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NT4四 计算板效率ET4五 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 W1%;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=AXA+BXB得MF=460.174+18(1-0.174)=22.872;MD=460.0.8597+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 = 40001000/(360024300)=0.1543 kg/s；D =DMWD/46+DM(1-WD)/18=0.15430.94/46+ 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=1.5Rmin=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 =78.23C；进料：YF= 0.5131，XF =0.1740，TF=83.9C；塔釜：YW= 0.0349，XW =0.0039，TW =100C；TM = （TW +TD）/2=（100+78.23）/2=89.1。在此温度下查得水和乙醇黏度：水=0.3112，醇=0.25；L=醇XF+水X F=0.31120.25=0.3006 mpa/s.塔顶组成的相对挥发度为顶= 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）=0.0349/（1-0.0349）/0.0039/（1-0.0039）=9.2362；平均相对挥发度为=（顶中底）1/3=（1.08825.00269.2362）1/3=3.691；ET=0.49（L）-0.245=0.49（3.6910.3006）-0.245=46.65%；也可以用p118页图1020查出。或用ET= 5132.5lg（L）计算。五 .摩尔流率的计算：精馏段液相摩尔流率为L=RD=413.2024=52.8096kmol/h;精馏段气相摩尔流率为V=(R+1)D=513.2024=66.012kmol/h;提馏段液相摩尔流率为L=L+qF=52.8096+113.2024=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=0.76 m3/m3。堆积密度p=505kg/ m3。填料因子=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：1=736kg/ m3；F 塔进料：1=731kg/ m3；W 塔底；1=716kg/ m3；（2）水D 塔顶：2=736kg/ m3；F 塔进料：2=731kg/ m3；W 塔底；2=716kg/ m3；精馏段： （1）液相密度计算：由1/L=X1/1+X2/2得：乙醇：均=（1+2）/2 =（736+731）/2 = 733.5kg/m3；X均=（X1+X2）/2 =（0.35+0.94）/2 =0.645；水： 均=（1+2）/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+0.355/970.8225L803.2kg/ 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V=PM/RT=101.32532.4732/ 80.314（273.15+81.1）=1.1173 kg/ m3； （3）液相质量流量WL=L46+ L（1-）46= 413.20240.64546+ 413.2024（1-0.645）18=1904.314 kg/ h； 其中：=(0.94+0.35)/2=0.645 WV=VY46+ V（1-Y）46= 513.20240.848346+ 513.2024（1-0.8483）18=2756.16 kg/ h； 其中：Y=(0.8598+0.5131)/2=0.8483； （4）（WL/ WV）（V/L）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）u2VL0.2/（gL）=0.075其中L=0.3006 mpa/s；=水/醇=（972.38+969.265）/（736+731）=1.3235；=300；V/L=1.1173/803.2；解之得泛点气速为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=F0.7=2.2540.7=0.911 m/s;气体的体积流量Vs= WV/(3600V)= 2756.16/(36001.1173)=0.685 m3/s; D=4Vs/()0.5=40.685/(3.140.911)0.5=0.979 m;（6）精馏段压降：在设计气速下 u2VL0.2/（gL）=0.91123001.11731.32350.30060.2/（9.81803.2）=0.036；以0.036为纵坐标，以0.259为横坐标，的点落在填料=420Pa;（7）实际板数的拟定： 由精馏塔全塔效率关联图可知：L=3.6910.3306=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=X1/1+X2/2得：乙醇：均=（1+2）/2 =（731+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+0.82/964.143L909.681kg/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V=PM/RT=101.32520.4906/ 8.314（273.15+92）=0.6848 kg/ m3；（3）WL=L46+ L（1-）46= 119.25350.1846+ 119.2535（1-0.18）18=1904.314 kg/ h； 其中：=(0.01+0.35)/2=0.18WV=VY46+ V(1-Y)46= 513.20240.651546+ 513.2024（1-0.6515）18=2392.4 kg/ h； 其中：Y=(0.7899+0.5131)/2=0.6515（4）（WL/ WV）（V/L）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u2VL0.2/（gL）=0.064其中L=0.3006 mpa/s；=水/醇=964.143/723.5=1.3326；=300；V/V=0.6848/909.681；解之得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=F0.7=1.4820.7=1.14 m/s;气体的体积流量Vs= WV/(3600V) = 2392.4/(36000.6848)=0.970 m/s; D=4Vs/()0.5=40.970/(3.141.14)0.5=1.041m;（6）精馏段压降：在设计气速下 u2VL0.2/（gL）=1.1423001.33260.68480.30060.2/（9.81909.681）=0.0 31；以0.031为纵坐标，以0.315为横坐标，的点落在填料=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=NTHETP ；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0.40.45，这里取0.4；H= NT0.4 =150.4=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，一般流速取1.53.0 m/s，这里取 =2 m/s，83.9C 1/L=0.35/736+0.65/972.38故L=871.84 kg/ m3F=66.4439kmol/h；MF=22.9kg/mol; VF=FMF/(3600L)=66.443922.9/(3600871.84)=4.8410-4m3/S;d=4VF/()0.5=44.8410-4/(3.142)0.5=17.6 mm=18 mm；故选取管径221.5mm；校核：d=4VF/(d2)= 44.8410-4/(3.140.0192)= 1.708 m/s;2塔顶蒸汽出口管径： 常压气体流速取 1020 m/s;此处取15 m/s;V=66.012kmol/h; V=1.1173kg/m3 d=4VF/( )0.5=466.01242.08/(3.141536001.1173)0.5=0.242 m=250 mm；故选取管径271.610.8mm；校核：d=4VS(d2)=442.0866.012/(3.141.117536000.22)= 14.08m/s;3回流液： 在78.21C F：L=746.9kg/m3;一般液体流速取1.53.0 m/s，这里取 =2 m/s，VL=LMD/(3600L)=66.01242.08/(3600746.9)=10.3310-4m3/S;d=4VL/()0.5=410.3310-4/(3.142)0.5=0.0256 mm=26 mm；故选取管径281 mm；校核：d=4VF/(d2)= 49.610-4/(3.140.0262)= 1.956m/s;4再沸器气体接管：在在100C F：V=0.6848kg/m3;一般流速取4060 m/s，这里取 =50 m/s，VS=LMD/(3600L)=53.262718.112/(36000.6848)=0.391 m/s;d=4VL/()0.5=40.391/(3.1450)0.5=0.0998 mm=100mm；故选取管径1042 mm；校核：d=4VF/(d2)= 40.391/(3.140.12)= 49.81m/s;三 贮罐选择： 原料液：（1） 原料液天天储藏量：F=66.4439Kmol/hm=FM24= 66.443922.87224=36472.9kg/day;1/L=0.35/731+0.65/9969.265故L870.0kg/ m3；V=m/L=36472.9/870.0=41.6 m3/day;(2) 产品天天储量： D=13.2024Kmol/h；1/L=0.94/736+0.06/972.38L746.9kg/m3 V=FM24/L =13.202442.0824/746.9=17.85 m3/day;四 泵的选型：选择：由于V=1104m3/s=1.4m3/h;所以选择IS50-32-125型:流量V=3.75m3/h;扬程 H=5.4 m；=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=420Pa700Pa,所以符合规定。（2）提馏段 P=380Pa40%,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)沸点进料液35%0.17466.443922.87232.4183.9产品液94%0.859813.202442.074441.8478.2残液1%0.003153.241518.109218.13100 回流比理论板5（块）第十二块为加料板板效率精馏段.Kmol/h V=66.012Kmol/h提馏段L119.2523Kmol/h V=66.012Kmol/h塔顶进料塔釜相对挥发度1.0885.00269.2362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1261.32.682106预热器163.83.484105塔顶冷凝器141700.595106塔顶冷却器1871.57.86104三 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。