化工原理课程设计 施

1、化工原理课程设计乙 醇 - 水 填 料 式 精 馏 塔 设 计学 生 姓 名学 院 名 称学 号班 级专 业 名 称指 导 教 师2016 年 5 月 20 日徐 程化 学 化 工 学 院2 0 13 13 01 21 81 3 级 2 班应 用 化 学王 菊摘要填料式精馏塔是化工生产的重要化工设备。精馏塔不仅对产品本身，而且还对产品产 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方面都有重大影响。因此， 掌握精馏塔的基本设计对化工专业学生十分重要的。本课程设计是关于乙醇 -水的填料式 精馏塔的设计，通过对填料式精馏塔的设计，熟练掌握以及运用所学知识并投入到实际生 产当中去。关键词

2、 乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产；摘要 . i第一部分 概述 . 31.1 概述 . 31.2 文献综述 . 31.2.1 填料类型 . 31.2.2 填料塔 . 41.2.3 填料选择 . 41.3 设计任务书 . 41.3.1 设计题目 . 41.3.2 设计条件 . 41.3.3 设计任务 . 51.4 设计思路 . 5第二部分 工艺计算. 62.1 平均相对挥发度的计算. 62.2 绘制 t-x-y 图及 x-y 图 . 62.3 全塔物料衡算. 72.3.1 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 . 72.3.2 平均摩尔质量 . 82.3.3 全塔物料衡算： . 82.4 最小回流比

3、的计算和适宜回流比的确定 . 82.4.1 最小回流比 . 82.4.2 确定最适操作回流比 r . 92.5 热量衡算 . 92.6 求理论板数及加料 . 102.6.1 精馏段和提馏段操作线方程的确定 . 102.6.2 理论板数及加料板位置 . 112. 7 填料高度计算. 113. 8 精馏塔主要尺寸的设计计算 . 123.8.1 流量和物性参数的计算 . 123.8.2 塔板效率 . 14第三部分塔板结构设计 . 143.1 气液体积流量 . 153.1.1 精馏段的气液体积流量 . 153.1.2 提馏段的气液体积流量 . 163.2 塔径计算. 163.2.1 塔径初步估算 .

4、17第四部分换热器 . 184.1 换热器的初步选型. 184.1.1 塔顶冷凝器 . 184.1.2 塔底再沸器 . 184.2 塔顶冷凝器的设计. 18第五部分精馏塔工艺条件 . 205.1 塔内其他构件 . 20塔顶蒸汽管 . 20回流管 . 205.1.3 进料管 . 20塔釜出料管 . 215.1.5 除沫器 . 215.1.6 液体分布器 . 215.1.7 液体再分布器 . 225.1.8 填料支撑板的选择 . 235.1.9 塔釜设计 . 23塔的顶部空间高度 . 23手孔的设计 . 23裙座的设计 . 235.2 精馏塔配管尺寸的计算. 245.2.1 塔顶汽相管径 dp .

5、 245.2.2 回流液管径 dr . 245.2.3 加料管径 df . 245.2.4 釜液排出管径 dw . 245. 2.5 再沸器返塔蒸汽管径 dv . 256. 3 精馏塔工艺尺寸 . 26第六部分结构设计结果 . 27总结 . 28参考文献 . 28附录 . 29第一部分 概述1.1 概述乙醇可用来制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取染料、涂料、洗 涤剂等产品的原料，所以乙醇是一种重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趋势，作为 一种可再生的能源，乙醇燃料成为未来代替传统化石燃料的重要能源之一。国内乙醇生产方法主要有发酵法、乙烯水化法、合成气经醋酸制乙醇、合成气直接制

6、 乙醇等，国外乙醇生产方法主要有渗透蒸发技术、新型耦合分离技术、渗透气化膜分离技 术、pva 膜渗透汽化等。塔设备作为工业生产上最重要的设备之一，在工业生产乙醇的分 离中起重要作用。在塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。乙醇 -水 是工业上最常见的溶剂，也是十分重要的化工原料之一。长期以来乙醇 -水溶液通常都是 通过蒸馏法生产，但由于乙醇 -水的共沸现象，普通的精馏方法对于高纯度的乙醇来说产 量不好，所以设计研究和改进精馏设备是十分重要的。本课程设计主要是采用填料精馏塔 对乙醇-水溶液进行分离。塔设备在经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要。在乙 醇的工业

7、生产中，主要是通过精馏塔将产物乙醇与水分离，制取高纯度的乙醇。按塔的内 件结构的不同可以分为板式塔和填料塔两大类。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的底部安装填料 支撑板，填料随意乱堆或整砌的方式放置在支撑板上。填料上方安装有填料压板，以防填 料被上升气流吹动。填料塔塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。液 体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体则自下而上地流动，与液体逆流传质。 两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。作为产物分离中的最重要的设备之一的塔设备，随着塔设备技术的发展，国内外制定 了多种企业接触的元件，从而改善塔设备质量，缩短塔设备的制造、安

8、装周期，以此来减 少设备的投资费用。1.2 文献综述1.2.1 填料类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采 用填料塔，板式塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍填料塔。新型高效规整填料的不断开发与应用，冲击了蒸馏设备以板式塔为主的局面，且大有 取代板式塔的趋势。最大直径规整填料塔已达 1420m，结束了填料塔只适用于小直径塔 的历史。这标志着填料塔的塔填料、塔内件及填料塔本身的综合设计技术进入了一个新阶 段。纵观填料塔的发展，新型填料的研究始终十分活跃，尤其是新型规整填料不断涌现。 如今，填料主要分为散堆填料、规整填料和毛细管填料。1.2.2 填

9、料塔填料塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点是生产能力大，分离效率高，压降 小，持液量小操作弹性大等。填料塔的缺点是填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料的表面，使传质 效率下降；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂蒸馏不太 适合等。拉西环是最古老、最典型的一种填料，由于它结构简单，制造容易，价格低廉， 性能指数较为齐全以及机械强度高，因此长久以来，尽管它存在严重缺点，但是仍受到厂 家的欢迎，沿用至今。拉西环的缺点是结构不常开，有效空隙率比实际空隙率小得多，所 以压力降比较大。拉西环在塔内的填料方式有两种：乱堆和整砌。乱堆装卸比较方便，但 是压力降比较大，一

10、般直径在 50mm 以下的拉西环用乱堆填料，直径在 50mm 以上的拉西环 用整砌填料。当填料的名义尺寸小于 20mm 时，各本身的填料分离效率都明显下降。因此， 25mm 的填料可以认为是工业填料中选用比较合理的填料。本次设计采用的为金属拉西环 25mm25mm0.8mm。项目表 1金属拉西环 25mm25mm0.8mm 参数参数项目参数公称直径外径高度壁厚 干填料因子 湿填料因子d=25mmd=25mmh=25mm=0.8mma/=257/m=390/m比表面积空隙率堆积个数堆积密度等板高度平均压降=220m/m=95%n=55000 个/m=640kg/mh=0.46mp=0.5kpa/

11、m1.3 设计任务书1.3.1 设计题目乙醇-水填料式精馏塔设计1.3.2 设计条件1 常压 p=1atm（绝压）。2 原料来自粗馏塔，为 9596饱和蒸汽，由于沿程热损失，进精馏塔时，原料温度约为 903 塔顶浓度为含乙醇 92.41%（质量分数）的乙醇，产量为 25 吨/天；4 塔釜采用饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于 0.3%（质量分 数）；5 塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比 r=1.12.0rmin；6 厂址：徐州地区1.3.3 设计任务1、 完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；2、 画出带控制点工艺流程图、xy 相平衡图、塔板负荷性能

12、图、塔板布置图、精馏塔工艺 条件图；3、 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。1.4 设计思路乙醇 -水溶液通过离心泵进入再沸器中，经过加热接近或达到泡点后，从底部进入填 料式精馏塔中，在填料上易挥发组分乙醇进入气相，而难挥发组分水进入液相。易挥发组分乙醇通过塔顶管道进入冷凝器中，在冷凝器中由于温度降低乙醇冷凝，为了保证塔顶浓 度为含乙醇 92.41%（质量分数），将冷凝器中的溶液重新回到填料式精馏塔中，重新蒸馏。 精馏塔底部的液体回到再沸器中重新加热至泡点温度。经过重复多次精馏，在冷凝其中可 以得到高纯度的乙醇，然后将乙醇通入储罐中。塔里的混合物不断重复前面所说的过程， 而

13、进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。乙醇水混合液经原料预 热器加热，进料状况为汽液混合物 q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部 分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产 品冷却后，送入贮罐(附流程图)。图 1 流程示意图第二部分 工艺计算2.1 平均相对挥发度的计算由相平衡方程y =ax 1 +(a-1) x（1-1）得：a =y ( x -1) x ( y -1)（1-2）查阅相关资料，常压下乙醇和水的气液平衡数据如下表表 2 常温常压下乙醇-水的平衡数据x 0.180 0.200 0.250 0.300 0.350 0

14、.400y 0.510 0.525 0.551 0.575 0.595 0.610x 0.450 0.500 0.550 0.600 0.650 0.700y 0.635 0.657 0.678 0.690 0.725 0.755a ai由道尔顿分压定律 p =pi yv p xa = a =v p xb b b（1-3）得aiy y y (1 -y ) = a b = a ax x x (1 -x ) a b a a（1-4）将上表数据代入得：序号序号1 2 3 4 53.6815 3.1569 2.7254 2.3501 2.12636 7 8 9 101.9155 1.7228 1.54

15、08 1.4196 1.3207则a =10 aaa .a =3.041 2 3 102.2 绘制 t-x-y 图及 x-y 图表 3 乙醇水系统 txy 数据沸点 t/乙醇摩尔数/%沸点 t/乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.4499.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.7899.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.2299.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.7099.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.2899.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.299

16、8.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.7197.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.6995.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.9391.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.2687.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.8385.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.9183.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.4082.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41根据上面表中的数据绘制乙醇-水的 t-x-y 相图，如下：图 2 乙醇-水

17、相图有图可知： t =84,ftd=79,tw=100精馏段平均温度： t =（ t+t）/2=（84+79）/2=81.5mfd提馏段平均温度： t =（ t+t）/2=(84+100)/2=92mfw2.3 全塔物料衡算查阅相关文献，整理有关物性参数表 4 乙醇-水物性参数项目天处理原料能数值力 f=30t/天f=0.3 d=0.92质量分数 2 41 w=0.003m 水分子量 m 乙醇=46.07kg/kmol =18.01kg/kmol2.3.1 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数f：进料量（kmol/h）d：塔顶产品流量（kmol/h）xfxd：原料组成（摩尔分数。下同）：塔顶组成w

18、：塔底残液流量（kmol/h）xw：塔底组成根据公式 ：wamn = aa w wa + bm ma b（1-5）_原料液乙醇的摩尔组成x =f0.32 / 46.070.32 / 46.07 + 0.68 / 18.01=0.1553塔顶产品乙醇的摩尔组成x =d0.9241/ 46.07 0.9241/ 46.07 +0.0759 /18.01= 0.8264塔底残夜乙醇的摩尔组成xw=0.003 / 46.07 0.003 / 46.07 +0.997 /18.01=0.0011752.3.2 平均摩尔质量根据公式可得：m =x m +(1 -x ) m a a ab（1-6）原料液的平

19、均摩尔质量：馏出液的平均摩尔质量：塔釜残液的平均摩尔量：2.3.3 全塔物料衡算：进料量：f =30 吨/天=30000 0.32 30000 0.68+46.07 18.0124=55.878kmol / h全塔物料衡算式：f=d+w解之得：d=10.436 kmol/h ，w=45.442kmol/h表 5 物料衡算表项 目数 值进料流量 f，kmol/h 55.878塔顶产品流量 d，kmol/h 10.436塔釜残液流量 w，kmol/h 45.442进料组成，xf(摩尔分数） 0.1553塔顶产品组成，xd(摩尔分数） 0.82640.00117塔釜残液组成，xw(摩尔分数）52.4

20、 最小回流比的计算和适宜回流比的确定2.4.1 最小回流比平衡线方程y =ax 3.04 x 3.04 x = =1 +(a-1) x 1 +(3.04 -1) x 1 +2.04 x因为q =1所以 x =x =0.1553 q f相平衡方程：y =qax 1 +(a-1)x=0.359泡点进料 ：y =yq最小回流比 ：rmin=x -yd qy -xq q=0.8264 -0.3590.359 -0.1553=2.295g12.4.2 确定最适操作回流比 r因为 r =(1.1 2.0 )rmin所以取 r =1.5 r2.5 热量衡算已求得：min=1.5 2.295 =3.443t

21、=d78t =w100t =f80t1=81.5t2=92tdc温度下: p1 =139.36 kj/(kmolk)cp 2=75.59 kj/(kmolk)=139.36 0.8264+75.59 (1-0.8264)=126.63 kj/(kmolk)tw温度下：cp1=152.22kj/(kmolk)cp 2=76.04 kj/(kmolk)=152.220.001175+76.04(1-0.001175)=76.13 kj/(kmolk)td温度下： =84.15kj/kg；g2=2315.7kj/kg；= 84.15 0.8264+(1-0.8264)2315.7=417.55 kj

22、/kgqp =91.809p（1）0时塔顶气体上升的焓 v塔顶以 0为基准，q =v c vpd t +v dg md=46.367 126.63 78+46.367 417.55 41.20=1255627.63 kj/h（2）回流液的焓qrt =dc78温度下 p1 =139.36 kj/(kmolk)cp 2=75.59 kj/(kmolk)=139.36 0.8264+75.59 (1-0.8264)=128.29 kj/(kmolk)q =l c tr d（3）塔顶馏出液的焓qd137.6778=985868.91 kj/h因馏出口与回流口组成一样，所以q =d c t dd=10.

23、436 137.67 78=112064.48 kj/h（4）冷凝器消耗的焓qcq =q -q -q c v rd=1255627.63-985868.91-112064.48=157694.24 kj/h（5）进料口的焓qfp =55.878tf温度下：cp1=152.22kj/(kmolk)；cp 2=76.04kj/(kmolk)；=152.22 0.1553+76.04 (1-0.1553)=87.87所以q =f c t f f87.8780=392799.99kj/(kmolk)(6)塔底残液的焓qw=45.442 87.87100（7）再沸器q=399298.85kj/(kmol

24、k)b塔釜热损失为 10%，则 =0.9设再沸器损失能量q =0.1q损b，q +q =q +q +q +q b f c w 损d加热器的实际热负荷=157694.24+399298.85+112064.48-392799.99=276257.58kj/h2.6 求理论板数及加料精馏段：精馏段操作线方程：与 n +1提馏段：提馏段操作线方程：ym +1=1.98 x -0.001152 m(1-12)2.6.2 理论板数及加料板位置精馏段：由平衡线方程的：x =y 3.04 -2.04 yy =0.7913 x +0.172n联立已知 y1=xd=0.8264x1=y13.04 -2.04 y

25、1=0.6103依次类推，可得：x10.6103 y10.6549x20.2301 y20.4761x30.1528 y30.3541x40.1199 y40.2929x50.1070 y50.2669x60.1020 y60.2567由于 x =0.1528x =0.14343 fx =0.1199x =0.14344 q所以在第 3 和第 4 块塔板之间进料。提馏段由平衡线方程的：x =y 3.04 -2.04 y与 ym +1=2.01x -0.001677 联立 m依次类推：x6=0.1013 y6=0.2553x7=0.07572 y7=0.1994x8=0.05651 y8=0.1

26、488x9=0.03922 y9=0.1104x10=0.02653 y10=0.07650x11=0.01750 y11=0.05138x12=0.01127 y12=0.03350x13=0.007061 y13=0.02116x14=0.004257 y14=0.01283=0.00727x15=0.002405 y157=0.00361x16=0.001190 y160=0.000396=0.00120x174y174由于 x17=0.0003964xw=0.001175综上总共有 17 块塔板，其中精馏段塔板数为 4 块，提馏段为 12 块塔板，第 5 块塔板为进 料板。2.7 填料

27、高度计算由于采用的是 25mm 钢制拉西环，所以压力降取 p=0.5kpa/m,等板高度 hept=0.46m。填料塔总板数 n=17所以，填料总高度为精馏段填料高度为提馏段填料塔高度为压力降计算精馏塔的总压降精馏段的压降1d2ddd()提馏段的压降由于是采用的常压操作，所以顶部压强为常压，即进料口处压强为塔底的压强为3.8 精馏塔主要尺寸的设计计算表 6 乙醇-水在不同温度下的密度温度td=790.733 0.971tw=1000.703 0.958tf=840.737 0.969塔顶条件下的流量和物性参数m =m x +m (1-x dd)=46.070.8264+18.02(1-0.82

28、64)=41.20kg/kmol1rl 1x 1 - x 0.8264 1 - 0.95 = + = +r r 0.733 0.9711 2=1.179ml/grl1=0.8482g/ml=848.2 kg/m3rv 1=p m 101.325 41.20 =rt 8.314 273.15 +79=1.426 kg/m3v =m vd1f2f()ffffww()ww1 d =41.2046.367=1910.32kg/hl = m l = 41.20 91.809 =3782.53kg/h 1进料条件下的流量和物性参数m =m x +m (1-x ff)=46.070.1553+18.02(1

29、-0.1553)=22.38kg/kmolrv 2=p m 101.325 22.38 =rt 8.314 273.15 + 80=0.7723 kg/m31rl 2x 1 - x 0.1553 1 - 0.1553 = + = +r r 0.703 0.9581 2=1.1026ml/grl 2=0.90695g/ml=906.95 kg/m3v 2=v = m 2v =22.3846.367=1037.69kg/h精馏段： l = m 2l = 22.38 35.931=804.14kg/h提馏段： l = m 2f l = 22.38 91.809 =2054.69kg/h塔底条件下的流

30、量和物性参数m =m x +m (1-x 1 w 2w)=46.070.001175+18.02(1-0.001175)=18.05 kg/kmolrv 3=p m 101.325 18.05 =rt 8.314 273.15 + 100=0.5895 kg/m31rl 3x 1 - x 0.001175 1 - 0.001175 = + = +r r 0.703 0.9581 2=1.0443ml/gwvlrl 3=0.99572g/ml=995.72 kg/m3v 3=m vw=18.1346.367=840.63kg/hl3= m l= 18.13 91.809 =1664.50kg/h

31、精馏段的流量和物性参数rv=rv 1+ rv 22=1.426 + 0.77232=1.0992 kg/m3rl=rl 1+ r2l 2=848.2 + 906.952=877.58 kg/m3v =l =v +v1 22l + l1 22=1910.32 +1037.6923782.53 + 804.142=1474.01kg/h=2293.34kg/h提馏段的流量和物性参数r=rv 2+ rv 32=0.7723 + 0.58952=0.6809 kg/m3r=rl 2+ r2l 3=906.95 + 995.722=951.34 kg/m3v=v2+v 32=1037.69 + 840.

32、632=939.16kg/hl=l + l 2 32=2054.69 +1664.502=1859.60kg/hrra=6.体积流量塔顶：v =a1v1rv1=1910.321.426 3600=0.3721m 3 / s进料：v v = 2a 2v 2=1037.690.7723 3600=0.3732 m3/ s塔底：v v = 3a 3v 3=840.630.5895 3600=0.3961m3/ s精馏段：v +v 0.3721 +0.3732 v = a1 a 2 =2 2=0.3727 m3/ s提馏段：v =av +v 0.3732 +0.3961 a 2 a 3 =2 2=0.

33、3847 m3/ s表 7 不同温度下乙醇-水黏度（mpas）温度 20 40 60 80 100乙醇全塔的平均温度：1.15 0.814 0.601 0.495 0.3611.005 0.656 0.4688 0.3565 0.2838t =t +t 78 +100 d w2 2=89乙醇：89 -80 m -0.495 =100 -80 0.361 -0.495乙醇=0.435 mpas( )( )( )t水：89 -80 m -0.3565 =100 -80 0.2838 -0.3565m水=0.353 mpas因为m = xlimli所以，mld= 0.8264 0.435 + 1 - 0.8264 0.353 = 0.421 mpasmlw= 0.001175 0.435 + 1 - 0.001175 0.353 = 0.353 mpasmf= 0.1553 0.435 + 1 - 0.1553 0.353 = 0.366 mpas全塔液体平均黏度：ml=mld+ m2lw=0.421 + 0.3532= 0.387mpas由于a =3.04全塔效率e =0.49t(aml)-0.245=0