填料塔乙醇连续精馏塔-化工原理课程设计说明书

1、中原工学院能环学院化工原理课程设计说明书设计名称：4000 吨填料塔乙醇连续精馏塔设计班 级：姓名：XXX学 号：指导老师：2006 年 1 月 12 日设计任务书一、设计题目4500吨酒精连续筛板精馏塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力(塔顶产品)4500吨/年操作周期300天/年进料组成 40% (质量分数，下同)塔顶产品组成94%塔底产品组成 W 1%2、操作条件操作压力常压(塔顶)进料热状态泡点单板压降：0. 7 kPa3、 设备型式筛板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)

2、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；(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) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 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

3、，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.化工设备全书一塔设备设计.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2(1) 确定关键组分 2(2) 换算成摩尔百

4、分比3(3) 平均摩尔质量3(4) 全塔物料衡算3三确定Nt 4(1) 相平衡曲线.4(2) 确定 Nt 4四计算板效率Et 4五摩尔流率的计算.5六热量衡算 .5七填料的选择.7八塔径的确定.7九调料层高度的确定 .12第二部分一填料塔附件.12二塔道 .12三换热气.15四贮罐 .18五泵 .18第三部分一总体校核 19二数据总汇20三评价与说明21三主要参考文献21年产 4000 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

5、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=4000T/y ；原料液浓度为 35%；产品浓度为 94%；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=400

6、0 T/y ；WD=94%;WF=35%;W W0.0.8597+18 （1-0.8597）=42.0744;Mw=460.0039+18 （1-0.0.0039）=18.1092;4 全塔物料衡算每年以 300 个工作日计算 ;Dm = 4000 X000/(3600 24X300)=0.1543 kg/s；D =Dm XWd/46+Dm X(1-Wd)/18=0.1543 0.94/46+ 0.1543 (1X 0.94)/18=13.2024 kmol/h;总物料衡算 F=D+W;乙醇组分物料衡算FXf=DX d+Ww;联系上面的数据，并代入以上数据，得W=53.2415kmol/h;F

7、=66.4439kmol/h;三 根据乙醇-水的汽液平衡数据做出丫-X曲线并确定理论板数Nt。1由乙醇-水的汽液平衡数据做丫-X曲线；(见咐图)利用课本第71页数据数据作图得x y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B，在坐标纸上查得此切线的 丫轴截距XD/(Rmin+1)=0.2665,解之得Rmin=2.2236.由于 R=(1.2 s2)Rmin 若取 R=1.5 XRmin =3.3394经圆整,取 R=4.3确定理论塔板Nt过a点作截距Y=Xd/(R+1)的直线，取泡点

8、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=18块，其中精馏段理论板16块，第17块板为加 料板,提馏段理论板1块.四全塔效率Et由丫 -X -T图查表：塔顶：Ya= Xd=0.8598, Xa =0.8493, Td =78.23 C;进料：Yf= 0.5131, Xf =0.1740, Tf=83.9 C;塔釜：Yw= 0.0349, Xw =0.0039, Tw =100 C；Tm = (Tw +Td) /2= (100+

9、78.23) /2=89.1。在此温度下查得水和乙醇黏度：卩 水=0.3112,卩醇=0.25;卩 l=卩醇 $F+ 卩水 $ f=0.3112 区.25=0.3006 mpa/s.塔顶组成的相对挥发度为a 顶=Ya /Yb/(Xa /Xb) =0.8598/( 1-0.8598)/:0.8493/( 1-0.8493): =1.0882;加料组成的相对挥发度为a 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a 底=Ya/ Yb/(Xa /Xb/ =0.0349/( 1-0.0349)

10、/0.0039/( 1-0.0039) / =9.2362; 平均相对挥发度为a = (a顶 a 中 a底)1/3= /1.088 送5.0026 区2362) 1/3=3.691;Et=0.49 ( a D=5X13.2024=66.012kmol/h;提馏段液相摩尔流率为D=L+qF=52.8096+1 13.2024=119.2535kmol/h;提馏段气相摩尔流率为V=V-(1- q) F=66.012kmol/h;七、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

11、g=0.76 m3/m3。堆积密度 p=505kg/ m3。填料因子 =300 m1。八. 塔径的确定：液体密度： (1)乙醇( X 24.2，Y 48.6)D 塔顶：p =736kg/ m3;F 塔进料：p=731kg/ m3;W 塔底； p1=716kg/ m3；(2) 水D 塔顶： p2=736kg/ m3；F 塔进料： p2=731kg/ m3；W 塔底； p2=716kg/ m3；精馏段：(1)液相密度计算：由1/ l=Xi/ p +X2/ p得：乙醇：均=( 1+ 2) /2 =(736+731) /2 = 733.5kg/m3；X 均=(X1+X2) /2 = (0.35+0.9

12、4) /2 =0.645;水：P均=(P1+P2)/2 = (972.38+969.265) /2 =970.8225kg/ m3;X 均=(X1+X2)/2 =( 0.65+0.06)/2 =0.355;1/ L=0.645/733.5+0.355/970.8225= 丄=803.2kg/ m3; (2)气相：平均摩尔质量为 M 均=( 22.872+42.0744) /2=32.4732;T 均=(78.2+83.9) /2=81.1;PV=NRT=(m/M)RT 得p V=PM/RT=101.325X 32.4732/80.314 x(273.15+81.1)=1.1173 kg/ m3

13、;(3 )液相质量流量 Wl=LX x 46+ LX ( 1- x ) X46=4X13.2024 X645 X6+ 4 X3.2024 X1-0.645) X18=1904.314 kg/ h;其中： x =(0.94+0.35)/2=0.645Wv=VXYX46+ V X (1-Y) X46= 5 13.2024 0.8483 46+5 X13.2024 ( 1-0.8483) X18=2756.16 kg/ h;其中： Y=(0.8598+0.5131)/2=0.8483;(4) ( Wl/ Wv)( p/ L).5=( 1904.34/ 2756.16( 1.1173/803.2 .5

14、=0.259(5) 由填料塔泛点和压降的通用关联图查得(教材第142页)u2 巾 vpu l0.2/ (gXp) =0.075其中卩 l=0.3006 mpa/s 书=水/ p享=(972.38+969.265)/(736+731)=1.3235;=300 pv/ l=1.1173/803.2;解之得泛点气速为u f=2.254 m/s;一般空塔气速为泛点气速得/ 0.50.8)倍，这里取70%，则设计气速为 u =u f0.7=2.254 0.7=0.911 m/s;气体 的体积流量Vs=Wv/(3600 )=2756.16/(3600 1.1173)=0.685 m3/s;D=4 Vs/(

15、 n Xu )0.5=4 0.685/(3.14 0.11).5=0.979 m;/ 6)精馏段压降：在设计气速下u2巾vpu l0.2/ / gx l)=0.91123001.11731.32350.30060.2(/ 9.81 803.2)=0.036；以0.036为纵坐标，以0.259为横坐标，的点落在填料p=420Pa; ( 7)实际板数的确定：由精馏塔全塔效率关联图可知：a 忆=3.691 .3306=1.110可以查出 ET=48%；所以实际板数N=14/48%=29.2=30块板。提馏段：/1)液相：由1/ l=X1/ p +X2/ p得：乙醇：均=( 1+ 2) /2 =(73

16、1+716) /2 = 723.5kg/ m3；X 均=/X1+X2) /2 = / 0.35+0.01) /2 =0.18;水： 均=( 1+ 2) /2 =(969.265+959.021) /2 = 964.143kg/m3；X 均=( X1+X2) /2 =(0.65+0.99) /2 =0.82;1/ l=0.18/723.5+0.82/964.143= 化=909.681kg/m3;(2) 气相:M 均=(18.1092+22.872 /2=20.4906;T 均=(83.9+100) /2=92;由 PV=nRT=(m/M)RT 得 p/=PM/RT=101.325 20.490

17、6/8.314 X(273.15+92)=0.6848 kg/ m3;(3) Wl=LX 46+ L X( 1-x) 46= 119.2535 018 6+ 119.2535 X(1-0.18) 8=1904.314 kg/ h;其中：X =(0.01+0.35)/2=0.18Wv=/xYX46+ |V 1-Y) X6= 5 X3.2024 X.6515 X6+5 X13.2024 ( 1-0.6515) X18=2392.4 kg/ h;其中：Y=(0.7899+0.5131)/2=0.6515(4) (Wl/ Wv)( p/ p)0.5=(2747.6/ 239240.6848/909.6

18、8)0.5=0.315(5) 由填料塔泛点和压降的通用关联图查得u2 巾 vpu l0.2/ (gX p) =0.064其中 u l=0.3006 mpa/s；书=p水/ p 醇=964.143/723.5=1.3326;=300 p/ v=0.6848/909.681;解之得 u F=2.254m/s;一般空塔气速为泛点气速得)0.50.8)倍，这里取70%，则设计气速为 u = u f 0.7=1.482 0.7=1.14 m/s;气体的体积流量 Vs= Wv/(3600 Xp =V)2392.4/(3600 0X848)=0.970 m/s;D=4 X/s/(n Xu )0.5=4 X.

19、970/(3.14 1.14)0.5=1.041m;(6) 精馏段压降：在设计气速下u2巾vpu l0.2/ ( gXp)=1.142X300X1.3326 X.6848 X30060.2/ (9.81 X09.681) =0.0 31;以 0.031 为纵坐标，以 0.315 为横坐标，的点落在填料p=380Pa;总结：取较大塔径作为填料的内径D=1.041 m，圆整后为D=1.2 m；九 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=NtXHETP ;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

20、的等板高度一般为 0.40.45,这里取0.4;H= NtX0.4 =15 0.4=7 m；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，

21、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u

22、取1.53.0m/s,这里取 u =2 m/s,83.9 C 1/ p=0.35/736+0.65/972.38故 pl=871.84 kg/ m3F=66.4439kmol/h；M F=22.9kg/mol;Vf=FWf/(3600 X)=66.4439 22.9/(3600 871.84)=4.84 10-4m3/S;d=4 A/f/( n xu )0.5=4 484 X0_4/(3.14 20.5=17.6 mm=18 mm； 故选取管径22X.5mm；校核：d=4X/F/( n Xd2)= 4 X84 X0-4/(3.14 0O192)= 1.708 m/s;2 塔顶蒸汽出口管径：常压

23、气体流速u取 1020 m/s;此处取15 m/s;V=66.012kmol/h;p/=1.1173kg/m3d=4 XVF/( nu )0.5=4 X66.012 42.08/(3.14 15X3600 1.1173)0.5=0.242 m=250 mm； 故选取管径 271.6 X 10.8mm校核：d=4 XVs(n Xd2)=4 X42.08 66.012/(3.14 1.1175 3600 心门二 14.08m/s;3回流液：在 78.21 C F: p=746.9kg/m3;一 般 液 体 流 速 u 取 1.5 3.0 m/s ， 这 里 取 u =2 m/s ，Vl=L XMd

24、/(3600 XLP66.012 42.08/(3600 746.9)=10.33 10-4m3/S;d=4 X/L/(n Xu )0.5=4 X10.33 104/(3.14 纲.5=0.0256 mm=26 mm； 故选取管径28 X 1 mm校核：d=4Wf/( n Xd2)= 4 区6 X04/(3.14 0O262)= 1.956m/s;4再沸器气体接管：在在 100CF: p/=0.6848kg/m3;一 般 流 速 u 取 40 60 m/s ， 这 里 取 u =50 m/s ，Vs=L XM d/(3600 X)=53.2627 18.112/(3600 0.6848)=0.

25、391 m/s;d=4 XVL/(n Xu )0.5=4 .391/(3.14 5创.5=0.0998 mm=100mm；故选取管径10! X2 mm；校核：d=4Wf/( n Xd2)= 4 区391/(3.14 O.X)= 49.81m/s;三. 贮罐选择：原料液：(1)原料液每天储藏量：F=66.4439Kmol/hm=FXMX24= 66.4439 22.872 Z4=36472.9kg/day;1/ p=0.35/731+0.65/9969.265故 pl = 870.0kg/ m3;V=m/p l=36472.9/870.0=41.6 m3/day;产品每天储量：D=13.2024Kmol/h ； 1/ l=0.94/736+0.06/972.38= pl = 746.9kg/m3V=FX MX 24/Lp =13.2024 42.08 X4/746.9=17.85 m3/day;四. 泵的选型：选择：因为 V=1X104m3/s=1.4m3/h;所以选择 IS50-32-125 型:流量 V=3.75m3/h;扬程 H=5.4 m； n =43% 轴功率0.13 ;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：2板压降的校核：(压将计算课本第142页例题)(1)