填料塔乙醇连续精馏塔化工原理课程设计说明书.doc

浙江工业大学

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： 过控2班
姓 名： 陆佳
学 号：
指导老师： 马艺
2023 年 4 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 ≤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 kPa
3、 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) 塔板数的拟定：
(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) 塔板重要工艺尺寸的计算；
(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。

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） 拟定关键组分………………………………………………2
（2） 换算成摩尔比例…………………………………………3
（3） 平均摩尔质量………………………………………………3
（4） 全塔物料衡算………………………………………………3
三 拟定NT………………………………………………………….4.
（1）相平衡曲线…………………………………………………..4
（2）拟定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 塔径的拟定……………………………………………………….7
九调料层高度的拟定……………………………………………...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 重要参考文献………………………………………………………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，为了减少原料消耗和产品成本，通常设立乙醇回收装置，将使用过的或未反映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=4000 T/y；
WD=94%;
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/mol;
2换算成摩尔比例
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=0.94/46/〔(0.94/46+（1-0.94）/18〕=0.8597;
XW=0.01/46/〔(0.35/46+（1-0.01）/18〕=0.0039;
3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
由M=A×XA+B×XB得
MF=46×0.174+18×(1-0.174)=22.872;
MD=46×0.0.8597+18×(1-0.8597)=42.0744;
MW=46×0.0039+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 = 4000×1000/(3600×24×300)=0.1543 kg/s；
D =DM×WD/46+DM×(1-WD)/18=0.1543×0.94/46+ 0.1543×(1- 0.94)/18=13.2024 kmol/h；
总物料衡算 F=D+W;
乙醇组分物料衡算 FXF=DXD+WW;

联系上面的数据，并代入以上数据，得
W=53.2415kmol/h；
F=66.4439kmol/h；
三 根据乙醇-水的汽液平衡数据做出Y-X曲线并拟定理论板数NT。
1 由乙醇-水的汽液平衡数据做Y-X曲线 ; (见咐图) 运用课本第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 拟定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Y轴截距XD/(Rmin+1)=0.2665,解之得Rmin=2.2236.由于R=(1.2 ∽2)Rmin,若取R=1.5×Rmin=3.3394,经圆整,取R=4.
3 拟定理论塔板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=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Y -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+78.23）/2=89.1。
在此温度下查得水和乙醇黏度：μ水=0.3112，μ醇=0.25；
μL=μ醇×XF+μ水×X F=0.3112×0.25=0.3006 mpa/s.
塔顶组成的相对挥发度为
α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
α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
α底=YA/ YB/（XA /XB）=0.0349/（1-0.0349）/〔0.0039/（1-0.0039）〕=9.2362；
平均相对挥发度为
α=（α顶α中α底）1/3=（1.088×25.0026×9.2362）1/3=3.691；
ET=0.49×（α×μL）-0.245=0.49×（3.691×0.3006）-0.245=46.65%；
也可以用p118页图10－20查出。
或用ET= 51－32.5lg（α×μL）计算。
五 .摩尔流率的计算：
精馏段液相摩尔流率为
L=R×D=4×13.2024=52.8096kmol/h;
精馏段气相摩尔流率为
V=(R+1)×D=5×13.2024=66.012kmol/h;
提馏段液相摩尔流率为
L=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25×25mm瓷质乱堆的鲍而环，其比表面积a=220m2/m3,空隙率ε=0.76 m3/m3。堆积密度ρp=505kg/ m3。填料因子Ф=300 m-1。
八．塔径的拟定：
液体密度： （1）乙醇（X 24.2，Y 48.6）
D 塔顶：ρ1=736kg/ m3；
F 塔进料：ρ1=731kg/ m3；
W 塔底；ρ1=716kg/ m3；
（2）水
D 塔顶：ρ2=736kg/ m3；
F 塔进料：ρ2=731kg/ m3；
W 塔底；ρ2=716kg/ m3；
精馏段： （1）液相密度计算：由1/ρL=X1/ρ1+X2/ρ2得：
乙醇：ρ均=（ρ1+ρ2）/2 =（736+731）/2 = 733.5kg/m3；
X均=（X1+X2）/2 =（0.35+0.94）/2 =0.645；
水： ρ均=（ρ1+ρ2）/2 =（972.38+969.265）/2 =970.8225kg/ m3；
X均=（X1+X2）/2 =（0.65+0.06）/2 =0.355；
1/ρL=0.645/733.5+0.355/970.8225＝＞ρL＝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ρV=PM/RT=101.325×32.4732/〔 80.314×（273.15+81.1）〕=1.1173 kg/ m3；
（3）液相质量流量WL=L×ｘ×46+ L×（1-ｘ）×46= 4×13.2024×0.645×46+ 4×13.2024×（1-0.645）×18=1904.314 kg/ h；
其中：ｘ=(0.94+0.35)/2=0.645
WV=V×Y×46+ V×（1-Y）×46= 5×13.2024×0.8483×46+ 5×13.2024×（1-0.8483）×18=2756.16 kg/ h；

其中：Y=(0.8598+0.5131)/2=0.8483；
（4）（WL/ WV）（ρV/ρL）0.5=（1904.34/ 2756.16）（1.1173/803.2）0.5=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）
u2фψρVμL0.2/（g×ρL）=0.075
其中μL=0.3006 mpa/s；ψ=ρ水/ρ醇=（972.38+969.265）/（736+731）=1.3235；Ф=300；ρV/ρL=1.1173/803.2；
解之得泛点气速为
ｕF=2.254 m/s;
一般空塔气速为泛点气速得（0.5～0.8）倍，这里取70%，则设计气速为ｕ=ｕF×0.7=2.254×0.7=0.911 m/s;
气体的体积流量Vs= WV/(3600×ρV)= 2756.16/(3600×1.1173)=0.685 m3/s;
D=[4×Vs/(π×ｕ)]0.5=[4×0.685/(3.14×0.911)]0.5=0.979 m;
（6）精馏段压降：在设计气速下 u2фψρVμL0.2/（g×ρL）=0.9112×300×1.1173×1.3235×0.30060.2/（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ΔΡ=420Pa;
（7）实际板数的拟定：
由精馏塔全塔效率关联图可知：
αμL=3.691×0.3306=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/ρL=X1/ρ1+X2/ρ2得：
乙醇：ρ均=（ρ1+ρ2）/2 =（731+716）/2 = 723.5kg/ m3；
X均=（X1+X2）/2 =（0.35+0.01）/2 =0.18；
水：ρ均=（ρ1+ρ2）/2 =（969.265+959.021）/2 = 964.143kg/m3；
X均=（X1+X2）/2 =（0.65+0.99）/2 =0.82；
1/ρL=0.18/723.5+0.82/964.143＝＞ρL＝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ρV=PM/RT=101.325×20.4906/〔 8.314×（273.15+92）〕=0.6848 kg/ m3；

（3）WL=L×ｘ×46+ L×（1-ｘ）×46= 119.2535×0.18×46+ 119.2535×（1-0.18）×18=1904.314 kg/ h；

其中：ｘ=(0.01+0.35)/2=0.18
WV=V×Y×46+ V×(1-Y)×46= 5×13.2024×0.6515×46+ 5×13.2024×（1-0.6515）×18=2392.4 kg/ h；

其中：Y=(0.7899+0.5131)/2=0.6515

（4）（WL/ WV）（ρV/ρL）0.5=（2747.6/ 2392.4）（0.6848/909.68）0.5=0.315
（5）由填料塔泛点和压降的通用关联图查得
u2фψρVμL0.2/（g×ρL）=0.064
其中ｕL=0.3006 mpa/s；ψ=ρ水/ρ醇=964.143/723.5=1.3326；Ф=300；ρV/ρV=0.6848/909.681；
解之得ｕF=2.254m/s;
一般空塔气速为泛点气速得（0.5～0.8）倍，这里取70%，则设计气速为ｕ=ｕF×0.7=1.482×0.7=1.14 m/s;
气体的体积流量Vs= WV/(3600×ρV) = 2392.4/(3600×0.6848)=0.970 m/s;
D=[4×Vs/(π×ｕ)]0.5=[4×0.970/(3.14×1.14)]0.5=1.041m;
（6）精馏段压降：在设计气速下 u2фψρVμL0.2/（g×ρL）=1.142×300×1.3326×0.6848×0.30060.2/（9.81×909.681）=0.0 31；
以0.031为纵坐标，以0.315为横坐标，的点落在填料ΔΡ=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拟定：
填料层高度计算采用理论板当量高度法
填料层高度为
H=NT×HETP ；
HETP－等板高度（即分离效果相称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0.4～0.45，这里取0.4；
H= NT×0.4 =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，才干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，将一方面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，它是目前最佳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运用率，假如特体分布不均，填料表面不能充足润湿，塔的效率就会下降，为此，必须在塔顶设立液体分布器，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，每排升气管间应设立液孔，分体盘式液体灾分布器，合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：
由于进料的性质与水相近，属低黏度液体，一般流速ｕ取1.5～3.0 m/s，这里取 ｕ=2 m/s，
83.9°C 1/ρL=0.35/736+0.65/972.38
故ρL=871.84 kg/ m3
F=66.4439kmol/h；MF=22.9kg/mol; VF=F×MF/(3600×ρL)=66.4439×22.9/(3600×871.84)=4.84×10-4m3/S;
d=[4×VF/(π×ｕ)]0.5=[4×4.84×10-4/(3.14×2)]0.5=17.6 mm=18 mm；
故选取管径Ф22×1.5mm；
校核：d=4×VF/(π×d2)= 4×4.84×10-4/(3.14×0.0192)= 1.708 m/s;
2塔顶蒸汽出口管径：
常压气体流速ｕ取 10～20 m/s;此处取15 m/s;
V=66.012kmol/h; ρV=1.1173kg/m3 d=[4×VF/(π× ｕ)]0.5=[4×66.012×42.08/(3.14×15×3600×1.1173)]0.5=0.242 m=250 mm；
故选取管径Ф271.6×10.8mm；
校核：
d=4×VS(π×d2)=4×42.08×66.012/(3.14×1.1175×3600×0.22)= 14.08m/s;
3．回流液：
在78.21°C F：ρL=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×MD/(3600×ρL)=66.012×42.08/(3600×746.9)=10.33×10-4m3/S;
d=[4×VL/(π×ｕ)]0.5=[4×10.33×10-4/(3.14×2)]0.5=0.0256 mm=26 mm；
故选取管径Ф28×1 mm；
校核：d=4×VF/(π×d2)= 4×9.6×10-4/(3.14×0.0262)= 1.956m/s;
4．再沸器气体接管：
在在100°C F：ρV=0.6848kg/m3;
一般流速ｕ取40～60 m/s，这里取 ｕ=50 m/s，VS=L×MD/(3600×ρL)=53.2627×18.112/(3600×0.6848)=0.391 m/s;
d=[4×VL/(π×ｕ)]0.5=[4×0.391/(3.14×50)]0.5=0.0998 mm=100mm；
故选取管径Ф104×2 mm；
校核：d=4×VF/(π×d2)= 4×0.391/(3.14×0.12)= 49.81m/s;
三． 贮罐选择：
原料液：
（1） 原料液天天储藏量：
F=66.4439Kmol/h
m=F×M×24= 66.4439×22.872×24=36472.9kg/day;
1/ρL=0.35/731+0.65/9969.265
故ρL＝870.0kg/ m3；
V=m/ρL=36472.9/870.0=41.6 m3/day;
(2) 产品天天储量：
D=13.2024Kmol/h；1/ρL=0.94/736+0.06/972.38＝＞ρL＝746.9kg/m3 V=F×M×24/ρL =13.2024×42.08×24/746.9=17.85 m3/day;
四． 泵的选型：
选择：由于V=1×104m3/s=1.4m3/h;
所以选择IS50-32-125型:流量V=3.75m3/h;
扬程 H=5.4 m；η=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）精馏段 P=420Pa<700Pa,所以符合规定。
（2）提馏段 P=380Pa<700Pa,所以符合规定。
3全塔校核：
ET=48%>40%,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)
平均分子量(气体)
沸点°с
进料液
35%
0.174
66.4439
22.872
32.41
83.9
产品液
94%
0.8598
13.2024
42.0744
41.84
78.2
残液
1%
0.0031
53.2415
18.1092
18.13
100

回流比
Ｒ＝４
理论板
ＮＴ＝１5（块）第十二块为加料板
板效率
ＥＴ＝４８％
精馏段
Ｌ＝５２.８０９２Kmol/h V=66.012Kmol/h
提馏段
L＝119.2523Kmol/h V=66.012Kmol/h

塔顶
进料
塔釜
相对挥发度
1.088
5.0026
9.2362

换热器
加热蒸汽用量或冷却水用量kg/h
热负荷kJ/h
塔底再沸器
1261.3
2.682×106
预热器
163.8
3.484×105
塔顶冷凝器
14170
0.595×106
塔顶冷却器
1871.5
7.86×104
三 评价与说明
通过本次设计使我懂得了设计就是一个各个方面要选择的过程。
其中各个部分都要进行选择，但各个部分的最优化选择最后又要与整体结合起来后再做出选择。部分和整体结合起来才会设计出抱负的设备。
同时又使我结识到一个好的设备，不仅会提高效率，同时又可以减少成本，所以在设计过程中，我们一定要从部分到整体做出最优化的选择，最后设计出最佳的设备。