武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
化工原理课程设计说明书
系 别：化学与制药工程系 班 级：化工1111 学 生 万虎
学 号：10313111112 邮箱及电话：131xxxxxxxx 指导老师：文艳霞
完成日期：20xx年1月8日
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武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
华夏学院化学与制药工程系
课程设计任务书
专业 化学工程与工艺 班级 化工11111 学生姓名 万虎 发题时间： 2013 年 12 月 23 日
一、 课题名称
甲醇—水精馏塔设计
二、 课题条件
⒈设计条件
（1）进精馏塔的料液含甲醇35%（质量分数），其余为水。
（2）产品的甲醇含量不得低于96%（质量分数）。
（3）残夜中甲醇的含量不得高于2%（质量分数）。
（4）生产能力为年产5万吨96%(质量分数)的乙醇产品。
（5）操作条件
① 精馏塔顶压强 4kPa（表压）
② 进料热状况 泡点进料
③ 回流比 自选
④ 单板压降 不大于0.7kPa
（6）设备形式 填料塔
（7）建厂地址 武汉
2. 指导教师：
文艳霞 刘茜--
1.《化工原理课程设计》（第二版）.王国胜 主编. 大连，大连理工大学出版社，2008.01
2.《化工原理》.梁忠英 主编.北京，中国医药科技出版社，2008.06；
3.《化工工艺设计手册》（上、下册），中国石化集团上海工程有限公司 编，北京，化学工业出版社，2009.09
4.《化工设备设计全书-塔设备》，化工设备设计全书编辑委员会，北京，化学工业出版社，2004.01
5.《化工设备设计全书-换热器》，化工设备设计全书编辑委员会，北京，化学工业出版社，2004.01
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前言
甲醇俗称木醇，木精，是一种大宗有机化学品，它不仅容易运输和储藏，而且可以作为很多有机化学品的中间原料。由它可以加工成的有机化学品有100余种，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。随着近年来技术的发展和能源结构的改变，甲醇开辟了新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白质的原料，目前，世界上已经有30万吨的甲醇制蛋白质的工业装置在运行。甲醇是容易运输的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。用孟山都法可以将甲醇直接合成醋酸。随着近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。此外，甲醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。许多反应在甲醇作为溶剂时产率非常好。虽然有一定的毒性，但相对于其它有机溶剂来说，还是比较安全的。
本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，所以塔釜排出的水中含有的甲醇含量不大于2％（wt％），以提高甲醇的回率，减少对环境的污染；塔顶得到的甲醇的浓度为96％（wt％），可以代替纯的甲醇直接使用，这说明塔的效率是很好的。采用填料式精馏塔，因为随着填料塔技术的不断完善，在性能上比板式塔要好很多，而且填料塔的结构比较简单，制造、维修难度和造价比板式塔低很多，所以选用填料塔，可以减少设计、制造、操作费用。也是符合实际生产需要的。
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目录
第一章 设计方案及流程的确定 ..................................................................................................... 5
1.1.设计方案的确定 ............................................................................................................... 5
1.2工艺流程图的确定 ............................................................................................................ 6
第二章.塔工艺计算 ......................................................................................................................... 8
2.1 塔的物料衡算 ................................................................................................................... 8
2.2 塔工艺的计算 ................................................................................................................... 8
2.3 理论板的计算 ............................................................................................ 13
2.4 塔径的初步设计 ........................................................................................................... 14
2.5 填料层高度及压降的计算 ........................................................................................... 16
2.6 全塔物料衡算 ................................................................................................................. 18
第三章 附属设备及主要附件的选型计算 ............................................................................... 20
3.1 冷凝器和再沸器的计算与选型 ..................................................................................... 20
3.2 塔内其他构件 ............................................................................................................... 22
第四章 塔总体高度的设计 ........................................................................................................... 26
4.1 塔的顶部高度的选定 ..................................................................................................... 26
4.2 筒体和封头的选定 ......................................................................................................... 26
4.3 裙座、人孔的选定 ....................................................................................................... 26
第五章 总结 ................................................................................................................................... 27
附录 ................................................................................................................................................ 28
一、符号代码说明 ................................................................................................................. 28
二、参考文献 ......................................................................................................................... 29
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第一章 设计方案及流程的确定
1.1.设计方案的确定
1.1.1操作压力的选择
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。
1.1.2 进料热状况的选择 蒸汽所需热量 进料热状况以进料热状况参数q表达,即q=使每摩尔进料变成饱和 每摩尔的汽化热
有五种进料状态，即q>1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q=1.0时，为泡点下的饱和液体；q=0时，为露点下的饱和蒸汽；1>q>0时；为介于泡点与露点之间的汽液混合物；q<0时，为高于露点的过热蒸汽进料。
为使塔的操作稳定，免受季节气候影响，精馏、提留段应采用塔径相同以便于制造，本次设计将采用饱和液体（泡点）进料，但需要增加原料预热装置。
1.1.3加热方式
蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中的主要成分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时（如甲醇和水的混合液）宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并节省间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对塔釜内的溶液起一定的稀释作用，在进料条件、产品纯度和轻组分收率一定的条件下，釜残液组成相应降低，故需要在在提留段增加塔板已达到生产要求。
1.1.4回流比的选择
选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备和操作费用之和最低，一般经验值为R=（1.1-2.0）Rmin
式中：R-操作回流比 R min-最小回流比
1..1.5加热器
采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作为加热剂，因为塔较小，可将加热器放在塔类，即再沸器，这样釜液部分气化，维持了原有浓度，减小了理论塔板数。 33 页 第 5 页 共
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1.2工艺流程图的确定
甲醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回 流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽加热。将加热再沸器物料的蒸汽再用来预热原料。精馏装置有精馏塔、再沸器，原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。 甲醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。
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第二章.塔工艺计算
2.1 塔的物料衡算
2.1.1料液及塔顶、塔底产品含甲醇摩尔分数
原料中甲醇的组成：xF=
塔顶组成 ：xD=
塔釜组成 ：xW=
2.1.2平均摩尔质量
MF=0.232×32.04-(1-0.232)×18.02=21.27 kg/kmol MD=0.931×32.04-(1-0.931)×18.02=31.07 kg/kmol MW=0.0113×32.04-(1-0.0113)×18.02=18.18 kg/kmol
2.1.3物料衡算
馏出量D'=0.35/32.040.35/32.04?0.65/18.02=0.232 0.96/32.040.96/32.04?0.04/18.020.02/32.04?0..931 0.02/32.04?0.98/18.02?0.0113 50000?1000=6944.4 kg/h 300?24
''' 总物料衡算F?D?W?
.4?0.02W? 易挥发组分物料衡算0.35F?0.96?6944
联立??得到 F'=19781kg/h F=19781/21.27=930.00kmol/h D'=6944.4kg/h D=6944.4/31.07=223.51kmol/h W'=12836.6kg/h W=12836.6/18.18=706.08kmol/h '' 2.2 塔工艺的计算
2.2.1甲醇—水系统t-x-y数据
表2-1甲醇—水系统t-x-y数据
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温度 92.9 90.3 88.9 85 81.6 78 76.7 73.8 72.7 71.3 70 68 66.9
液相x/% 5.31 7.67 9.26 13.15 20.83 28.18 33.33 46.2 52.92 59.37 68.49 85.62 87.41
气相y/% 28.34 40.01 43.53 54.55 62.73 67.75 69.18 77.56 79.71 81.83 84.92 89.62 91.94
注：摘自《化工工艺设计》 2.2.2温度的计算
塔顶,塔釜.进料的温度分别为t.t.t
DWF利用表2-1数据，由内插法得：
68.0?66.985.62?87.4168.0?66.9
?
W=95.47℃ ?
85.62?87.411.13?5.3192.9?90.3t?81.6
tF=78.99℃ ?F
5.31?7.6723.2?20.83
t?t
精馏段平均温度：t?FD?72.67℃
12提馏段平均温度：t?2
tD?66.9
tD=66.35℃
93.1?87.41tW?92.9t
tW?tF
2
?87.23℃
2.2.3混合物的粘度计算
表2-2不同温度下甲醇和水的粘度 温度/℃ 60 70 80 90 100
甲醇粘度（mpa.s) 0.344 0.307 0.277 0.25 0.228
水的粘度（mpa.s) 0.4688 0.4061 0.3565 0.3165 0.2838
注：摘自《化工工艺设计手册》 利用内插法计算 对于甲醇：
72.67?7070?60
得 μ?
?精?0.30700.3070?0.3440
精
=0.2971mpa.s
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武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 87.23?9090?80 得 μ??提?0.25000.2500?0.2770
对于水： 提=0.2575mpa.s 72.67?7070?60 得μ??精?0.40610.4061?0.4688精=0.3894mpa.s
87.23?9090?80 得μ??提?0.31650.3165?0.3565
那么精馏段：μ
提馏段：μm提=0.3276mpa.s =0.931×0.2971+(1-0.931）×0.3894=0.3050mpa.s m=0.0113×0.2575+（1-0.0113）×0.3276=0.3268mpa.s
2.2.4相对挥发度的计算
进料处 yF?67.7567.75?69.18? 得yF=66.66% 78.99?78.078.0?76.7塔顶 读图可得 XD=Y1 =0.931 X1=0.908 塔釜 yW?28.34?28.34?40.01 得 yW=16.80%
95.47?92.9
D=92.9?90.3那么 塔顶α0.931?1?0.931????=1.4 0.908?1?0.908?
0.6666?1?0.6666????=6.6 0.232?1?0.232?
0.1680?1?0.1680????=12.8 0.0113?1?0.0113? 进料αF= 塔底αF=
1.4?6.6=4 2
6.6?12.8提馏段α2==9.7 2那么精馏段α1=
2.2.5平均摩尔质量的计算
塔顶 XD=Y1 =0.931 X1=0.908 MVDm=0.931×32.04+（1-0.931）×18.02=31.07kg/kmol MLDm=0.908×32.04+(1-0.908）×18.02=30.75kg/kmol 进料板 xF=0.232 yF=0.6666
MVDm=0.6666×32.04+(1-0.6666)×18.02=27.37kg/kmol 第 10 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 MLDm=0.232×32.04+(1-0.232）×18.02=21.27kg/kmol 塔底 xW=0.0113 yW=0.1680
MVDm=0.1680×32.04+（1-0.1680）×18.02=20.38kg/kmol MLDm=0.0113×32.04+(1-0.0113）×18.02=18.18kg/kmol
31.07?27.07=29.22kg/kmol 2
30.75?21.27 MLm?提?==26.01kg/kmol 2则精馏段平均摩尔质量MVm?精?=
27.37?20.38=23.88kg/kmol 2
21.27?18.18 MLm?提?==19.73kg/kmol 2 提馏段平均摩尔质量MVm?精?=
2.2.6密度的计算
表2-3不同温度下甲醇和水的密度 温度/℃ 50
60
70
80
90
100 甲醇ρA(kg/m3) 760 751 743 734 725 712 水ρB(kg/m3) 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 注：摘自《化工工艺设计手册》 已知：混合液相密度1??A
?A?L??B?B 求得在tD.tF.tW下甲醇和水的液相密度：66.35?7080?70 得?甲=753.8kg/m3 ??甲?737.4737.4?749.4 tD=66.35℃时 66.35?7080?70得?水=980.0kg/m3 ??水?977.8971.8?977.8
?0.960.04?3??=760.8kg/m ?753.8980.0? 混合液 ?LDm=1÷?
78.99?8080?70 得?甲=738.6kg/m3 ??甲?737.4737.4?749.4第 11 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 tF=78.99℃时 78.99?8080?70得?水=972.4kg/m3 ??水?977.8971.8?977.8
?0.350.65?3??=875.4kg/m ?738.6972.4? 混合液 ?LDm=1÷?
95.47?90100?90 得?甲=717.8kg/m3 ??甲?724.9712.0?724.9
tW=95.47℃时 95.47?90100?90得?水=961.5kg/m3 ??水?956.3958.4?965.3
?0.020.98?3??=955.0kg/m ?717.8961.5? 混合液 ?LDm=1÷?
760.8?875.4
故精馏段平均密度：?Lm?精?==818.1kg/m3 2
提馏段平均密度 ?Lm?提?=
气相密度：?Vm=
那么 ?Vm?精?=875.4?955.0=915.2kg/m3 2pmMVm RT110.5?29.22=1.12kg/m3 8.314?(72.67?273.65)
117?23.88=0.93kg/m3 8.314?(87.23?273.15) ?Vm?提?=
2.2.7表面张力的计算
表2-4不同温度下甲醇和水的表面张力
温度
t/℃
60
70
80
90
100 甲醇表面张力mN/m 17.33 16.18 15.04 13.91 12.8 水表面张力mN/m 72.6 66.2 64.6 60.7 58.8 注：摘自《化工工艺设计手册》
16.18?17.33?A?16.18?70?6066.35?75当tD=66.35℃66.2?72.6?B?66.2?70?6066.35?70?A?16.60mN/m ?B?68.54mN/m?D?0.931?16.60?(1?0.931)?68.54?20.18mN/m 第 12 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
15.04?16.18?A?15.04?80?7078.99?80当tF?78.99℃时64.6?66.2?B?64.6?80?7078.99?80?A?15.16mN/m ?B?64.76mN/m
?F?15.16?0.232?64.76?(1?0.232)?53.25mN/m
12.8?13.91?A?13.91?100?9095.47?90当tW=95.47℃时 58.8?60.7?B?60.7?100?9078.99?80?A?13.30mN/m ?B?59.66mN/m
?W?0.0113?13.30?（1-0.0113）?59.66?59.14mN/m
则精馏段液相平均表面张力为：?m(精）?
提馏段液相平均表面张力为：?m(提)
2.2.8操作压强
塔顶压强PD?D??F2???W?F220.18?53.25?36.72mN/m 253.25?59.14??56.20mN/m 2?=4+101.3=105.3kpa，取每层塔板压降ΔP=0.7kpa，则进料板压强为PF=105.3+15.0×0.7=115.8kpa 塔底压强PW=105.3+(15.0+5.7)×0.7=119.8kpa
105.3?115.8=110.5kpa 2
119.8?115.8提馏段平均操作压强P'
m==117kpa 2精馏段平均操作压强Pm=
2.3 理论板的计算
理论板的计算方法：本次采用图解法计算。
根据表2-1的数据，绘出平衡曲线。泡点进料，所以q=1，q线方程为平行于y轴的一条直线。画出对角线，得到x-y曲线图，
2.3.1 最小回流比
故有xD?yq0.931-0.65Rmin==0.672 得Rmin?0.672 ?Rmin?1xD?xF0.65?0.232
取R=2Rmin=2?2.58?1.344
2.3.2求理论板
精馏段操作线方程为 y?Rx1.3440.931?D?x??0.572x?0.397 R?1R?11.344?11.344?1
第 13 页 共 33 页 由于是泡点进料 则q线方程为：q=1
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数
NT=10..1-1=9.1块（不包括釜），其中精馏段理论板数为7块 ，提馏段为2.1块，第8块为进料板
板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：ET?0.49(??L)?0.245计算。 式中，?—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；
?L—塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。
（1）精馏段
已知：?1?4?1?0.3035mPa?s
所以：ET1?0.49?(4?0.3035)?0.245?0.467
NP精?
提馏段 NT17??14.9块ET10.467
已知：?1?9.7?2?0.3268mPa?s
所以：ET2?0.49?(9.7?0.3268)?0.245?0.36.9
NP提?NT22.1??5.7块ET20.369
全塔所需实际板数：NP?14.9?5.7?20.6块
全塔效率：ET?NT29.1??45.3% NP提20.1
加料板位置在第16块塔板
2.4 塔径的初步设计
2.4.1气液相体积流量计算
(1)精馏段 V=(R+1)D=(1+1.344)×223.51=523.91kmol/h
Vs=VMVm?精?
3600?Vm?精??523.91?29.22?3.80m3/s 3600?1.12
L=RD=1.344×223.51=300.40kmol/h
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LS=
LMLM?精?3600?LM?精?
?
300.4?26.01
?2.65?10?3m3/s
3600?818.1
Lh=2.65×10?3×3600=9.54m3/h (2)提馏段
V'=V+(q-1）F=V=523.91kmol/h L'=L+qF=300.40+1×930=1230.40kmol/h LS=
L’MLM?提?3600?LM?提?
?
1230.40?19.73
?7.37?10?3m3/s
3600?915.2
Lh=7.37×10?3×3600=26.53m3/h Vs=
V'MVm?提?3600?Vm?提?
?
523.91?23.88
?3.74m3/s
3600?0.93
2.4.2塔径的确定
鲍尔环是一种应用较广的填料，本次设计采用不锈钢鲍尔环
表2-5不锈钢鲍尔环的特性数据
直径D 76 50 38 25 16
直径×高×壁
厚 76×76×1.2 50×50×0.8 38×38×0.6 25×25×0.5 16×16×0.3 堆积个
数 1830 6500 15180 51940 214000 堆积密度 308 314 3128 393 396 比表面积 71 109 146 219 362
空隙率 0.961 0.96 0.959 0.95 0.949
干填料因子 80 124 165 255 423
摘自《塔设备》
表2-6常用填料的气体动能因子设计值
尺寸 25 38 50
摘自《塔设备》
矩鞍 1.19 1.45 1.7 鲍尔环 1.35 1.83 2 矩鞍环 1.76 1.97 2.2
选取尺寸为38mm的鲍尔环， 此时F=1.83 （1）精馏段
已知 ?v1?1.12kg/m F=1.83 VS1?3.80m/s
第 15 页 共 33 页
3
3
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 由F=u
则D1??v得1.83=u1.12得 u1=1.729m3/s 4VS14?3.80??1.67m 3.14u13.14?1.729
3.14?D12圆整D1=1.80m 横截面积A==2.54㎡ 4
空塔气速u1='VS1=3.8/2.54=1.5m/s A
（2）提馏段
已知 ?v1?0.930kg/m3 F=1.83 VS1?3.74m3/s
由F=u
则D1??v得1.83=u10.930得 u1=1.898m3/s 4VS24?3.74??1.58m 3.14u23.14?1.898
3.14?D12圆整D1=1.60m 横截面积A==2.01㎡ 4
空塔气速u2='VS2=3.74/2.01=1.86m/s A
2.5 填料层高度及压降的计算
2.5.1填料层高度的计算
采用等板高度法计算填料层基本公式为z=HETP×NT
(1)l理论版 NT1=7 NT2=2.1
(2)等板高度的计算
等板高度与众多因素有关，不仅取决于填料的类型和尺寸，而且受系统特性、操作条件及设备尺寸的影响，其计算公式为ln(HETP)=h-1.292ln?L+1.47ln?L
式中：HETP ——等板高度
（1)j精馏段
mpa.s 已知?L1?36.72?10N/m ?L1?0.3035
第 16 页 共 33 页 ?3
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 直径为39mm的鲍尔环的常熟h=7.0779 摘自《化工原理课程设计》
代入计算式得HETP=0.57m
Z1=HETP×NT1=0.57×7=3.990m
(2) 提馏段
已知?L2?56.2?10?3N/m ?L2?0.3268mpa.s
直径为39mm的鲍尔环的常熟h=7.0779 摘自《化工原理课程设计》
代入计算式得HETP=0.37m
Z2=HETP×NT1=0.37×2.1=0.777m
Z=Z1+Z2=3.990+0.777=4.767m
采用上述的方法计算出填料高度后 还应留出一定安全系数，根据设计经验，填料高度一般为Z=(1.2至1.5）Z，本次取Z=1.2Z
式中： Z——设计时的的填料高度
Z——工艺计算时得到的填料高度
Z=1.2Z=5.720m
2.5.2填料层压降的计算
表2-7液体负荷与单位填料压降 ''''
l
5
10
Δp/z 0.166 0.179
已知?L1?818.1kg/m ?V1?1.12kg/m u1=1.50m/s
动能因子F=u33?V1=1.50?.12?1.59 ?V1.12?3600?1.59??7.40m3/(m2.h) ?L1818.1液体负荷l=3600F
使用内插法求取此液体负荷下的Δp/z
即
?p/z?0.1660.179?0.166?得Δp/z=0.172kpa/m 7.40?510?5第 17 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 则精馏段压降Δp=0.172×3.99=0.686kpa
（2）提馏段
已知?L2?915.2kg/m ?V2?0.93kg/m3 u2=1.86m/s
动能因子F=u3?V2=1.86?.93?1.79 V20.93?3600?1.79??6.79m3/(m2.h) ?L2915.2液体负荷l=3600F
使用内插法求取此液体负荷下的Δp/z
即?p/z?0.1660.179?0.166?得Δp/z=0.171kpa/m 6.79?510?5
则精馏段压降Δp=0.171×0.777=0.133kpa
那么全塔填料层压降?p=0.686+0.133=0.819kpa
2.6 全塔物料衡算
2.6.1加热介质的选定
常用的加热剂有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用广泛的加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确的控制加热温度。
本设计采用3.69atm（温度为140℃）的饱和水蒸汽作为加热介质，水蒸气易获得,清洁，不易腐蚀，加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。
2.6.2冷凝剂的选择
选冷却水：温度为28℃，温升10℃
原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢。升温线越高用水量越少，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选温升10℃
2.6.3热量衡算
已知TD?66.35℃ TF=78.99℃ TW=95.47℃
塔顶 cp1 =47.05KJ/(kmol/k) cp2=33.59kJ/(kmol/k)
则 Cp=cp1×xD+(1-xD)×CP2
=47.05×0.931+33.59×(1-0.931)
第 18 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 =46.12kJ/(kmol/k)
进料 cp1 =48.08KJ/(kmol/k) cp2=33.87kJ/(kmol/k) 则 Cp=cp1×xF+(1-xF)×CP2
=48.08×0.232+33.87×(1-0.232)
=37.17kJ/(kmol/k)
塔底 cp1 =49.34KJ/(kmol/k) cp2=34.02kJ/(kmol/k) 则 Cp=cp1×xD+(1-xD)×CP2
=49.34×0.0113+34.02×(1-0.0113)
=34.19kJ/(kmol/k)
TD?66.35℃下 ：查得?甲?261kcal/kg?261?4.1868?1092.75KJ/kg ?水?573kcal/kg?573?4.1868?2399.04KJ/kg ???1?xD??2?(1?xD)
=1092.75×0.931+2399.04×(1-0.931) =1182.88KJ/kg
塔顶MD?M1?xD?M2?(1?xD)
=32.04×0.931+18.02×(1-0.931)
=31.07kg/kmol
（1）0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准
QV=V×CP?tD?V??MD
=523.91×66.35×34.19+523.91×1182.88×31.07 =2.044×10KJ/h
（2）回流液的焓QR
用内插法求得回流液下的组成的tD=66.48℃，此时的CPL=46.03kJ/(kmol/k) 注：回流液组成与塔顶组成近乎相同
第 19 页 共 33 页 '7
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 故QR=300.40×46.03×66.48=9.19×10KJ/h
（3）塔顶馏出液的焓
回流出口与回流口组成一样 CPL=46.03kJ/(kmol/k) 5
QD?223.51?46.03?66.35?6.82?105KJ/h
（4）冷凝器消耗的焓
QC=QV-QR-QD
=2.044×10-9.19×10-6.82×10
=1.88×10KJ/h
（5）塔釜残留液的 7755
QW=706.08×34.19×95.47=2.30×106KJ/h
（6）进料液的焓
QF=930.00×37.17×79.44=2.75×106KJ/h
(7)再沸器
塔釜热损失为10%，则η=0.9
再沸器损失热量Q损=0.1QB 而QB?QF?QC?QW?Q损?QD
代入数据得QB=2.11×10KJ/h 7
第三章 附属设备及主要附件的选型计算
3.1 冷凝器和再沸器的计算与选型
3.1.1冷凝器的计算与选型
本设计选用重力回流直立式或管壳式冷凝器
原因：因为设计冷凝器与被冷凝气体走管间，一般选用管壳式冷凝器或空冷气，螺旋板式换热器，、以便及时排除冷凝液。
武汉最热月平均温度为t1=28℃
第 20 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 冷却水使用深井水，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，故取t2=38℃，泡点回流温度为tD=66.48℃ ，塔顶TD?66.35℃
（1）计算冷却水流量 '
QC1.88?107
GC???4.49?105KJ/h CPt2?t14.186?(38?28)
（2）冷凝器的计算与选型 ?tm?t?t???t?lnt?t/t'D1
'
D1D?t2?=33.16℃ ?tD2取K=620kcal/（㎡.h.℃)=2595.82kJ/（㎡.h.℃) 71.88?10由QC?KA?tm得A=?218㎡
2595.82?33.16
'操作弹性为1.2 A=1.2×218=261㎡
故选择规格为FLB1000-285-16-4
表3-1冷凝器规格
D/mm
1000 公称压力mpa 1.6 管程数 4 壳程数 1 管长m 6 管径mm 25 管束图型公称换热面积号 ㎡ B 285 摘自《化工原理课程设计》
3.1.2再沸器的计算与选型
kcal/kg?2174.4KJ/kg 加热蒸汽选择3.69atm的140℃的水蒸气，??513
（1）间接加热蒸汽量
2.11?107
GB=??9.83?103kg/h ?2174.7QB
（2）再沸器加热面积
tW1=95.47℃（再沸器液体进口温度）
tW2=95.47℃（回流气化为上升蒸汽时的温度）
t1=140℃（加热蒸汽的温度）
t2=140℃（加热蒸汽冷凝为液体的温度）
第 21 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 ?tm?140?95.47?44.53℃ 2.11?107
?183㎡ 由QB?KA?tm得A=2595.82?44.53
表3-2再沸器选型参数
D/mm
700 N 2 管程流通面积/㎡ 0.0492 换热面积/㎡ 194.1 摘自《化工工艺设计手册》
3.2 塔内其他构件
3.2.1塔顶蒸汽管的计算与选型
操作压力为常压，蒸汽速度wp为12至20m/s，本次设计选取15m/s d=4V14?6944.4??0.015m 3600?3.14?WP?P3600?3.14?15?760.8V
圆整后dD=25mm
表3-3塔顶蒸汽管参数表
内管
s d×
3 25×外管s d×6 76×半径R 75 H1 120 H2 150
摘自《塔设备》
3.2.2塔釜出料管的计算与选型
塔釜流出液流速一般为0.5至1.0m/s 本次取0.6m/s d=4V14?12836.6??0.088m 3600?3.14?WD?P3600?3.14?0.6?955V
圆整后D=108mm
表3-4塔釜出料管参数
内管
s d×
4 108×外管s d×6 159×半径R 325 H1 150 H2 200
摘自《塔设备》
第 22 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
3.2.3进料管的计算与选型
本次加料为高位槽加料，所以WF可取0.4至0.8m/s，本次取0.6m/s D=4F4?19781??0.115m 3600?3.14?WF?PL3600?3.14?0.6?875.4
圆整为D=133mm
表3-5进料管参数
内管
s d×
4 133×外管s d×6 219×半径R 400 H1 150 H2 200
摘自《塔设备》
3.2.4回流管的计算与选型
对于重力回流，一般流速WR为0.2至0.5m/s，本次设计取0.4m/s d=4L4?300.4?26.01??0.092m 3600?3.14?WR?PL3600?3.14?0.4?818.1
圆整后 D=108mm
表3-5回流管参数
内管
s d×
108×4 外管s d×159×6 半径R 325 H1 150 H2 200
摘自《塔设备》
3.2.5除沫器
为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器，本次设计选用HP型丝网除沫器。 查表得气液过滤网常数K=0.233 摘自《塔设备》 气速u=K?L??G.1?0.93??6.91m/s ?G0.93
523.91?29.22?3.80m3/s ?V精?36001.12?3600?
4V4?3.80??0.70m 3.14u3.14?6.91'V精气体处理量V=除沫器直径D=
3.2.6液体分布器
第 23 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 采用莲蓬头式喷淋器，选此装置的目的是使得填料表面能较好的润湿，其结构简单、制造和维修方便。
（1）回流液分布器
流速系数?可取0.82至0.85，推动力液柱高度H可取0.12至0.15m以上，本设计选择 ?=0.83 H=0.16m 小孔流速?=?2gH?0.2?9.8?0.16?1.47m
小孔输液能力Q=L300.4?26.01??2.85?10?3m3/s 3600?LD3600?760.8
2.85?10?3
小孔总面积f???2.34?10?3m?3 ??0.83?1.47Q
4f2.34?10?3?4小孔总数n=??47个 3.14d23.14?8?10?32gr2
喷酒球表中心到填料表面距离计算h =rcos?? 222?sin?
式中：r——喷射圆周半斤，m’
d——为小孔直径 取8mm
?——喷射角 取40度
那么r=0.5D-80=0.82m
9.8?0.822
0.82?cot40??4.88m故h= 2?1.472?sin240??(2)进料液分布器
已知小孔流速?=1.47m/s
小孔输液能力Q=?LFF19781??6.28?10?3m?3/s ?3600875.4?3600
同样取d?8mm ??0.83
6.28?10?3
小孔总面积f???5.14?10?3m?3 ??0.83?1.47Q
4f4?5.14?10?3
小孔总数n=??103个 2?33.14d3.14?(8?10)
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武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
取??40 同理得h=4.88m
莲蓬头直径d取（0.2至0.3）D 本次设计选d=2D=0.2×0.25=0.50m 3.2.7液体再分布器
液体在乱堆填料层内向下流动时，有偏向塔壁流动的现象，偏流往往造成塔中心的填料不被润湿，塔径越小，对应于单位塔截面积的周边越长，这种现象越严重，为将流动塔壁出的液体重新汇集并引向塔中央区域，可以在填料层内每隔一定高度设置液体在分布装置，每段填料层的高度因填料种类而定。
本次设计选用梁型再分布器，其操作弹性为?，设计参数如下： 表3-6液体再分布器参数
?
塔径mm 1800
盘外径
mm 1775 螺栓圆直径
mm 1635
分块数 16
升气管数 5 液相负荷范
围 8.5-270
注：摘自《塔设备》 3.2.8填料支撑板的选择
本设计选梁型气体喷射式支撑板，该支撑板是目前性能最优的大塔支撑板，气体通量大，可提供百分之百的自由截面。 表3-7支撑板的性能参数
塔径mm 1800
支撑板外径
mm 1760 支撑板分块数 6 支撑圆宽度 50 支撑圆厚度 14
摘自《塔设备》 3.2.9塔釜设计
料液在釜内停留15分钟，装料系统取0.5, 塔底高（h）/塔径(d)=2/1
15
?3600?6.63m3 60
L6.63
13.26m3 塔釜体积VW?W?
0.50.05
塔底料液量LW?LS2?
3.14d2?h
由VW? 以及h/d=2
4
3
得d?
2VW
?3.14
3
2?13.26
?2.04m3
3.14
第 25 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 故h=2d=4.08m
第四章 塔总体高度的设计
4.1 塔的顶部高度的选定
4.1.1塔的顶部高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线切线距离，为了减少塔顶出口气体夹带液体量，取除沫器到第一块板的距离为600mm，顶部空间一般取1.2至1.5m， 本次设计区1.3m。
4.2 筒体和封头的选定
4.2.1筒体的选定
壁厚选10mm , 所用材质为Q235
4.2.2封头的选定
本次设计选椭圆形封头
表4-1 封头参数
公称直径mm
1800 曲面高度mm 450 直边高度mm 40 内表面积㎡ 3.73 容积㎡×m 0.866
摘自《化工机械基础》
4.3 裙座、人孔的选定
4.3.1裙座的选定
为了制作方便，裙座一般选用圆筒形，由于D?800mm，取裙座厚度为16mm。 基础环内径：
Dbi?1800?2?16?0.2?103?1632mm
基础环外径：
Dbo?1800?2?16?0.2?103?2032mm
圆整：Dbi?1800mm，Dbo?2200mm，考虑腐蚀裕度，考虑再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。
4.3.2人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔7块塔板才设一个人孔，本塔中共20.6块板，则人孔个数n为2,每个人孔的直径取为500mm 第 26 页 共 33 页
武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
第五章 总结
连续三周的化工原理课程设计，让我对《化工原理》这门课程有了更深入的理解，课程设计是教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，通过这次化工原理课程设计，更加让我体会到《化工原理》是一门实践性较强的课程，想要学好这门课，必须在掌握理论知识的同时，还要通过实验以及实地观察来加深对课程内容的体会，也让我体验到了工程设计的复杂性。
历时三个星期的设计圆满结束，从查找资料到最终完成、从理论学习到实际应用，看着最终的设计成果，我不仅切实地了解到完成一份设计的整体过程，同时也切身体会到做设计的辛苦。原本以为应该很简单的设计，没想到需要那么多精确的计算，还有那么多准确的作图。有的因数的计算，着实有一种无从下手的感觉。首先是对浮阀塔不是非常的了解，在设计过程中还出现了棘手的问题，通过自己的查资料，还有在老师的指导下，最终找到正确的解决方法。每完成一个设计步骤，我便非常的高兴，因为这意味着我离成功又近了一步。为了将我的设计直观、正确地表示出来，美观正确的作图是必不可少的，尤其是装配图，我改了一遍又一遍，辛辛苦苦的工作下终于把它完成了。当我们把要求的图纸都画完时，那一种成就感便油然而生，这些数据和图纸凝聚着我们这三个星期以来的心血，凝聚着我们对成功完成任务的信心。
这次课程设计同样提高了我的综合运用所学知识的能力，以前总认为有些科目不是很重要，可这次发现，要成为一个具有专业素质的化工人才我们除了要把专业课学好之外，必须把这些相关课程也认真学习，还有一些必要的计算机软件也要会用。这次的课程设计内容包括工艺流程的设计，塔板结构的设计，数据的校验，目的主要是是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，培养我们分析和解决工程实际问题的能力，要求我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成任务，同时通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是，严肃认真，高度负责的科学作风。
通过这次课程设计，使我将课堂上所学的理论知识真正用于之实际中，让我们对化工原理，化工制图，等课本内的知识有了更深的认识。同时，也使我练习了Word,Excel,AutoCAD等常用软件的应用，增强了自己查找资料的能力。可以说，这次化工原理课程设计使我受益匪浅。课程设计结束了，但我们挑战新领域的任务还没有结束，我们会总结这次课程设计的经验与不足，迎接下一次的洗礼。相信这次的经历会给我们以后的生活和工作中添加宝贵的经验。
这次对精馏塔的设计，不仅让我讲所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提高，在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很到重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。
最后，真诚感谢老师们的耐心地指导和同学们的一些帮助，才能使这次课程设计顺利完成。
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附录
一、符号代码说明
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二、参考文献
[1]柴诚敬，王军，张缨主编.化工原理课程设计.天津:天津科学技术出版社，20xx年7月.
[2] 王国胜 主编.化工原理课程设计（第二版）.大连：大连理工大学出版社，2008
[3] 梁忠英 主编.化工原理.中国医药科技出版社，2008.
[4]《化工工艺设计手册》，上、下册.
[5]《化学工程设计手册》,上、下册.
[6]化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备.北京：化学工业出版社，2004.
[7]化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；北京：化学工业出版社,2004.
[8]化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；北京：化学工业出版社,2004.
[9]方利国，董新法 编著.化工制图Auto CAD实战教程与开发[M].北京:化学工业出版社，2005.
[10]时均，等.化学工程手册：上卷.北京：化学工业出版社，1996.
[11]柴诚敬，等.化工原理（第二版），上下册.北京：高等教育出版社，2010.
[12]陈国桓 主编。化工机械基础（第二版）.北京：化学工业出版社，2010.
[13]陈敏恒，等.化工原理（第三版）.北京：化学工业出版社，2006.
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成绩评定表
教师签名：
日期： 第 30 页 共 33 页
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