化工原理课程设计丙酮和水.pdf

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1、（一）设计任务拟建立一套连续板式精储塔分离丙酮-水溶液，进料中含丙酮50%（质量分数）。设 计要求废丙酮溶媒的处理量为12万吨/年,塔底废水中丙酮含量不高于6%（质量分 数）。要求产品丙酮的含量为99%（质量分数）。（二）操作条件1）塔顶压力4kPa（表压）2）进料热状态自选3）回流比自选4）塔底加热蒸气的压力为0.5Mpa（表压）5）单板压降0 0.7 kPa（三）塔板类型自选（四）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。（五）设计说明书的内容(1)流程和工艺条件的确定和说明(2)操作条件和基础数据(3)精储塔的物料衡算；塔板数的确定；(5)精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(

2、6)精储塔的塔体工艺尺寸计算；(7)塔板主要工艺尺寸的计算；(8)塔板的流体力学验算；(9)塔板负荷性能图；(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取(进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等)(11)塔板主要结构参数表(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。2.设计图纸要求：(1)绘制生产工艺流程图(A3号图纸)；(2)绘制精储塔设计条件图(A3号图纸)1.设计方案简介.11.1设计方案的确定.11.2操作条件和基础数据.12.精储塔的物料衡算.12.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.12.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .12.3物料衡算.23.塔板数的确定.23.1理论板层数

3、M的求取.23.1.1求最小回流比及操作回流比.23.1.2求精储塔的气、液相负荷.33.1.3求操作线方程.33.1.4图解法求理论板层数.33.2塔板效率的求取3.3实际板层数的求取.54.精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算.51.1操作压力计算.51.2操作温度计算.51.3平均摩尔质量的计算.51.4平均密度的计算.61.4.1气相平均密度计算.61.4.2液相平均密度计算.61.5液体平均表面张力计算 .71.6液体平均黏度计算 .75.精储塔的塔体工艺尺寸计算 .85.1塔径的计算.8.8.96.塔板主要工艺尺寸的计算.106.1溢流装置计算.10lw .106.1.1溢流堰高度

4、hw .116.1.2弓形降液管宽度W和截面积A.116.1.3降液管底隙高度ho.116.2塔板布置.12.12.12.12.127.筛板的流体力学验算.137.1塔板降.13hc计算.13hi计算.13ho计算137.2液面落差.137.3液沫夹带.147.4漏液.147.5液泛.148.塔板负荷性能图.158.1漏液线.158.2液沫夹带线.158.3液相负荷下限线.168.4液相负荷上限线.178.5液泛线.179.主要接管尺寸计算.199.1蒸汽出口管的管径计算.199.2回流液管的管径计算.199.3进料液管的管径计算.199.4釜液排出管的管径计算.1910.塔板主要结构参数表.

5、20参考文献.231.设计方案简介1.1设计方案的确定本设计任务为分离丙酮一水混合物提纯丙酮，采用连续精储塔提纯流程。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储塔内。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 流比的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操作条件和基础数据进料中丙酮含量（质量分数）产品中丙酮含量（质量分数）塔釜中丙酮含量wF=0.50;wD=0.99;wW=0.06;（质量分F=120000数）处理能力塔顶操作压力4 kPa（表

6、压）进料热状况泡点进料；单板压降塔底加热蒸汽的压力0.7kPa；0.5Mpa（表压）2.精储塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量MA=58.08 kg/kmol水的摩尔质量B=18.02 kg/kmol0.50/58.08=0.237XF=-0.50/58.08 0.50/18.02XD=0.99/58.08=0.9680.99/58.08 0.01/18.020.06/58.08XW=-=0.0190.06/58.08 0.94/18.022.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.23758.08(1 0.237)18.0227.51 kg/kmolMD

7、=0.96858.08(10.968)18.02 56.80 kg/kmolMW=0.0658.08(1 0.06)18.0218.78 kg/kmol2.3物料衡算每年300天,每天工作24小时，其处理能力为120000吨/年l 120000 103/(300 24)F=小八厂“27.51-605.84 kmol/h总物料衡算605.84=D+W乙醇的物料衡算605.840.237=0.968D+0.019WW=466.67kmol/h3.塔板数的确定3.1理论板层数NT的求取3.1.1求最小回流比及操作回流比丙酮-水是非理想物系，先根据丙酮-水平衡数据（见下表1）,绘出平衡线,如下图所示。

8、丙酮一水系统txy数据内酮摩尔数沸点t/cx1000y0920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511采用截距法求最小回流比。在上图对角线上，自点b(0.237,0.237)作垂线bf即为q线，由a点(0.968,0.968)出发作平衡线的切线的交点坐标为：,yq=0.613,xq=0.23

9、7,求得最小回流比为：0.968 0.613Rmin-0.9440.613-0.237R=1.5Rmin=1.5 0.944=1.423.1.2求精储塔的气、液相负荷L RD 1.42 139.17 197.62kmol/h(R 1)D(1.42 1)139.17 336.79kmol/h.，L L F 197.62 605.84 803.46kmol/hV V 336.79kmol/h3.1.3求操作线方程精储段操作线方程为LD197.62139.17yx xD-x -0.968 0.587x 0.40VV336.79336.79提储段操作线方程为LW803.46466.67yx xW -x

10、-0.019 2.386x 0.0263V V336.79336.793.1.4图解法求理论板层数（采用图解法求理论板层数，结果见上图，求解结果为总理论塔板数NT=15（包括再沸器）进料板位置NF=143.2塔板效率的求取操作温度计算:xD0.968由乙醇一水的气液两相平衡图可查得组成分别为XF 0.237的泡点温度:xW 0.019由乙醇一水的气液两相平衡图可查得:塔顶和塔釜的气液两相组成为:塔顶：xA0.968NA0.974塔釜：xA0.019yA0.410顶1.24查化工物性算图手册得:底35.88则塔内相对挥发度：m晨1.24 35.88全塔液体平均粘度的计算：液相平均粘度的计算，即l

11、gLmxg塔顶液相平均粘度的计算由tD56.75 C,查手册得：解出LDm0.24mPas塔底液相平均粘度的计算由tw86.95 C,查手册得：解出Lwm0.39mPa s则全塔液相平均粘度为m Lm6.67 0.315 2.10mP s6.67i查奥康内尔(oconnell)关联图得：E。38%因为筛板塔全塔效率相对值为1.1,故精储塔的全塔效率为3.3实际板层数的求取精储段实际板层数N精13/0.418 31提储段实际板层数N提2/0.418 54.精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力PD101.3 4 105.3kpa每层塔板压降0.7kPa进料板压力PF1

12、05.3 0.7 31 127kpa(105.3 127)/2 116.15kpa精储段平均压力4.2操作温度计算丙酮-水溶7的tx-y图由丙酮-水溶液的tx-y图查得泡点温度(近似看作是操作温度)为:塔顶温度tD 56.75 C进料板温度tF61.85C精微段平均温度为：tm（56.75 61.85）/2 593c4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XDyi0.968,查平衡曲线（x-y图），得进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（x-y图），得查平衡曲线（x-y图），得精微段平均摩尔质量4.4平均密度的计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Mm-116.15 49

13、.31Vm2.07kg/m3RTm 8.314(59.3 273.15)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的计算由tD56.75 C,查手册得进料板液相平均密度的计算由tF61.85 C,查手册得进料板液相的质量分率精储段液相平均密度为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的计算由tD56.75 C,查手册得进料板液相平均表面张力的计算由tF61.85 C,查手册得精储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的计算由tD56.75 C,查手册得：进料板液相平均粘度的计算由tF61

14、.85 C,查手册得:解出LWm 0.44mPa s精储段液相平均粘度为5.精储塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算5.1.1精储段塔径的计算精储段的气、液相体积流率为VsVMVm336.79 49.312.2333600Vm 3600 2.07LsLMLm197.62 38.090.0025n3/s3600Lm3600.843.93umax式中C由式C C20计算，式中C2O由图（史密斯关系图）查20标为 取板间距HT0.40m,板上液层高度hL 0.06m,则0.2查图（史密斯关系图）得C200.070取安全系数为0.7,则空塔气速为u S7umax 67 1.574 1.102m/sD按

15、标准塔径圆整后为4 2.231.606m3.14 1.102D=1.2m塔截面积为2ATD243.141.82.54m24实际空塔气速为Vs2.23 u -0.88m/sAT2.544.7精储塔有效高度的计算精储段有效高度为(N精1)HT(31 1)0.40 12m提储段有效高度为Z提(N提1)HT(5 1)0.4 1.6m故精储塔的有效高度为4.8精微塔的高度计算实际塔板数n 33块；进料板数nF1块；由于该设计中板式塔的塔径D 1000mm,为安装、检修的需要，选取每6层塔板设置一个人孔，故人孔数np；6进料板处板间距HF0.5m；设人孔处的板间距H 0.6m；p为利于出塔气体夹带的液滴沉

16、降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距HD1.7HT 1.7 0.40 0.68m；塔底空间高度HB1.2m封头高度H1375mm；裙座高度H2 1000mm0故精储塔的总高度为18.93m6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算 因为塔径D 1.8m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lW 0.66D 0.66 1.8 1.19m6.1.2溢流堰高度hw由hwhLhOW选用平直堰，土!上液层高度hoM下式计算，即近似取E=1,则2.32.84Lh2.84howE1000lw1000取板上清液层高度hL 60mm故hwhLhow0.06 0.

17、011园0.66D查图（弓形降液管的参数）0.0025 36001-1.190.049m2 30.011mAf0.072AT0.072 2.54 0.183m2Wd 0.12D 0.12 1.8 0.216m依式3600AfH验算液体在降液管中停留的时间，即LhT故降液管设计合理。6.1.4降液管底隙高度ho取u0 0.08m/sh0Lh36001WUO.0025 36003600 1.19 0.080则0.026m/故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hW50mm6.2塔板布置6.2.1塔板的分块因为D 1800mm,故塔板采用分块式。查表（塔板分块数），D 1800mm,则塔板分

18、为5块。6.2.2边缘区宽度确定取Ws Wss s0.07m,Wc0.035mc6.2.3开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即D其中x(WdWs)218(0.216 0.07)0.614m22故Aa2 gw0.6142r-sin1就)而6.2.4筛孔计算及其排列本次所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm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1.155Aa1.155 0.835t224143个0.0152开孔率为气体通过阀孔的气速为Vs2.23U11.44m/s0从1.19 0.1017.筛板的流体力学验算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，

19、即d05mm。由do/5/3 1.67,查图(干筛孔的流量系数)得，C00.7722一11 442 23、一故 人0.051-0.029m披柱0.772843.971.1.2气体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力hi由下式计算，即查图(充气系数关联图)得：0.61故hihL(hwhow)0.61(0.49 0.011)0.037m液柱1.1.3液体表面张力的阻力h。计算液体表面张力所产生的阻力h。由下式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为P hp Lg 0.070 893.93 9.81 579.53Pa 0.7kPa(设计允许值)7.2液面落差

20、对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径(D 1.8m 2m)和液流量(Ls0.0025m/s)均不大，故可以忽略液面落差的影响。37.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即0.9465.7 1063.20.0095kg液/kg气0.1kg液/kg气42.33 1030.40 0.15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u0,min可由下式计算，即实际孔速u0 11.44m/s u0,min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应服从下式的关系，即乙醇一水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取0.6，而Hdhp儿hd板上

21、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UO,min4.4COV(0.0056 0.13hLh)L/V则2 3Vs,min4.4CoAa0.0056 0.13 hw2.84 LhEhhL V1000lw4.4 0.772 0.101 1.932 33600 Ls0.0056 0.13 0.0491-s0.0041 843.93 2.2310001.192 84整理得Vs,min0.662 J2.97829.14Ls23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20.00060.00150.00200.00251.181

22、1.2131.2281.241由上表数据即可作出漏液线1。8.2液沫夹带线以eV 0.1kg液/kg气为限，求MLs关系如下:3.2由eLTH hf故hf0.123 1.475Ls23整理得Vs5.16 27.45Ls23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30.00060.00150.00200.00254.9654.8004.7244.654由上表数据即可作出液沫夹带线28.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。则取E 1,则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。8.4液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停

23、留时间的下限，由下式可得，即Ls,maxAH40.183 0.40430.0183m/s4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线8.5液泛线令Hd(HT hw)由Hdhp儿hd;hphchlh;7;人即 小联立得HT(1)hW(1)hoWhchdh忽略h,将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得0.051式中a-2A0c0将有关的数据代入，得0.051-22.23843.930.00600.101 1.93 0.772故0.006Vs0.1905 159.83Ls20.956Ls2222 323或Vs31.75 2663833Ls159.33Ls在操作范围内，任取

24、几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4表40.00065.5320.00155.4410.00205.3960.00255.352由上表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，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。由图可看出，该筛板的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.主要接管尺寸计算由于塔顶操作压力为4kpa,故选取uv15.00m/s,则圆整直径为dv360 5mm1.2回流液管的管径计算冷凝器安装在塔顶，故选取uD 0.35m/s,则圆整直径为dD 89 5mm1.3进料液管的管径计算由于料液是由泵输

25、送的，故选取uF2.00m/s；进料管中料液的体积流量dF4FUF4 0.0035,3,14 2.000.047m圆整直径为dF 48 4mm1.4釜液排出管的管径计算釜液流出速度一般范围为0.50 1.00m/s,故选取UW 0.80m/s；塔底平均摩尔质量计算由X2Xw0.019,得：MLwm0.019 58.08(1 0.019)18.02 18.78kg/kmol10.塔板主要结构参数表所设计筛板的主要结果汇总于表5。表5筛板塔设计计算结果参数表序号项目数值1平均温度tm,C59.32平均压力Pm,kPa116.153气相流量M,(m/s)2.234液相流量Ls,(m3/s)0.002

26、55实际塔板数366肩效段高度Z,m13.67塔径D,m1.808板间距Hr,m0.409溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长lW,m1.1912堰rH hw,m0.04913板上液层高度hL,m0.0614堰上液层局度代叫m0.01115降液管底隙高度h。，m0.02616安定区宽度W,m0.0717边缘区宽度W,m0.03518开孔区间积Aa,m1.9319筛孔直径do,m0.00520筛孔数目n414321孔中心距t,m0.01522开扎率小，0.10123空塔气速，m/s1.10224筛孔气速，m/s11.4425稳定系数1.8026每层塔板压降P,Pa579.5327负荷上限液泛

27、控制28负荷卜限液沫夹带ev,（kg液/kg气）液沫火带拴制29气相负荷上限V max,nm/s4.2930气相负荷卜限VS,min,m/s1.2131操作弹性3.5511.设计过程的评述和有关问题的讨论11.1筛板塔的特性讨论筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有: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%fc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，即是：小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液；操作弹性相对较小。本次设计中的物系是丙酮一水体系，故选用筛板塔。11.2进料热状况的选取

28、本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季 节气温的影响。12.3回流比的选取一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.12.0倍。本次设计中，由于最小回流比比不是很大，故选用R 1.5Rmin o13.4理论塔板数的确定理论塔板数的确定有多种方法，本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板 数。利用求得的精储段操作线、提储段操作线及q线，在操作线和平衡线间画梯 级得出理论塔板数，由此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到的理论塔板 数为15块，进料板是第14块。11.5操作温度的求解本次设计中，为计算方便，用精储段平均温度作为其操作温度。11.6溢流方式的选择本次设计

29、中，由于塔径为1.8 m不超过2.0 m,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筛板的流体力学验算结果讨论本次设计中，气体通过每层塔板的压降：P 579.53Pa 0.7kPa;液面落差忽略(塔径及液流量均不大)；液沫夹带：e 0.0095kg液/kg气0.1 kg液/kg气；稳定系数：K 1.80，且1.5 K 2降液管内液层高度：0.131m Hd(HThW)0.27m综上数据表明，本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、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的数据计算得出的塔板负荷性能图中A点为本次设计中精储塔的操作点。由图中可看出，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的大小有关。参考文献1杨祖荣，刘丽英，刘伟 化工原理（第二版）北京：化学工业出版社，20092刘光启，马连湘，邢志有化工物性算图手册北京：化学工业出版社，20023程能林 溶剂手册（第三版）北京：化学工业出版社，20024贾绍义，柴诚敬 化工原理课程设计 天津：天津大学出版社，2002.85林大钧，于传浩，杨静 化工制图 北京：高等教育出版社，2007.86板式精储塔的设计，太原理工大学化工学院：化工教研室