乙醇—水分离填料精馏塔设计-化工原理(共39页).docx

精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课程设计乙醇-水填料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年月日专心-专注-专业化工原理课程设计任务书一、设计题目：乙醇-水筛板（填料）精馏塔设计二、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90；3、塔顶浓度为含乙醇92.41%（质量分数）的药用酒精，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：徐州地区三、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。摘要乙醇是生活中一种常见的化学品，它是一种有机物，俗称酒精。它是带有一个羟基的饱和一元醇，在、下是一种易燃、易挥发的无色透明液体，它的水溶液具有酒香的气味，并略带。有酒的气味和刺激的辛辣滋味。乙醇液体密度比水小，能与水以任意比互溶。乙醇的生产离不开精馏、萃取等化工流程。氧化钙脱水法、共沸精馏、吸附精馏、渗透汽化、吸附法、萃取精馏法和真空脱水法等多用在乙醇的回收和提纯的方面。实际生产中较成熟的方法是共沸精馏和萃取精馏,这2 种分离方法多以连续操作的方式出现。在一些领域生产乙醇设备简单、投资小,可单塔分离多组分混合物,或同一塔可处理种类和组成频繁更换的物系。塔设备是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一，一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。本次课程设计就是针对乙醇-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型。关键词 ：乙醇；水；填料塔；精馏 11111127789915567778890011附录246第一部分 概述1.1物料性质 乙醇，具刺激性。其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇、高热能引起燃烧。与接触发生或引起燃烧。所以运输时要单独装运，运输过程中要确保容器不泄漏、不倒塌、不坠落、不损坏。运输时运输车辆应配备相应品种和数量的。要储存于阴凉、通风的。远离火种、。在操作过程中，还要注意安全防护等措施。1.2 塔设备简介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。填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。第二部分 流程的确定及说明2.1.加料 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。虽然采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，但由于多了高位槽，建设费用相应增加。若采用泵加料，流量稳定，传质效率高，结构简单，安装方便。所以本设计采用泵直接加料。2.2.进料进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、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，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，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。此设计采用泡点进料。2.3 塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反应。且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。2.4 回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。2.5 加热方式 加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。采用饱和蒸汽直接加热。2.6 加热器类型 采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸器。第三部分 精馏塔的设计计算3.1物料衡算乙醇 Ma=46.07 Kg/Kmol水 Mb=18.02 Kg/KmolXF=（0.35/46.07）/（0.35/46.07+0.65/18.02）=0.174XD=（0.9241/46.07）/（0.9241/46.07+0.0759/18.02）=0.826XW=（0.003/46.07）/ (0.003/46.07+0.997/18.02) =0.001MF=0.17446.07 + (1-0.174) 18.02=22.90Kg/Kmol MD=0.82646.07 + (1-0.826) 18.02=41.19Kg/Kmol MW=0.00146.07 + (1-0.001) 18.02=18.05Kg/KmolF=25000/(24*22.90)=45.49 Kmol/h由： F=D+W FXF=DXD +WXW联立得D=9.54 Kmol/h W=35.95Kmol/h3.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：、表1 乙醇-水的汽-液平衡组成乙醇（mol分率）温度乙醇(mol分率)温度乙醇（mol分率）温度液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.23370.544582.70.57320.684179.30.01900.170095.50.26080.558082.30.67630.738578.740.07210.389189.00.32730.582681.50.74720.781578.410.09660.437586.70.39650.612280.70.89430.894378.150.12380.470485.30.50790.656479.80.16610.508984.10.51980.659979.7由表中数据，用内差法计算得塔顶：（0.7472-0.826）/（0.7472-0.6763）=（78.4-）/（78.41-78.74） =78.04 （0.7815-0.826）/（0.7815-0.7385）=（78.41-）/（78.41-78.74）=78.07 塔釜： (0-0.001)/(0-0.019)=(100-)/(100-95.5) =99.76进料： （0.2337-0.1661）/（0.174-0.1661）=（82.7-84.1）/（-84.1） =83.94精馏段平均温度： =（+）/2=（78.07+83.94）/2=81.01提馏段平均温度： =（+）/2=（99.76+83.94）/2=91.853.3平均相对挥发度在温度下乙醇和水的饱和蒸汽压分别为：精馏段：=81.01 （81.01 -89.0）/（80.7-89.0）=（x1-0.5079）/（0.3965-0.5079）=(y1-0.6564)/(0.6122-0.6564)x1=0.4007 y1=0.6139精馏段：=91.85(91.85-89.0)/(95.5-89.0)=(x2-0.0721)/(0.019-0.0721)=(y2-0.3891)/(0.17-0.3891)x2=0.0488 y2=0.2930将分别代入得a1=2.38 a2=8.08a=4.393.4回流比的确定 由于是泡点进料，=0.174 =4.39*0.174/(1+3.39*0.174)=0.480 =(0.826-0.480)/(0.480-0.174)=1.13一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本设计取1.5倍。即R=1.5=1.51.13=1.70L=R·D=1.70*9.54=16.22kmol/h=L+q·F=16.22+45.49=61.71kmol/h=V=（R+1）D=16.22+9.54=25.76 kmol/h3.5热量衡算3.5.1加热介质常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。所以本设计选用300kPa（温度为133.3）的饱和水蒸气做加热介质。3.5.2冷却剂常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为徐州，应该采用冷却水。循环冷却水进口温度32，出口温度为38。3.5.3热量衡算已求得：78.04 78.07 99.76 83.94=81.01 =91.85温度下: =140.12 kJ/(kmol·K) =75.34 kJ/(kmol·K) =140.120.826+75.34(1-0.826) =128.85kJ/(kmol·K)温度下：=151.89kJ/(kmol·K) =75.87 kJ/(kmol·K) =151.890.001+75.87(1-0.001) =75.95 kJ/(kmol·K)温度下：=83.95kJ/kg； =2314.6kJ/kg； = 83.950.826+(1-0.826) =472.08 kJ/kg（1）0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准， =25.76128.8578.04+25.76472.0841.19 =.06 kJ/h（2）回流液的焓78.07温度下=140.12 kJ/(kmol·K) =75.34kJ/(kmol·K) =140.120.826+75.34(1-0.826) =128.85 kJ/(kmol·K)=16.22128.8578.07=.16 kJ/h（3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以=9.54128.8578.04=95929.03J/h（4）冷凝器消耗的焓=.06-.16-95929.03=.87 kJ/h（5）进料口的焓温度下：=153.06kJ/(kmol·K)； =76.84kJ/(kmol·K)；=153.060.174+76.84 (1-0.174) =90.10所以 =45.4990.1083.94=.60kJ/(kmol·K)(6)塔底残液的焓 =35.9575.9599.76 =.95kJ/(kmol·K)（7）再沸器塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量 ， 加热器的实际热负荷 =.87 +.95+95929.03-.60 =.25kJ/h3.6理论塔板数计算3.6.1板数计算精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：因为泡点进料，所以q=1.图1理论板数图解法 （不含再沸器）进料板 精馏段4块，提馏段5块。3.6.2塔板效率表2不同温度下乙醇-水黏度（mPa·s）温度20406080100乙醇1.150.8140.6010.4950.3611.0050.6560.46880.35650.2838全塔的平均温度：=88.90乙醇： 乙醇=0.435 mPa·s水： =0.324 mPa·s因为所以，mPa·s mPa·s mPa·s全塔液体平均黏度： mPa·s已知，由表3-6-1，利用内插法计算得：因此：x=0.0732 y=0.03912 已求得4.39全塔效率=0.435实际塔板数：=21块（不含塔釜）3.7 精馏塔主要尺寸的设计计算3.7.1流量和物性参数的计算表3乙醇-水在不同温度下的密度温度=77.470.7350.971=99.890.7160.958=83.540.7300.9681. 塔顶条件下的流量和物性参数=46.07×0.826+18.02×(1-0.826)=41.19 kg/kmol=1.303 mL/g=0.74405g/mL=767.46=1.432=41.19×25.76=1061.05 kg/h=668.10 kg/h2. 进料条件下的流量和物性参数=46.07×0.174+18.02×(1-0.174)=22.90kg/kmol=0.7824=1.0865mL/g=0.92039g/mL=920.39=22.90×25.76=589.90kg/h精馏段：=371.44kg/h提馏段：=1413.16kg/h3. 塔底条件下的流量和物性参数=46.07×0.001+18.02×(1-0.001)=18.05 kg/kmol=0.590=1.044mL/g=0.95785g/mL=957.85=18.05×25.76=461.36kg/h=1113.87kg/h4. 精馏段的流量和物性参数=1.107=843.93=825.48kg/h=519.77kg/h5. 提馏段的流量和物性参数=0.6862=943.62=525.63kg/h=1263.52kg/h6.体积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段：3.7.2塔径设计计算1.填料填料塔中填料的种类有很多，基本分类有散堆填料、规整填料和近年来发展起来的毛细管填料。填料的选择包括确定填料的种类、规格及材质等。所选填料既要满足生产工艺的要求,又要使设备投资和操作费用最低。 填料种类的选择：填料种类的选择要考虑分离工艺的要求,通常考虑以下几个方面：(1)传质效率要高。一般而言,规整填料的传质效率高于散装填料。 （2)通量要大。在保证具有较高传质效率的前提下,应选择具有较高泛点气速或气相动能因子的填料。(3)填料层的压降要低。(4)填料抗污堵性能强,拆装、检修方便。Eckert将鲍尔环、拉西环、距鞍填料的性能做了比较，个填料的通过能力以鲍尔环的通过能力最大，拉西环最小，距鞍填料接近鲍尔环。个填料的效率以及操作弹性比较，可明显看出鲍尔环的效率及操作弹性都居首位。在进行精馏操作时，填料塔对填料的接触效率要求很高，所以本次设计选择金属鲍尔环。填料选用型填料。2.塔径设计计算表4填料尺寸性能填料名称（）堆积个数n（）堆积密度()比表面a（）空隙率（%）金属鲍尔环130003651290.945图2 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图根据流量公式可计算塔径，即(1)精馏段=0.0228由图查得纵坐标为 已知填料因子精馏段平均温度： =81.01 =843.93, 0.378mPa·s泛点气速 泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0.5×4.748=2.374m/s(2)提馏段：0.0646由图查得纵坐标为 已知填料因子提馏段平均温度： =91.85943.63, 0.378mPa·s泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0.5×3.879=1.9393m/s圆整后：全塔塔径为550mm3. 填料层高度设计计算（1）等板高度设计计算精馏段动能因子 经查每米填料理论板数为4-4.5块取n=4HETP=1/n=0.25Z精=NT* HETP精馏段：Z精=4*0.25=1m Z1精=11.5=1.5m提馏段：Z精=50.25=1.25m Z2精=1.251.5=1.875mZ= Z1精+Z2精=3.375 m（2）.填料层压强降计算精馏段提馏段第四部分 附属设备及主要附件的选型计算4.1冷凝器本次设计冷凝器选用壳程式冷凝器。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本次设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。徐州最热月平均气温t1=32，冷却剂用循环水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取=38。泡点回流温度1.计算冷却水流量 kg/h2.冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式 =43.06 操作弹性为1.2， 表5冷凝器相关参数公称直径/mm管程数管子数量管长/mm换热面积公称压力MPa2733820008.3254.2再沸器选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择3.69atm，140的水蒸气，传热系数K=600kcal/(m·h·)=2520kJ/(m·h·)，=513kcal/k1. 间接加热蒸汽量 2. 再沸器加热面积 为再沸器液体入口温度； 为回流汽化为上升蒸汽时的温度；为加热蒸汽温度； 为加热蒸汽冷凝为液体的温度；用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失4.3塔内其他构件4.3.1.塔顶蒸汽管从塔顶只冷凝器的蒸汽导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔德真空度。操作压力为常压，蒸汽速度 圆整后 表6塔顶蒸汽管参数内径外径R内管重/(kg/m)2251201577.104.3.2.回流管冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度为0.20.5m，本次设计取。 圆整后表7回流管参数内径外径R内管重/(kg/m)501201501.114.3.3.进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时可取1.52.5m/s，本次设计取=2.0m/s。 圆整后 表8进料管参数内径外径R内管重/(kg/m)501201501.114.3.4.塔釜出料管 塔釜流出液体的速度一般可取0.51.0m/s，本次设计取。 圆整后 表9塔顶蒸汽管参数内径外径R内管重/(kg/m)501201501.114.3.5除沫器除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善塔后动力设备的操作。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。气速计算 式中 K常数，取0.107； 塔顶气体和液体密度（kg/m） 除沫器直径计算：4.3.6液体分布器采用蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好地润湿，结构简单，制造和维修方便，喷洒比较均匀，安装简单。（1）回流液分布器流量系数取0.820.85，本次设计取0.82，推动力液柱高度H取0.06m。则小孔中液体流速 小孔输液能力 由Q=得小孔总面积 所以，小孔数 ，即为24个小孔。式中，d小孔直径，一般取410mm，本设计取4mm。喷洒器球面中心到填料表面距离计算 式中 r喷洒圆半径， 喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角， （2）进料液分布器采用莲蓬头由前知W=0.89m/s 取d=4mm， ，即为28个小孔。 莲蓬头的直径范围为4.3.7液体再分布器液体在乱堆填料层内向下流动时，有偏向塔壁流动的倾向，偏流往往造成塔中心的填料不被润湿。为将流动塔壁处的液体重新汇集并引向塔中央区域，可在填料塔层内每隔一定高度设置液体再分布器，每段填料层的高度因填料种类而定，对鲍尔环，可为塔径的510倍，但通常不超过6m。此次设计填料层的高度选塔径的5倍，故每处装一个再分布器。选取截锥式再分布器，因其适用于直径0.8m以下的小塔。4.3.8填料支撑板本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。这种设计板可提供100%的自由截面，波形结构系统承载能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形内增设加强板，可提高支撑板的刚度。他的最大液体负荷为145，最大承载能力为40kPa，由于本塔较高，故选此板。表10分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据塔径D/(mm)板外径D/mm分块数近似重量/N300294228支撑圈尺寸塔径/(mm)圈外径/(mm)圈内径/(mm)厚度/(mm)重量/N300297257341.24.3.9塔釜设计料液在釜内停留15min，装料系统取0.5。塔底高（h）：塔径（d）=1:2塔底液料量 塔底体积 因为 ， 所以 4.3.10塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.21.5m，本设计取1.2m。4.3.11手孔的设计手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口，用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用，在每段填料层得上下方各设置一个手孔。4.3.12裙座的设计由于塔径为，所以手孔可设计为直径为大小的圆孔。塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器，裙座高度取,第五部分 精馏塔高度计算 表11精馏塔各部分高度 单位：mm塔顶塔釜鞍式支座填料层高度塔釜法兰高120018403003375200喷淋高度塔顶接管高度喷夹弯曲半径进料口喷头上方高度17415090200本次设计的填料塔的实际高度为：H=1200+1840+300+3375+200+174+150+90+200=7529mm第六部分 总结 通过本次对具体的填料精馏塔的设计，我熟悉了精馏塔的结构、反应过程、生产流程，还了解了生产过程中附属设备的设计选择。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。通过本次课程设计我将理论与实践联系到了一起，知识和能力都得到了提高，这些知识与经验对自己以后的学习和工作来说都是一笔宝贵的财富。设计结果表12 精馏塔主要设计参数汇总主要设计参数名称塔顶塔底进料精馏段提馏段液相质量流量kg/h668.10957.85920.39519.771263.52质量分率%92.417.5935摩尔率%82.60.117.4平均分子质量kg/kmol44.6718.0522.90液相平均密度767.46957.85920.39843.93943.62气相平均密度1.4320.590.78241.1070.6862温度78.0499.7683.9481.0191.85比热容kJ/(kmol·K)128.8575.95472.08黏度mPa·s0.4350.3240.343表13 精馏塔主要工艺尺寸汇总主要工艺尺寸理论塔板数9实际塔板数21塔径0.48m塔高7.529m附录符号说明符号意义计量单位D塔顶馏出液 kmol/hF进料液kmol/hW塔釜残液kmol/h塔顶温度塔釜温度进料温度塔顶组成进料组成塔釜组成R回流比L精馏段下降液体量kmol/hV精馏段上升蒸汽量kmol/h提馏段下降液体量kmol/h提馏段上升蒸汽量kmol/hM摩尔质量kg/kmol比热容kJ/(kmol·K)比汽化热kJ/kg塔顶热量kJ/h回流液热量kJ/h馏出液热量kJ/h冷凝器热量kJ/h进料热量kJ/h塔釜热量kJ/h再沸器热量kJ/h密度D塔径m黏度mPa·sZ填料层高度mA面积h塔高md直径m流程简图参考文献1贾绍义，柴诚敬,化工原理课程设计天津大学出版社,2002年6月.2陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋,化工原理,化学工业出版社，2006年5月.3刁玉玮，王立业，喻健良, 化工设备机械基础,大连理工大学出版社2012年1月.4刘光启，马连湘，刘杰,化学化工物性数据手册有机卷,化学工业出版社2002年5月.