丙酮-水化工原理课程设计.doc

1、 设计方案简介 1、1设计方案得确定 本设计任务为分离丙酮水混合物提纯丙酮,采用连续精馏塔提纯流程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，回流比较小，故操作回流比取最小回流比得1、5倍.塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐.1、2 操作条件与基础数据 进料中丙酮含量（质量分率） 35%;产品中丙酮含量（质量分率） 9； 塔釜中丙酮含量（质量分率） 不大于0、4； 进料量 F=20kh； 操作压力 塔顶压强为常压进料温度 泡点; 1、3工艺流程图图1:精馏装置流程示意图、精馏塔得物料衡算 、1 原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率 丙酮得摩尔质量 M =5、08kg/mol 水得摩尔质量 B=8、2kg/kmolx=、143xD =0、96x =0、03、2 原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量MF=0、45、08+（1-、4）18、022、75kg/kol MD=、9688、08+（-0、96)18、02=5、80kgkmol MW0、1358、08+(1-0、013）18、02=8、4gkl2、物料衡算原料进料量为2000kg/hF=200/27、51=72、0mol/h总物料衡算 72、70=D+丙酮得物料衡算 2、700、10、968+0、013W联立解得 D9、90 W=62、80、塔板数得确定3、1理论塔板数N得求取3、1求最小回流比及操作回流比 丙酮水就是非理想物系，先根据丙酮水平衡数据(见下表1）,绘出平衡线，如下图所示。表1 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数10000920、0、784、0、05、475、6、0、666、90、10、5462、40、20、11、0、8320、30、0、4259、80、5、5159、20、60、86358、8、70、87558、80、8975、40、0、93556、90、950、96256、970、97、11由表数据可作出ty（x)图如下由表1数据作出相平衡yx线图由 , 得 由表计算得:=3、3185、7234、59=4、0=32、3510=3427、5911、5=17、3912、6=11、563=1、37=7、14=1、所以 =7、055得出相平衡方程：y 泡点进料，所以q=,xe=F=0、14代入相平衡方程,得到ye0、54所以 Rmi 1、73初步取实际操作回流比为理论回流比得1、5倍即 R=1、5Ri=、51、07 = 1、3、1、求精馏塔得气、液相负荷 Lkml/ Vol/h L kol/h Vo/h3、1、3 求操作线方程精馏段操作线方程为 y提馏段操作线方程为 y3、1、4捷算法求理论板层数求最少理论塔板数Nmin与NminlNmiNinl捷算法求理论塔板数由 解得 N =3、5(包括再沸器)，取4块根据式 得 , 取10块所以加料板可设在第0块。3、 求取塔板得效率用奥康奈尔法（）对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统tx(y)图可以查得：(塔顶第一块板） x1=0、1设丙酮为A物质,水为物质所以第一块板上: xA=0、 xB=0、19可得: (加料板） xF 0、14 yF0、541假设物质同上： yA=、541 xA =、13 yB=0、459 xB=0、87可得： （塔底) W=0、01 W=0、0假设物质同上:yA=、085 xA =0、013 0、91 x=0、97可得: 所以全塔平均挥发度： 、0精馏段平均温度: 查物性常数表（如表2）:表2、水与丙酮得性质温度0水粘度P0、5、469、40、330、310、28丙酮粘度mPa、60、21、90、90、790、16水表面张力6、76、064、3、760、158、4丙酮表面张力19、58、87、7、315、214、3相对密度、750、350、720、10、69水密度998、183、977、971、8965、398、丙酮密度75、673、471、670、668、36669、9260、5时， 水、469mas 丙酮、231 Pas所以 查85时，丙酮-水得组成 所以 同理可得：提留段得平均温度 查表可得在7、时 3、求实际塔板数由 得，实际塔板数为30块精馏段实际板层数 N，取2块提馏段实际板层数 ，取块、精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算4、1操作压力计算塔顶操作压力：;每层塔板压降：；进料板得压力：;塔底得压力：(1）精馏段平均压力：（2）提馏段平均压力：4、 操作温度计算塔顶温度 进料板温度 塔底温度 （)精馏段平均温度为： (2)提馏段平均温度为： 4、平均摩尔质量得计算塔顶平均摩尔质量：由，查平衡曲线（x-y图），得进料板平均摩尔质量:由 ，查平衡曲线（x-y图)，得 塔底平均摩尔质量：由 , 查平衡曲线(-图），得 (）精馏段平均摩尔质量： (2）提馏段平均摩尔质量： 4、4平均密度得计算4、4、1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，()精馏段气相平均密度为: kg/(2）提馏段气相平均密度为: kg/4、2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度:由，查表2得, 进料板液相平均密度:由，查表2得, 进料板液相得质量分率 塔底液相平均密度：由,查表2得, (）精馏段液相平均密度为（）提馏段液相平均密度为：4、液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算,即 塔顶液相平均表面张力：由，查表得， 进料板液相平均表面张力:由,查表2得， 塔底液相平均表面张力：由，查表2得， (1）精馏段液相平均表面张力为:(2)提馏段液相平均表面张力为:4、6液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算,即 塔顶液相平均粘度:由,查表2得， 解出 进料板液相平均粘度：由，查表2得, 解出 塔底液相平均粘度： 由,查表2得, 解出 （）精馏段液相平均粘度为: （2）提馏段液相平均粘度为：5、精馏塔得塔体工艺尺寸计算、1塔径得计算5、1精馏段塔径得计算精馏段得气、液相体积流率为 m3/s m/s由 式中C由式计算，式中C2由图3(史密斯关系图）查得，图 史密斯关系图图得横坐标为 取板间距，板上液层高度,则 查图（史密斯关系图）得 取安全系数为0、7，则空塔气速为 m m按标准塔径圆整后为D=0、m塔截面积为 m2实际空塔气速为 ms、2精馏塔有效高度得计算精馏段有效高度为 m提馏段有效高度为 m故精馏塔得有效高度为 m5、3精馏塔得高度计算实际塔板数 进料板数 ；由于该设计中板式塔得塔径,无需设置人孔进料板处板间距 ;；为利于出塔气体夹带得液滴沉降,其高度应大于板间距,故选取塔顶间距 ;塔底空间高度 封头高度 ；裙座高度 。故精馏塔得总高度为 15、33m6、塔板主要工艺尺寸得计算6、溢流装置计算因为塔径0、4m，一般场合可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下：、1、1堰长l取 m6、1、2 溢流堰高度hw由 选用平直堰,堰上液层高度OW由下式计算，即 近似取E=1，则 、063m取板上清液层高度 故 m6、3 弓形降液管宽度W与截面积A由 查图4(弓形降液管得参数),得 故 依式 【4】验算液体在降液管中停留得时间,即 故降液管设计合理。6、1、4 降液管底隙高度ho 取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度6、2塔板布置6、1塔板得选取因为，故塔板采用整块式。、2、2边缘区宽度确定取 ，6、2、3开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即 其中 故 0、0m26、2、4筛孔计算及其排列本次所处理得物系无腐蚀性，可选用碳钢板,取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 筛孔数目n为 个开孔率为 气体通过阀孔得气速为 /s7、筛板得流体力学验算7、1塔板降7、1、干板阻力c计算干板阻力h由下式计算,即 由，查图5(干筛孔得流量系数图)图5 干筛孔得流量系数图得，故 m液柱7、1、2气体通过液层得阻力h计算气体通过液层得阻力hl由下式计算,即 图6 充气系数关联图查图(充气系数关联图）得:故m液柱7、1、3液体表面张力得阻力计算液体表面张力所产生得阻力h由下式计算，即 气体通过每层塔板得液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板得压降为 （设计允许值）7、2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次得塔径()与液流量(）均不大，故可以忽略液面落差得影响.7、3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 故 故在本次设计中液沫夹带量e在允许范围内.、4漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算,即 实际孔速稳定系数为 故在本次设计中无明显漏液。7、5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高H应服从下式得关系,即 丙酮-水物系属一般物系,不易发泡,故安全系数取，则 而 板上不设进口堰,hd可由下式计算,即 故在本次设计中不会发生液泛现象.、塔板负荷性能图、1漏液线由 得 整理得 在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出s值,计算结果列于表2。表 、06 0、0015 、000 0、002 0、052 0、064 0、623 0、0639由上表数据即可作出漏液线,如下图所示.8、2液沫夹带线以为限，求VL关系如下：由 故 整理得 在操作范围内,任取几个s值,依上式计算出s值，计算结果列于表3。表8 0、006 、0015 0、020 0、0025 0、2、192 0、12 0、173由上表数据即可作出液沫夹带线,如下图所示。8、3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。则 取,则 据此可作出与气体流量无关得垂直液相负荷下限线3。8、4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间得下限,由下式可得,即 故 据此可作出与气体流量无关得垂直液相负荷上限线4。8、5液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与,与得关系式代入上式,并整理得 式中 将有关得数据代入,得 故 或 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值,计算结果列于表4。表9 、0006 0、00 0、020 0、025 、29 0、24 0、241 0、由上表数据即可作出液泛线,如下图所示.根据以上各线方程，可作出筛板塔得负荷性能图，如下图所示。在负荷性能图上，作出操作点A，连接O,即作出操作线。由图可瞧出,该筛板得操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图可查得 故操作弹性为 9、主要接管尺寸计算、1塔顶蒸汽管得管径计算由于塔顶操作压力为4p,故选取,则 圆整直径为、回流液管得管径计算冷凝器安装在塔顶,故选取，则 圆整直径为9、3进料液管得管径计算由于料液就是由泵输送得,故选取;进料管中料液得体积流量 故 圆整直径为9、釜液排出管得管径计算釜液流出速度一般范围为，故选取；排出管中料液得体积流量圆整直径为10、塔板主要结构参数表所设计筛板得主要结果汇总于表0。表5筛板塔设计计算结果参数表 序 号项 目数 值13678101112131415167119202122224252627229331平均温度tm，平均压力Pm，ka气相流量Vs,（m3s)液相流量L，(3/)实际塔板数有效段高度Z，m塔径D，板间距HT，m溢流形式降液管形式堰长W,m堰高W,m板上液层高度hL,m堰上液层高度OW,m降液管底隙高度ho，m安定区宽度，m边缘区宽度Wc,开孔区面积Aa,m2筛孔直径d，筛孔数目n孔中心距t，m开孔率,空塔气速,s筛孔气速,m/s稳定系数每层塔板压降,Pa负荷上限负荷下限液沫夹带e，(kg液/kg气)气相负荷上限s,ax,m3/s气相负荷下限V，mi，3/s操作弹性、5512、2、1620、000243011、0、40、40单溢流弓形0、640、054、0、0030、060、00、0350、090、0462、05、1011、2917、82、6669、9液泛控制液沫夹带控制0、251、22、141、设计过程得评述与有关问题得讨论11.1 筛板塔得特性讨论筛板塔式最早使用得板式塔之一,它得主要优点有:结构简单，易于加工，造价较低；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大200%;踏板效率较高，比泡罩塔高5%左右，但稍低于浮阀塔；气体压降较小，约比泡罩塔低%;但也有一些缺点,即就是:小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子得料液;操作弹性相对较小。本次设计中得物系就是丙酮水体系,故选用筛板塔。11. 进料热状况得选取 本次设计中选用泡点进料，原因就是泡点进料得操作比较容易控制，且不受季节气温得影响。11.3 回流比得选取 一般筛板塔设计中，回流比得选取就是最小回流比得、2、0倍。本次设计中,由于最小回流比比不就是很大，故选用.11。4 理论塔板数得确定 理论塔板数得确定有多种方法,本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。利用求得得精馏段操作线、提馏段操作线及q线，由捷算法求得理论塔板数,由此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到得理论塔板数为14块，进料板就是第10块.1.5 操作温度得求解本次设计中，为计算方便，用精馏段平均温度作为其操作温度。11。6 溢流方式得选择本次设计中,由于塔径为0、m,不超过2、,可选用单溢流弓形降液管，此种溢流方式液体流径较长,塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便.1.7筛板得流体力学验算结果讨论本次设计中，气体通过每层塔板得压降:；液面落差忽略（塔径及液流量均不大）;液沫夹带:;稳定系数: 降液管内液层高度： 综上数据表明,本次设计得结果塔板压降合理、液面落差得影响极小、液沫夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。1。 塔板负荷性能图结果讨论由本次设计所得得数据计算得出得塔板负荷性能图中A点为本次设计中精馏塔得操作点.由图中可瞧出,操作点在理论范围内,但偏边界位置,即该操作点并非最佳操作点,可能由于回流比取值得大小有关.1、参考文献1何潮洪、冯霄 化工原理(第二版)上册 北京：科学出版社,2072 冯霄、何潮洪 化工原理（第二版)下册 北京:科学出版社,2073 板式精馏塔得设计，太原理工大学化工学院：化工教研室