化工原理课程设计

化工原理课程设计

题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计

目 录

设计任务书………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精馏塔优化设计…………………………………………………………5

精馏塔优化设计计算……………………………………………………5

设计计算结果总表………………………………………………………22

参考文献…………………………………………………………………23

课程设计心得……………………………………………………………23

精馏塔优化设计任务书

一、设计题目

乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计

二、设计条件

1．处理量： 15000 （吨/年）

2．料液浓度： 35 （wt%）

3．产品浓度： 93 （wt%）

4．易挥发组分回收率： 99%

5．每年实际生产时间：7200小时/年

6 *** 作条件：①间接蒸汽加热；

②塔顶压强：103 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；

三、设计任务

a) 流程的确定与说明；

b) 塔板和塔径计算；

c) 塔盘结构设计

i 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；

ii 流体力学验算；

iii 塔板负荷性能图。 d) 其它

i 加热蒸汽消耗量；

ii 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计

（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）

摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。

关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column

前 言

乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏 *** 作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离 *** 作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏 *** 作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个 *** 作。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、 *** 作d性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常 *** 作。

精馏塔优化设计计算

在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年

*** 作条件：①间接蒸汽加热

②塔顶压强：103atm（绝对压强）

③进料热状况：泡点进料

一 精馏流程的确定

乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图

二 塔的物料衡算

查阅文献，整理有关物性数据

⑴水和乙醇的物理性质

名称

分子式

相对分子质量

密度　

20℃

沸 点

10133kPa

℃

比热容

(20℃)

Kg/(kg℃)

黏度

(20℃)

mPas

导热系数

(20℃)

/(m℃) 表面

张力

(20℃)

N/m

水 1802 998 100 4183 1005 0599 728

乙醇 4607 789 783 239 115 0172 228

⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表

常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

表1—6 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

999 0004 0053 82 273 5644

998 004 051 813 3324 5878

997 005 077 806 4209 6222

995 012 157 801 4892 6470

992 023 290 7985 5268 6628

990 031 3725 795 6102 7029

9875 039 451 792 6564 7271

9765 079 876 7895 6892 7469

958 161 1634 7875 7236 7693

913 416 2992 786 7599 7926

879 741 3916 784 7982 8183

852 1264 4749 7827 8387 8491

8375 1741 5167 782 8597 8640

823 2575 5574 7815 8941 8941

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18

25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：

式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；

x——乙醇质量分数，％。

其他温度下的表面张力可利用下式求得

式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；

σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；

TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；

xi——组分i的摩尔分数；

TCi——组分i的临界温度， K。

料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

X==0174

X==0838

X==00039

平均摩尔质量

M=01744607+（1-0174）1802=229 kg/kmol

M= 08384607+ (1-0838) 1802=4152kg/kmol

M=000394607+（1-00039）1802=1812kg/kmol

物料衡算

已知：F==7483

总物料衡算 F=D+W=7483

易挥发组分物料衡算 0838D+00039W=74830174

联立以上二式得：

D=1525kg/kmol

W=5957kg/kmol

三 塔板数的确定

理论塔板数的求取

⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图

⑵求最小回流比Rmin和 *** 作回流比

因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当 *** 作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前, *** 作线已经与平衡线相切,如图g点所示 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求

作图可知 b=0342 b==0342 Rmin =145

由工艺条件决定 R=16R

故取 *** 作回流比 R=232

⑶求理论板数

塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压

组分 饱和蒸气压/kpa

塔顶 进料 塔底

水 442 861 10133

乙醇 1013 1885 2200

①求平均相对挥发度

塔顶 ===229

进料 ==2189

塔底 ==217

全塔平均相对挥发度为

===223

===217

②理论板数

由芬斯克方程式可知

N===796

且

由吉利兰图查的 即

解得 =142 （不包括再沸器）

③进料板

前已经查出 即

解得 N=642

故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7

总理论板层数 =142 （不包括再沸器）

进料板位置 =7

2、全塔效率

因为=017-0616lg

根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为

=0174041+（1-0174）03206=0336

=017-0616lg0336=0462

3、实际塔板数

精馏段塔板数：

提馏段塔板数：

四、塔的工艺条件及物性数据计算

以精馏段为例：

*** 作压力为

塔顶压力： =104+1033=10434

若取每层塔板压强 =07

则进料板压力： =10434+1307=1134kpa

精馏段平均 *** 作压力 =kpa

2、温度

根据 *** 作压力，通过泡点方程及安托因方程可得

塔顶 =7836

进料板=955

=

3、平均摩尔质量

⑴ 塔顶==0838 =0825

= 08384607+（1-0838）1802=4152 kg/kmol

=08254607+（1-0825）1802=4115 kg/kmol

⑵ 进料板： = 0445 =0102

= 04454607+（1-0445）1802=3050 kg/kmol

=01024607+（1-0102）1802=2088 kg/kmol

精馏段的平均摩尔质量

= kg/kmol

= kg/kmol

4、平均密度

⑴液相密度

=

塔顶： = =7967

进料板上 由进料板液相组成 =0102

=

=

=9242

故精馏段平均液相密度=

⑵气相密度

=

5、液体表面张力

=

=0838178+(1-0838)063=150

=0102160+(1-0102)062=220

=

6、液体粘度

=

=0838055+(1-0838)037=0521

=0102034+(1-0102)029=0295

=

以提馏段为例

平均摩尔质量

塔釜 = 0050 =00039

=00504607+(1-0050)1802=1942 kg/kmol

=000394607+(1-00039)1802=1812 kg/kmol

提馏段的平均摩尔质量

= kg/kmol

= kg/kmol

平均密度

塔釜，由塔釜液相组成 =00039

=001

=

∴ =9615

故提馏段平均液相密度

=

⑵气相密度

==

五 精馏段气液负荷计算

V=（R+1）D=(232+1)1525=5063

== m

L=RD=2321525=3538

= m

六 提馏段气液负荷计算

V’=V=5063

=0382 m

L’=L+F=3538+7483=1102

=00006 m

七 塔和塔板主要工艺尺寸计算

1塔径

首先考虑精馏段：

参考有关资料，初选板音距=045m

取板上液层高度=007m

故 -=045-007=038m

==00239

查图可得 =0075

校核至物系表面张力为90mN/m时的C，即

C==0075=0064

=C=0064=164 m/s

可取安全系数070，则

u=070=07164=1148 m/s

故 D==0645 m

按标准，塔径圆整为07m，则空塔气速为0975 m/s

2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

=(13-1)045=54m

提馏段有效高度为

=(20-1)045=855m

在进料孔上方在设一人孔，高为06m

故精馏塔有效高度为:54+855+06=1455m

3 溢流装置

采用单溢流、弓形降液管

⑴ 堰长

取堰长 =075D

=07507=0525m

⑵ 出口堰高

=

选用平直堰，堰上液层高度由下式计算

=

近似取E=103,则

=0017

故 =007-0017=0053m

⑶ 降液管的宽度与降液管的面积

由查《化工设计手册》

得 =017,=008

故 =017D=012 =008=0031

停留时间 =399s (>5s符合要求)

⑷ 降液管底隙高度

=-0006=0053-0006=0047m

塔板布置及浮阀数目击者及排列

取阀孔动能因子 =9

孔速 ===807m

浮阀数 n===39(个)

取无效区宽度 =006m

安定区宽度 =007m

开孔区面积

R==029m

x==016m

故 ==0175m

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排

取同一磺排的孔心距 a=75mm=0075m

估算排间距h

h===006m

八 塔板流体力学校核

1、气相通过浮塔板的压力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0027

⑵ 液层阻力 取充气系数数 =05,有

==05007=0035

⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。

故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：

=0027+0035=0062m

常板压降

=00628605981=5234(<07K,符合设计要求)。

淹塔

为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中

由前计算知 =0061m,按下式计算

=0153=0153=000002m

板上液层高度 =007m,得：

=0062+007+000002=0132m

取=05,板间距今为045m,=0053m,有

=05(045+0053)=0252m

由此可见：<，符合要求。

雾沫夹带

由下式可知 <01kg液/kg气

===0069

浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。

泛点率=100%

=D-2=07-2012=046

=-2=03875-20031=0325

式中——板上液体流经长度，m;

——板上液流面积，；

——泛点负荷系数，取0126;

K——特性系数，取10

泛点率=

=362% (<80%,符合要求)

九 塔板负荷性能图

1、雾沫夹带线

按泛点率=80%计

100%=80%

将上式整理得

0039+0626=00328

与分别取值获得一条直线，数据如下表。

000035 000085

0835 0827

2、泛液线

通过式以及式得

=

由此确定液泛线方程。

=

简化上式得关系如下

计算数据如下表。

000035 000055 000065 000085

08215 08139 08105 08040

3、液相负荷上限线

求出上限液体流量值（常数）

以降液管内停留时间=5s

则

4、漏夜线

对于型重阀，由，计算得

则

5、液相负荷下限线

去堰上液层高度=0006m

根据计算式求的下限值

取E=103

经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图

由塔板负荷性能图可以看出：

① 在任务规定的气液负荷下的 *** 作点

P（000083，0630）（设计点），处在适宜的 *** 作区内。

② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制， *** 作下限由漏液控制。

③ 按固定的液气比，即气相上限=0630 ，气相下限=0209 ，求出 *** 作d性K，即

K==301

十 精馏塔的主要附属设备

1 冷凝器

（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器

冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。

（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量

热流体为7836℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W；

qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0153kg/s

Q=qm1r1=0153×600000=91800J/s

Q=qm2r2=775000 qm2=91800

∴ qm2=012 kg/s

传热面积：

A=

==212

K取700W·m-2/℃

∴ A=

2 再沸器

（1）再沸器的选择：釜式再沸器

对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。

（2）加热蒸汽消耗量

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W；

qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=043kg/s

∴ Q=qm2r1=043×1333=5732 kJ/s=2257 qm1

∴ 蒸汽消耗量qm1为0254 kg/s

表 浮阀塔板工艺设计计算结果

序号 项目 数值

1 平均温度tm，℃ 8693

2 平均压力Pm，kPa 10889

3 液相流量LS，m3/s 000035

4 气相流量VS，m3/s 0375

5 实际塔板数 33

6 塔径，m 070

7 板间距,m 045

8 溢流形式 单溢流

9 堰长，m 0525

10 堰高，m 0053

11 板上液层高度，m 007

12 堰上液层高度，m 0047

13 安定区宽度，m 007

14 无效区宽度，m 006

15 开孔区面积，m2 0175

16 阀孔直径，m 0039

17 浮阀数 39

18 孔中心距，m 0075

19 开孔率 0147

20 空塔气速，m/s 08

21 阀孔气速，m/s 807

22 每层塔板压降，Pa 700

23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0069

24 气相负荷上限，m3/s 000356

25 液相负荷上限，m3/s 000028

26 *** 作d性 301

参考文献

[1]陈英男、刘玉兰常用华工单元设备的设计[M]上海：华东理工大学出版社，2005、4

[2]刘雪暖、汤景凝化工原理课程设计[M]山东：石油大学出版社，2001、5

[3]贾绍义、柴诚敬化工原理课程设计[M]天津：天津大学出版社，2002、8

[4]路秀林、王者相塔设备[M]北京：化学工业出版社，2004、1

[5]王明辉化工单元过程课程设计[M]北京：化学工业出版社，2002、6

[6]夏清、陈常贵化工原理（上册）[M]天津：天津大学出版社，2005、1

[7]夏清、陈常贵化工原理（下册）[M]天津：天津大学出版社，2005、1

[8]《化学工程手册》编辑委员会化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7

[9]刘光启、马连湘化学化工物性参数手册[M]北京：化学工业出版社，2002

[10]贺匡国化工容器及设备简明设计手册[M]北京：化学工业出版社，2002

课程设计心得

通过这次课程设计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 *** 作各方面的了解和设计，对实际单元 *** 作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过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充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

弄懂一个化工厂的工艺流程需要做：

一、首先要弄懂该装置的反应机理，就是原料怎么生成产品的，中间有哪些步骤。这样就有大的方向了，然后再到装置区各个管线都要弄。（包括介质， *** 作温度， *** 作压力，管道材质，设计压力，管径等）等弄明白了，再根据所学的知识算一算设计为什么这样设计、这样设计合理不，有没有跟合理的。这样才能提高。

二、要从各种渠道收集信息，比如身边的师傅、工艺员，品管人员，了解生产线上有哪些原料、产品；然后就可以自己去查些文献了，对现有工艺做个大概了解；然后呢，就回来问有经验的师傅。

三、下来要对收集的信息做分析，可能的话多收集工艺参数、设备参数、指示和控制仪表。下来自己多画图、模拟。找机会和工艺员、工程师、车间主任等混熟。

一点一点地学习，一台一台的设备搞懂；先把每个部分的小流程搞懂；然后如果能够串起来就是整个的流程。再根据你所学到的理论进行一些分析，最好能够定量的进行一些计算、模拟，或许就能够发现一些问题。积少成多。

原料和生产方法的选择，流程组织，所用设备（反应器、分离器、热交换器等）的作用，结构和 *** 作，催化剂及其他物料的影响, *** 作条件的确定,生产控制，产品规格及副产品的分离和利用，以及安全技术和技术经济等问题。现代化学生产的实现，应用了基础科学理论（化学和物理学等）、化学工程和原理和方法、以及其他有关的工程学科的知识和技术。现代化学生产技术的主要发展趋势是：基础化学工业生产的大型化，原料和副产物的充分利用，新原料路线和新催化剂（包括新反应）的采用，能源消耗的降低，环境污染的防止，生产控制自动化，生产的最优化等。

以上就是关于化工原理课程设计全部的内容，包括:化工原理课程设计、如何弄懂一个化工厂的工艺流程、化工工艺流程设计的主要任务是什么等相关内容解答，如果想了解更多相关内容，可以关注我们，你们的支持是我们更新的动力！