丙酮水溶液筛板精馏塔设计.docx

吨/年体系精馏分离板式塔设计
第一部分 设计概述
一 、设计题目： 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
二 、工艺条件:
生产能力：70000吨/年（料液）
年工作日：7200小时
原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）
产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：泡点
加热方式：直接蒸汽加热
回流比： 自选
三 、设计内容
1 、       确定精馏装置流程，绘出流程示意图。
2     、   工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
3   、     主要设备的工艺尺寸计算
板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
4    、    流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 、 主要附属设备设计计算及选型
塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。
料液泵设计计算：流程计算及选型。
四、工艺流程图
丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。
流程示意图如下图

图1：精馏装置流程示意图
第二部分 塔的工艺计算
一.进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol
水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol

平均摩尔质量
M=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmol
M= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmol
M=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol
原料处理量 kmol/h
最小回流比
去操作回流比为
二、全塔物料衡算与操作方程
(1)全塔物料衡算
446.51=D+W
丙酮物料衡算 446.510.0937=0.968D+0.00629W
联立解得 D=35.6743.48 kmol/h
W=430.8366 kmol/h
kmol/h
L=RD=1.3535.67=58.698 kmol/h

(2) 操作方程
精馏段操作线方程：

利用图解法求理论班层数，可得：
总理论板层数 10块 ，进料板位置
实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N‘=17
提馏段实际板层数N“=7
三、全塔效率的估算
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)
设丙酮为A物质，水为B物质
所以第一块板上：
可得：
(加料板)
假设物质同上：
可得：
(塔底)
假设物质同上：
可得：
所以全塔平均挥发度：
精馏段平均温度：
查前面物性常数（粘度表）：61.85 时，
所以
查85时，丙酮-水的组成

所以
同理可得：提留段的平均温度
查表可得在83.6时
五、精馏塔主题尺寸的计算
1 精馏段与提馏段的汽液体积流量
精馏段的汽液体积流量
整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：
液相平均摩尔质量：M=(21.7474+56.798)/2=39.29kg/kmol
液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85℃
表6. 精馏段的已知数据
位置
进料板
塔顶(第一块板)
摩尔分数
xf=0.09370
y1=xD=0.9680
yf=0.7500
x1=0.9500
摩尔质量/
MLf=20.22
MLf=56.79
Mvf=43.46
Mvl=56.08
温度/℃
67.20
56.70
在平均温度下查得
液相平均密度为：

其中，α1 =0.1580 α2 =0.8420
所以，ρlm =852.35
精馏段的液相负荷L=RD=1.35×43.48=58.698kmol/h
Ln=LM/ρlm=58.698×39.29/852.35=2.71
由
所以
精馏段塔顶压强
若取单板压降为0.7, 则
进料板压强
气相平均压强
气相平均摩尔质量
气相平均密度
汽相负荷 V=（R+1)D=(1.35+1)×43.48= 102.178kmol/h

精馏段的负荷列于表7。
表7 精馏段的汽液相负荷
名称
汽相
液相
平均摩尔质量/
50.105
39.29
平均密度/
1.92
852.35
体积流量/
2666.47
1.332
提馏段的汽液体积流量
整理提馏段的已知数据列于表8，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。
表8提馏段的已知数据
位置
塔釜
进料板
摩尔分数
Xw=0.00629
Xf=0.0937
Yw=0.00627
Yf=0.750
摩尔质量/
Mlv =0
MLf=20.22
Mlv=18.272
Mvf=43.46
温度/℃
100
67.2

表9提馏段的汽液相负荷
名称
液相
汽相
平均摩尔质量/
30.846
19.12
平均密度/
951.37
1.809
体积流量/
0.684
1209.6
2 塔径的计算
在塔顶的温度下查表面张力表

在进料板温度下查表面张力表：=17.9mN/m =64.74mN/m

在塔底温度下查表面张力表： =14.3mN/m =58.4mN/m

精馏段液相平均表面张力

提馏段液相平均表面张力

全塔液相平均表面张力

在塔顶的温度下查粘度表

在进料板温度下查粘度表：

在塔底温度下查粘度表：

精馏段液相平均粘度

提馏段液相平均粘度

全塔液相平均粘度

1. 塔径的计算
精馏段的体积流率计算：

图横坐标：

取板间距，板上液层高度

3 塔高的计算
塔的高度可以由下式计算：

--塔顶空间（不包括头盖部分）
--板间距
N---实际板数
S---人孔数
--进料板出板间距
--塔底空间（不包括底盖部分）
已知实际塔板数为N=24块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。
取人孔两板之间的间距，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：

4 塔板结构尺寸的确定
由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。
取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，
查得 堰长
弓形溢流管宽度
弓形降液管面积
降液管面积与塔截面积之比
堰长与塔径之比
降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s
液体在精馏段降液管内的停留时间
符合要求
液体在精馏段降液管内的停留时间
符合要求
5弓形降液管
采用平直堰，堰高
--板上液层深度，一般不宜超过60--70mm
--堰上液流高度
堰上的液流高度可根据Francis公式计算
=
E--液体的收缩系数
--液相的体积流量
--堰长
精馏段
=
由
查手册知 E=1 则
=0.00526×1=0.00526m
=0.06-0.00526=0.0546m
降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm
即=0.0546-0.01=0.0446
同理，对提馏段
=
由
查手册得 E=1.
=0.00337×1=0.0337m
=0.06-0.00337=0.05663m
=0.05663-0.01=0.04663m
6开孔区面积计算
已知=0.12m
进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07m
阀孔总面积可由下式计算

x=
r=
所以
7 筛板的筛孔和开孔率
因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm
筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm
筛孔数目
开孔率 （在5--15%范围内）
气体通过筛孔的气速为
则 精馏段
提馏段

六、筛板的流体力学验算
1塔板压降
2液面落差

七、塔板负荷性能图

1精馏段塔板负荷性能图
1.1漏液线

1.2液沫夹带线

1.3液相负荷下限线
.
1.4液相负荷上限线
1.5液泛线

根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：

精馏A）
在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得
Vs，max= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/s
故操作弹性为Vs，max/Vs，min=2.92
2提馏段塔板负荷性能图
2.1漏液线

=
值，已上式计算

2.2液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0366 how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3
则hf=0.0915+2.395 LS2/3 HT-hf=0.4-0.0915-2.395LS2/3=0.309-2.395 LS2/3

解得VS=0.6455-10.398LS2/3

可作出液沫夹带线2
2.3液相负荷下限线
=
E=1

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。
2.4液相负荷上限线
以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。
2.5液泛线

0.195=0.0821-252.4-1.736
列表计算如下

由此表数据即可做出液泛线5。
根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：

B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得
Vs，max= 1.45m3/s Vs，min= 0.427m3/s
故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 3.40
九、设计结果一览表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提留段
各段平均温度

℃
61.85
83.6
平均流量
气相
VS
m3/s
0.741
0.741
液相
LS
m3/s
0.00073
0.00073
实际塔板数
N
块
17
7
板间距
HT
m
0.3
2.4
塔的有效高度
Z
m
3.9
2.8
塔径
D
m
1.0
1.0
空塔气速
u
m/s
1.749
1.754
塔板液流形式

单流型
单流型
溢
流
装
置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
lw
m
0.528
0.528
堰高
hw
m
0.0546
0.05663
溢流堰宽度
Wd
m
0.109
0.109
底与受液盘距离
ho
m
0.0446
0.04463
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.06
孔径
do
mm
5.0
5.0
孔中心距
t
mm
15.0
15.0
孔数
n
孔
1550
1550
开孔面积

m2
0.532
0.532
筛孔气速
uo
m/s
11.114
13.79
塔板压降
hP
kPa
0.7
0.7
液体在降液管中停留时间
τ
s
14.83
5.59
降液管内清液层高度
Hd
m
0.231
0.197
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.0879
0.0641
负荷上限

液沫夹带控制
液沫夹带控制
负荷下限

负荷下限控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
0.000383
0.000383
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.00027
0.000189
操作弹性

2.92
3.40
塔顶全凝器

500

mm

泵规格
IS50-32-160
十一、参考文献
[1]王志魁.化工原理（第三版） [M].北京：化学工业出版社，2005、1
[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5
[3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8
[4]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[5]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7
[6] 陈敏恒 化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，1989
[7] 姚玉英. 化工原理（下）[M]. 天津：天津科技出版社，1999
[8] 谭天恩 化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，1994
十二、设计小结
精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短两周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。
本次课程设计比上次难难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为过控专业的学生，不仅要学好《化工原理》《化工计算》等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题”，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。
由于是工程上的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。在计算中，精馏段和提留段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。
总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。