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范文一：蒸馏乙醇

蒸馏乙醇

The Distillation of Alcohol

11307110279 高涵

液体有机化合物的提纯和分离以及溶剂的回收经常采用蒸馏的方法完成。本次实验即是通过蒸馏的方式提纯乙醇，使其纯度增大。

Liquid organic compound can be purified, separated and dissolvent-recovered by distillation. In this experiment, we purified alcohol using the method of distillation, which increased its purity standard. 关键词：乙醇；常压蒸馏；直形冷凝管；Ethyl alcohol；Atmospheric distillation；Condenser distillation colum

一、反应简介

将液体加热至沸，使液体变为蒸汽，然后再使蒸汽冷凝到另一容器中成为液体，这两种过程的联合操作成为蒸馏。由于各种物质其沸点各不相同，通过蒸馏可以将易挥发的物质和不挥发的物质分开，也可以使混合物中各组分得到部分或全部分离（各组分以沸点相差60℃以上最佳，低于40℃很可能需要进行多次分离以达到较好的效果）。

本次实验需要蒸馏的乙醇试剂是物理纯乙醇30mL，由于长时间的实验室使用，其中可能含有其他有机杂质，以及过多水分等等。通过此次蒸馏提纯，可将沸点不同的各种成分分离开来，并制得纯度较高的乙醇，用于下次实验使用。

二、实验材料

物理纯乙醇 30mL

磁力搅拌器油浴加热装

置

实验装置图如右

三、实验方法

按照实验装置图安装好

蒸馏装置，其中分别用铁夹

固定住圆底烧瓶的颈部额直

形冷凝管的的中部，平衡受

力；水银温度计的水银泡上

端对齐蒸馏头支口的下端；

从下至上，从左至右依次安

装；先用一容器收集蒸馏温度到达乙醇沸点之前蒸出的馏分，在本次实验中此为杂质，不需要。

将需要蒸馏的30mL乙醇加入放好搅拌子的圆底烧瓶内，装好温度计并接通冷凝水。打开磁力搅拌器，设置转速为1100转，温度为110℃，油浴加热，油液面高于圆底烧瓶内的乙醇液面。观察温度计示数直线上升，预备的收集装置锥形瓶中无产物。当温度计示数达到78℃时，温度计水银球下出现液滴悬挂，直形冷凝管中有液体出现，此时迅速更换收集装置为具塞瓶，液滴掉落频率约为2滴每秒。

当残余没过搅拌子三分之一高度的乙醇时，停止加热和搅拌，停止冷凝水的输入。将具塞瓶用塞子盖好，收好。仪器待冷却后从右至左，从上至下拆分洗涤。

四、结果与讨论

产品为无色透明液体，有浓郁的酒精味。常温下易挥发，沸点78.5摄氏度，分子量为46.07，分子式为C2H5OH。未测定产品乙醇的质量和体积。

本实验操作较为简单，主要是熟悉了常压蒸馏的步骤与具体操作，为之后的有机合成实验打基础。我认为此次实验除了学到了各种冷凝管的交替使用、磁力搅拌器的具体用法，最重要的是发现了铁架台以及各种铁夹的重要之处。在做一个实验、设计实验装置之时，不仅要考虑装置本身，也要考虑铁夹的设置，既不能太多影响装置的灵活度，也不能太少导致装置整体受力不均甚至造成实验失败以及仪器的损坏。在以后的实验中必会多加注意这点。

五、参考文献

[1] 李妙葵, 贾瑜, 高翔, 李志铭. 大学有机化学实验(M). 上海: 复旦大学, 2006.9

[2] 邢其毅, 裴伟伟, 徐瑞秋, 裴坚. 基础有机化学(M). 北京: 高等教育出版社2005.6

范文二：螺旋板式换热器用于乙醇蒸馏装置实验研究

螺旋板式换热器用于乙醇蒸馏装置

? 实验研究

() 东南大学南京 210018副教授陈亚平教授施明恒

摘要提出用螺旋板式换热器作为发生器和冷凝器, 使乙醇蒸馏塔高度降低, 结构紧凑, 并对根据上述改进方案设计的乙醇蒸馏装置进行了实验研究。

关键词螺旋板式换热器蒸馏塔乙醇实验

分类号 TQ 051. 5 TQ 03

Exper im en ta l re sea rch on e than o l d ist illa t ion co lum n w ith sp ira l p la te hea t exchan ger s

A sso c ia te P ro fe sso r C h en Y ap ing P ro fe sso r S h i M ing h eng

()So u th ea st U n ive r sity, N an jing 210018

, A bstra c t A sch em e fo r com p ac t if ica t io n o f e th ano l d ist illa t io n equ ipm en te sp ec ia lly fo r th e re2

, duc t io n o f th e h e igh t o f th e d ist illa t io n co lum n is p ropo sedu sing sp ira l p la te h ea t exch ange r s a s gene ra2

2. to r and co nden se r in stead o f th e tubesh e ll o ne sT h e exp e r im en ta l re su lt s o n an e th ano l d ist ille r de2

.signed w ith th e abo ve m en t io ned m o d if ica t io n a re p re sen ted

: , , , Key word ssp ira l p la te h ea t exch ange r sd ist illa t io n co lum n e th ano lexp e r im en t

乙醇是一种重要的化工原料, 又是一种 1 种绿色燃料。随着石油资源趋于枯竭, 疑是

可作为石油替代品的二次能源。它可以掺混寻求石油的替代产品势在必行。目前乙醇燃在汽油中直接用于现有发动机, 或对发动机料还不具有经济上的竞争力, 但它作为一种

进行改造后全部使用乙醇作为燃料。其排放从可再生的生物质能源中获得潜在的替代能

1 的废气中的有害成分比燃用汽油或柴油要低源, 将具有良好应用前景。如何降低乙醇生得多。此外, 乙醇还作为燃料电池的燃料, 直产过程的成本, 使其具有相对的竞争力是至接产生电能。从环境保护的角度考虑, 乙醇无关重要的。由于蒸馏是乙醇生产流程中的一

2 , . 2 Co llie r J GT hom e J RCo nvec t ive bo iling and co n4 结语 . : ,den sa t io nN ew Yo rkO xfo rd U n ive r sity P re ss Inc 通过实验研究, 无论水还是煤油, 其在内 1994.

螺纹管中的流动沸腾两相摩擦阻力均明显大 3 李海青. 两相流参数检测及应用. 杭州: 浙江大学出版

社, 1991. 于光管中的摩擦阻力。对于内螺纹管中的两均徐济沸腾传热和气液两相流. 北京: 原子能出版社, 4 金. 相摩擦阻力, 按均相模型, 拟合了一个计算两 1993.

5 程立新. 内螺纹管和微结构槽管中单相和两相流动的强相摩擦因子的关系式, 可用于实际相应工况

化传热与摩擦阻力特性的研究: 博士学位论文. 西安: 摩擦阻力计算。西安交通大学, 1998 参考文献 ( 收稿日期: 1998211225) ( 王编) 1 杨世铭. 传热学. 北京: 高等教育出版社, 1987.

? 注: 华南理工大学国家教委传热与节能开放研究实验室基金资助项目。

石油化工设备 1999 年第 28 卷 ?24?

个关键步骤, 无论是能量消耗, 还是设备成本实现降膜式的流动和传热传质过程。都占有很大的比例。因而提高蒸馏过程的效率、简化其结构, 对降低乙醇的生产成本有重

要的意义。笔者的介绍旨在对乙醇蒸馏装置

的结构改进作初步的探索。

1 螺旋板式乙醇蒸馏实验装置的结构

传统的乙醇蒸馏装置的发生器和冷凝器

都采用管壳式换热器, 其体积庞大, 材料消耗

多, 因而价格较贵。在换热器的各种型式中,

由于同样材料的板材比管材的单位成本低得

多。“以板代管”成为换热器发展的一个趋势。

近年来管壳式换热器受到了板式、螺旋板式

及板翅式等板型换热器的有力挑战。在需要

采用优质不锈钢材料的应用场合, 板型换热

11 原料桶 21 成品桶 31 溶液热交换器 41 发生器器更显示出优越的技术经济性。螺旋板式换 51 精馏器 61 分凝器 71 冷凝器热器是用两块保持一定间距的平行板卷成螺 a, a, c, c——冷却水进、出口; b——乙醇蒸气进口;12 12 1

——乙醇成品出口; ——排气口; ——外回流进口;b2 b 3 d1 旋状, 构成两个通道的热交换器, 它是几种板 ——降膜式流程时原料进口; , ——加热蒸汽进口和 d2 e1e2 型换热器中最容易制造的 1 种型式, 其价格疏水出口; , ——溶液进、出口; , ——废料进、出 f1f2 g1g2 便宜, 结构紧凑, 被广泛使用。根据端面密封口; , ——原料进、出口h 1h 2

图 1 螺旋板式乙醇蒸馏实验装置流程的形式分为两侧通道的上下端面都是焊接密

如果直接在螺旋板换热器上方设置雾化封的型, 一侧通道的上下端面贯通的 II

喷嘴或淋盘布膜, 由于这种换热器上端面有型和一侧通道上端敞开的I 型等几种型约占 40% 的面积是空档, 所以布膜效率不式。 I 型换热器两侧流体都是螺旋向流动, 高。为此在换热器的上方堆放了 1 层填料, 使主要应用于液液热交换; I 型和I 型换热液体能均匀地分布在螺旋板的凸弧和凹弧两器封闭的一侧为螺旋向流动, 另一侧为轴侧, 在壁面形成液膜, 汽流则可在通道中间流

动沿空隙向上穿过填料层。向流动或轴

2 向与螺旋向复合流动。这里介绍的乙醇由于乙醇与水的沸点很接近, 因此, 两者

( ) 蒸馏实验装置图 1中较难分离, 实用的乙醇精馏器一般需要 5, 的发生器采用I 型螺旋板式换热器, 并可进 8 高的填料层。为了降低实验装置的高度, m

行满液式与降膜式的切换试验。满液式是使受楼梯结构的启发, 设计了一种梯式淋水板换热面沉浸在液面下形成液池沸腾的传热方与填料复合型精馏器。它由布满许多小孔的式; 降膜式则是用喷淋等方法使液体靠重力呈双道楼梯状布置的淋水板、纵向分隔板、填在竖直的换热面上形成液膜的传热方式, 当料和筒体组成, 将填料堆满空间。使发生器产液柱压力的影响不可忽略时常被采用。虽然生的汽流沿着梯式淋水板之间的通道盘旋上尚未见在螺旋板式换热器上进行降膜传热的升, 下降的回流液通过梯板上的小孔均匀散报导, 但由于型和型螺旋板式换热器II布在填料表面, 将其润湿, 与上升的汽流形成的

竖直通道与立式管壳式换热器管内或管外通

第 1 期陈亚平等: 螺旋板式换热器用于乙醇蒸馏装置实验研究 ?25?

逆流的质热交换, 可以获得较高的传热传质

效率, 并大大降低填料段的高度。试验装置近 1 的填料段高度相当于 5 高的填料段的 m m

效果。

传统的乙醇蒸馏塔不设分凝器, 回流液

体由冷凝器提供。为了进行内外回流的比较,

实验装置在填料段上方设置了分凝器, 它是

1 个一侧通道上下贯通的型螺旋板换热 I

器, 在另一侧螺旋通道中, 冷却水从外圈流到

中心, 再从设在半圆端盖上的接管引出。在传

统的结构中, 冷凝器是独立的, 安装在蒸馏塔

的旁边。为了方便, 并简化结构, 实验装置将

冷凝器设置在分凝器的上方, 与蒸馏塔组成图 2 满液式与降膜式发生过程传热系数的比较一体。它采用的是I 型螺旋板式换热器。在

中间的半圆下端盖上设置了堰管, 以阻止冷的过程中, 溶液沿螺旋通道流动, 可建立起浓凝液倒流。汽体沿螺旋通道凝结成液体后从度梯度, 排出溶液的浓度就比较稀。在进料浓外圈接管流出。度为 25% 左右时, 浓度差可达 8%, 10% 。在

此外还设置了 1 个溶液热交换器, 它也降膜式运行方式下, 溶液也可沿轴向建立浓

电1 个I 型螺旋板式换热器。1 台 6 kW 是度梯度。

( ) 3进料浓度与回流比变化的影响在加热蒸汽发生器产生加热蒸汽, 用调压器控

同一进料浓度下, 随着回流比的提高, 成品浓制功率。在实验装置上还设置了多组温度、压度即精馏后的乙醇纯度越来越高, 但同时成 () 力压差及流量测点。品出产率将越来越低; 在同一回流比下, 进料 2 实验结果分析浓度越高则成品浓度也较高, 见图 3 和图 4。

( ) 1降膜式与满液式由于实验装置的回流比达到一定数值后, 再增大就没有太大

的意义, 此时乙醇纯度改善很小, 而出产率却热负荷较小, 所需换热面积不大, 换热器的高

下降较多, 从技术经济性角度考虑是不可取度与实用的相比要小得多, 因而液柱与操作的。实用的乙醇蒸馏装置常采用两级蒸馏塔压力相比可以忽略, 加上喷淋流量又较小, 所串联的形式, 第 1 级从 10% 浓缩到 50% , 第以, 与满液式相比, 在实验条件下降膜式运行 2 级再浓缩到接近 95% 。由于乙醇与水在浓方式从传热系数上看并未显示出优势, 但图度接近 95% 时存在共沸点, 所以单纯用蒸馏 2 所示的实验结果足以表明, 在热负荷较高方法获得的乙醇浓度必然低于 95% 。时上述布膜方法是可行的。( ) 4内回流与外回流传统的乙醇蒸馏 ( ) 2连续操作与间断操作传统乙醇蒸

工艺常采用外回流流程, 不设分凝器, 而由冷馏工艺常采用间断操作方法, 即 1 锅接 1 锅

(凝器分出一部分成品作为回流液。实验结果地蒸馏, 其缺点是成品质量浓度以下简称浓

) 度随着时间而变化。用型螺旋板式换热器 I表明, 两种方法在同样的进料浓度下成品浓作为发生器, 可以采用连续操作工艺。在满液度基本相同, 但外回流的出产率有所降低, 见式运行方式下, 溶液的进出口分别布置在螺图 3 和图 4。这是因为外回流的回流液是成旋板换热器的中心和外圈。在产生乙醇蒸汽

石油化工设备 1999 年第 28 卷 ?26?

上方。 ?在第二级乙醇蒸馏塔内宜设置分凝

器, 按内回流方式运行。

参考文献

1 E lm e r L , Gaden jr e t a l. A lco ho l fue ls: op t io n s fo r de2

. , ve lop ing co un t r ie sN a t io na l A cadem y P re ssW a sh ing2

, . . . 1983.to n DCU SA

2 尾花英朗[ 日. 热交换器设计手册. 北京: 烃加工出版社, 1987.

( )) ( 收稿日期: 1998211216王编

我国部署合成纤维发展战略原料质量浓度、回流比和内、外回流对图 3 中国石化集团总公司在上海召开了合成纤维

成品质量浓度的影响 ( ) 简称合纤工作会议, 部署了今后 3 年总公司合纤

产品结构的调整任务, 并落实了技术改造和新产品

开发计划, 研究制定了加快调整合纤产品结构的政

策措施。目前, 国内合纤企业存在较多的问题, 技术

经济指标与国外先进水平相比差距较大, 缺乏竞争

力。为此, 会议明确提出合纤产品结构调整总的思路

和指导原则: 以市场为导向, 以效益为中心, 以提高

企业的竞争力为目的, 充分发挥集团公司整体优势,

大力调整产品结构, 提高产品的技术含量, 增强市场

开拓能力和产品开发能力, 使合纤产品在质量、品

种、成本、价格和服务等方面, 具备与进口产品抗衡

的竞争实力, 扩大市场占有率, 努力减亏增盈, 经过

3 年努力使合纤企业走出困境, 走上良性循环的道

路。坚持高标准, 依靠科技进步, 向国外先进水平看

齐; 坚持扬长避短, 发挥优势, 突出重点; 坚持有所

为, 有所不为; 立足于快, 以适应瞬息万变的市场需

求。

会上提出 5 条具体落实措施: 加快技术改造, 实原料质量浓度、回流比和内、外回流对图 4 行低成本战略; 抓质量, 实施名牌战略; 实施与大用成品流量的影响户联合, 共同开发市场的战略; 实现产品更新换代,

( 实施新产品战略; 实行“四个统一”统一协调生产计品, 而内回流中从分凝器传热表面凝结的回划、统一协调产品销售区域、统一协调产品价格、统流液浓度则较低。) 一组织科研开发, 实施联合战略。 3 结语国家石油和化学工业局阎副局长到会讲话, 他

强调当前要搞好企业内部联合, 不要相互杀价无序 ?为使结构紧凑并降低制造成本, 乙醇竞争; 要搞好行业联合, 内联外争, 石油、石化两大企蒸馏装置中的发生器和冷凝器都可采用螺旋业集团公司要搞好协调; 要加大新产品开发力度, 联

合开发, 形成集中力量; 要加强销售力量, 提高营销板式换热器。?用螺旋板式换热器作发生器, 人员素质, 形成灵活有效的市场机制; 打击走私和不可实现满液式或降膜式传热。前者用于液柱正当进口等, 创造良好的外部环境。

高度可以忽略的小型换热器; 后者通过在换 () 天木

热器上端堆放填料层来布膜, 可用于大中型

换热器。 ?填料段可采用梯式淋水板和填料

复合型结构, 以粗短型代替细长型来降低其

高度。 ?螺旋板式冷凝器可布置在蒸馏塔的

范文三：46000吨年乙醇水蒸馏装置课程设计

46000吨年乙醇~水蒸馏装置课程设计

《化工原理课程设计》报告

46000吨/年乙醇~水

精馏装置设计

年级

专业

设计者姓名

设计单位

完成日期 2013年 1 月 1 日

一、概

述???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 1

1.1 设计依

据?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 1

1.2 技术来

源?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 1

1.3 设计任务及要

求?????????????????????????????????????????????????????????????

????????????? 2 二:计算过

程???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

1. 塔型选

择???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2. 操作条件的确

定???????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.1 操作压

力??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.2 进料状

态??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.3 加热方

式??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.4 热能利

用??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 4

3. 有关的工艺计

算???????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 4

3.1 最小回流比及操作回流比的确

定??????????????????????????????????????? 5

3.2 塔顶产品产量、釜残液量的计

算??????????????????????????????????????? 5

3.3 全凝器冷凝介质的消耗

量??????????????????????????????????????????????????? 6

3.4 热能利

用??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 6

3.5 理论塔板层数的确

定??????????????????????????????????????????????????????????? 7

3.6 全塔效率的估

算??????????????????????????????????????????????????????????????????? 8

3.7 实际塔板数

NP????????????????????????????????????????????????????????????????????? 9

4. 精馏塔主题尺寸的计

算???????????????????????????????????????????????????????????????? 9

4.1 精馏段与提馏段的体积流

量??????????????????????????????????????????????? 9

4.1.1 精馏

段?????????????????????????????????????????????????????????????

???????????? 9

4.1.2 提馏段??????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

4.2 塔径的计算????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

4.3 塔高的计算????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

5. 塔板结构尺寸的确定?????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

5.1 塔板尺寸????????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

5.2 弓形降液管????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

5.2.1 堰高??????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

5.2.2 降液管底隙高度h0 ?????????????????? 错误～未定义书签。

5.2.3 进口堰高和受液盘??????????????????? 错误～未定义书签。

5.3 浮阀数目及排列????????????????????????????????? 错误～未

定义书签。

5.3.1 浮阀数目??????????????????????????????????? 错误～未定

义书签。

5.3.2 排

列??????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 17

5.3.3 校

核??????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 17

6. 流体力学验

算?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 18

6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压

降)hp ????????????????????? 18

6.1.1 干板阻力

hc ?????????????????????????????????????????????????????????????? 18

6.1.2 板上充气液层阻力

h1??????????????????????????????????????????????? 18

6.1.3 由表面张力引起的阻力

h ?????????????????????????????????????? 18

6.2 漏液验

算????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 18

6.3 液泛验算????????????????????????????????????????????? 错

误～未定义书签。

6.4 雾沫夹带验

算????????????????????????????????????????????????????????????????????? 19

7. 操作性能负荷

图?????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 19

7.1 雾沫夹带上限

线????????????????????????????????????????????????????????????????? 19

7.2 液泛

线????????????????????????????????????????????????? 错误～未定

义书签。

7.3 液体负荷上限线????????????????????????????????? 错误～未

定义书签。

7.4 漏液

线????????????????????????????????????????????????? 错误～未定

义书签。

7.5 液相负荷下限线????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

7.6 操作性能负荷图????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

8. 各接管尺寸的确定?????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

8.1 进料

管????????????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

8.2 釜残液出料管????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

8.3 回流液管????????????????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

8.4 塔顶上升蒸汽管????????????????????????????????? 错误～未定义书签。

错误～未定义书签。

III

一、概述

乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济

南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

1.1 设计依据

本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。

1.2 技术来源

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

设计任务及要求

原料:乙醇~水溶液，年产量46000吨

乙醇含量:38%(质量分数)，原料液温度:45? 设计要求:塔顶的乙醇含量不小于92%(质量分数)

塔底的乙醇含量不大于0.8%(质量分数)

表1 乙醇~水溶液体系的平衡数据

21.3

二:计算过程

1. 塔型选择

根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为6389kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

2. 操作条件的确定

2.1 操作压力

由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。

其中塔顶压力为1.01325′105Pa

塔底压力(1.01325?105300N)Pa

2.2 进料状态

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制;此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。

2.3 加热方式

精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应;由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。

2.4 热能利用

精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

3. 有关的工艺计算

由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。

乙醇的摩尔质量 MA =46 kg/kmol

水的摩尔质量 MB=18 kg/kmol

原料液的摩尔组成:xf=38/46=0.1934 38/46+62/18

同理可求得: xD=0.8182 xW=0.0031

原料液的平均摩尔质量:

Mf=xfMCH3CH2OH+(1-xf)MH2O=0.1934?46+(1-0.1934)?18=23.415kg/kmol

同理， MD=40.190kg/kmol; MW=18.087kg/kmol

45?下，原料液中rH2O=971.1kg/m3,rCH3CH2OH=735kg/m3

由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。

表2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度

3.1 最小回流比及操作回流比的确定

,0.1934)做直线x=0.1934交平由于是泡点进料，xq=xf=0.1934，过点e(0.1934

衡线于点d，由点d可读得yq=0.520，因此:

Rmin=

xD-yq0.8182-0.521

==0.907

yq-xF0.521-0.1934

可取操作回流比R=1.378Rmin=1.378×0.907=1.250 3.2 塔顶产品产量、釜残液量的计算

以年工作日为300天，每天开动设备24小时计，进料量为:

46000?1000

=272.85kmol/h

300?24?23.415

由全塔的物料衡算方程可写出:

V0+F=D+W y0=0(蒸汽) D=63.17kmol/h

k1mol /hV0y0+Fxf=DxD+WxW W=351.8

W=L'=L+qF=RD+qF q=1(泡点) V0=142.13kmol/h

3.3 全凝器冷凝介质的消耗量

塔顶全凝器的热负荷:QC=(R+1)D(IVD-ILD)

可以查得IVD=1266kJ/kg,ILD=253.9kJ/kg，所以

QC=(1.25+1)?63.17?39.81(1266-253.9)=5.72676?106kJ/h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25?和35?。则: 平均温度下的比热cpc=4.174kJ/kg?oC，于是冷凝水用量可求: WC=QC5726760==137201kg/h

Cpc(t2-t1)4.174?(35-25)

3.4 热能利用

以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量Qf可记为:Qf=Wfcpf(tf2-tf1) 83.83+45=64.4oC 其中tfm=2

在进出预热器的平均温度以及tfm=64.4oC的情况下可以查得比热cpf=4.275kJ/kg?oC，所以，

48000?103

Qf=?4.275?(83.83-45)=1.107?106kJ/h 300?24

釜残液放出的热量Qw=Wwcpw(tw1-tw2)

若将釜残液温度降至t2w=55oC 99.38+55=77.2oC 那么平均温度twm=2

其比热为cpw=4.191kJ/kg?oC，因此，

Qw=364.85?4.191?(99.38-55)=1.228?106kJ/h

可知，Qw>Qf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。

3.5 理论塔板层数的确定

精馏段操作线方程:

yn+1=R

R+1x+xD

nR+1=0.556xn+0.364

提馏段操作线方程:

m+1=VxW

m-xw=2.475xm-0.0077

0V0

q线方程:x=0.1934

在y~x相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出 NT=13块(含

塔釜)

其中，精馏段5块，提馏段8块。

3.6 全塔效率的估算

用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算: 由相平衡方程

式y=αxy(x-

1+(α-1)x可得α=1)

x(y-1)

根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得: y1=xD=0.8182

x1=0.77(塔顶第一块板4) yf=0.536 xf=0.1934(加料板) xw=0.0031 yw=0.029 (塔釜) 因此可以求得:

α1=1.314,αf=4.818,αw=9.604 全塔的相对平均挥发度:

αm=1?f?w=.314?4.818?9.604=3.932 全塔的平均温度:

t+tW78.62+83.83+99.38m=tD+tf

3=3=87.30oC

在温度tm下查得μH2O=0.327mPa?s,μCH3CH2OH=0.38mPa?s 因为μL=?xiμLi

所以，μLf=0.1934?0.38+(1-0.1934)?0.327=0.3373mPa?s 全塔液体的平均粘度:

μLm=(μLf+μLD+μLW)/3=(0.3373+0.38+0.327)/3=0.3481mPa?s 全塔效率ET=0.49(αμL)-0.245=0.49?1

(3.932?0.3481)0.245?45.37%

3.7 实际塔板数NP

NP=NT1

E+NT2

E=5+8?28块(含塔釜) TT0.45370.4537

其中，精馏段的塔板数为:5

0.4537?12块

4. 精馏塔主题尺寸的计算

4.1 精馏段与提馏段的体积流量

4.1.1 精馏段

整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知: 液相平均摩尔质量:M=Mf+M1

2=23.415+38.7

2=31.06kg/kmol 液相平均温度:ttf+tD78.62

m=2=83.83+

2=81.2oC

表3 精馏段的已知数据

在平均温度下查得ρH2O=971.1kg/m3,ρCH3CH2OH=735kg/m3

液相平均密度为:

ρLm='xLmρCHCHOH32+'1-xLmρHO2 0.35+0.885其中，平均质量分数x'

Lm=2=0.603

所以，ρLm=814kg/m3

精馏段的液相负荷L=RD=1.25?63.17=78.96kmol/h

Ln=LM31.06

ρ=78.96?=3.01m3

Lm814/h

同理可计算出精馏段的汽相负荷。

精馏段的负荷列于表4。

表4 精馏段的汽液相负荷

4.1.2 提馏段

整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。

表5 提馏段的已知数据

表6 提馏段的汽液相负荷

4.2 塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道:

汽塔的平均蒸汽流量:

VS=(VSJ+VST)1.056+1.15==1.103m3/s 22

汽塔的平均液相流量:

LS=(LSJ+ST)0.000675+0.00225==0.00146m3/s 22

汽塔的汽相平均密度:

ρV=ρVJ+ρVT

2=1.25+1

20.816=1.033kg5m3/

汽塔的液相平均密度:

ρL=ρLJ+ρLT

2=814+911=86kg3m/3 2

塔径可以由下面的公式给出:

D= 由于适宜的空塔气速u=(0.6~0.8)umax，因此，需先计算出最大允许气速umax。

umax=取塔板间距HT=0.4m，板上液层高度h1=60mm=0.06m，那么:

分离空间:HT-h1=0.4-0.06=0.34m

功能参数:(LS==0.0382 VS 12

从史密斯关联图查得:C20=0.073，由于C=C20(

全塔平均温度σ20)0.2，需先求平均表面张力:

TD+TF+TW76.2+83.83+99.38==86.5oC， 33

0.741+0.174+0.002=0.307， 3在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为

所以，液体的临界温度:

Tc=?xiTic=0.307?(27+3 342+43)-(10.?307+)(273=K设计要求条件下乙醇~水溶液的表面张力σ1=26dyn/m2

平均塔温下乙醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算: σ2Tmc-T21.2609-(273+86.5)1.2]?26=19.95dyn/cm =()，σ2=[609-(273+25)σ1Tmc-T1

19.9)所以: C=0.070.2=200 .073

umax==0.073=2.11m/s u=0.7?2.11=

1.476m/s

D==0.951m 根据塔径系列尺寸圆整为D=1000mm

此时，精馏段的上升蒸汽速度为:

uJ=4VSJ4?1.056==1.345m/s 22πDπ?1

提馏段的上升蒸汽速度为:

uT=4VST=1.46m4s /2πD

4.3 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算:

Z=H(N-2-S)H+STH+FH+ WHP+T

已知实际塔板数为N=28块，板间距HT=0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为:

S=28-1=3个 8

取人孔两板之间的间距HT=0.6m，则塔顶空间HD=1.2m，塔底空间HW=2.5m，进料板空间高度HF=0.5m，那么，全塔高度:

Z=1.2+(28-2-3)?0.4+3?0.6+0.5+2.5=15.2m

5. 塔板结构尺寸的确定

5.1 塔板尺寸

由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=40mm，破沫区宽度WS=70mm，查得lW=705mm

弓形溢流管宽度Wd=146mm

弓形降液管面积Af=0.0706m2

Af/AT=0.0706/0.=7854

R=D/2-WC=0.5-0.0=40.m 4

x=D/2-Wd-WS=0.-50.-146=0.07m 0验算:

液体在精馏段降液管内的停留时间

τAfHT60.

J=L=0.070?

SJ0.00067=5441.s8>s5

液体在精馏段降液管内的停留时间

τAfHT70?60.4

T=L=0.0

0.00225=12.s6>s5

5.2 弓形降液管

5.2.1 堰高

采用平直堰，堰高hw=h1-how 取h1=60mm,how=10mm，则hw=60-10=50mm

5.2.2 降液管底隙高度h0

若取精馏段取h0=15mm，提馏段取为25mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为 '精馏段:u0=LSJ0.000675==0.0643m/s lwh00.7?0.015

'提馏段: u0=LST0.00225==0.129m/s lwh00.7?0.025

'的一般经验数值为0.07~0.25m/s u0

5.2.3 进口堰高和受液盘

本设计不设置进口堰高和受液盘

5.3 浮阀数目及排列

采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。

5.3.1 浮阀数目 4VS

π02u0浮阀数目N=

气体通过阀孔时的速度u0= 16

取动能因数F=

11，那么u0

N==10.82m/s，因此 1.103?4?86个 π?0.0392?10.82

5.3.2 排列

由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距

't=75mm，那么相邻两排间的阀孔中心距t计为:

'= t计

Aa Nt

Aa=2*π

180?R2sin-1x]R

=2[0.284 =0.487m2

't计=π180??0.462sin-10.284] 0.460.487=75.5mm 86?0.075

取t'=80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t'=65mm，其中t=75mm,t'=65mm

因此，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N=41+24?2=89个

5.3.3 校核气体通过阀孔时的实际速度:u0=4VS=10.38m/s

2πd0N

实际动能因数:F0=10.38=10.55(在9~12之间)

开孔率:

πd02N阀孔面积π?(0.039)2?89?100%=?100%==13.5% 塔截面积4AT4?0.7854

开孔率在10%~14之间，满足要求。

6. 流体力学验算

6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hp

气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hp=hc+h1+hσ

6.1.1 干板阻力hc

浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为uoc:

uoc==10.32m/s

因为uoc<uo=10.38m/s 2ρVu01.0335?10.382

所以hc=5.34=5.34?=0.0367m 2ρLg2?863?9.81

6.1.2 板上充气液层阻力h1

取板上液层充气程度因数ε=0.5，那么:

h1=εhL=0.5?0.06=0.03m

6.1.3 由表面张力引起的阻力hσ

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以: hp=0.0367+0.03=0.667m=0.667?863?9.81=564.7Pa

6.2 漏液验算

动能因数F0=5，相应的气相最小负荷VSmin为:VSmin=

其中u0min=所以VSmin=π4d02Nu0min

==4.92m/s 2?0.0390?89?4.92=0.523m3/s<1.103m3/s π

可见不会产生过量漏液。

6.3 液泛验算

溢流管内的清液层高度Hd=hp+hd+hL+hσ

其中，hp=0.0667m,hL=0.06m

所以，Hd=0.667+0.06+0.003=0.1297m 为防止液泛，通常Hd?φ(HT+hw)，取校正系数φ=0.5，则有:φ(HT+hw)=0?.5(+0.4=0.05m) 可见，Hd<φ(HT+hw)，即不会产生液泛。

6.4 雾沫夹带验算

泛点率

查得物性系数K=1.0，泛点负荷系数CF=0.097 ZL=D-2Wd=1-2?0.146=0.708m Ab=AT-2Af=0.7854-2?0.0706=0.6442m2

=63.4%<80% 所以，泛点率

可见，雾沫夹带在允许的范围之内。

7. 操作性能负荷图

7.1 雾沫夹带上限线

取泛点率为80%代入泛点率计算式，有:

0.8==Fb 19

整理可得雾沫夹带上限方程为: VS=1.444-27.8LS

7.2 液泛线

液泛线方程为aV22/3

S=b-cL2

S-dLS 其中，a=1.91?105ρV

ρ2=1.91?105?1.0335863?86=0.0309 LN

b=ΦHT+(Φ-1-ε0)=0.5?0.4+(0.5-1-0.5)?0.05=0.15 c=0.153

l22=0.1532?0.0152=192.4

wh00.705

d=(1+ε1

0)E(0.667)l2/3=(1+0.5)?1.02?0.667?1

w0.7052=3.553

代入上式化简后可得:V2=4.85-6.217L22/3

SS-114.9LS

7.3 液体负荷上限线

取θ=5s，那么 LAfHT0.070?60.

Smax=5=5=0.4005m653s /

7.4 漏液线

取动能因数F0=5，以限定气体的最小负荷:

VSmin=πd2

40N=0.523m3/s

7.5 液相负荷下限线

取h2.84

ow=0.006m代入how的计算式:1000?1.02?[LSmin

l]2/3=0.006

整理可得:LSmin=2.1m3/h=0.000584m3/s 20

7.6 操作性能负荷图

由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

图中线a为最小液体负荷线。线b为漏液线。线c为最大液体负荷线。线d按液体在降液管中允许停留时间计算。线e为降液管液泛线。线 f为雾沫夹带线。此图的阴影部分，为塔板的稳定操作区(当c线在d线右方时，稳定操作区应位于d线的左方)。

根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146，1.103)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得:

(VS)max=1.65m3/s,(VS)min=0.57m3/s

所以，塔的操作弹性为1.65/0.57=2.89

有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7

表7 浮阀塔工艺设计计算结果

8. 各接管尺寸的确定

8.1 进料管进料体积流量VFMf299?22.3

Sf=ρ=911.3=7.32m3/h=0.00203m3/s

取适宜的输送速度uf=2.0m/s，故

dif===0.036m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:φ45?3mm 实际管内流

速:u?0.00203

f=4

π?0.0392=1.7m/s

8.2 釜残液出料管

釜残液的体积流量:

SW=WM

ρ=364.85?18.1

958.4=6.89m3/h=0.00191m3/s

取适宜的输送速度uW=1.5m/s，则

d计==90.10m4

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:φ45?3mm 实际管内流

速:u?0.00194

W=4

π?0.0392=1.6m/s

8.3 回流液管

回流液体积流量

VLML

SL=ρ=66.85?39.81

L747=3.51m3/h=0.000975m3/s

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=0.5m/s，那么 23

d计==0.05m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:φ57?3.5mm 实际管内流速:uW=4?0.00194

π?0.0392=1.6m/s

8.4 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量:

VSV=(1+1)?65.85?39.81

1.398=3750m3/h=1.042m3/s

取适宜速度uV=2.0m/s，那么

d计==0.258m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:φ273?5mm 实际管内流速:uSV=4?1.042

π?0.2632=19.2m/s

8.5 水蒸汽进口管

通入塔的水蒸气体积流量:

VSO=131.7?18

0.597=3971m3/h=1.103m3/s

取适宜速度u0=2.5m/s，那么

d计==0.237m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:φ245?5mm 实际管内流速:u4?1.103

0=π?0.2352=25.43m/s

3. 结论

3.1评述及感想

本次化工原理课程设计历时一周，是上大学以来第一次独立的工业化设计。从老师那了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法;学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形;在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。

了我很多思考，给了我莫大的空间。同时，设计让我感触很深。使我对抽象的理论有了具体的认识。这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。最后对在我们设计过程中一直给予帮助与指导的王新运老师表示感谢～

3.2参考文献

[1].陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理(上册)，第三版，北京化学工业出版社，2006年

[2].陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理(下册)，第三版，北京化学工业出版社，2006年

[3].匡国柱，史启才，化工单元过程及设备课程设计，第二版，北京，化学工业出版社，2007年

[4].陈常贯，柴诚敬，姚玉英，化工原理(下册)，天津，天津大学出版社，2002年

[5].唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年

[6].图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京，化学工业出版社，2003年

[7].化工工艺设计手册

[8].刘光启，马连湘，刘杰主编，化学化工物性数据手册(无机卷)，

北京，化学工业出版社，2002年

[9].华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州:华南理工大学出版社. 1996.02

[10].天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津:天津大学出版社. 1999.04 26

范文四：46000吨年乙醇~水蒸馏装置课程设计

《化工原理课程设计》报告

46000吨/年乙醇~水

精馏装置设计

一、概述???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 1 1.1 设计依据?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 1 1.2 技术来源?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 1 1.3 设计任务及要求?????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 2

二:计算过程???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3 1. 塔型选择???????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3 2. 操作条件的确定???????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.1 操作压力??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.2 进料状态??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.3 加热方式??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 3

2.4 热能利用??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 4 3. 有关的工艺计算???????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 4

3.1 最小回流比及操作回流比的确定??????????????????????????????????????? 5

3.2 塔顶产品产量、釜残液量的计算??????????????????????????????????????? 5

3.3 全凝器冷凝介质的消耗量??????????????????????????????????????????????????? 6

3.4 热能利用??????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 6

3.5 理论塔板层数的确定??????????????????????????????????????????????????????????? 7

3.6 全塔效率的估算??????????????????????????????????????????????????????????????????? 8

3.7 实际塔板数????????????????????????????????????????????????????????????????????? 9 NP

4. 精馏塔主题尺寸的计算???????????????????????????????????????????????????????????????? 9

4.1 精馏段与提馏段的体积流量??????????????????????????????????????????????? 9

4.1.1 精馏段????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 9

4.1.2 提馏段???????????????????????????????????????错误～未定义书签。

4.2 塔径的计算?????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

4.3 塔高的计算?????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

5. 塔板结构尺寸的确定??????????????????????????????????错误～未定义书签。

5.1 塔板尺寸?????????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

5.2 弓形降液管?????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

5.2.1 堰高???????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

5.2.2 降液管底隙高度h ??????????????????错误～未定义书签。 0

5.2.3 进口堰高和受液盘???????????????????错误～未定义书签。

5.3 浮阀数目及排列?????????????????????????????????错误～未定义书签。

5.3.1 浮阀数目???????????????????????????????????错误～未定义书签。

5.3.2 排列??????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 17

5.3.3 校核??????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 17 6. 流体力学验算?????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 18

h6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ????????????????????? 18 p

h6.1.1 干板阻力 ?????????????????????????????????????????????????????????????? 18 c

h6.1.2 板上充气液层阻力??????????????????????????????????????????????? 18 1

h6.1.3 由表面张力引起的阻力 ?????????????????????????????????????? 18 ,

6.2 漏液验算????????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 18

6.3 液泛验算?????????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

6.4 雾沫夹带验算????????????????????????????????????????????????????????????????????? 19

7. 操作性能负荷图?????????????????????????????????????????????????????????????????????????? 19

7.1 雾沫夹带上限线????????????????????????????????????????????????????????????????? 19

7.2 液泛线?????????????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

7.3 液体负荷上限线?????????????????????????????????错误～未定义书签。

7.4 漏液线?????????????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

7.5 液相负荷下限线?????????????????????????????????错误～未定义书签。

7.6 操作性能负荷图?????????????????????????????????错误～未定义书签。

8. 各接管尺寸的确定??????????????????????????????????????错误～未定义书签。

8.1 进料管?????????????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

8.2 釜残液出料管?????????????????????????????????????错误～未定义书签。

8.3 回流液管?????????????????????????????????????????????错误～未定义书签。

8.4 塔顶上升蒸汽管?????????????????????????????????错误～未定义书签。

8.5 水蒸汽进口管……………………………………………错误～未定义

书签。

III

一、概述

乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

1.1 设计依据

本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 1.2 技术来源

1.3 设计任务及要求

原料:乙醇~水溶液，年产量46000吨

乙醇含量:38%(质量分数)，原料液温度:45? 设计要求:塔顶的乙醇含量不小于92%(质量分数)

塔底的乙醇含量不大于0.8%(质量分数)

表1 乙醇~水溶液体系的平衡数据

液相中乙醇的汽相中乙醇的液相中乙醇的汽相中乙醇的

含量含量含量含量

(摩尔分数) (摩尔分数) (摩尔分数) (摩尔分数)

0.0 0.0 0.40 0.614

0.004 0.053 0.45 0.635

0.01 0.11 0.50 0.657

0.02 0.175 0.55 0.678

0.04 0.273 0.60 0.698

0.06 0.34 0.65 0.725

0.08 0.392 0.70 0.755

0.10 0.43 0.75 0.785

0.14 0.482 0.80 0.82

0.18 0.513 0.85 0.855

0.20 0.525 0.894 0.894

0.25 0.551 0.90 0.898

0.30 0.575 0.95 0.942

0.35 0.595 1.0 1.0

二:计算过程

1. 塔型选择

2. 操作条件的确定

2.1 操作压力

由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。

51.0132510?Pa其中塔顶压力为

5 塔底压力 (1.0132510300)?NPa

2.2 进料状态

2.3 加热方式

2.4 热能利用

3. 有关的工艺计算

由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。

乙醇的摩尔质量 =46 Mkg/kmolA

水的摩尔质量 =18 Mkg/kmolB

38/46xf, 原料液的摩尔组成: =0.1934，38/4662/18

xx 同理可求得: =0.8182 =0.0031 DW

原料液的平均摩尔质量:

MxMxMkgkmol,，,,，，,，,(1)0.193446(10.1934)1823.415/ ffCHCHOHfHO322

MM 同理， =40.190; =18.087 kg/kmolkg/kmolWD

33rr==971.1/,735/kgmkgm 45?下，原料液中 HOCHCHOH232

由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。

表2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度

名称原料液馏出液釜残液

x/%38 92 0.8 f

(摩尔分数) x0.1934 0.8182 0.0031 f

摩尔质量 kgkmol/23.415 40.190 18.087

83.83 78.62 99.38 沸点温度/? t

3.1 最小回流比及操作回流比的确定

xfxq由于是泡点进料，==0.1934，过点做直线x=0.1934交平e(0.1934,0.1934)

yqdd衡线于点，由点可读得=0.520，因此:

xyD,q0.8182,0.521Rmin,,,0.907 yxq,F0.521,0.1934

可取操作回流比R=1.378Rmin=1.378×0.907=1.250 3.2 塔顶产品产量、釜残液量的计算

以年工作日为300天，每天开动设备24小时计，进料量为:

46000，1000F,,272.85kmol/h 300，24，23.415

由全塔的物料衡算方程可写出:

Dkmolh,63.17/VFDW，,，y,0 (蒸汽) 00

Wkmolh,351.81/VyFxDxWx，,， 00fDW

Vkmolh,142.13/WLLqFRDqF,,，,，' q,1(泡点) 0

3.3 全凝器冷凝介质的消耗量

塔顶全凝器的热负荷: QRDII,，,(1)()CVDLD

可以查得，所以 IkJkgIkJkg,,1266/,253.9/VDLD

6 QkJh,，，，,,，(1.251)63.1739.81(1266253.9)5.7267610/C

取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25?和35?。则:

平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求: ckJkgC,,4.174/opc

CQ5726760CW,,,137201kg/h pc(21Ct,t)4.174，(35,25)3.4 热能利用

以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为:Qf

QWctt,,()ffpfff21

，83.8345tC,,o其中 64.4fm2

在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热tC,64.4ofmckJkgC,,4.275/o，所以， pf

3，48000106QkJh,，，,,， 4.275(83.8345)1.10710/f，30024

QWctt,,()釜残液放出的热量 wwpwww12

若将釜残液温度降至tC,55o 2w

，99.3855tC,,o77.2那么平均温度 wm2

ckJkgC,,4.191/o其比热为，因此， pw

6 QkJh,，，,,，364.854.191(99.3855)1.22810/w

QQ,可知，，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。 wf

3.5 理论塔板层数的确定

精馏段操作线方程:

RxD yn，1,xn，,0.556xn，0.364R，1R，1

提馏段操作线方程:

WW ,,,,2.4750.0077yxxxmmwm，1VV00

x,0.1934线方程: q

在相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出 yx~

NT,13块(含塔釜)

其中，精馏段5块，提馏段8块。

3.6 全塔效率的估算

Oconenell'用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算:

x,yx(1),由相平衡方程式可得 y,,,1(1)x，,xy(1),,

根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得:

(塔顶第一块板) x,0.774y1,xD,0.81821

xf,0.1934 (加料板) yf,0.536

xw,0.0031 (塔釜) yw,0.029

因此可以求得:

,1,1.314,,f,4.818,,w,9.604全塔的相对平均挥发度:

33 ,m,,,,f,,w,1.314，4.818，9.604,3.9321

全塔的平均温度:

ttt，，78.6283.8399.38，，DfW 87.30tC,,,om33

,,,,,,0.327,0.38mPasmPas在温度下查得 tHOCHCHOHm232

,,,x因为 ,LiLi

所以， ,Lf,0.1934，0.38，(1,0.1934)，0.327,0.3373mPa,s全塔液体的平均粘度:

,,,,,，，,，，,,()/3(0.33730.380.327)/30.3481mPas LmLfLDLW

10.245,全塔效率E,0.49(,,),0.49，,45.37% TL0.245(3.932，0.3481)

3.7 实际塔板数 NP

NTNT5812NP块(含塔釜) ,，,，,28ETET0.45370.4537

5其中，精馏段的塔板数为:块 ,120.4537

4. 精馏塔主题尺寸的计算

4.1 精馏段与提馏段的体积流量

4.1.1 精馏段

整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知:

M，M23.415，38.7f1M,,,31.06kg/kmol液相平均摩尔质量: 22

tt，83.8378.62，fD液相平均温度: 81.2tC,,,om22

表3 精馏段的已知数据

位置进料板塔顶(第一块板)

''' y,xD,0.95xf,0.41

质量分数 '' yf,0.614x,0.9421

xf,0.1934 y1,xD,0.8182

摩尔分数

yf,0.536x,0.774 1

M,38.7 Mf,23.415 Lf摩尔质量/ kgkmol/

M,32.45 MD,40.19 Vf

温度/? 83.83 78.62

33,,,,971.1/,735/kgmkgm在平均温度下查得 HOCHCHOH232

液相平均密度为:

''xx1,1LmLm ,，,,,LmCHCHOHHO322

，0.350.885'其中，平均质量分数 x,,0.603Lm2

3所以， ,,814/kgmLm

L,RD,1.25，63.17,78.96kmol/h精馏段的液相负荷

LM78.96，31.063 nL,,,3.01m/h,Lm814

同理可计算出精馏段的汽相负荷。

精馏段的负荷列于表4。

表4 精馏段的汽液相负荷

名称汽相液相平均摩尔质量/ kgkmol/31.25 36.13

3平均密度/ 814 1.251 kgm/

333mh/ms/ms/体积流量/ 2.43(0.000625) 3804(1.056)

4.1.2 提馏段

整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏

段的负荷，结果列于表6。

表5 提馏段的已知数据

位置塔釜进料板

'' x,0.35 x,0.005fW

质量分数 '' y,0.732y,0.065fW

x,0.1934 x,0.0031fW

摩尔分数

y,0.536 y,0.029fW

M,23.415 M,18.1LfLW摩尔质量/ kgkmol/

M,32.45 M,18.7VfLV

温度/? 99.38 83.83

表6 提馏段的汽液相负荷

名称液相汽相平均摩尔质量/ kgkmol/20.2 25.6

3平均密度/ 911 0.816 kgm/

333mh/体积流量/ ms/ms/8.09(0.00225) 4132(1.15)

4.2 塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径

相等。有以上的计算结果可以知道: 汽塔的平均蒸汽流量:

()VV，1.0561.15，3SJST Vms,,,1.103/S22

汽塔的平均液相流量:

()L，0.0006750.00225，3SJST Lms,,,0.00146/S22

汽塔的汽相平均密度:

,,，1.2510.816，3VJVT kgm ,,,1.0335/,V22

汽塔的液相平均密度:

,,，814911，3LJLTkgm ,,,863/,L22

塔径可以由下面的公式给出:

4VSD, ,u

uuu,(0.6~0.8)由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。 maxmax

,,,LVuC, max,V

Hm,0.4hmmm,,600.06取塔板间距，板上液层高度，那么: T1

Hhm,,,,0.40.060.34 分离空间: T1

L,0.00146863SL,,()0.0382 功能参数: V1.1031.0335,SV

,0.2CC,()从史密斯关联图查得:C,0.073，由于，需先求平均表面张力: 202020

TTT，，76.283.8399.38，，DFW全塔平均温度,,86.5oC， 33

0.7410.1740.002，，,0.307在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为， 3

所以，液体的临界温度:

TxTK,,，，，,，，,0.307(273243)(10.307)(273342.2)609 ,ciic

2设计要求条件下乙醇~水溶液的表面张力,,26/dynm 1

平均塔温下乙醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算: ,TT,609(27386.5),，1.2mc1.222(),,， ,，,[]2619.95/dyncm2TT,609(27325),，,mc11

19.90.2C,,0.073()0.073所以: 20

,,,8631.0335,LVuCms,,，,0.0732.11/ max1.0335,V

ums,，,0.72.111.476/

41.103， Dm,,0.951,，1.476

Dmm,1000根据塔径系列尺寸圆整为

此时，精馏段的上升蒸汽速度为:

4V41.056，SJ ums,,,1.345/J22,,D，1

提馏段的上升蒸汽速度为:

4VST,,ums1.464/ T2,D

4.3 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算:

ZHNSHSHHH,，,,，，，(2)PTTFW

N,28Hm,0.4已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需经常清T洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为: S

28S,,1,3个 8

Hm,0.6Hm,1.2取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间TDHm,2.5Hm,0.5，进料板空间高度，那么，全塔高度: WF

Z,1.2，(28,2,3)，0.4，3，0.6，0.5，2.5,15.2m

5. 塔板结构尺寸的确定

5.1 塔板尺寸

由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。

取无效边缘区宽度，破沫区宽度， Wmm,40Wmm,70CS

查得 lmm,705W

弓形溢流管宽度 Wmm,146d

2弓形降液管面积Am,0.0706 f

AA/0.0706/0.78540.09,,fT

RDWm,,,,,/20.50.040.46C

xDWWm,,,,,,,/20.50.1460.070.284dS

验算:

液体在精馏段降液管内的停留时间

AH0.07060.4，fT ,,,,,41.85ssJ0.000675LSJ

液体在精馏段降液管内的停留时间

AH0.07060.4，fT ,,,,,12.65ssT0.00225LST

5.2 弓形降液管

5.2.1 堰高

采用平直堰，堰高 hhh,,wow1

取，则 hmmhmm,,60,10hmm,,,6010501oww

5.2.2 降液管底隙高度h0

25mm若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流hmm,150

速为

L0.000675'SJ精馏段: ums,,,0.0643/0lh0.70.015，w0

L0.00225'ST 提馏段: ums,,,0.129/0lh0.70.025，w0

'0.07~0.25/ms的一般经验数值为 u0

5.2.3 进口堰高和受液盘

本设计不设置进口堰高和受液盘 5.3 浮阀数目及排列

采用F型重阀，重量为33g，孔径为39mm。 1

5.3.1 浮阀数目

4VS,N浮阀数目 2,u00

F,u气体通过阀孔时的速度 0,v

11取动能因数，那么，因此 ums,10.82/F,1101.0355

1.1034，个 N,,862,，，0.03910.82

5.3.2 排列

由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距

'tmm,75，那么相邻两排间的阀孔中心距为: t计

A'a t,计Nt

,x2221,AxRxR,,，2[sin]a180:R

0.284,2221, ,，,，，2[0.2840.460.2840.46sin]1800.46:

2 =0.487m

0.487'tmm,,75.5 计860.075，

tmm'80,tmm'65,取时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取，其中

tmmtmm,,75,'65

因此，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N,，，,4124289个

5.3.3 校核

4VS,,气体通过阀孔时的实际速度: ums10.38/02,dN0

实际动能因数:F,，,10.381.033510.55(在9~12之间) 0

开孔率:

22,dN阀孔面积,，，(0.039)890 ，,，,,100%100%13.5%塔截面积440.7854A，T

开孔率在10%~14之间，满足要求。

6. 流体力学验算

6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) hp

气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) hhhh,，，pc1,6.1.1 干板阻力 hc

浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为: uoc

1.8251.825ums,,73.1/73.1/1.033510.32/, ocV

因为 uums,,10.38/oco

22,u1.033510.38，V0所以 hm,,，,5.345.340.0367c228639.81g，，,L

6.1.2 板上充气液层阻力 h1

,,0.5取板上液层充气程度因数，那么:

hhm,,，,,0.50.060.031L

6.1.3 由表面张力引起的阻力 h,

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以:

hmPa,，,,，，,0.03670.030.6670.6678639.81564.7 p

6.2 漏液验算

,2VdNu,F,5V动能因数，相应的气相最小负荷为: Smin00min0Smin4

uFms,,,,5/1.03354.92/其中 0minV

,233Vmsms,，，，,,0.039894.920.523/1.103/所以 Smin04

可见不会产生过量漏液。

6.3 液泛验算

溢流管内的清液层高度 Hhhhh,，，，dpdL,

其中， hmhm,,0.0667,0.06pL

所以， Hm,，，,0.6670.060.0030.1297d

为防止液泛，通常，取校正系数，则有:HHh,，,(),,0.5dTw

,()0.5(0.40.05)0.225Hhm，,，，,Tw

可见，，即不会产生液泛。 HHh,，,()dTw

6.4 雾沫夹带验算

,VVLZ，1.36SSL,,,LV泛点率=

KCAFb

K,1.0查得物性系数，泛点负荷系数 C,0.097F

ZDWm,,,,，,2120.1460.708Ld

2AAAm,,,,，,20.785420.07060.6442 bTf

1.03351.1031.360.001460.708，，，，8631.0335,,,63.4%80%所以，泛点率= 10.0970.6442，，

可见，雾沫夹带在允许的范围之内。 7. 操作性能负荷图

7.1 雾沫夹带上限线

取泛点率为80%代入泛点率计算式，有:

,V1.0335VLZ，1.36VL，，1.360.708SSLSS,,,,8631.0335LV ,,0.8KCA，0.0970.6442Fb

整理可得雾沫夹带上限方程为: VL,,1.44427.8SS7.2 液泛线

222/3液泛线方程为 aVbcLdL,,,SSS

,1.033555V其中， a,，,，，,1.91101.91100.03092N，86386,L

bH,,，,,,,，，,,，,(1)0.50.4(0.510.5)0.050.15,T0

0.1530.153 c,,,192.42222lh，0.7050.015w0

11 dE,，,，，，，,,(1)(0.667)(10.5)1.020.6673.55302/32l0.705w

222/3代入上式化简后可得: VLL,,,4.856.217114.9SSS7.3 液体负荷上限线

AH0.07060.4，fT,,5s取，那么 0.00565/Lms,,,max3S557.4 漏液线

F,5取动能因数，以限定气体的最小负荷: 0

,523 VdNms,,0.523/Smin04,V

7.5 液相负荷下限线

L2.842/3Sminhhm,0.006取代入的计算式: ，，,1.02[]0.006owow1000lw

33整理可得:Lmhms,,2.1/0.000584/ Smin

7.6 操作性能负荷图

由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

33 ()1.65/,()0.57/VmsVms,,SSmaxmin

1.65/0.572.89,所以，塔的操作弹性为

有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7

表7 浮阀塔工艺设计计算结果

项目数值与说明备注

1.0 Dm,塔径

板间距 Hm,0.4 T

单溢流弓形塔板型式分块式塔板降液管

1.476 ums,/空塔气速

溢流堰长度 lm,0.705 W

溢流堰高度 hm,0.05 W

板上液层高度 hm,0.01 L

降液管底隙高度 0.025 hm,0

89 N,浮阀数个等腰三角形叉排阀孔气速 ums,/10.38 0

阀孔动能因数 F5 0

临界阀孔气速 ums,/10.32 0c

tm,孔心距 0.075 同一横排的孔心距

相临二横排的中心线tm',排间距 0.065 距离单板压降 ,pPa,564.7

41.8 液体在降液管内的停留时精馏段

,,s12.6 间提馏段

降液管内的清液高度 Hm,0.1297 d

63.4 泛点率，%

()V气相负荷上限 1.65 雾沫夹带控制 Smax

气相负荷下限()V 0.57 漏夜控制 Smin

13.5 开孔率，%

2.89 操作弹性

8. 各接管尺寸的确定

8.1 进料管

FM29922.3，f33进料体积流量 ,,,,7.32/0.00203/VmhmsSf,911.3f

取适宜的输送速度，故 ums,2.0/f

4V，40.00203Sf ,,,dm0.036if,,u2

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: ,453，mm

40.00203，ums实际管内流速: ,,1.7/f2,，0.039

8.2 釜残液出料管

釜残液的体积流量:

WM364.8518.1，33w Vmhms,,,,6.89/0.00191/SW,958.4w

取适宜的输送速度ums,1.5/，则 W

40.00191，dm,,0.04 计,1.5

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: ,453，mm

40.00194，ums,,1.6/实际管内流速: W2,，0.039

8.3 回流液管

回流液体积流量

LM66.8539.81，33L Vmhms,,,,3.51/0.000975/SL,747L

ums,0.5/利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么 L

40.000975， dm,,0.05计,0.5

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: ,573.5，mm

40.00194，实际管内流速: ums,,1.6/W2,，0.039

8.4 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量:

，，，(11)65.8539.8133Vmhms,,, 3750/1.042/SV1.398

取适宜速度，那么 ums,2.0/V

41.042，dm,,0.258 计,20

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: ,2735，mm

41.042，ums实际管内流速: ,,19.2/SV2,，0.263

8.5 水蒸汽进口管

通入塔的水蒸气体积流量:

，131.71833Vmhms,,,3971/1.103/ SO0.597

ums,2.5/取适宜速度，那么 0

41.103，dm,,0.237 计,25

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:,2455，mm

41.103，ums,,25.43/实际管内流速: 02,，0.235

3. 结论

3.1评述及感想

通过本次课程设计的训练，让我对化工原理这门课有了更加感性和理性的认识，使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。课程设计给我很多专业知识以及专业技能上的提升，给了我许多道理，给了我很多思考，给了我莫大的空间。同时，设计让我感触很深。使我对抽象的理论有了具体的认识。这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。最后对在我们设计过程中一直给予帮助与指导的王新运老师表示感谢～

3.2参考文献

[1].陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理(上册)，第三版，北京化学工业出版社，2006年

[2].陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理(下册)，第三版，北京化学工业出版社，2006年

[3].匡国柱，史启才，化工单元过程及设备课程设计，第二版，北京，化学工业出版社，2007年

[4].陈常贯，柴诚敬，姚玉英，化工原理(下册)，天津，天津大学出版社，2002年

[5].唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年

[6].图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京，化学工业出版社，2003年

[7].化工工艺设计手册

[8].刘光启，马连湘，刘杰主编，化学化工物性数据手册(无机卷)，北京，化学工业出版社，2002年

[9].华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州:华南理工大学出

版社. 1996.02

[10].天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津:天津大学出版社. 1999.04

毕业设计(论文)原创性声明和使用授权说明

原创性声明

本人郑重承诺:所呈交的毕业设计(论文)，是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。

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本人郑重声明:所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。

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涉密论文按学校规定处理。

作者签名: 日期: 年月日

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注意事项

1.设计(论文)的内容包括:

1)封面(按教务处制定的标准封面格式制作)

2)原创性声明

3)中文摘要(300字左右)、关键词

4)外文摘要、关键词

5)目次页(附件不统一编入)

6)论文主体部分:引言(或绪论)、正文、结论

7)参考文献

8)致谢

9)附录(对论文支持必要时)

2.论文字数要求:理工类设计(论文)正文字数不少于1万字(不包括图纸、程序清单等)，文科类论文正文字数不少于1.2万字。

3.附件包括:任务书、开题报告、外文译文、译文原文(复印件)。

4.文字、图表要求:

1)文字通顺，语言流畅，书写字迹工整，打印字体及大小符合要求，无错别字，不准请他

人代写

2)工程设计类题目的图纸，要求部分用尺规绘制，部分用计算机绘制，所有图纸应符合国

家技术标准规范。图表整洁，布局合理，文字注释必须使用工程字书写，不准用徒手画

3)毕业论文须用A4单面打印，论文50页以上的双面打印

4)图表应绘制于无格子的页面上

5)软件工程类课题应有程序清单，并提供电子文档

5.装订顺序

1)设计(论文)

2)附件:按照任务书、开题报告、外文译文、译文原文(复印件)次序装订 3)其它

范文五：蒸馏装置

丁二烯

&Nb sp; 最简单的共轭二烯分子式CH2=CH——CH=CH2即1，3-丁二烯。分子中的两个碳-碳双键被一个单键隔开。

丁二烯在常压下为无色气体熔点－108.9℃ ，沸点－4.4℃ ，相对密度 0.6211(20／4℃) 。在水中的溶解度很小，易溶于乙醇、乙醚等有机溶剂中。丁二烯容易与卤素和卤化氢等试剂起加成反应，它与溴反应生成的主要产物为1，4-二溴-2-丁烯： AC e=10 border=0>

即试剂加在共轭体系（C=C—C=C）的两端，同时在碳原子2，3间生成新的双键，这种反应称为1，4-加成，是共轭体系的特性。丁二烯容易与顺丁烯二酐等不饱和化合物加成，生成含六元环的化合物。在催化剂作用下丁二烯容易聚合或与苯乙烯等共聚合，生成聚丁二烯或丁苯橡胶；丁二烯（ B ）与苯乙烯（S ）和丙烯腈（A ）共聚，生成重要的塑料 —— ABS 树脂。

丁二烯的工业生产方法有：丁烷或丁烯（1-丁烯和2-丁烯）的催化去氢；丁烯的氧化去氢；从乙烯生产中的副产物C 馏分中提取。

名称：丁二烯;1,3-丁二烯; 乙烯基乙烯; 二乙烯; 联乙烯;1,3-Butadiene;1-methylallene;alpha, gamma-butadiene

CAS ：106-99-0

分子式：C4H6

分子质量：54.09

中文名称：丁二烯

1,3-丁二烯

乙烯基乙烯

二乙烯

联乙烯

英文名称：1,3-Butadiene

1-methylallene

alpha, gamma-butadiene

性状描述：丁二烯分子内的C-C 单键内旋转分为顺式和反式构型。反式构型分子稳定。该品

CAS 号 106-99-0

分子式 C 4H 6;CH 2CHCHCH 2

分子量 54.09

无色无臭气体; 蒸汽压245.27kPa/21℃; 闪点-78℃; 熔点-108.9℃; 沸点-4.5℃; 溶解性:溶于丙酮、苯、乙酸、酯等多数有机溶剂; 密度:相对密度(水=1)0.62;相对密度(空气=1)1.84;稳定性:稳定; 危险标记 4(易燃气体); 主要用途:用于合成橡胶aBS 树酯、酸酐等

2. 对环境的影响:

一、健康危害

侵入途径：吸入。

健康危害：本品具有麻醉和刺激作用。

二、毒理学资料及环境行为

毒性：属低毒类。

急性毒性：LD 505480mg/kg(大鼠经口);LC 50285000mg/m3，4小时(大鼠吸入); 人吸入1%，轻度反应、头痛、口干、嗜睡等; 人吸入17.6g/m3×8小时，上呼吸道刺激反应; 人吸入11g/m3×6小时，眼粘膜轻度刺激。

亚急性和慢性毒性：大鼠吸入30mg/m3，81天，造血功能亢进，心肌和肾脏有轻度退行性变。

致突变性：微生物致突变性：鼠伤寒沙门氏菌2pph 。

生殖毒性：大鼠吸入最低中毒浓度(TCL0)：8000ppm(6小时) ，(孕后6～15天) ，对胎鼠骨骼、肌肉有影响。

危险特性：易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。接触热、火星、火焰或氧化剂易燃烧爆炸。若遇高热，可发生聚合反应，放出大量热量而引起容器破裂和爆炸事故。气体比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。

燃烧(分解) 产物：一氧化碳、二氧化碳。

3. 现场应急监测方法:

便携式气相色谱法

4. 实验室监测方法:

气相色谱法《空气中有害物的测定方法》(第二版) ，杭士平主编

5. :

中国(TJ36-79) 车间空气中有害物质的最高容许浓度 100mg/m3

前苏联(1977) 居民区大气中有害物最大允许浓度 3mg/m3(最大值)

1mg/m3(昼夜均值)

前苏联(1975) 水体中有害物质最高允许浓度 0.05mg/L

嗅觉阈浓度 0.38mg/m3

6. 应急处理处置方法:

一、泄漏应急处理

迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源。用工业覆盖层或吸附/吸收剂盖住泄漏点附近的下水道等地方，防止气体进入。合理通风，加速扩散。喷雾状水稀释、溶解。构筑围堤或挖坑收容产生的大量废水。如有可能，将漏出气用排风机送至空旷地方或装设适当喷头烧掉。漏气容器要妥善处理，修复、检验后再用。

废弃物处置方法：用焚烧法。

二、防护措施

呼吸系统防护：一般不需要特殊防护，高浓度接触时可佩带自吸过滤式防毒面具(半面罩) 。眼睛防护：必要时，戴化学安全防护眼镜。

身体防护：穿防静电工作服。

手防护：戴一般作业防护手套。

其它：工作现场严禁吸烟。避免长期反复接触。进入罐、限制性空间或其它高浓度区作业，须有人监护。

三、急救措施

皮肤接触：立即脱去被污染的衣着，用大量流动清水冲洗，至少15分钟。就医。

眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水彻底冲洗。就医。

吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。

灭火方法：切断气源。若不能立即切断气源，则不允许熄灭正在燃烧的气体。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。灭火剂：雾状水、泡沫、二氧化碳、干粉。

提示:大部分词条有不同角度的多个解释，欲全面了解请查看下面的“更多相关内容”。结构式：

请参考下面“更多详细资料”栏目

名称：1,3-丁二烯; 乙烯基乙烯;1,3-butadiene

CH 2=CHCH=CH2 分子量 54.09

性质有芳香气味的无色气体易液化。熔点-108．9℃ ，沸点-4．5℃。密度0．6211g/cm3(气体密度0.00248g ／cm 3) 闪点-78℃。420℃。1．4293。不溶于水，可溶于丙酮、苯、二氯乙烷、醋酸戊酯、糠醛和醋酸铜氨液中。与乙醛、丁烯-2形成共沸物。性质活泼，在氧气存在下易聚合。易燃，遇明火、高热有爆炸燃烧的危险与空

性质：易燃。无色的气体。带有清淡的芳香气味。具有高活性，很容易聚合。只有在液阻聚的条件下才准许装运(常用阻聚剂为丁基邻苯二萘酚、二(正) 丁胺及苯基-β-萘基胺) 。沸点-4.411℃。熔点-108.92℃。气体密度5.9kg/m3(21.1℃，101.3Pa) 。液体密度619.8kg/m3(21.1℃) 。在空气中的可燃限2%～11.5%(体积) 。高浓度的丁二烯有麻醉作用，当空气中浓度达到25%时，经23min 人可致死。ACGIH 采用阈限值-重量加权平均浓度(TLV-TWA)为10×10-6(22mg/m3)。丁二烯的工业生产方法为丁烯或丁烷在有触媒存在下脱氢；或乙醇和乙醚进行反应；也可采用石脑油和轻油进行裂解；乙烯生产的副产品。粗丁二烯经蒸馏提纯可制得纯产品。丁二烯主要用于制造橡胶。在塑料生产中，广泛用于各种聚合反应。纯丁二烯用作配制标准气。

名称：六氯-1,3-丁二烯; 全氯丁二烯;Hexachloro-1,3-butadiene

国标编号 61580

CAS 号 87-68-3

分子式 C 4Cl 6

分子量 260.74

无色至淡黄色液体，稍有特殊气味; 蒸汽压3.99×10-2kPa(25℃); 熔点-19～-22℃; 沸点210～220℃; 溶解性:不溶于水，溶于醇、醚; 密度:(水=1)1.6820;相对密度(空气=1)8.99;稳定性:稳定; 危险标记 15(有害品, 远离食品); 主要用途:用作溶剂、、热交换剂、水力系统用液体、洗液，也用于合成橡胶工业

2. 对环境的影响:

一、健康危害

侵入途径：吸入、食入、经皮吸收。

健康危害：吸入、摄入或以皮肤吸收后会中毒。对眼睛、皮肤、粘膜和上呼吸道有强烈刺激作用。吸入、可引起喉、支气管炎症、痉挛，化学性肺炎、肺水肿等。接触后可出现烧灼感、咳嗽、头痛、恶心和呕吐。

二、毒理学资料及环境行为

急性毒性：LD 5090mg/kg(大鼠经口);110mg/kg(小鼠经口);1211mg/kg(兔经皮)

亚急性和慢性毒性：大鼠吸入×2.57g/m3×4小时/日×2次，眼鼻刺激反应，呼吸困难，脱离后可恢复，肾有病理改变; 大鼠经口100mg/kg×30日，肝损害。

致癌性：大鼠经口最小中毒剂量14600mg/kg(2年，连续) 致肿瘤。

危险特性：遇明火、高热可燃。与氧化剂能发生强烈反应。受高热分解，放出剧毒的光气和有腐蚀性的氯化氢烟气。

燃烧(分解) 产物：一氧化碳、二氧化碳、氯化氢。

3. 现场应急监测方法:

4. 实验室监测方法:

监测方法来源类别

气相色谱法《城市和工业废水中有机化合物分析》王克欧等译废水

气相色谱法《固体废弃物试验分析评价手册》中国环境监测总站等译固体废弃物

气相色谱法《水和废水标准检验方法》15版，中国建筑工业出版社，1985年水和废水色谱-质谱法《水和废水标准检验法》19版译文，江苏省环境监测中心水和废水

5. :

前苏联车间空气中有害物质的最高容许浓度 0.005 mg/m3

前苏联(1978) 环境空气中最高容许浓度 0.001mg/m3 (一次值)

0.0002mg/m3 (日均值)

中国(GHZB1-1999) 地表水环境质量标准(I、II 、III 类水域) 0.005mg/L

前苏联污水中有害物质最高允许浓度 0.3mg/L

嗅觉阈浓度 0.006mg/L

6. 应急处理处置方法:

一、泄漏应急处理

疏散泄漏污染区人员至安全区, 禁止无关人员进入污染区, 切断火源。建议应急处理人员戴自给式呼吸器, 穿化学防护服。用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，也可以撒湿或冰水冷却，用砂土吸收，倒至空旷地方深埋。被污染地面用肥皂或洗涤剂刷洗，经稀释的洗水放入废水系统。如大量泄漏，利用围堤收容，然后收集、转移、回收或无害处理后废弃。

二、防护措施

呼吸系统防护：可能接触其蒸气时，应该佩戴防毒面具。紧急事态抢救或逃生时，建议佩戴自给式呼吸器。

眼睛防护：戴化学安全防护眼镜。

防护服：穿相应的防护服。

手防护：戴防化学品手套。

其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作后，淋浴更衣。保持良好的卫生习惯。严禁皮肤直接接触。

三、急救措施

皮肤接触：用肥皂水及清水彻底冲洗。就医。

眼睛接触：拉开眼睑，用流动清水冲洗15分钟。就医。

吸入：脱离现场至空气新鲜处。呼吸困难时给输氧。呼吸停止时，立即进行人工呼吸。就医。食入：误服者，口服牛奶、豆浆或蛋清，就医。

灭火方法：抗溶性泡沫、二氧化碳、干粉、雾状水、砂土。

提示:大部分词条有不同角度的多个解释，欲全面了解请查看下面的“更多相关内容”。结构式：

请参考下面“更多详细资料”栏目

名称：2-氯-1,3-丁二烯; 氯代丁二烯;2-chloro-1,3-butadiene

国标编号 31013

CAS 号 126-99-8

分子式 C 4H 5Cl ；CH 2CHCClCH 2

分子量 88.54

无色液体，有辛辣气味; 蒸气压 28.7kPa/25℃; 闪点-20℃; 沸点 59.4℃; 溶解性：微溶于水，溶于乙醇、乙醚等多数有机溶剂; 密度：相对密度(水=1)0.96；相对密度(空气=1)3.0;稳定性：稳定; 危险标记 7(低闪点易燃液体) ，40(有毒品); 主要用途重要有机化学品，用作有机合成中间体、氯丁橡胶的单体等

2. 对环境的影响:

一、健康危害

侵入途径：吸入、食入、经皮吸收。

健康危害：以中枢神经系统抑制和呼吸道刺激作用为主。

急性中毒：短期吸入高浓度蒸气出现流泪、咽干痛、胸闷、呼吸困难；结膜及咽部充血；肺部散在罗音；并有头昏、头痛、乏力、四肢麻木、步态不稳、恶心、呕吐、昏迷、抽搐等。个别发生急性肺水肿而死亡。急性期后可出现肝、肾损害及脱发。

二、毒理学资料及环境行为

毒性：属中等毒类。

急性毒性：LD 50900mg/kg(大鼠经口) ；260mg/kg(小鼠经口) ；大鼠吸入17500mg/m3×8小时，致死；兔静脉96mg/kg，致死。

亚急性和慢性毒性：大、小鼠吸入100-350mg/m3，8小时/天，3个月，发生阑尾溃疡，肝心肌改变，淋巴组织和脾、髓网状细胞增殖等。

致突变性：微生物致突变：鼠伤寒沙门氏菌70μmd/L。微粒体诱变：鼠伤寒沙门氏菌2pph(4小时) 。

生殖毒性：大鼠经口最低中毒剂量(TDL0)：1mg/kg(孕3～4天) 引起胚胎毒性。大鼠吸入最低中毒浓度(TCL0)4mg/m3，24小时(孕3～4天) ，引起死胎。

致癌性：IARC 致癌性评论：人和动物均不明确。

致畸性：小/大鼠吸入100ppm 骨髓细胞染色体畸变。

危险特性：其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热极易燃烧爆炸。受高热分解产生有毒的氯化物气体。与强氧化剂反应，可引起燃烧。若遇高热，可发生聚合反应，放出大量热量而引起容器破裂和爆炸事故。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。

燃烧(分解) 产物：一氧化碳、二氧化碳、氯化氢。

3. 现场应急监测方法:

气体检测管法

气体速测管（德国德尔格公司产品）

4. 实验室监测方法:

气相色谱法《空气和废气监测分析方法》，国家环保局编

5. :

中国(TJ36-79) 车间空气中最高容许浓度 2mg/m3(皮)

中国(TJ36-79) 居住区大气中最高容许浓度 0.1mg/m3(一次值)

前苏联(1975)水体中有害有机物的最大允许浓度 0.1mg/L

前苏联(1975) 污水中有机物最大允许浓度 10mg/L

嗅觉阈浓度 0.11ppm

6. 应急处理处置方法:

一、泄漏应急处理

迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源。防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用大量水冲洗，洗水稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。

废弃物处置方法：用焚烧法。废料同其他燃料混合后焚烧。燃烧要充分，防止生成光气。焚烧炉排气中的卤化氢通过酸洗涤器除去。

二、防护措施

呼吸系统防护：空气中浓度超标时，佩戴过滤式防毒面具(半面罩) 。

眼睛防护：戴化学安全防护眼镜。

身体防护：穿防静电工作服。

手防护：戴橡胶手套。

其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作毕，淋浴更衣。注意个人清洁卫生。

三、急救措施

皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。

眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。

吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。

食入：饮足量温水，催吐，就医。

灭火方法：尽可能将容器从火场移至空旷处。喷水冷却火场容器，直至灭火结束。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离。灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无效。

名称：六氯三聚磷腈;Phosphonitrilic chloride trimer;1,3,5,2,4,6-Triazatriphosphorine,

2,2,4,4,6,6-hexachloro-2,2,4,4,6,6-hexahydro-;1,3,5-Triaza-2,4,6-trip hosphorin-2,2,4,4,6,6-hexachloride;Hexachloro

分子式：Cl6N3P3

分子量：347.65938

CAS 号：940-71-6

性质：白色结晶体。

制备方法：暂无

用途：暂无

提示:大部分词条有不同角度的多个解释，欲全面了解请查看下面的“更多相关内容”。

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范文一：蒸馏乙醇

范文二：螺旋板式换热器用于乙醇蒸馏装置实验研究

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范文五：蒸馏装置

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