第36组 张斌梅 曲春钊 郑思则

青岛科技大学第三届“隆腾杯”大学生化工原理实验技能大赛

青岛科技大学第三届“隆腾杯”大学生

化工原理实验技能大赛

设计说明书

组员：曲春钊 张斌梅 郑思则

2009年12月3日

第三届“隆腾杯”大学生化工原理实验技能大赛

目录

叙述部分??????????????????4 工艺计算数据及相关符号???????????5 设计部分??????????????????9

1.设计条件…………………………………………………………….9

1.1设计任务……………………………………………………………9 1.2设计依据……………………………………………………………9 1.3填料数据……………………………………………………………9 1.4任务数据处理….……………………………………………………9

2.工艺流程图.....………………………………………………………11 3.板式塔的工艺计算.…………………………………………………12

3.1塔的物料衡算和操作回流比的确定..…………………………………12 3.1.1精馏塔的全塔物料衡算.……………………………………………12 3.1.2最小回流比..………………………………………………………12 3.1.3实际回流比的确定....………………………………………………13 3.2总版效率的确定………………………….…………………………15 3.3实际塔板数的确定…………………………..………………………15 3.4板式塔空塔气速的估算….…………………………..………………16 3.4.1精馏段与提馏段中各流量的计算……………………………...……16

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3.4.1.1液体平均质量流量………………………………….……………16 3.4.1.2蒸汽平均质量流量………………………………….……………17 3.4.2空塔气速的估算……………………………………………………18 3.5塔径的计算………………………………………………………….18 3.6板式塔塔高的确定…………………………………………………...19

4.填料塔的工艺设计………………………………………………….20

4.1蒸汽速度和塔径……………………………………………………..20 4.1.1液泛时蒸汽极限空塔速度…………………………………………..20 4.1.2填料塔的塔径……………………………………………………...21 4.1.3塔中蒸汽的实际操作速度…………………………………………..22 4.2填料层高度和塔高…………………………………………………...22 4.2.1精馏段及提馏段填料层高度的估算…………………………………22 4.2.2填料层总高度H’的估算…………………………………………..22 4.2.3精馏塔总高度Hz的确定23

5.换热器的设计……………………………………………………….23

5.1塔顶冷凝器的设计…………………………………………………...23 5.1.1冷凝水消耗量……………………………………………………...23 5.1.2换热面积…………………………………………………………..24 5.1.3管子根数…………………………………………………………..25 5.1.4管长……………………………………………………………….25 5.1.5换热器的选择……………………………………………………...25 5.2塔釜再沸器的设计…………………………………………………...25 5.2.1蒸汽消耗量………………………………………………………..26 5.2.2换热面积…………………………………………………………..26

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5.2.3管子根数…………………………………………………………..26 5.2.4管长……………………………………………………………….27 5.2.5换热器的选择……………………………………………………..27 5.3预热器的设计……………………………………………………….27 5.3.1蒸汽消耗量………………………………………………………..27 5.3.2换热面积…………………………………………………………..28 5.3.3管子根数…………………………………………………………..28 5.3.4管长……………………………………………………………….28 5.3.5换热器的选择……………………………………………………...28 5.4换热器设计图………………………………………………………..29

6.泵的设计…………………………………………………………….29

6.1压头与流量的确定…………………………………………………...29 6.2泵的选择……………………………………………………………29

设计参考资料……………………………………………………..31 思考题……………………………………………………...………..32

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叙述部分

本设计说明书针对处理量为20吨每小时的乙醇－异丁醇物系的分离精馏塔进行了各方面的工艺计算，主要涉及了塔型的选择（板式塔和填料塔），塔径的计算，塔高的计算，冷凝器的选型，再沸器的选型，预热器的选型和泵的选型，并附有带控制点的工艺流程图。

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工艺计算数据及相关符号

F1型浮阀

阀孔直径/mm 阀片直径/mm 阀片厚度/mm 最大开度/mm 静止开度/mm 阀片质量/mm

板式塔

进料摩尔流率F/(kmol/h) 塔顶摩尔流率D/(kmol/h) 塔釜摩尔流率W/(kmol/h)

最小回流比Rmin 实际回流比R 理论塔板数N理 实际塔板数N实 进料板位置NF 进料板高度/m 塔径d/mm

精馏段蒸汽极限速度uf,J/(m/s) 提馏段蒸汽极限速度uf,T/(m/s)

塔高Hz/mm

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39 48 2 8.5 2.5 32~42

281.02 154.75 126.27 1.35 2.16 12 28 16 9.19 2100 2.36 1.77 18525

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填料

填料名称 公称直径mm 尺寸(外径×高×厚)mm 材质及堆积方式 比表面积σ/(m2/m3) 空隙率ε/(m3/m3) 每m3填料个数 堆积密度ρpkg/m3 干填料因子ф/m-1

填料塔

精馏段液体平均质量流量LJ/(kg/h) 提馏段液体平均质量流量LT/(kg/h) 精馏段气体平均质量流量VJ/(kg/h) 提馏段气体平均质量流量VT/(kg/h) 精馏段蒸汽极限速度uf,J/(m/s) 提馏段蒸汽极限速度uf,T/(m/s)

塔径d/mm 精馏段填料层节数 提馏段填料层节数 塔高Hz/mm

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拉西环 50 50×50×1.0 钢制乱堆 110 0.92 7000 430 141

17571.24 40027.31 24837.77 30944.15 2.44 1.87 2000 2 1 15400

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热负荷kW 公称直径mm 公称压力kPa 传热面积S/m2

管程数 管数n 管长l/mm 管子规格mm 管心距mm 冷凝水耗量W水/(kg/s)

热负荷kW 公称直径mm 公称压力kPa 传热面积S/m2

管程数 管数n 管长l/mm 管子规格mm 管心距mm 蒸汽耗量W3蒸汽/(m/s)

塔顶冷凝器

塔釜再沸器

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-1565.33 600 1600 52.8 2 232 3000 Ф25×2.5 32 37.46

1795.31 273 2500 14.7 2 56 4500 Ф19×2.0 25 0.318

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预热器

热负荷kW 公称直径mm 公称压力kPa 传热面积S/m2

管程数 管数n 管长l/mm 管子规格mm 管心距mm 热水耗量W热水’kg/s

型号 转速n/(r/min) 流量m3/h 扬程H/m 效率η/% 轴功率kW 电机功率kW 必须汽蚀余量m

泵

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920.99 400 2500 14 2 94 2000 Ф25×2.5 32 4.18

IS80-65-125

2900 30 22.5 64 2.87 5.5 3.0

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设计部分

1. 设计条件

1.1. 设计任务

设计一精馏塔，用以完成乙醇－异丁醇混合液的分离任务。 1.2. 设计依据

表1

项目 处理量，tons/h 进料组成(乙醇：正丁醇(w/w)) 分离要求 (质量分率) 进料状况 工作压力 加热蒸汽 冷却水进出口温度 任务 20 45%:55% 塔顶乙醇含量≧95% 塔底异丁醇含量≧95% 20℃料液经预热器预热至泡点进料 常压(101.3kPa) 0.4MPa饱和蒸气（表压） 20、30℃ 1.3. 填料数据 表2

填料 名称 拉西环

尺寸 (直径×高×厚)

mm 50×50×1.0

钢制乱堆 材质及 堆积方式

比表面积

σ m2/m3 110

空隙率 ε m3/m3 0.92

每m3填料 个数 7000

堆积密度

ρp kg/m3 430

填料因子

Ф m-1 141

1.4. 任务数据处理

将任务中各数据的单位进行换算，以利于计算。 查的相关数据如下，条件为20℃，常压下：

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表3

内容 密度ρ，kg/m3 分子量 乙醇 790 46.069 异丁醇 801.6 74.1228 以下为换算过后的各项目数据： 表4

项目 原料液密度(20℃)，kg/m3 进料密度(泡点85.45℃)，kg/m3 处理量(按进料密度计算)，kmol/h 进料组成 乙醇，异丁醇(摩尔分数) 分离要求 (质量分率) 进料状况 工作压力 加热蒸汽 冷却水进出口温度 任务 796.38 651.028 281.020 56.83%，43.17% 塔顶乙醇含量≧96.83% 塔底异丁醇含量≧92.19% 20℃料液经预热器预热至泡点进料 常压 0.4MPa饱和蒸气（表压） 20、30℃ - 10 -

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2. 工艺流程图

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3. 板式塔的工艺计算

3.1. 塔的物料衡算和操作回流比的确定 3.1.1. 精馏塔的全塔物料衡算

由总物料衡算和乙醇物料衡算可得以下方程：

其中F为281.020kmol/h，xF为0.5683，xD为0.9683，xW为0.0781。解得D为154.75kmol/h，W为126.27kmol/h。 3.1.2. 最小回流比

物料泡点进料。求得101.3kPa下以上组成物料的泡点为85.45℃。绘出101.3kPa下物料的T-x-y图（用PRO/II以理想物系构建），查得泡点温度下与原混合溶液呈平衡的乙醇气相进料浓度yF*为0.73846。

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T-X-Y Plot for ETHANOL and SBUTANOL375.00BDBDBubble PointDew PointBD370.00BBBBBBBBDDDDDDDDBBBBBDDDDDBBBBDDDDBDBD365.00Temperature, K360.00355.00350.0000.20.40.60.81.0Composition, Mole Fraction ETHANOL, (P = 101.30 kPa)

图1

根据公式：

求得Rmin为1.351。 3.1.3. 实际回流比的确定

令R/Rmin=β，为回流比系数。根据不同的回流比系数求得对应的实际回流比和塔板数，列表如下：

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表5

β R N N(R+1) 1.150 1.55 17 43.39 1.225 1.65 16 42.46 1.300 1.76 15 41.32 1.480 2.00 13 38.97 1.600 2.16 12 37.92 1.750 2.36 12 40.35 2.125 2.87 11 42.56 数据如图：

图2

由图可知最小乘积N(R+1)对应的回流比为R=2.16，此时β=1.60。求得此时完成精馏任务所需的理论塔板数为N=12，进料位置为NF=7，如图3。

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图3

3.2. 总板效率的确定

根据公式：

其中α为塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；μL为塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，mPa·s。求得ET为0.405。 3.3. 实际塔板数的确定

根据公式：

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其中NT为理论塔板数，NP为实际塔板数。因此求得精馏段实际塔板数为15块，提馏段实际塔板数为13块（不包括再沸器），总塔板数为28块，进料位置为第16块塔板。 3.4. 板式塔空塔气速的估算

3.4.1. 精馏段与提馏段中各种流量的计算 3.4.1.1. 液体平均质量流量

馏出液的摩尔质量可以视为等于乙醇的摩尔质量，则精馏段的液体平均摩尔组成为：

解得x醇,J=0.77。 则精馏段的液体摩尔质量

解得M液,J=52.57kg/kmol。 则精馏段的液体平均质量流量

解得LJ=17571.238kg/h。

同理，提馏段的液体平均摩尔组成为

解得x醇,T=0.32。 则精馏段的液体摩尔质量

解得M液,T=65.06kg/kmol。

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则精馏段的液体平均质量流量

解得LT=40027.31kg/h。 3.4.1.2. 蒸汽平均质量流量

由精馏段操作线方程

求得yF=0.694889。

则精馏段中蒸汽平均摩尔组成

得y醇,J=0.83。其中yD=xD。 精馏段的蒸汽摩尔质量

解得M汽,J=50.79kg/kmol。 则精馏段的气体平均质量流量

解得VJ=24837.77/h。

同理，提馏段的汽体平均摩尔组成为

解得y醇,T=0.39。其中yW=xW。 则精馏段的液体摩尔质量

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解得M汽,T=63.28kg/kmol。 则精馏段的汽体平均质量流量

解得VT=30944.15kg/h。 3.4.2. 空塔气速的估算

利用史密斯关联图计算空塔气速。 横坐标公式为：

其中Vh，Lh分别为塔内气、液两相的体积流量，m3/h；ρV，ρL分别为塔内气、液两相的密度，kg/m3。规定HT-hL=0.45m，其中HT为塔板间距，m；hL为板上液层高度，m。

求得精馏段史密斯图横坐标为C20J=0.12，提馏段史密斯图横坐标为C20T=0.1。

根据纵坐标公式

求得umaxJ=2.36m/s，umaxT=1.77m/s。

规定安全系数为0.7，根据公式u=(0.6~0.8)umax求得适宜的空塔气速u，则uJ=1.66m/s，uT=1.24m/s。 3.5. 塔径的计算

根据公式

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其中Vs为塔内气体流量，m3/s；u为空塔气速，m/s。

由此求得精馏段塔径为1.75m，提馏段塔径为2.01m。采用统一塔径，则塔径为2.1m。

3.6. 板式塔塔高的确定

选用F1型浮阀，相关尺寸如下：

表6

形式 阀孔直径/mm 阀片直径/mm 阀片厚度/mm 最大开度/mm 静止开度/mm 阀片质量/mm 尺寸 39 48 2 8.5 2.5 32~42 浮阀塔板间距参考数值 表7

塔径D/m 板间距HT/mm 0.3~0.5 200~300 0.5~0.8 300~350 0.8~1.6 350~450 1.6~2.0 450~600 2.0~2.4 500~800 >2.4 ≧600 根据下表数据， 表8

塔径d，mm 400～1000 1200～2200 ≥2400

ZJ，mm 600 1000 1400

ZT，mm 1500 2000 2500

再根据一下公式，

其中n－填料节数，节；

HT－相邻塔板间的距离，m，取HT=0.575m；

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ZJ－填料上方分离空间的高度，m，参考表8选定； ZT－填料与塔底间的距离，m，亦参考表8选定。 求得总塔高为Hz=(28-1)×0.575+1+2=18.525m。 进料高度则为HJL=(13-0.5)×0.575+2=9.19m。

4. 填料塔的工艺设计

4.1. 蒸汽速度和塔径

4.1.1. 液泛时蒸汽极限空塔速度

由图1知蒸汽平均温度为tJ=83.075℃，tT=92.975℃。故得精馏段的蒸汽密度

解得ρ汽,J=1.74kg/m3。 提馏段的蒸汽密度

解得ρ汽,T=2.11kg/m3。

由图1知液体平均温度为tJ’=81.60℃，tT’=90.59℃。故精馏段的液体密度

解得ρ液,J=677.388kg/m3。 提馏段的液体密度

解得ρ液,T=664.954kg/m3。

可查得在混合温度下，液态乙醇及液态异丁醇的黏度如下：

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表9

项目 精馏段黏度mPa·s 提馏段黏度mPa·s 乙醇 0.43 0.37 异丁醇 0.79 0.67 则精馏段液体的黏度可用下式计算

解得μ液,J=0.74mPa·s。 同理可求得μ液,T=0.69mPa·s。

关于上升蒸汽极限速度uf可按下式计算

对于50×50×1.0(mm)钢制拉西环乱堆填料，其比表面积σ=110m2/m3，空隙率ε=0.92m3/m3。因此，可求得精馏段蒸汽极限速度uf,J=2.44m/s，提馏段蒸汽极限速度uf,T=1.87m/s。 4.1.2. 填料塔的塔径

取操作速度u为蒸汽极限速度uf的70%，则

uJ=0.7×uf,J=1.71m/s uT=0.7×uf,T=1.31m/s

故精馏段的塔径为

解得dJ=1.72m。 提馏段的塔径为

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解得dT=1.99m。

选取上下塔两段为相同的筒体标准直径为2m。 4.1.3. 塔中蒸汽的实际操作速度

有关系

求得uJ实=1.26m/s，uT实=1.30m/s。分别为蒸汽极限速度的51.64%和69.52%。 4.2. 填料层高度和塔高

4.2.1. 精馏段及提馏段填料层高度的估算

填料层高度可按理论踏板×等板高度求得。

根据塔板数及进料板位置可推定，精馏段理论板数为6块，提馏段理论板数（不包括再沸器）5块。关于液泛时等板高度，可用下式计算

其中μ汽,J=0.14mPa·s，μ汽,T=0.13mPa·s，系数mJ=0.629，系数mT=1.63。 求得精馏段的等板高度为HD,J=0.876m，故HJ=HD,J×NJ=5.26m。 求得提馏段的等板高度为HD,T=0.527m，故HT=HD,T×NT=2.64m。 4.2.2. 填料层总高度H’的估算

有关系

H=HJ+HT=7.90m

设计时一般会留出一定的安全系数，即

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取安全系数为1.35，求得H’为10.66m。

对于拉西环，分段填料时每节填料高度最大不超过4m，则根据实际情况取每节填料层高度为3.6m。则塔的填料层总节数为3节，其中精馏段2节，提馏段1节。

4.2.3. 精馏塔总高度Hz的确定

精馏塔总高度可按下式计算

其中Z－每节填料层高度，m； n－填料节数，节；

hP－相邻两节填料层间的距离，m，其间装有液体分部器，取hP=0.8m； ZJ－填料上方分离空间的高度，m，参考表10选定； ZT－填料与塔底间的距离，m，亦参考表10选定。

表10

塔径d，mm 400～1000 1200～2200 ≥2400

ZJ，mm 600 1000 1400

ZT，mm 1500 2000 2500

因此，求得塔的总高度为HZ=3×3.6+(3-1)×0.8+1+2=15.4m

5. 换热器的设计

5.1. 塔顶冷凝器的设计

塔顶冷凝器采用管壳式换热器。选用Ф25×2.5mm的无缝钢管，内径为0.02m。冷凝水的流速定为u=1.0m/s，走管程。 5.1.1. 冷凝水消耗量

根据公式：

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其中Wh为流体流速，kmol/h；r为流体的汽化潜热，kJ/kmol；Ts为流体的饱和温度，℃。求得塔顶冷凝器的负荷为-1565.33kW。

规定冷凝水入口温度为20℃，出口温度为30℃。 由以下公式求得冷凝水的平均温度

求得tm=25℃。

查得该温度下水的比热容为Cp=4.1785kJ/(kg·℃)，密度ρ=996.95kg/m3。根据以下公式求得水耗量

求得W水=37.46kg/s。 5.1.2. 换热面积

塔顶料液温度为T=79.35℃。由此可根据公式求得换热平均温度差：

求得平均温度差为Δtm=54.20℃。

由于冷凝系统存在相变过程，计算传热系数K繁琐，故查阅经验数据得到乙醇蒸汽－异丁醇蒸汽－冷凝水系统的传热系数K值为600W/(m2·℃)。

由公式

求得估算的传热面积为48.14m2。

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5.1.3. 管子根数

由公式

求得单程管数为n’=119.61。 5.1.4. 管长

由公式

求得单程管长为l=5.12m。 5.1.5. 换热器的选择

规定管程数为2，管长为3米，管数调整为240。

由文献查得最适合的管壳式换热器（固定管板式）参数如下

表11

公称直径 传热面积 管 数 管子规格 600mm 52.8m2 232 Ф25×2.5mm 公称压力 管程数 管 长 管心距 1600kPa 2 3000mm 32mm 管子呈三角形排列。 5.2. 塔釜再沸器的设计

塔釜再沸器亦采用管壳式换热器。选用Ф19×2.0mm的无缝钢管，内径为0.015m。

再沸器热源由压力为0.4MPa（表压）的饱和水蒸汽提供，其温度为T=151.7℃，冷凝潜热为γ=2113.2kJ/kg，密度为ρ=2.667kg/m3。加热蒸汽走壳程。

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5.2.1. 蒸汽消耗量

由公式

求得塔釜再沸器的负荷为1795.31kW。

由以下公式

求得W蒸汽=0.85kg/s，换算得体积流量V=0.32m3/s。 5.2.2. 换热面积

由于换热系统存在相变过程，计算传热系数K繁琐，故查阅经验数据得到乙醇液体－异丁醇液体－加压饱和蒸汽的传热系数K值为2500W/(m2·℃)。传热温差为54.75℃。

则由公式

求得估算的传热面积为13.12m2。 5.2.3. 管子根数

管内走乙醇－异丁醇溶液，流量为W混’=3.09kg/s。规定流速为1m/s。 由公式

求得单程管数为n’=24.06。

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5.2.4. 管长

由公式

求得单程管长为l=9.13m。 5.2.5. 换热器的选择

规定管程数为2，管长为4.5米，总管数调整为50。 由文献查得最合适的管壳式换热器（固定管板式）参数如下

表12

公称直径 传热面积 管 数 管子规格 273mm 14.7m2 56 Ф19×2.0mm 公称压力 管程数 管 长 管心距 2500kPa 2 4500mm 25mm 管子呈三角形排列。 5.3. 预热器的设计

预热器仍然采用管壳式换热器。选用Ф25×2.5mm的无缝钢管，内径为0.02m。

预热器热源由塔底再沸器冷凝后的高压饱和水汽提供，其温度为

T=151.7℃，平均比热容为cp水=4.263kJ/(kg·℃)，密度为ρ=938.95kg/m3。高压饱和水走壳程。 5.3.1. 蒸汽消耗量

热量衡算求得预热器的负荷为921.00kW。 由以下公式

求得W热水’=4.18kg/s，换算得体积流量V=4.45L/s。

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5.3.2. 换热面积

查得操作条件下系统加热操作的传热系数K值为1250W/(m2·℃)。传热温差为72.91℃。

则由公式

求得估算的传热面积为10.10m2。 5.3.3. 管子根数

管内走20℃的原料液，流量为W原=5.56kg/s。规定流速为1m/s。 由公式

求得单程管数为n’= 39.48。 5.3.4. 管长

由公式

求得单程管长为l=4.29m。 5.3.5. 换热器的选择

规定管程数为2，管长为2米，总管数调整为80。 由文献查得最合适的管壳式换热器（固定管板式）参数如下

表13

公称直径 传热面积 管 数 管子规格 400mm 14m2 94 Ф25×2.5mm 公称压力 管程数 管 长 管心距 2500kPa 2 2000mm 32mm - 28 -

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管子呈三角形排列。 5.4. 换热器设计图

由于塔顶冷凝器，塔底再沸器和预热器均为双管程换热器，故由一张换热器设计图表示。具体尺寸参考表11，表12，表13。

图4

6. 泵的设计

6.1. 压头与流量的确定

按板式塔的工艺数据计算泵的压头与流量。

已知从塔底到进料板位置的高度为9.19m，假设原料液整个传输过程中的压头损失为2m，并取泵的附加安全系数为10%，则泵的总压头为

Hz=1.1H=1.1×(9.19+2)=12.31m

已知原料液的体积流量为25.11m3/h，则泵的总流量为

Qz=1.1Q=1.1×25.11=27.62m3/h。

6.2. 泵的选择

由于乙醇与异丁醇腐蚀性较小，所以可选用IS型水泵。根据压头和流量，最终选用IS80-65-125型泵。该泵的参数如下

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表11

流量 型号 转速n r/min m/h 30 IS80-65-125 2900 50 60 3功率/kW 扬程H 效率η 电机 功率 必须汽 蚀余量 (NPSH)r m 3.0 3.0 3.5 质量 (泵/底座) kg L/s 8.33 13.9 16.7 m % 轴功率 2.87 3.63 3.98 22.5 20 18 64 75 74 5.5 44/46 - 30 -

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设计参考资料

陈洪钫，刘家祺 《化工分离工程》 1995年5月第1版

赵文，王晓红，唐继国，周传光 《化工原理》 2001年12月第1版 陈忠秀，顾飞燕，胡望明 《化工热力学》（第二版） 2001年6月第2版 姚玉英，夏清，陈常贵 《化工原理》（上、下册） 2005年1月第1版 刘道德等 《化工设备的选择与工艺设计》（修订版） 1992年9月第1版 刘启光，马连湘，邢志有 《化工物性算图手册》 2002年1月第1版 化工设备设计全书编辑委员会 《塔设备设计》 1988年11月第1版

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思考题

1、当填料塔塔径为100mm时，塔的处理量大约为多少？当板式塔塔径为80mm时，塔的处理量大约为多少？

答：根据公式

对于塔径为2m的填料塔，回流比为R=2.16时，计算所得气速为2.04m/s；回流比不变，则对于100mm塔径的填料塔，空塔气速扔取2.04。由此可求得Vs=0.016m3/s。

对于填料塔，若假设HT-hL不变，回流比不变，则空塔气速与原计算值相等，为1.24m/s，则80mm塔径情况下处理量大约为0.00623m3/s。

2、如果现有塔仅相当于9块理论板，进料位置偏下，要实现分离乙醇与异丁醇的目的，应该采取怎样的措施？

答：当进料位置偏下时，分离效率降低，可以增大回流比或者增大再沸器的负荷来调节，以提高分离效果。也可以提高进料温度，如过热进料。 3、如何根据有关参数实时判断塔顶、塔底的物料是否合乎要求？

答：在分离过程中，及时观察和记录塔底及塔底的温度，压力以及进、出口量的数据，并进行分析。通常，对于固定的一套装置，产物纯度与设备温度、压力、处理量是一一对应的。同时，在生产中常用测量和控制灵敏版的温度来保障产品的质量。

4、板的不正常运行有哪些现象？如何消除这些现象？

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图五

1、过量液沫夹带线；2、液相下限线；3、严重漏液线； 4、液相上限线；5、液泛线

操作点落在这五条线以外就会出现以下不正常现象： 1.液泛

通常在精馏塔内，液相靠重力作用自上而下通过降液管逐板流动，可见液体是从低压部位流向高压部位，因此要求降液管中液面必须有足够的高度，以克服两板之间的压力降而流动。若气、液两相之一的流量增大，则会导致降液管内液体不能顺利下流，使管内液位升高到塔板溢流堰的顶部，造成两板间的液体相连通，导致塔内积液，这种现象称为液泛（又称淹塔）。此时塔的压力降急剧增高，塔的正常操作也被破坏。

消除方法：整改降液板底隙，降低上升蒸汽量，减少进料量，降低回流比等。

2.雾沫夹带

当气流穿过塔板上液层时，将板上的液体带入上一层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫的生成可增大气液接触面积，但过量的雾沫夹带不仅造成液相在塔

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板间的返混，致使塔板效率下降，而且在严重时还会导致夹带液泛。

影响雾沫夹带的因素很多，主要可通过以下方法解决：增加板间距，提高空速，添加除沫器。

3.漏液

对于板面上具有通气孔的塔板，当气流速度降低时，气体通过小孔的动压头可能不足以阻止板上液体经孔道下流，这样便会出现漏液现象。发生漏液时，将影响塔板上气液相间的充分接触，使塔板效率降低。

发生漏液的主要原因是流速过小及因板面上液面落差所引起的气流分布不均，即往往在塔板液体入口处的液层较厚区域发生漏液。常见的解决方法是在塔板液体入口处附近的狭小区域内不开小孔——该区域称为安全区。

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实验报告

一、实验任务

在常压下，采用连续精馏的方法分离乙醇与异丁醇的混合物，该混合物中含有乙醇30%（质量百分数），进料温度为室温。

二、实验要求

塔顶产品中乙醇含量在95%以上，并拥有可观的产量。

塔釜产品中异丁醇含量在90%以上，并拥有可观的产量。（分数皆为质量百分数）

三、试验时间

150分钟

四、实验设备

筛板式精馏塔，实际塔板数15块，进料位置从下往上数第3或第5块。进料采用离心泵。塔釜加热方式全部采用电加热。

五、实验程序

1.由实验室老师配置好原料液，并加入到原料贮罐中。 2.由实验室老师介绍实验装置及注意事项。

3.开机进行全回流。塔顶冷凝水流量为100L/h，塔底再沸器电压保持在150V一下。

4. 30分钟后（或待全塔稳定后）开始加入料液。加料位置为第11块塔板；原料液流量为10L/h；全塔回流比定为3.5；冷凝水流量依旧保持100L/h。

5.在加料的同时打开塔顶产品出口阀，用5L塑料桶收集。

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6.观察精馏过程中塔顶及塔釜温度的变化，适当改变进料流量及回流比，以求最好的产率和产品浓度。

7.在实验要结束时，用两只试管分别收集塔顶和塔釜产品的样品，以供检测纯度使用。

8.关闭各阀门，关闭进料泵，停车。

六、实验当中的问题及解决方案

在刚开始加料的时候，我们组误把塔釜出料阀打开，使得塔釜料液大量流入储液罐中，而使塔釜液位下降，造成塔釜再沸器干烧而跳闸。待发现问题后我们组迅速关闭的塔釜出料阀，并适当调大进料流量与回流比，促使塔釜液位回升，全塔运作逐渐恢复正常。

七、实验数据

原料进料流量：10L/h 冷凝水流量：100L/h 全回流时间：1:45~2:15 回流比3.5

每隔5分钟记录一次温度数据，具体如下： 记录时间 2:15 2:25 2:30 2:35 2:40 2:45 2:50

塔顶温度/℃

77.9 78.2 76.8 78.5 78.6 78.3 77.8

塔釜温度/℃

96.2 96.1 95.6 96.1 96.4 96.5 96.8

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回流比改为3

每隔5分钟记录一次温度数据，具体如下 记录时间 2:55 3.05 3:10 3:15 3:20 3:25 3:30

塔顶温度/℃

77.8 77.7 77.8 77.8 77.8 77.8 77.8

塔釜温度/℃

96.9 97.1 97.2 97.5 97.5 97.6 97.8

其中2:30时的数据波动较大，主要是由于塔釜料液液位过低造成再沸器干烧断电所引起。

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参赛总结及感想

为检验大学生对化工原理课程知识的掌握程度，激发和培养学生对化工专业的学习兴趣、应用所学知识进行科学研究的创新意识、创新思维并培养创新能力以及团结协作精神，提高工程实践和科研能力；为爱好化工专业、学有特长的各专业学生提供相互交流、切磋的机会以及展示各自才华的舞台，我校举办了本届“‘隆腾杯’大学生化工原理实验技能竞赛”。

正是这样一个平台吸引了我们。本着锻炼自己、重在参与的想法，我们一组三名成员——张斌梅，曲春昭和郑思则——报名参加了初赛。

初赛是基于化工原理课程设备设计及其初步计算的统一笔试。我们的竞争者不仅来自本学院以及我校其他学院的同学，还有来自中国海洋大学、石油大学、山东科技大学、青岛农业大学和潍坊学院近500名选手，不过我们组始终坚信激烈的竞争不但会带来压力更会带来进步。

为了准备初赛，我们组三名成员都对化工原理课程及实验进行了全面复习，特别是对于设备的计算方面。笔试过程中我组三名成员分工明确，以较高的效率完成了大部分试题。不过在笔试中我们也遇到了不少问题，这些问题暴露出了我们学习的漏洞——平时的学习偏重于理论和考试要求，对于实际设计型的计算缺乏经验。初赛的整个过程给我们带来了新的体会：如何协调好组员之间的工作，怎样在时间限定之内达到高效等，这些也都是收获。

初赛结束后，我们对结果都抱有较大的信心，所以便着手开始准备复赛的工作。复赛更是一次艰巨而又充满挑战的任务：我们需要根据初赛题目所给定的要求，进行一次完整的塔设备设计。其中涉及了许多平时学习中不曾遇到的如节能、经济和创新等方面的问题。为了解决这些问题，为了最好地完成设计

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任务，我组组员明确分工，通过上网及在图书馆借阅相关的设计手册，对整个设计进行了详细的规划。另外，我组晋级复赛的通知也更加坚定了我们的信心和决心，使我们对设计更有动力。在整个设计过程中，我组分别对物系的性质，分离的要求，精馏段提馏段的衡算，填料的选择以及三个换热器的设计进行了详尽的计算，给出了流程和设备图样，并且还进行了节能优化。

复赛以答辩形式进行，这也是对我们的一项不同于设计能力的锻炼。答辩过程紧张而有序：李建隆教授等评委不仅给我们提出了问题，同时也提供了建议，比如指出了我们忽略了的设备本身的经济衡算，设备及填料选型过于老套，未进行效率对比等，这些都是对我们设计方面的宝贵建议。

通过初赛复赛两场激烈的竞争，我们小组最终有幸进入了决赛。决赛是对设计的一次实验操作：通过规划实验方案，设计具体流程，搭建实验装置，确定实验步骤，进行实验操作并取得小试结果，另外还要对小试结果进行技术经济评价和总结，并提交研究报告。精馏实验虽然是我们的专业课实验，对于我们来说是相对比较了解的，但是出于严谨的态度，我组组员们还是多次对实验设备进行了详细的探查和了解，以确保实验的顺利进行。在刚刚结束的实验中，我们以含有30%乙醇和70%异丁醇（质量分数）的混合物系作为原料进行精馏分离，实验过程较为顺利，最终得到的产品产量及纯度也比较可观。

在参加整个大赛的过程中，我们作为参赛者也有了一些体会和建议：一，竞赛举办的时间正值考研及期末复习阶段，这项时间冲突使不少大四的优秀学生放弃了这次大赛的宝贵机会，也给我们的交流产生了局限性；二，决赛的实验操作若能适当提前，还可以为参赛者留出更多的时间对最终的报告进行更加完善的修正；三，由于实验设备条件有限，致使我们的设计与实际实验操作有很大差距，比如进料热状况不同，进料板数不可变等，这些都使得实验数据与设计数据出现了较大的偏差。

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至此，我们小组已顺利完成了本次大赛的全部竞赛环节。在过去将近一个月的时间里，我们与各大高校的名师面对面交流，受益匪浅；同时，不同专业不同院校的同学们互相交流，不但增进了各自的知识，还互相建立起了友谊关系；另外，将理论应用于实际生产，既是经验上的积累，也是思维方式的创新；比赛当中初赛、复赛及决赛不同形式的竞争方式也是对我们多元化的锻炼??

最后，感谢学校和学院给我们提供的这次展示和锻炼的机会，感谢老师们在大赛过程中给予我们的指导和指正。希望在以后的日子里，“‘隆腾杯’大学生化工原理实验技能竞赛”能一如既往，成为热爱化工专业的学生们的一次不可错过的学习和锻炼的机会。

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/bwr6.html