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） 　　 9９％；
塔釜中丙酮含量（质量分率） 　 　 不大于0、０4；
进料量 　　 　　 　 　 　　 　 　F=20００kｇ／h；
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
２、精馏塔得物料衡算
２、1 原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率
丙酮得摩尔质量　 　 MＡ =5８、08kg/ｋmol
水得摩尔质量 　　 　ＭB　=１8、０2kg/kmol
xＦ==０、143
xD ==0、96８
xＷ ==0、0１3
２、2 原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量
MF=0、１4３×5８、08+（1-０、１4３）×18、02＝2３、75kg/kｍol
　 　MD=０、968×５8、08+（１-0、96８)×18、02=5６、80kg／kmol
　 　MW＝0、０13×58、08+(1-0、013）×18、02=１8、５4ｋg／kｍｏl
2、３　物料衡算
原料进料量为2000kg/h
F=200０/27、51=72、７0ｋmol/h
总物料衡算 　 72、70=D+Ｗ
丙酮得物料衡算　　 ７2、70×0、1４３＝0、968Ｄ+0、013W
联立解得 　 　 D＝9、90
　　 　　　　 　 　 W=62、80
３、塔板数得确定
3、1理论塔板数NＴ得求取
3、１、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t—x—y数据
沸点t/℃
丙酮摩尔数
ｘ
ｙ
100
0
0
92
0、0１
０、２7９
84、２
0、0２5
０、4７
75、6
０、0５
０、6３
66、9
0、1
0、７54
62、4
0、2
0、８1３
６1、１
0、３
０、832
６0、3
0、４
0、８42
59、8
0、5
０、８51
59、2
0、6
0、863
58、8
０、7
0、875
58、２
０、8
0、897
5７、4
0、９
0、935
56、9
0、95
0、962
56、７
０、97５
0、97９
５６、５
1
1
由表１数据可作出t－y（x)图如下

由表1数据作出相平衡y—x线图

由 　, 　 得
由表计算得:
α１=3８、31
α8＝5、7１
α2＝34、5８
α9=4、２0
α３=32、35
α10=3
α4＝27、59
α11＝２、１８
α5=17、39
α12＝１、6０
α６=11、56
α１3=1、３3
α7=7、９９
α14=1、２０
所以 α＝=7、055
得出相平衡方程：y ＝
泡点进料，所以q=１,xe=ｘF=0、14３
代入相平衡方程,得到ye＝0、54１
所以 　Rmiｎ 1、０73
初步取实际操作回流比为理论回流比得1、5倍
即 R=1、5Rｍiｎ=１、5×1、07３ = 1、６１
3、1、２　求精馏塔得气、液相负荷
　 L　kmｏl/ｈ
　 　V　ｋｍol/h
　　 L kｍol/h
　 V　ｋｍoｌ/h
3、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
　　 　 y
3、1、4　捷算法求理论板层数
求最少理论塔板数Nmin与Nminl
　Nmiｎ
Nｍinl
捷算法求理论塔板数

由
解得 N =１3、5　(包括再沸器)，取１4块
根据式
得 　 , 取10块
所以加料板可设在第１0块。
3、２ 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t—x(y)图可以查得：
(塔顶第一块板）　　 　 x1=0、８1
设丙酮为A物质,水为Ｂ物质
所以第一块板上: 　 xA=0、８１　 　 xB=0、19
可得: 　 　 　 　
(加料板） 　 　 　xF ＝0、14３ 　 yF＝0、541
假设物质同上： yA=０、541 　 xA =０、1４3 　　yB=0、459 xB=0、8５7
可得：　 　 　 　
（塔底)　　 　 ｘW=0、01３　 ｙW=0、0８５
假设物质同上:yA=０、085 　 xA =0、013　 ｙＢ＝0、91５ 　xＢ=0、9８7
可得: 　 　 　
所以全塔平均挥发度： α＝７、0５５
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
５

0
水粘度ｍPａ
0、5９２
０、469
０、4０
0、33
0、31８
0、2４8
丙酮粘度mPa
０、２6
0、2３1
０、２０9
0、１９9
0、１79
0、16０
水表面张力
6７、7
６6、0
64、3
６２、7
60、1
58、4
丙酮表面张力
19、5
１8、8
１7、7
１６、3
15、2
14、3
相对密度
０、７６０
０、75０
0、７35
0、72１
0、７10
０、69９
水密度
998、1
９83、２
977、８
971、8
965、3
9５8、４
丙酮密度
75８、５6
73７、4
71８、6８
70０、6７
68５、36
669、92
60、5５时，　 μ水＝０、469　mＰa·s 　 μ丙酮＝０、231 ｍPa·s
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7７、３时
3、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２2块
提馏段实际板层数　 　 Ｎ，取９块
４、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、２ 操作温度计算
塔顶温度 　
进料板温度　 　
塔底温度 　 　 　 　　 　 　 　 　 　 　　　 　 　 　 　
（１)精馏段平均温度为：
(2)提馏段平均温度为：
4、３　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(ｘ-ｙ图），得

(１）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，
(１)精馏段气相平均密度为:
　 　 kg/
(2）提馏段气相平均密度为:
kg/
4、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,

(１）精馏段液相平均密度为

（２）提馏段液相平均密度为：

4、５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２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
（１）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
５、1塔径得计算
5、１、1精馏段塔径得计算
精馏段得气、液相体积流率为
　 　m3/s
　　 　 m３/s
由　　　　
式中C由式计算，式中C2０由图3(史密斯关系图）查得，
图３ 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／ｓ
m
按标准塔径圆整后为D=0、４m
塔截面积为
m2
实际空塔气速为
　　 m／s
５、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
　 　 　 m
5、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、33m
6、塔板主要工艺尺寸得计算
6、１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：
６、1、1堰长lｗ
取 　m
6、1、2 溢流堰高度hw
由 　
选用平直堰,堰上液层高度ｈOW由下式计算，即

近似取E=1，则
　 ０、0０63m
取板上清液层高度　 　
故 m
6、１、3 弓形降液管宽度Wｄ与截面积Aｆ
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、２、1塔板得选取
因为，故塔板采用整块式。
６、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、0９m2
6、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
　 　　 ｍ/s
7、筛板得流体力学验算
7、1塔板降
7、1、１干板阻力ｈc计算
干板阻力hｃ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hｌ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６(充气系数关联图）
得:
故　　m液柱
7、1、3液体表面张力得阻力ｈσ计算
液体表面张力所产生得阻力hσ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eＶ在允许范围内.
７、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Hｄ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.
８、塔板负荷性能图
８、1漏液线
由 　　

得 　 　
整理得
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2。
表７

　　 ０、0００6
　　0、0015
０、00２0
0、002５

0、05６2
　 0、06０4
0、０623
　 　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Vｓ—Lｓ关系如下：
由 　

故　 　

整理得　
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3。
表8

0、０006
　 ０、0015
　 　0、０020
　0、0025

0、2１４
　　　　０、192
　 0、1８2
　 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

　 ０、0006
0、00１５
0、０020
0、０025

０、2５9
0、24７
　0、241
　 　0、２３６
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OＡ,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
９、1塔顶蒸汽管得管径计算
由于塔顶操作压力为4ｋpａ,故选取,则

圆整直径为
９、２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、４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１0。
表5　筛板塔设计计算结果参数表
序 号
项 目
数 值
1
２
3
４
５
6
7
8
９
10
11
12
13
14
15
16
１7
1８
19
20
21
22
2３
24
25
26
27
2８
29
3０
31
平均温度tm，℃
平均压力Pm，kＰa
气相流量Vs,（m3／s)
液相流量Lｓ，(ｍ3/ｓ)
实际塔板数
有效段高度Z，m
塔径D，ｍ
板间距HT，m
溢流形式
降液管形式
堰长ｌW,m
堰高ｈW,m
板上液层高度hL,m
堰上液层高度ｈOW,m
降液管底隙高度ho，m
安定区宽度Ｗｓ，m
边缘区宽度Wc,ｍ
开孔区面积Aa,m2
筛孔直径d０，ｍ
筛孔数目n
孔中心距t，m
开孔率φ,％
空塔气速,ｍ／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eＶ，(kg液/kg气)
气相负荷上限Ｖs,ｍax,m3/s
气相负荷下限Vｓ，miｎ，ｍ3/s
操作弹性
６０、55
1２2、８2
０、162
0、00024３
30
11、６
0、4０
0、40
单溢流
弓形
0、２64
0、054
０、0６
０、00６3
0、0２6
0、0７
0、035
0、09
0、0０５
462
０、0１5
０、101
1、29
17、82
１、6５
669、9８
液泛控制
液沫夹带控制
0、251
０、22
１、14
1１、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20％～４0%;
踏板效率较高，比泡罩塔高１5%左右，但稍低于浮阀塔；
气体压降较小，约比泡罩塔低３０%;
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。
11.２ 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１、１～2、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.
１1.5 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、４m,不超过2、０ｍ,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.
１1.7　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。
1１。８ 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.
1２、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,2０07
［2］ 冯霄、何潮洪　 化工原理（第二版)下册 北京:科学出版社,20０7
[3] 板式精馏塔得设计，太原理工大学化工学院：化工教研室