填料塔乙醇连续精馏塔化工课程方案说明书.docx
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填料塔乙醇连续精馏塔化工课程方案说明书
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:
×××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≤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:
≯0.7kPa
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>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,2005
2.黄璐,王保国.化工设计.北京:
化学工业出版社,2001
3.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,2002
4.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,2000
5.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,1995
6.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,1997
7.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,1988
8.时钧,汪家鼎等.化学工程手册,.北京:
化学工业出版社,1986
9.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,1986
10.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=4000T/y;
WD=94%。
WF=35%。
WW<1%。
这里取WW=1%。
说明:
<以上平均为质量分数)
分子量乙醇46g/mol。
水18g/mol。
2换算成摩尔百分比
由XA=aA/MA/ 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>=0.1543kg/s; D=DM×WD/46+DM×(1-WD>/18=0.1543×0.94/46+0.1543×(1-0.94>/18=13.2024kmol/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=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= 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×XF=0.3112×0.25=0.3006mpa/s. 塔顶组成的相对挥发度为 α顶=YA/YB/ 加料组成的相对挥发度为 α中=YA/YB/ 塔底组成的相对挥发度为 α底=YA/YB/ 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=0.76m3/m3。 堆积密度ρp=505kg/m3。 填料因子Ф=300m-1。 八.塔径的确定: 液体密度: <1)乙醇 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= 水: ρ均=<ρ1+ρ2)/2=<972.38+969.265)/2=970.8225kg/m3; X均= 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)〕=1.1173kg/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=1904.314kg/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=2756.16kg/h; 其中: Y=(0.8598+0.5131>/2=0.8483; <4) <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/ 其中μL=0.3006mpa/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=2.254m/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=2.254×0.7=0.911m/s。 气体的体积流量Vs=WV/(3600×ρV>=2756.16/(3600×1.1173>=0.685m3/s。 D=[4×Vs/(π×u>]0.5=[4×0.685/(3.14×0.911>]0.5=0.979m。 <6)精馏段压降: 在设计气速下u2фψρVμL0.2/ 以0.036为纵坐标,以0.259为横坐标,的点落在填料ΔΡ=420Pa。 <7)实际板数的确定: 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= 水: ρ均=<ρ1+ρ2)/2=<969.265+959.021)/2=964.143kg/m3; X均= 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)〕=0.6848kg/m3; <3)WL=L×x×46+L×<1-x)×46=119.2535×0.18×46+119.2535×<1-0.18)×18=1904.314kg/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=2392.4kg/h; 其中: Y=(0.7899+0.5131>/2=0.6515 <4) <5)由填料塔泛点和压降的通用关联图查得 u2фψρVμL0.2/ 其中uL=0.3006mpa/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=1.14m/s。 气体的体积流量Vs=WV/(3600×ρV>=2392.4/(3600×0.6848>=0.970m/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/ 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=1.041m,圆整后为D=1.2m; 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=NT×HETP; 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0.4~0.45,这里取0.4; H=NT×0.4=15×0.4=7m; 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10mm,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200mm,升气管上沿与挡夜板间距50mm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取1.5~3.0m/s,这里取u=2m/s, 83.9°C1/ρL=0.35/736+0.65/972.38 故ρL=871.84kg/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=17.6mm=18mm; 故选取管径Ф22×1.5mm; 校核: d=4×VF/(π×d2>=4×4.84×10-4/(3.14×0.0192>=1.708m/s。 2塔顶蒸汽出口管径: 常压气体流速u取10~20m/s。 此处取15m/s。 V=66.012kmol/h。 ρV=1.1173kg/m3d=[4×VF/(π×u>]0.5=[4×66.012×42.08/(3.14×15×3600×1.1173>]0.5=0.242m=250mm; 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°CF: ρL=746.9kg/m3。 一般液体流速u取1.5~3.0m/s,这里取u=2m/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=0.0256mm=26mm; 故选取管径Ф28×1mm; 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°CF: ρV=0.6848kg/m3。 一般流速u取40~60m/s,这里取u=50m/s,VS=L×MD/(3600×ρL>=53.2627×18.112/(3600×0.6848>=0.391m/s。 d=[4×VL/(π×u>]0.5=[4×0.391/(3.14×50>]0.5=0.0998mm=100mm; 故选取管径Ф104×2mm; 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)原料液每天储藏量: 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=41.6m3/day。 (2>产品每天储量: D=13.2024Kmol/h;1/ρL=0.94/736+0.06/972.38=>ρL=746.9kg/m3V=F×M×24/ρL=13.2024×42.08×24/746.9=17.85m3/day。 四.泵的选型: 选择: 因为V=1×104m3/s=1.4m3/h。 所以选择IS50-32-125型: 流量V=3.75m3/h。 扬程H=5.4m;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,所以符合要求。 <2)提馏段P=380Pa<700Pa,所以符合要求。 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/hV=66.012Kmol/h 提馏段 L=119.2523Kmol/hV=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理想的设备。 同时又使我认识到一个好的设
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