丙酮-水精馏分离板式塔设计.docx

河 西 学 院Hexi University 化工原理课程设计 题 目: 丙酮-水精馏分离板式塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210029 姓 名: 徐庭国 指导教师: 李守博 2016年 11月 29日 化工原理课程设计任务书一、 设计题目丙酮水精馏分离板式塔设计二、 设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量）60000吨/年操作周期7200小时/年进料组成30%（丙酮）（质量分率，下同）塔顶产品组成96%（丙酮）塔底产品组成5%（丙酮）回流比，自选 单板压降 700Pa 冷却水温度302.操作条件操作压力 塔顶为常压 进料热状态进料温度60 加热蒸汽 0.5MPa (表压) 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.绘制生产工艺流程图及精馏塔设计条件图7.设计评述河西学院化学化工学院化工课程设计目录1.设计背景与原理11.1精馏塔的设计原理11.2确定设计方案11.3设计原则21.3.1满足工艺和操作的要求21.3.2满足经济的要求21.3.3满足安全生产的要求21.4板式塔的选择31.4.1塔设备的分类31.4.2筛板塔的优缺点32工艺设计计算32.1设计方案的确定32.2工艺流程图42.3精馏塔的物料衡算42.3.1.料液.塔顶及塔底产品含甲醇的摩尔分率42.3.2.原料液，塔顶及塔底产品的平均摩尔质量42.3.3物料衡算原料处理量42.4塔板数的确定52.4.1理论塔板数的求取52.4.2实际塔板数NT的求取82.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算92.5.1操作压强的计算92.5.2平均摩尔质量计算92.5.3平均密度计算102.5.4液体平均表面张力的计算112.5.5液体平均粘度Lm的计算122.5.6精馏塔气液负荷计算133精馏塔工艺尺寸设计133.1塔径的计算133.1.3空塔流速153.2精馏塔高度的计算153.2.1.精馏塔的有效高度153.2.2.精馏塔总高度153.3塔板主要工艺尺寸的计算173.3.1溢流装置计算173.3.2塔板布置193.4筛板的流体力学实验算203.4.1气体通过筛板压降相当的液柱高度203.4.2液面落差223.4.3雾沫夹带量的验算223.4.4漏液的验算233.4.5液泛233.5塔板负荷性能图243.5.1精馏段243.5.2提馏段274 辅助设备选型与计算304.1接头管设计304.2热量衡算314.2.1加热介质的选择314.2.2冷凝剂的选择314.2.3热量衡算314.3冷凝器的选择334.4再沸器的选择334.5贮罐的计算335操作说明34附录34参考文献35致谢36附图37III丙酮-水混合液筛板精馏塔设计徐庭国摘 要：本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。 此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.117的丙酮水溶液，使塔顶产品丙酮的摩尔含量达到96%，塔底釜液丙酮摩尔分数为5%。 综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对丙酮-水进行分离提纯，塔板为碳钢材料，求得理论板数为6。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为8，提馏段实际板数为11。根据经验式算得全塔效率为0.316实际加料位置在第9块板。塔径为2.0m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。关键词：丙酮-水、精馏、图解理论板法、负荷性能图、精馏塔设备结构1.设计背景与原理1.1精馏塔的设计原理精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸汽由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸汽中转移，蒸汽中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸汽愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏原理 (Principle of Rectify) 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。1.2确定设计方案本设计任务为分离丙酮水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，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汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.3设计原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。1.3.1满足工艺和操作的要求（1）首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。（2）其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.3.2满足经济的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。1.3.3满足安全生产的要求例如丙酮属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。1.4板式塔的选择1.4.1塔设备的分类塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。1.4.2筛板塔的优缺点筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。2）操作弹性较小(约23)。（3）小孔筛板容易堵塞。2.工艺设计计算2.1设计方案的确定本设计任务书为分离丙酮水的混合液体。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，设计中采用进料温度60。将原料液通过预热器加热到60后送入精馏塔内，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最小回流比较小 ，故回流比取最小回流比的两倍。2.2工艺流程图2.3精馏塔的物料衡算 2.3.1.料液.塔顶及塔底产品含甲醇的摩尔分率 xF=30583058+7018=0.117 xD=96589658+418=0.882 xW=558558+9518=0.0162.3.2.原料液，塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.11758+0.88318=22.68 MD=0.88258+0.11618=53.28 MW=0.01658+0.98418=18.64表2-1 丙酮-水的物理性质项目分子式分子量沸点密度（kg/cm3）丙酮CH3COCH358.0856.2788.4水H2O18100.00983.22.3.3物料衡算原料处理量每小时处理摩尔量F=600000007200MF=60000000720022.68=367.43kmolh总的物料衡算 D+W=F xF=0.117 xD=0.882 xW=0.016易挥发组分物料衡算 FxF=DxD+WxW 由以上公式得 D=324.61kmolh W=42.82kmolh 表2-2 常压下的丙酮水的气液平衡数据液相中甲醇摩尔分率x气相中甲醇摩尔分率y温度/液相中甲醇摩尔分率x气相中甲醇摩尔分率y温度/0 0100.00.400.83960.40.010.25392.70.500.84960.00.020.42586.50.600.85959.70.050.62475.80.700.84759.00.100.75566.50.800.89858.20.150.78963.40.900.93557.5 0.20.81562.10.950.96357.00.300.83061.01156.13图2-1 丙酮水的气液相图由图可知tb =65.3 2.4塔板数的确定2.4.1理论塔板数的求取1.全塔温度的求取根据丙酮-水气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求全塔温度：塔顶温度 57.0-57.50.95-0.9=tD-57.00.882-0.95 tD=57.68进料温度 tF=60塔釜温度 92.7-86.50.01-0.02=tW-92.70.016-0.01 tW=88.98 精馏段平均温度 tm=tD+tF2=57.68+60.002=58.84提馏段平均温度 tm=tW+tF2=88.98+60.002=74.492.气相组成的求取 根据丙酮-水气液平衡组成与温度关系数据表，用内插法求气相组成：(1)塔顶处液相组成 0898-0.93557.5-58.2=yD-0.89857.68-57.5 yD=0.91(2)进料处液相组成 yF=0.894(3)塔釜处液相组成 0.425-0.25386.5-92.7=yW-0.25388.98-92.7 yW=0.363.相对挥发度的求解 (1)塔顶处相对挥发度 xD=0.882 yD=0.91 D=yx1-x1-y=0.910.8821-0.8821-0.91=1.347(2)进料处相对挥发度 xF=0.5 yF=0.894 F=yx1-x1-y=0.8940.51-0.51-0.894=6.465(3)塔釜处相对挥发度 xW=0.016 yW=0.36 W=yx1-x1-y=0.360.0161-0.0161-0.36=33.98(4)精馏段平均相对挥发度 m=D+F2=1.347+6.4652=3.906(5)提馏段平均相对挥发度 m=W+F2=33.98+6.4652=19.98(6)平均挥发度 =3DFW=31.3476.46533.98=6.674.直线方程的求解(1)平衡线方程 y=x1+(-1)x=6.77x1+5.77x (2) q的计算 查出65.3原料液的汽化热为： 丙酮=487.2KJKg 水=2343.4KJKg rm=0.1172.341058+0.8231415.318=24272.4KJKg查出进料组成=时溶液的泡点为，平均温度t=65.3+602=62.65查出62.65下原料液的比热容为： 丙酮=2.34KJ(Kg)水=4.182KJ(Kg) cp=2.34580.117+4.1820.82318=87.164KJ(Kmol)q=cpt+rmrm=87.16465.3+24272.424272.4 =1.019图2-2 塔板数绘图由图可知 xq=0.125 yq=0.754(3)最小回流比Rmin及操作回流比R依公式 Rmin=xD-yqyq-xq=0.882-0.7540.754-0.125=0.203 R=20.203=0.406(4)精馏段操作线方程 y=RR+1x+xDR+1=0.4060.406+1x+0.8820.406+1=0.288 x+0.627(5)提馏段操作线方程 L=RD=0.406324.61=131.79kmolh y=L+qFL+qF-Wx-WL+qF-WxWy=131.79+1.019367.43131.79+1.019367.43-42.82x-42.82131.79+1.019367.43-42.820.016y=1.09x-1.48提馏段操作线过点c(xW,xw)和精馏段操作线方程与q线方程的交点链接即为提馏段操作线方程。1.理论塔板数 表2-3 不同温度下丙酮水的平衡曲线操作线方程与相平衡方程对理论板数的计算即在平衡线上的点xyxy精馏段提馏段0.7540880.0750.690.5980.8640.020.380.220.80.0010.05求解结果为：精馏段3块 提馏段2块总理论板层数NT=5，进料板位置为NF=42.4.2实际塔板数NT的求取由奥康内尔经验公式可知： ET=0.49(m)-0.245塔顶和塔底的平均温度为： t=tD+tW2=57.3+86.52=71.9表2-4 液体粘度温度/ 60丙酮液体粘度mpas0.231水粘度mpas0.4688此时的相对粘度可近似为进料口的温度下进料口的粘度： lgm=xFlgL1+(1-xF)lgL2=0.117lg0.231+1-0.117lg0.4688m=0.329mpas精馏段 ET=0.49(mm)-0.245=0.49(6.6420.329)-0.245=0.39提馏段ET=0.49(mL)-0.245=0.49(24.280.329)-0.245=0.29实际塔板数：NT=5-1=4，精馏段3块，提馏段2块。精馏段：N=3ET=7.69=8(层)提馏段：N=2ET=6.89=7（层）全塔效率:515=33.3%2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.5.1操作压强的计算取每层塔板压强P=0.7KPa（一般情况下，板式塔的每一个理论级压强约在0.41.1KPa），且塔顶操作表压为500kPa计算则：塔顶操作压力：PD=101.33KPa进料板压力：PF=10133+80.7=106.93KPa塔釜压力：PW=106.93+70.7=111.83KPa精馏段平均操作压力：Pm=PD+PF2=101.33+106.932=104.13KPa提馏段平均操作压力：Pm =PF+PW2=106.33+111.832=109.08KPa2.5.2平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由xD=y1=0.882查平衡曲线得：x1=0.91 MLDm=0.9158+(1-0.91)18=54.4kgkmol MVDm=0.88258+1-0.88218=53.28kgkmol进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：xq=0.5 yq=0.841 MLFm=0.558+1-0.518=38kgkmol MVFm=0.84158+1-0.84118=51.64kgkmol 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：xw=0.016 yw=0.431 MLWm=0.01658+1-0.01618=18.64kgkmol MVWm=0.43158+1-0.43118=35.24kgkmol精馏段平均摩尔质量： MLm=54.4+382=46.2kgkmol MVm=53.28+51.642=52.46kgkmol提馏段平均摩尔质量: MLm=38+18.642=28.32kgkmol MVm=51.64+35.242=43.44kgkmol2.5.3平均密度计算1.气相平均密度由 PV=nRT推出（1）精馏段平均气相密度：Vm=PmMVmRT= 104.1352.468.314(273.15+58.84)=1.98 kgm3提馏段平均气相密度：Vm=PmMVmRT=110.4843.448.314(273.15+74.49)=1.64kgm3 2.液相密度表2-5 不同温度下丙酮-水的密度列表温度57.686088.98丙酮液体密度（kgm3）743.11737.4699.14水液体粘密（kgm3）987.22983.2967.57 1Lm=xALA+xBLB(x为质量分率)（1）塔顶部分其中 xD=0.96 xBD=0.04即 1LDm=xDLAD+xBDLBD=0.96743.11+0.04987.22 LDm=750.53kgm3 (2)进料板处 其中 xF=0.3 xBF=0.7 1LFm=0.3737.4+0.7983.2 LFm=893.82kgm3 (3)塔釜处液相组成 其中 xW=0.05 xBW=0.95 1LWm=0.05699.14+0.95967.57 LWm=949.35kgm3 (4)精馏段平均液相密度 Lm=LDm+LFm2=750.53+893.822=822.175kgm3 (5)提馏段的平均液相密度 Lm=LFm+LWm2=893.82+949.352=921.585kgm32.5.4液体平均表面张力的计算表26 不同温度下丙酮-水的表面张力温度/57.686088.98丙酮/mNm18.9918.815.59水/mNm66.666.261.36液相平均表面张力依下式计算 Lm=i-1nxii（1）塔顶液相平均表面张力的计算LDm=0.88218.99+(1-0.882)66.53=24.61mNm（2）进料液相平均表面张力的计算 LFm=0.518.8+0.566.2=42.5mNm（3）塔顶液相平均表面张力的计算 LWm=0.01615.59+(1-0.016)61.36=60.63mNm（4）精馏段液相平均表面张力的计算 m=24.61+42.52=33.56mNm（5）提馏段液相平均表面张力的计算 m=42.5+60.632=51.57mNm2.5.5液体平均粘度Lm的计算表2-7 不同温度下丙酮-水的粘度温度57.686088.98丙酮液体粘度mpas0.240.2310.186水液体粘度mpas0.49060.46880.3305(1)塔顶液相平均粘度的计算液相平均粘度依式计算 lgm=xlgL1+1-xlgL2由 tD=57.68 查手册得:A=0.24mpas; B=0.4906mpaslgLDm=xDlgA+1-xDlgB =0.882lg0.24+1-0.882lg0.4906 LDm=0.261pas(2)进料板液相平均粘度得计算由 tb=60 查手册得:A=0.231mpas; B=0.4688mpaslgLFm=xFlgA+1-xFlgB =0.5lg0.231+0.5lg0.4688 LFm=0.329pas(3)塔釜液相平均粘度的计算由 tW=88.98查手册得:A=0.186mpas; B=0.3305mpaslgLWm=xWlgA+1-xWlgB =0.016lg0.186+1-0.016lg0.3305 LWm=0.327pas(4)精馏段液相平均粘度m=0.261+0.3292=0.295pas(5)提馏段液相平均粘度m=0.329+0.3272=0.328pas2.5.6精馏塔气液负荷计算 1.精馏段 V=(R+1)D=0.406+1324.61=456.4kmolh Vs=VMVm3600Vm=456.452.4636001.98=3.36m3sL=RD=0.406324.61=131.79kmolh Ls=LMLm3600Lm=131.7946.23600822.175=0.00206m3s2.提馏段 V=V=456.4kmolh Vs=VMVm3600Vm=456.443.4436001.64=3.36m3s L=L+F=131.79+367.43=499.22kmolh Ls=LMLm3600Lm=499.2228.323600921.585=0.0043m3s3精馏塔工艺尺寸设计 3.1塔径的计算取板间距HT=045m，取板上液层高度hL上=0.07m式中的C由 C=C20(L20)20 1精馏段 HT-hL上=0.45-0.07=0.38m LhVh(LmVm)12=0.0020636003.363600 (822.1751.98)12 =0.0124 由图3-1的C20=0.069 0.20.70.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05图3-1 史密斯关联图依公式（3-1） C=C20(m20)0.20=0.072(36.8820)0.2=0.081由 umax=CLm-VmV=0.081822.175-1.981.98 umax=1.65ms取安全系数为0.7，则：u=0.7umax=0.71.65=1.15故： D=4Vsu=43.361.15=1.93m按化工机械标准，塔径圆整为2m2.提馏段 LhVh(LmVm)12=36000.004336003.36（921.5851.64）12=0.303查图3-1得 C20=0.081依公式 C=C20(m20)0.2= 0.081(54.9620)0.2=0.099 umax=CLm-VmVm=0.099952.455-1.641.64=2.384取安全系数为0.7，则：u=0.7umax=0.72.384=1.7ms故 D=4VSu=43.363.141.7=1.573m按化工机械标准，塔径圆整为1.6m板间距取0.45m合适为了使整体的美观及加工工艺的简单易化；在提馏段和精馏段的塔径选择相同的尺寸，故塔径取D=2m3.1.3空塔流速 塔得横截面积：AT=4D2=422=3.14m2 则空塔气速为：um=VsAT=3.363.14=1.07ms 塔的横截面积：AT=4D2=41.62=2m2 则空塔气速为：um=VsAT=3.32=1.65ms 3.2精馏塔高度的计算3.2.1.精馏塔的有效高度精馏塔的有效高度为：Z=N-1HT=8-10.45=4.05m提馏段的有效高度为:Z=N-1HT=7-10.45=2.7m在进料板下方及中间开两人空，其高度为0.6m，设板间距HT等于450mm,根据化工设备机械要求D1000mm时此塔人空设2个。 故精馏塔的有效高度为:Z0=4.05+2.7+0.62=8.4m3.2.2.精馏塔总高度（1）筒体壁厚所选材质为16MnR,采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8查得16MnR在100下的许用应力为170MPa,pc=1.1Pw=1.10.1118=0.122MPa =PcDi2t-Pc=0.122200021700.8-0.122=0.897mm又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min=3mm故=3mm d=+C2=3+1=4mm由d=4mm查得C1=0.3mm，d+C1=4.3mm,经圆整取n=5mm复验n6%=56%=0.30.25mm故最后取C1=0.3mm,该塔体可用5mm厚的16MnR钢板制作。（2）封头所取标准椭圆形封头，即K=1.0所取材料为16MnR采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8=KPcDi2t-0.5Pc=10.122200021700.8-0.50.122=0.897mm又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min=3mm故=3mmd=+C2=3+1=4mm由d=4mm查得C1=0.3mm，d+C1=4.3mm,经圆整取n=5mm复验n6%=56%=0.30.25mm故最后取C1=0.3mm,该塔体可用5mm厚的16MnR钢板制作。由公称直径2000mm，查得曲面高度hf=500mm,直边高度h0=40mm，故选用封头(3)校核水压试验压强：T=PT(Di+)20.9式中PT=1.25Pc=1.250.122=0.153MPa,=n-C=5-1.3=3.7mm，s=345MPa则 T=0.153(2000+3.7)23.7=41.428MPa 0.9s=0.92345=621MPa可见T5s(合理) =36000.1730.4536000.0043=18.15s(合理)(4)降液管底隙高度h0降液管的底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示h0。h0应低于出口堰高度hw，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm，即