化工原理课程设计乙醇-水填料式精馏塔设计学生姓名徐程学院名称化学化工学院学号8班级13级2班专业名称应用化学指导教师王菊2016年5月20日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。
关键词乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产；第一部分概述概述乙醇可用来制取、乙醚、、等化工原料，也是制取、、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、安装周期，以此来减少设备的投资费用。
文献综述填料类型气－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14～20m，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。
填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25mm×25mm×。
表1 金属拉西环25mm×25mm×参数项目参数项目参数公称直径D=25mm 比表面积σ=220m/m外径d=25mm 空隙率ε=95%高度h=25mm 堆积个数N=55000个/m壁厚Δ=堆积密度ρ=640kg/m 干填料因子a/ε=257/m等板高度H=湿填料因子Φ=390/m平均压降Δp=m设计任务书设计题目乙醇-水填料式精馏塔设计设计条件①常压p=1atm（绝压）。
②原料来自粗馏塔，为95~96℃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%（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%（质量分数）；⑤塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比R=~；⑥厂址：徐州地区设计任务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、x~y 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。
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%（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 1-1）得： （1-2） y x y i B B BA i x P V ） 得 )1()1(A A A A B A B A i x x y y x x y y --==α （1-4）将上表数据代入得：序号 1 2 3 4 5 α序号 6 7 89 10则 绘制t-x-y 图及x-y 图表3乙醇—水系统t —x —y 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 82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-水相图有图可知：=t F 84℃, =t D 79℃, =t w 100℃ 精馏段平均温度：m t =（t F +t D ）/2=（84+79）/2=℃ 提馏段平均温度：m t =（t F +t w ）/2=(84+100)/2=92℃全塔物料衡算查阅相关文献，整理有关物性参数表4 乙醇-水物性参数项目数值 天处理原料能力 F=30t/天质量分数 ωF= ωD= ωW= 分子量M 乙醇=kmolM 水=kmol进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数F ：进料量（kmol/h ） F x ：原料组成（摩尔分数。
下同） D ：塔顶产品流量（kmol/h ） D x ：塔顶组成 W ：塔底残液流量（kmol/h ）Wx ：塔底组成根据公式 ：BBA A A A A M wM w M w n +=（1-5）原料液乙醇的摩尔组成 F x =01.18/68.007.46/32.007.46/32.0+=塔顶产品乙醇的摩尔组成 D x =0.9241/46.070.9241/46.070.0759/18.01+ =0.8264塔底残夜乙醇的摩尔组成 W x =0.003/46.070.003/46.070.997/18.01+0.001175=平均摩尔质量根据公式可得： b a a a M x M x M )1(_-+= （1-6） 原料液的平均摩尔质量： 馏出液的平均摩尔质量： 塔釜残液的平均摩尔量：全塔物料衡算：进料量：F =30吨/天=h kmol /878.552401.1868.03000007.4632.030000=⨯+⨯全塔物料衡算式：F=D+W 解之得：D= kmol/h ，W=h表5物料衡算表 项 目数 值 进料流量F ，kmol/h 塔顶产品流量D ，kmol/h 塔釜残液流量W ，kmol/h 进料组成，xF(摩尔分数） 塔顶产品组成，xD(摩尔分数） 塔釜残液组成，xW(摩尔分数）最小回流比的计算和适宜回流比的确定最小回流比平衡线方程x xx x x x y 04.2104.3)104.3(104.3)1(1+=-+=-+=αα因为 1=q 所以1553.0==F q x x相平衡方程： ()359.011=-+=xxy q αα泡点进料 ： q y y = 最小回流比 ： 295.21553.0359.0359.08264.0min =--=--=qq q D x y y x R确定最适操作回流比R因为()min 0.2~1.1R R =所以取443.3295.25.15.1min =⨯==R R热量衡算已求得：=D t 78℃ =W t 100℃ =F t 80℃ 1t =℃ 2t =92℃D t 温度下: 1p C = kJ/(kmol·K) 2p C = kJ/(kmol·K)=⨯⨯ = kJ/(kmol·K)Wt 温度下：1p C =(kmol·K) 2p C= kJ/(kmol·K) =⨯⨯= kJ/(kmol·K) D t 温度下：1γ=kg ； 2γ=kg ；= ⨯ = kJ/kg （1）0℃时塔顶气体上升的焓V Q塔顶以0℃为基准， D D pD VM V t C V Q ••+••=γ=⨯⨯⨯⨯ = kJ/h （2）回流液的焓R Q=D t 78℃温度下1p C = kJ/(kmol·K) 2p C = kJ/(kmol·K) =⨯⨯ = kJ/(kmol·K) D p R t C L Q ••==⨯⨯ kJ/h（3）塔顶馏出液的焓D Q因馏出口与回流口组成一样，所以 D p D t C D Q ••==⨯⨯ kJ/h（4）冷凝器消耗的焓C QDR V C Q Q Q Q --== kJ/h（5）进料口的焓F QF t 温度下：1p C =(kmol·K)； 2p C =(kmol·K)；=⨯⨯=所以 F p F t C F Q ••==⨯⨯塔底残液的焓W Q=⨯⨯ =kJ/(kmol·K) （7）再沸器B Q塔釜热损失为10%，则η=设再沸器损失能量 B Q Q 1.0=损， DW C F B Q Q Q Q Q Q +++=+损 加热器的实际热负荷 =++ =h求理论板数及加料精馏段：精馏段操作线方程： 提馏段：提馏段操作线方程：001152.098.11-=+m m x y (1-12)理论板数及加料板位置精馏段：由平衡线方程的：y yx ⨯-=04.204.3与172.07913.01+=+n n x y 联立已知y1=xD=x1=110.61033.04 2.04y y =-依次类推，可得：x 1 y 1 x 2 y 2 x 3 y 3 x 4 y 4 x 5 y 5 x 6y 6由于x 3=>x F = x 4=<x q =所以在第3和第4块塔板之间进料。