化工原理课程设计说明书 -5000吨填料塔乙醇连续精馏塔设计.doc

中原工学院能环学院化工原理课程设计说明书 设计名称：5000吨填料塔乙醇连续精馏塔设计班 级： 环境072 姓 名： 学 号： 指导老师： 2010年 01 月08日设计任务书一、设计题目5000吨酒精连续填料精馏塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（塔顶产品） 5000 吨年操作周期 300 天年进料组成 35 （质量分数，下同）塔顶产品组成 93 塔底产品组成 1% 2、 操作条件操作压力 常压 进料热状态 泡点 3、 设备型式 填料精馏塔 4、 厂 址 郑 州 地 区 三、设计内容：(1) 精馏塔的物料衡算；(2) 塔板数的确定：(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5) 填料层压降的计算；(6) 塔板的流体力学验算：(7) 塔板负荷性能图；(8) 精馏塔接管尺寸计算；(9) 辅助元件的设计(10) 绘制生产工艺流程图；(11) 绘制精馏塔设计条件图；(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。三、参考资料1. 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计. 上海：华东理工大学出版社，20052. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京：化学工业出版社，20013. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）. 天津：天津大学出版社，20024. 陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，20005. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，19956. 石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，19977. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，19888. 时钧，汪家鼎等. 化学工程手册，. 北京：化学工业出版社，19869. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，198610. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994目 录概述：一、精馏过程简述1二 精馏意义1第一部分：工艺设计一 设计任务1二 全塔物料衡算1（1） 确定关键组分1（2） 换算成摩尔百分比1（3） 平均摩尔质量2（4） 全塔物料衡算2三 确定nt2（1）相平衡曲线3（2）确定nt3四 计算板效率et3五 摩尔流率的计算4六 填料的选择4七 塔径的确定4八 调料层高度的确定8第二部分一 填料塔附件8二 塔道8三 贮罐10四 泵11第三部分一 总体校核11二 数据总汇12三 心得体会13四 主要参考文献13 年产5000吨填料塔乙醇连续精馏塔设计内容：乙醇精馏流程及意义；1流程简述：本流程为连续精馏，采用泡点进料，原料在预热器中预热至泡点后送入精馏塔，在进料位置与塔上部回流液汇合后，流入塔底的再沸器，回流液体在填料表面与上升气体相接触，进行热质传递过程。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余作为产品流出。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2精馏意义：乙醇作为常用溶剂广泛的应用于化工、药用行业，为了降低原料消耗和产品成本，通常设置乙醇回收装置，将使用过的或未反应的乙醇予以提浓回收，根据医药产品特点和工厂实验经验，设计乙醇连续精馏装置。第一部分 工艺设计一 、 设计任务： 年产量 d= 5000t/y； 原料液浓度为35%； 产品浓度为93%； 塔釜液中乙醇含量 1%。(以上均为质量分数)操作压力：常压；二 、全塔物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：d= 5000 t/y；wd= 93%；wf= 35%；w w 1%；这里取w w = 1%；说明：（以上平均为质量分数） 分子量：乙醇 46g/mol；水18g/mol2换算成摩尔百分比由 xa =a a/m a/（a a/m a+ a a/m b）xf= 0.35/46/(0.35/46+（1-0.35）/18= 0.174； xd= 0.93/46/(0.93/46+（1-0.93）/18= 0.8387； xw= 0.01/46/(0.01/46+（1-0.01）/18= 0.0039；3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量液相：由m=axa+bxb得mf= 460.174+18(1-0.174)= 22.872 g/mol;md= 460.8387+18(1-0.8387)= 41.4836 g/molmw= 460.0039+18(1-0.0.0039)= 18.1092 g/mol;气相：由m=aya+byb得mf= 460.5131+18(1-0.5131)= 32.3668 g/mol;md= 460.8387+18(1-0.8387)= 41.4836 g/mol;mw= 460.02443+18(1-0.02443)= 18.6840 g/mol;4全塔物料衡算每年以300个工作日计算;dm = 50001000/(360024300)= 0.1929kg/s；d = dmwd/46+dm(1-wd)/18= 0.19290.93/46+ 0.1929(1- 0.93)/18= 16.7404kmol/h；总物料衡算 f=d+w;乙醇组分物料衡算 fxf=dxd+w xw ;联系上面的数据，并代入以上数据，得： w= 65.4165kmol/h； f= 82.1569kmol/h；三、 根据乙醇-水的汽液平衡数据做出y-x曲线并确定理论板数nt。1 由乙醇-水的汽液平衡数据做y-x曲线 ; (见咐图) 利用课本第71页数据数据作图得曲线（注意：此图用大一些座标纸绘制，并列在说明书的附图中）2 确定rmin及生产用r的选择 在相平衡曲线上，过点a (xd,xd)作相平衡曲线的切线，得挟点e，在坐标纸上查得此切线的y轴截距xd/(rmin+1)= 0.31,解之得rmin= 1.5346,由于r=(1.2 2)rmin,若取r= 1.5rmin= 2.3019,经圆整,取r= 3.3 确定理论塔板nt 过a点作截距y=xd/(r+1)的直线,取泡点进料,则q=1,所以q线为过点(xf,0)且垂直于x轴的一条直线,求得此二直线的交点e.连结ac.其中c点坐标为(xw ,xw)则为精馏操作线.在此坐标纸上,在操作线和相平衡线画理论板数,作图结果理论板数n=16块,其中精馏段理论板13块,第 14块板为加料板,提馏段理论板3块.四、 全塔效率et由y -x -t 图查表：塔顶：ya= xd= 0.8387，xa = 0.8238，td = 78.34c；进料：yf= 0.5131，xf = 0.1740，tf= 83.9c；塔釜：yw= 0.02443，xw = 0.0039，tw = 99.26c；tm = （tw +td）/2=（99.26+78.34）/2= 88.78c。在此温度下查得水和乙醇黏度：水= 0.319，醇= 0.378；l=醇xf+水（1x f） = 0.3780.1740+0.319（10.1740）= 0.3293 mpa/s.塔顶组成的相对挥发度为：顶= ya /yb/（xa /xb）= 0.8387/（1-0.8387）/0.8238/（1-0.8238）= 1.1121；加料组成的相对挥发度为中=ya /yb /（xa /xb）= 0.5131/（1-0.5131）/0.1740/（1-0.1740）= 5.0026；塔底组成的相对挥发度为底=ya/ yb/（xa /xb）= 0.02443/（1-0.02443）/0.0039/（1-0.0039）= 6.3959；平均相对挥发度为=（顶中底）1/3=（1.11215.00266.3959）1/3= 3.2891；et= 5132.5lg（l）= 5132.5 lg（3.28910.3293）= 49.87%五 、摩尔流率的计算：精馏段液相摩尔流率为l=rd= 316.7404= 50.2212kmol/h;精馏段气相摩尔流率为v=(r+1)d= 416.7404= 66.9616kmol/h;提馏段液相摩尔流率为l=l+qf= 50.2212+182.1569= 132.3781kmol/h;提馏段气相摩尔流率为v=v-(1- q)f= 66.9616kmol/h;六、填料的选择： 由于鲍尔环具有生产能力大，阻力低，效率高，操作弹性大等优点，故选择鲍尔环作为填料。 选取2525mm瓷质乱堆的鲍而环，其比表面积a= 220m2/m3,空隙率= 0.76 m3/m3。堆积密度p= 505kg/ m3。填料因子= 300 m-1。七、塔径的确定：液体密度： 乙醇d 塔顶：1= 736.3343kg/ m3；f 塔进料：1= 730.6042kg/ m3；w 塔底；1= 713.9772kg/ m3；水d 塔顶：2= 972.7920kg/ m3；f 塔进料：2= 969.3007kg/ m3；w 塔底；2= 958.8789kg/ m3；精馏段： 液相密度计算：由1/l=x1/1+x2/2得：乙醇：均=（1+2）/2 =（736.3343+730.6042）/2 = 733.4692kg/m3；x均=（x1+x2）/2 =（0.35+0.93）/2 = 0.64；水： 均=（1+2）/2 =（972.7920+969.3007）/2 = 971.0464kg/ m3；x均=（x1+x2）/2 =（0.65+0.07）/2 = 0.36；1/l= 0.640/733.4692+0.36/971.0464 l 804.312kg/ m3；气相：平均摩尔质量为：m均=（32.3668+41.4836）/2= 36.9252 g/mol； t均=（78.34+83.9）/2= 81.12；由 pv= nrt= (m/m)rt得 = pm/rt= 101.32536.9252/ 8.314（273.15+81.12）= 1.2703kg/ m3；液相质量流量：wl = l46+ l（1-）18= 316.74040.498946+316.7404（1-0.4989）18=1605.5316kg/ h； 其中 =(0.1740+0.8238)/2=0.4989wv = vy46+ v（1-y）18= 416.74040.675946+ 416.7404（1-0.6759）18 = 2472.5704kg/ h； 其中 y= (0.8387+0.5131)/2=0.6759；（wl/ wv）（/）0.5=（1605.5316/ 2472.5704）（1.2703/804.312）0.5= 0.02581由填料塔泛点和压降的通用关联图查得u2l0.2/（gl）= 0.23其中l= 0.3293mpa/s；= 300； =水/醇=（972.7920+969.3007）/（736.3343+730.6042）= 1.3239；v/l= 1.2703/804.312= 0.001579；解之得泛点气速为： f= 2.1196m/s;一般空塔气速为泛点气速得（0.50.8）倍，这里取50%，则设计气速为：=f0.5= 2.11960.5= 1.0598m/s;气体的体积流量vs = wv/(3600v)= 2472.5704/(36001.2703)= 0.5407m3/s;d=4vs/()0.5= 40.5407/(3.141.0598)0.5= 0.8062m;精馏段压降：在设计气速下： u2vl0.2/（gl）= 1.059823001.27031.32390.32930.2/（9.81804.312）= 0.05751以0.05751为纵坐标，以0.02581为横坐标的点落在填料=350pa，即此时每米填料层的压降为350pa。提馏段：液相：由1/l=x1/1+x2/2得：乙醇：均 =（1+2）/2 =（730.6042+713.9772）/2 = 722.2907kg/ m3；x均=（x1+x2）/2 =（0.35+0.01）/2 = 0.18；水： 均 =（1+2）/2 =（969.3007+958.8789）/2 = 964.0898kg/m3；x均 =（x1+x2）/2 =（0.65+0.99）/2 = 0.82；1/l= 0.18/722.2907+0.82/964.0898 l= 909.2973kg/m3；气相： m均 =（18.6840+32.3668）/2= 25.5254 g/mol； t均 =（83.9+99.26）/2= 91.58；由 pv=nrt=(m/m)rt得：=pm/rt=101.32525.5254/ 8.314（273.15+91.58）=0.8530 kg/ m3； wl= l46+ l（1-）18= 132.37810.0889546+ 132.3781（1-0.08895）18= 2712.5067 kg/ h；其中：= (0.1740+0.0039)/2= 0.08895wv =vy46+ v(1-y)18= 66.96160.268846+ 66.9616（1-0.2688）18= 1709.2886 kg/ h；其中 ：y= (0.02443+0.5131)/2= 0.2688 （wl/ wv）（v/l）0.5=（2712.5067/ 1709.2886）(0.8530/909.2973）0.5= 0.04860由填料塔泛点和压降的通用关联图查得u2vl0.2/（gl）= 0.18其中：l= 0.3293mpa/s；=水/醇= 964.0898/722.2907= 1.3348； = 300；v/l=0.8530/909.2973= 0.0009381；解之得：f= 2.4228m/s;一般空塔气速为泛点气速得（0.50.8）倍，这里取50%，则设计气速为：=f0.5=2.42280.5= 1.2114 m/s;气体的体积流量vs= wv/(3600v) = 1709.2886/(36000.8530) = 0.5566m3/s; d=4vs/()0.5= 40.5566/(3.141.2114)0.5= 0.7651m;精馏段压降：在设计气速下 u2vl0.2/（gl）=1.211423001.33480.85300.32930.2/（9.81909.2973）=0.04500；以0.04500为纵坐标，以0.04860为横坐标的点落在填料=300pa;总结：取较大塔径作为填料的内径d=0.8062m，圆整后为d=1.0 m；八、 填料塔填料层高度的确定：填料层高度计算采用理论板当量高度法填料层高度为h=nthetp ；hetp等板高度（即分离效果相当于一块理论板的填料层高度）；采用工业设备等板高度经验数据，25mm鲍尔环的等板高度一般为0.40.45，这里取0.4；h= nt0.4 =160.4=6.4m； 第二部分 辅助设计一、 填料塔的附属元件设计：1、填料支承装置：填料塔在塔内无论是乱堆或整砌均需要放在支承装置上，支承装置要有足够的机械强度，才能承装置的自由截面积应大于填料层的截面积，否则流速增大时，将首先在支承处出现液泛现象。本系列采用驼峰式支承装置。驼峰式支承装置为单体组合式结构，它是目前最好的散装填料支承装置，没个单元体的尺寸为：宽： 290mm；高： 300mm；能从人孔送入塔中。单元体在塔中放置由凸台为边距，间隙10 mm，以使液体自由流下。2、液体再分布器：液体在填料内的均匀分布非常重要，它直接影响填料表面的有效利用率，如果特体分布不均，填料表面不能充分润湿，塔的效率就会下降，为此，必须在塔顶设置液体分布器，向填料层上面提供良好的液体出事分布，以保证有足够的分布均匀的喷淋点。本设计选用分体盘式液体再分布器。气相通过升气管进入上段填料段，从上层填料下来的液体则完全被收集，进而从盘底小孔分布到下层填料中，升气管一般高200 mm，升气管上沿与挡夜板间距50 mm左右，升气管直径为100 150，每排升气管间应设置液孔，分体盘式液体灾分布器，适用于不易堵塞的物料。3、喷头：选用莲蓬式喷头二、管道设计：1、进料管： 因为进料的性质与水相近，属低黏度液体，一般流速取1.53.0 m/s，这里取 =2 m/s，在83.9c 时 ： 1/l= 0.35/730.6042+0.65/969.3007故 ： l= 869.836kg/ m3f= 82.1569kmol/h；mf= 22.872kg/mol; vf= fmf/(3600l)= 82.156922.872/(3600869.836)= 6.0010-4m3/s;d= 4vf/()0.5= 46.0010-4/(3.142)0.5= 19.5 mm20.0mm故选取黄铜管径221.0mm；校核：=4vf/(d2)= 46.0010-4/(3.140.0202)= 1.911 m/s;2、塔顶蒸汽出口管径： 常压气体流速取 1020 m/s;此处取19m/s;v= 66.9616kmol/h; = p md /rt= 101.32541.4836/ 8.314（273.15+78.34）= 1.438kg/m3 md = 41.4836 vv = vmd/(3600)d= 4vv/()0.5= 466.961641.4836/(3.141936001.438)0.5= 0.1897m190mm；故选取黄铜管径2003.0mm；校核：= 4vv /(d2)= 466.961641.4836/(3.141.43836000.1942)= 18.16m/s;3、回流液： 在78.34c时： 1/l=0.93/736.3343+0.07/972.7920故l749.080kg/ m3；一般液体流速取1.53.0 m/s，这里取 =2 m/s ， vl= lmd/(3600l)= 50.221241.4836/(3600749.080)=7.7210-4m3/s;d =4vl/()0.5=47.7210-4/(3.142)0.5= 22.19mm23mm；故选取黄铜管径251.0mm；校核：= 4vl/(d2)= 47.7210-4/(3.140.0232)= 1.86m/s;4、再沸器气体接管：在99.26c时：=p mw /rt=101.32518.6840/ 8.314（273.15+99.26）= 0.6114kg/m3 一般流速取4060 m/s，这里取 = 50 m/s，vw= vmw /(3600)=66.961618.6840/(36000.6114)= 0.5684 m/s;d= 4vw/()0.5= 40.5684/(3.1450)0.5= 120 .34mm121mm；故选取黄铜管径1262.5 mm；校核：=4vw/(d2)= 40.5684/(3.140.1212)= 49.46m/s;三、贮罐选择： 原料液及产品储液：在常温25时： 醇=785.3863 kg/ m3 水 =997.0034 kg/ m3 原料液每天储藏量：f=82.1569kmol/hm=fmf24= 82.156922.87224= 45098.22kg/day;1/l= 0.35/785.3863+0.65/997.0034 故： l = 911.0840kg/ m3v= m/l= 45098.22/911.0840= 49.50m3/day;产品每天储量：d=16.7404kmol/h；1/l = 0.93/785.3863+0.07/997.0034故： l = 797.2318kg/ m3；v= dmd24/l =16.740441.483624/797.2318= 20.91m3/day;四、 泵的选型：选择：因为f=82.1569kmol/h mf= 22.872 g/moll = 911.0840kg/ m3流量v=fmf /l =82.156922.872/911.0840=2.0625 m3/h理论扬程h=2.51.5=3.75 m 所以选择is50-32-125型:流量v=3.75m3/h;扬程 h= 5m；=54%；轴功率 0.16 ；电机功率 0.55；必须气蚀余量 2.0；质量（泵/底座）32/38；第三部分一、总体校核：1、填料塔的操作范围的校核：由埃克特关于金属鲍尔环填料得到的实验曲线可以看出，填料塔的操作状况在b区，气体速度增加，液膜湍动促进传质，等板高度较小，当气速接近于泛点时，两相交互作用剧烈，传质效果最佳，等板高度最小。该b区要求空塔气速在0.681.95之间，在本设计中，由上述计算得出，空塔气速取较大的提馏段空塔气速=1.2114m/s，在b区范围内。故该填料塔位于正常操作范围内。2、板压降的校核： （1）精馏段 p=350pa700pa,所以符合要求。（2）提馏段 p=300pa40%,所以符合.二、数据总汇数据总汇表液体质量分数摩尔分数摩尔流量(kmol/h)平均分子量(液体) g/mol平均分子量(气体) g/mol温度进料液35%0.17482.156922.87232.366883.9产品液93%0.838716.740441.483641.483678.34残液1%0.003965.416618.109218.684099.26 回流比r3理论板6（块）第十四块为加料板板效率et49.87精馏段l50.2212kmol/h v=66.9616kmol/h提馏段l132.3781kmol/h v=66.9616kmol/h位置塔顶进料塔釜相对挥发度1.11215.00266.395