -液流收缩系数 u-空塔气速

doEET-全塔效率（总板效率） ua-按开孔区流通面积计算的气速

eV-雾沫夹带量 uo-筛孔气速

-漏液点气速

Fa-气相动能因子 uowg-重力加速度 V-塔内上升蒸汽流量 -板间距 Vs-塔内上升蒸汽流量

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H化工原理课程设计 崔凯 09121358

hc-与干板压降相当的液柱高度 Whd-釜残液（塔底产品）流量

-与液体流经降液管的压降相当的液柱高度 wc-无效区宽度

-弓形降液管宽度

hl-进口堰与降液管间的水平距离 wdhf-板上鼓泡高度 ws-安定区宽度

hL-板上液层高度 x-液相中易挥发组分的摩尔分率

ho-降液管底隙高度 how-堰上液层高度 hp-与单板压降相当的液层高度

y-气相中易挥发组分的摩尔分率

Z-塔有效高度

hw-溢流堰高度

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/h9kg.html