化工原理课程设计——精馏塔(丙酮水).docx

化工原理课程设计化工原理课程设计题目90000 吨/年丙酮-水连续精馏塔设计系院材料与化学工程专业*班级*学生姓名*学号*指导教师*职称2023 年 12 月 10 日化工原理设计任务书IV设计题目：丙酮水二元物料板式精馏塔设计条件：常压：p = 1atm处理量：90000 吨/年进料组成： 25%丙酮，75%水质量分率，下同馏出液组成： XD= 0.965釜液组成：馏出液 99%丙酮，釜液 2%丙酮塔顶全凝器泡点回流回流比：R=1.5Rmin 加料状态：q = 1.0单板压降：£ 0.7kpa设计任务：完成该精馏塔的工艺设计包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算。画出带把握点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。摘要利用混合物中各组分挥发力气的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分轻组分不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分别，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进展，属传质过程把握原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶供给液相回流，再沸器从塔底供给气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区分，是在塔两端同时供给纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程供给了传质的必要条件。供给高纯度的回流，使在一样理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分别时，始终能保证确定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品， 而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的 选定、设备的构造设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺当进展并使效率尽可能的提高。本设计是以丙酮水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分别丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮水的精馏问题进展分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数 11 块，回流比为 1.3032,算出塔效率为 0.446， 实际板数为 25 块，进料位置为第 7 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1.2 米，有效塔高 6.6 米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进展了物料衡算，本次设计过程正常，操作适宜。名目第一局部 设计概述1 、设计题目：1二 、工艺条件:1三 、设计内容1四、工艺流程图1其次局部 塔的工艺计算3一、查阅文献，整理有关物性数据3二、全塔物料衡算与操作方程7三、全塔效率的估算7四、实际塔板数8五、精馏塔主题尺寸的计算101 精馏段与提馏段的汽液体积流量102 塔径的计算123 塔高的计算164 塔板构造尺寸确实定165 弓形降液管176 开孔区面积计算187 筛板的筛孔和开孔率18六、筛板的流体力学验算201 塔板压降202 液面落差20七、塔板负荷性能图221 精馏段塔板负荷性能图222 提馏段塔板负荷性能图25八、精馏塔的主要附属设备错误!未定义书签。1. 塔顶全凝器设计计算292. 料液泵设计计算 3 管径计算30九、设计结果一览表29十、符号说明33十一、附图1十二、参考文献4十三. 设计小结化工原理课程设计第一局部 设计概述 、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:生产力气：90000 吨/年料液 年工作日：300 天原料组成：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： R/Rmin=1.5三 、设计内容1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图。、2 工艺参数确实定、根底数据的查取及估算，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。塔顶上升蒸气承受全冷凝后，局部回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜承受间接蒸汽1化工原理课程设计再沸器供热，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，物料在塔内经屡次局部气化与局部冷凝进展精馏分别，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集合后，逐板溢流，最终流入塔底。在每层板上， 回流液体与上升蒸汽相互接触，进展热和质的传递过程。流程示意图如以以下图图 1：精馏装置工艺流程图3其次局部 塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据温度5060708090100水 粘 度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙 酮 粘度 mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160温度5060708090100水 表面67.766.064.362.760.158.4张力丙 酮表19.518.817.716.315.214.3（1） 水和丙酮的性质表 1.水和丙酮的粘度表 2.水和丙酮外表张力面张力表 3.水和丙酮密度温度5060708090100相 对 密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表 4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度 K临界压强 kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50沸点 t/丙酮摩尔数表 5. 丙酮水系统 txy 数据100xy00920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.863化工原理课程设计58.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上数据可作出 t-yx图如下由以上数据作出相平衡 y-x 线图4（2） 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量M=58.08 Kg/kmolA水的摩尔质量MB=18.02 Kg/kmolxW =0 .02 / 58 .080 .02 / 58 .08 + 0 .98 / 18 .02= 0 .00629x=FxD =0.25 / 58.080.25 / 58.08 + 0.75 /18.020.99 / 58.080.99 / 58.08 + 0.01 /18.02= 0.0937= 0.968平均摩尔质量M F=0.0937 ´ 58.08+1-0.0937 ´ 18.02=21.774 kg/kmolM= 0.968´ 58.08+ (1-0.968) ´ 18.02=56.798kg/kmolDM=0.00629´ 58.08+1-0.00629 ´ 18.02=18.272kg/kmolW90000000 /(300 * 24)F =21.774=574.08Kmol/h最小回流比由题设可得泡点进料q=1 则 x=x ，又附图可得 x =0.0937, y =0.749。FeeeRmin=x D-yey-xee= 0.968 - 0.749 = 0.33420.749 - 0.0937确定操作回流比：化工原理课程设计R / R min = 1.5令 R = 1.5R min = 0.5013二、全塔物料衡算与操作方程(1) 全塔物料衡算F = D + W10Fx= DxFD+ WxWD=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h(2) 操作方程精馏段 yn=R R + 1xn+1+D= 0.33Xn+0.64xR + 1y” n + 1 =L + qFWX ” n -XwL + qF - WL + qF - W提馏段：由于泡点进料，所以q=1, =L + FX ” n -WXw代入数据L + F - WL + F - WL = RD = 26.16Kmol / h y” n + 1 = 7.66x” n - 0.042（3） 由图可得当 R=0.5013 时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为0.854,0.915，则：Rmin= 0.968 - 0.915可解得： R=0.8688Rmin+10.968 - 0.854min设 R=1.5Rmin=1.3032则精馏段操作线方程：Ryn = R + 1xn+1+D=0.57Xn+0.42xR + 1利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数NT= 11 块，进料板位置N= 7F三、全塔效率的估算用奥康奈尔法( O ”conenell )对全塔效率进展估算： 依据丙酮水系统 tx(y)图可以查得：t= 56.50 c(塔顶第一块板)xdD= 0.968y1= 0.968x1= 0.95设丙酮为A 物质，水为B 物质所以第一块板上：yA= 0.968xA= 0.95yB= 0.032xB= 0.05可得：a=AB ( D )y/ xAy/ xBA = 1.59Bt= 67.2 0 c(加料板)xfF= 0.0937yF= 0.75假设物质同上： yA= 0.750xA= 0.0937yB= 0.250xB= 0.9063可得：a=AB ( F )y/ xAy/ xBA = 29Bt= 100 0 c (塔底)xwW= 0.00629yW= 0.00627假设物质同上： yA= 0.00627xA= 0.00629yB= 0.99373xB= 0.99371可得：a=AB (W )y/ xAy/ xBA = 0.997B3 1.59´ 29´ 0.997所以全塔平均挥发度： a = 3 a a a=DFW= 3.58精馏段平均温度：T+ TT=DF56.5 + 67.2= 61.850C1查前面物性常数粘度表：61.85220C 时， m= 0.53mPa × sm= 0.51mPa × s水丙酮所以m= åx m= 0.53´ 0.243+ 0.52´ 0.757 = 0.515mPa × s精ii查 61.85 0C 时，丙酮-水的组成y= 0.175x水水= 0.757y丙酮= 0.825x丙酮= 0.243所以E=0.49T (精3.58´ 0.515-0.245 =0.42同理可得：提留段的平均温度T+ TT=BF100 + 67.2= 83.60C查表可得在 83.6 0 C 时E2=0.49T提223.58´ 0.336-0.245 =0.468四、实际塔板数N实际塔板数 P= NTET（1） 精馏段： NR=6=14.3，取整 15 块，考虑安全系数加一块为 15 块。0.42（2） 提馏段： N=S (提40.468=8.55 ，取整 9 块，考虑安全系数加一块，为 9 块。故进料板为第 16 块，实际总板数为 25 块。全塔总效率：E= NT -1=0.42TNP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=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85摩尔质量/ kg / kmol温度/MLf=20.22Mvf=43.4667.20MLf=56.79Mvl=56.0856.70表 6. 精馏段的数据位置进料板塔顶(第一块板)xf=0.09370y1=xD=0.9680摩尔分数yf=0.7500x1=0.9500在平均温度下查得rH2O= 971.1kg / m3 , rCH CH OH= 735kg / m332液相平均密度为：1rLm = aar1 + r212其中，1=0.15802=0.8420所以，lm =852.35 kg / m3精馏段的液相负荷 L=RD=1.3032*52.18=68kmol/hLn=LM/lm=68×39.29/852.35=3.13 m3 / h由PV = nRT = m RTPM = m RT = r RTMV所以r = PM RT精馏段塔顶压强PD= 101.3KPa假设取单板压降为 0.7,则进料板压强 PF= P+ 0.7 ´15 = 111.825KPDa气相平均压强 Pm= 101.325 +111.825 = 106.5752气相平均摩尔质量 MVm= 56.79 + 43.422= 50.105kg / kmol气相平均密度r=vmP ´ MmvmRTm106.575 ´ 50.105= 1.92kg / m38.314 ´ 335.1汽相负荷 V=R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/hV= VM vm nr= 120.18 ´ 50.1051.92= 3136.26M 3 / hvm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/ kg / kmol50.10539.29平均密度/ kg / m31.92852.35体积流量/ m3 / h3136.263.13提馏段的汽液体积流量QnL=Qn,L+Qn,FQnL=68+574.08=642.08Kmol/h QnV=Qn,VQnV=(R+1)Qn,D=120.18Kmol/h整理提馏段的数据列于表 8，承受与精馏段一样的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表 9。表 8 提馏段的数据位置摩尔分数塔釜Xw=0.00629进料板Xf=0.0937Y =0.00627wY =0.750摩尔 质 量 Mlv =20.77fMLf=20.22/ kg / kmolMl =18.272vMvf=43.46温度/10067.2表 9 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/ kg / kmol19.1230.846平均密度/ kg / m3951.371.809体积流量/ m3 / h12.920492 塔径的计算在塔顶的温度下查外表张力表s= 19.0mN / ms= 66.595mN / m12s= 0.968 ´19 + (1 - 0.968) ´ 66.595 = 20.523mN / mmD在进料板温度下查外表张力表：s1=17.9mN/ms2=64.74mN/ms= 0.0937 ´17.9 + (1- 0.0937) ´ 64.74 = 60.35mN / mmF在塔底温度下查外表张力表： s1=14.3mN/ms2=58.4mN/ms= 0.00629 ´14.3 + (1- 0.00629) ´ 58.4 = 58.12mN / mmW精馏段液相平均外表张力s” =m20.523 + 60.352= 40.4373mN / m提馏段液相平均外表张力s“ =m60.35 + 58.122= 59.24mN / m全塔液相平均外表张力s = 20.523 + 60.35 + 58.123= 46.331mN / m12在塔顶的温度下查粘度表m= 0.24mP × s m = 0.51mPa × slg mmD= 0.968 ´ lg 0.24 + (1- 0.968) ´ lg 0.51 = -0.610m= 0.245mP × smD12在进料板温度下查粘度表： m= 0.23mP × s m= 0.46mPa × smflg m= 0.0937 ´ lg 0.23 + (1- 0.0937) ´ lg 0.46 = -0.367mwm= 0.431mP × s在塔底温度下查粘度表： m1 = 0.160mP × s m 2 = 0.249mPa × slgmmw = 0.00629´lg0.160+ (1- 0.00629)´lg0.249= -0.607m mw= 0.249mP × s精馏段液相平均粘度m” =m0.431+ 0.2452= 0.338mPa × s提馏段液相平均粘度m“m= 0.431 + 0.2492= 0.339mPa × s全塔液相平均粘度1. 塔径的计算m = 0.245 + 0.431 + 0.2493= 0.308mPa × s精馏段的体积流率计算：V=VMvms3600rLML120.18 ´ 50.1053600 ´1.9268 ´ 38.1485= 0.87m2 / sL=Mlm S3600rrL- rrVVLM= 3600 ´ 852.349= 0.00087m3 / sU= Cmax提留段：Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s(史密斯关联图)图横坐标：rL10.00087852.349 1Vs ( r L ) 2 =sV0.87´ (1.92) 2 = 0.023LVs (L )=r120.00360.569´ (951.371.809)= 0.1451sr2V提留段：取板间距 H= 0.3 ，板上液层高度h= 0.06mTLH- h= 0.3 - 0.06 = 0.24mTLC= 0.05220G40.4373提留段：C20=0.04：查附图：C = C852.349 - 1.921.9220´ (L )0.2 = 0.052 ´ ( 20)0.220= 0.05986表观空塔气速：Umax= 0.05986= 1.259m / sUmax=1.138 m/s估算塔径：U ” = (0.6 - 0.8)Umax化工原理课程设计塔截面积：D ” =» 1.2mV 4p U ”sp提留段：D=1.03MA=´1.22T4= 1.1304m2At=0.83m2=V0.87T实际塔气速：Us= 0.77m / s精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：A1.1304U=0.69m/s提留段有效高度为：Z= (N精精Z= (N提提-1)HT-1)HT= (15 - 1)´ 0.3 = 4.2m= (9 -1)´ 0.3 = 2.4m在进料板上方开一小孔，其高度为 0.8m，故精馏塔的有效高度为：3.溢流装置的计算堰长lZ = Z+ Z精提+ 0.8 = 7.4mww溢流堰高度hw可取l =0.66D=0.66×1.2=0.792mLw=0.6798m由h = hwL- h ，选用平直堰，堰上液层高度： hwow2.48æ 3600 ´ 0.00087 ö 232.84æ Lè= 1000 Eç Lnwö23÷ø取用 E=1，则h=´1´ ç÷= 0.0062mow1000è0.792øHow=0.0177mw取液上清液层高度h= 0.06 - 0.0062 = 0.0538mHw=0.043m弓形降液管宽度Wd和截面积 At由l/ D = 0.66 ，查图 5-7附图得wtA= 0.0762; Wd = 0.136TADWd=0.141Af=0.063提留段：q = 5.25s用阅历公式：W= 0.136 ´1.2 = 0.1632m; Adf14= 0.0762´1.1304 = 0.086m2化工原理课程设计15q =故降液管设计合理。3600A HfTLh= 3600 ´ 0.086 ´ 0.3 0.00087 ´ 3600= 29.7s > 5s降液管底隙高度h0比h 低 10mm，则：wh = h0w0.01=0.05380.01=0.0438m应选用凹形受液盘，深度h” = 50mmw塔板布置塔板的分块由于 D800mm，故塔板承受分块式，查表 5-3 得：塔板分 3 块。边缘区宽度确定取W= W ” = 0.070m,W= 0.035mssL开孔区面积 Aar 2 - x 2æp r 2x ö÷A= 2ç xaè+ arcsinr180øx = D - DW = 1.2 - (0.1632 + 0.07)= 0.3668m22其中，D1.2r = W2Læ=- 0.035 = 0.565m20.5652 - 0.36682p ´ 0.56520.3668 öA= 2 ´ ç 0.3668 ´aè+180arcsin0.565÷ = 0.765m2ø筛孔计算及其排列选用=3mm 碳钢筛孔直径板，取筛孔直径d =5mm0筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 d =5mm01158000 ´ 0.765筛孔数目：n = 1158000 Aa/ t 2 =152= 3937个(开孔率：j = 0.907 d t)2æ 0.005 ö2= 0.907 ´ ç÷= 10.1%0.015èø气体通过阀孔的气速为：U= VS0A0= 0.87 /(0.101´ 0.765)= 11.26m / s3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z = HP+ (N - 2 - S )HT+ SHT+ H+ HFWH -塔顶空间不包括头盖局部PH-板间距TN-实际板数S-人孔数H -进料板出板间距FH-塔底空间不包括底盖局部w实际塔板数为 N=23 块，板间距 HT=0.3 由于料液较清洁，无需常常清洗， 可取每隔 8 块板设一个人孔，由于板数较少，所以可以无视人工开孔数。T取人孔两板之间的间距 H= 0.6m ，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度H= 0.8m ，那么，全塔高度：FZ = 17.1m4 塔板构造尺寸确实定C由于塔径大于 800mm，所以承受单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度 W =35mm，破沫区宽度W= 70mm ，S查得 堰长檐长Lw= 792mm弓形溢流管宽度Wd弓形降液管面积A= 163mm= 0.09m2f降液管面积与塔截面积之比A f = 7.62%AT堰长与塔径之比LW = 0.660D降液管的体积与液相流量之比t ，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A· Ht =fT= 0.086 ´ 0.3= 31s > 5s符合要求L0.00087ST液体在精馏段降液管内的停留时间A· Ht =fT= 0.063 ´ 0.3= 5.25S > 5S符合要求L0.0036ST5 弓形降液管承受平直堰，堰高hw= h - h1owh-板上液层深度，一般不宜超过 60-70mmLh-堰上液流高度ow堰上的液流高度可依据 Francis 公式计算L2h= 0.00284E(s ) 3owLwE-液体的收缩系数L -液相的体积流量SL -堰长w精馏段h= 0.00284E( 3600 ´ 0.00087 ) 2= 0.0071E3ow由LW = 0.660.792L s= 3600 ´ 0.00087 = 5.6D(Lw) 2.50.7922.5查手册知 E=1则h=0.0071×1=0.0071mowh=0.06-0.0071=0.0529mw降液管底部离塔板距离h0,考虑液封，取h0比h 小 15mmw即h =0.0529-0.015=0.03790同理，对提馏段h= 0.00284E(ow12.92 3)0.6798= 0.0202E由LW = 0.66D查手册得 E=1.h=0.0202×1=0.0202mowh =0.06-0.0202=0.0398mwh =0.0398-0.01=0.0298m06 开孔区面积计算Wd=0.12m进取无效边缘区宽度 Wc阀孔总面积可由下式计算=0.035m破沫区宽度 Ws=0.07mr 2 - x2épx ùA= 2êx+ r 2 arcsin()ú提留段：x=0.304maë1800rûx= D - (W2sr= D - W+ W ) = 0.5 - (0.07 + 0.163) = 0.3668md= 0.6 - 0.035 = 0.565mR=0.48mAa=0.542m2/s2c所以0.5652 - 0.36682ép0.3668 ùAa = 2 ´ êë0.3668 ´+1800´ 0.5652 ´ arcsin(0.565)úû= 0.765m 27 筛板的筛孔和开孔率因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用d = 3mm 碳钢板，取筛空直径 d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 ´ 5=15mm筛孔数目 n =1158000 Aat 2= (1158000 ) ´ 0.765 = 3937提留段;N=2789 个j= 10.1%152开孔率 j = 0.907 =0.907= 10.07%在 5-15%范围内(t / d )232V气体通过筛孔的气速为 u=s0j Aa则 精馏段 u=0J0.870.1007 ´ 0.7650.353= 11.29m / s提馏段 uoT= 0.1007 ´ 0.962= 10.39m / s六、筛板的流体力学验算1 塔板压降干板阻