化工工艺课程设计
第三章 设计方案简介
3.1 装臵流程的确定[9]
精馏装臵包括精馏塔，原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、釜液冷凝器 和产品冷凝器等设备，蒸馏过程按操作形式分为连续蒸馏和间歇蒸馏多种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定的特点，工业中以连续蒸馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强的优点，适用于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。
精馏是通过物料在塔内多次部分汽化与多次部分冷凝实现的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装臵过程时应考虑余热的利用。
另外为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，塔顶 冷凝装臵也可采用全凝器、分凝器—全凝器两种不同的装臵，工业上以采用全凝器为主，以便于准确的控制回流比。
总之，本此任务是分离环氧乙烷—水混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器后送至储罐，该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的两倍，塔采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐
3.2 操作压力的选择[5]
精馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏，一般除热敏性物质外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求的，并能用江河水和循环水将馏出物冷却下来的物系，都应采用常压蒸馏，对热敏性物系或者混合物泡点过高的物1
系，则宜采用常压蒸馏，对于馏出物的冷凝温度过低的物系，需要提高塔压或用深井水、冷冻盐水作为冷却剂，而常压下的物系必须采用加热蒸馏。对
kp于乙醇-水二元混合物的分离加压蒸汽用低压蒸汽，精馏塔塔顶压降4a,冷却
kp介质用自来水，单板压降小于0.7a。 3.3 浮阀标准[7]
浮阀塔是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔安装有一个可以上下浮动的阀片，气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可以根据气流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型。V-4型及T
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型，其中以F1型（相当于国外V-1型）浮阀应用最为普遍，本次设计以F1型浮阀为标准浮阀。
3.4 设计草图[8]
第四章 物性计算
4.1 塔的物料衡算
4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
环氧乙烷的摩尔质量 MA=44.05g/mol 水的摩尔质量 MB=18.02g/mol
根据设计任务书给定条件算得：
0.4044.05xF??0.2140.400.60?44.0518.02 0.9944.05xD??0.9760.990.01?44.0518.02 0.0144.05xW??0.0040.010.99?44.0518.02
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4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 MF?0.214?44.05?（1-0.214）?18.02?23.59kg/kmol MD?0.976?44.05??1?0.976??18.02?43.43kg/kmol
MW?0.004?44.05??1?0.004??18.02?18.12kg/kmol
4.1.3 物料衡算
30000?103D??78.85kmol/h365?24?43.43产品产量
总物料衡算 F=D+W
环氧乙烷物料衡算 F?0.214?78.85?0.976?W?0.004 联立解得 F=364.96kmol/h W=286.11kmol/h 4.2 塔板数的确定
Nt4.2.1 理论塔板数的求取
环氧乙烷—水物系属非理想物系，可采用图解法求理论板层数，有手册查得环氧乙烷—水物系的汽液平衡数据，并绘出x-y图[6]
绘制x-y关系图如下一页
采用作图法求得最小回流比，在图中对角线上自点e（0.214，0.214)作垂线ef即为进料线(q线) ，该线与平衡线的交点坐标为 xq=0.214 , yq=0.526
xD?yq0.976?0.526Rmin???1.44yq?xD0.526?0.214故回流比为 取操作回流比为 R?2R?2?1.44?2.88 求精馏塔的气液相负荷
L?R?D?2.88?78.85?227.09kmol/hL??L?F?227.09?364.96?592.05kmol/hV??V?(R?1)?D?(2.88?1)?78.85?305.94kmol/h 求操作线方程为： 对于精馏段 LD227.0978.85y?x?xD?x??0.976?0.742x?0.252VV305.94305.94
L?W592.05286.11y??x??xW?x???0.004?1.935x?0.004??VV305.94305.94对于提馏段
用图解法求理论板层数，如图所示，求解结果为
总理论板数 NT =95 （包括再沸器） 进料板位臵 NF=87
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1.0 0.80.6 Y 0.40.20.00.00.20.40.60.81.0X
4.2.2 实际塔板数的求取[4]
全塔效率 ET=56％
精馏段实际板层数 N精?（87-1）/0.56?153.6?154
提馏段实际板层数 N提?（95-86）/0.56?16.1?17 4.3 精馏塔的工艺条件及有关数据的计算 4.3.1 操作压力计算
塔顶操作压力
PD?101.3?4?105.3kpa
每层板压降 △P=0.7kpa
进料板压力 PF?105.3?154?0.7?213.1kPa精馏段平均压力 P105.3?213.1m?2?159.2kPa
塔底操作压力 Pw?105.3?171?0.7?225kPa
提馏段平均压力 P213.1?225m??2?219.05kPa P?105.3?225全塔平均压力 m??2?165.15KPa
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