年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计2012【完整版】.doc

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1、年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计2012【完整版】(文档可以直接使用，也可根据实际需要修订后使用,可编辑放心下载）河南科技学院化工原理课程设计题 目 50000吨/年丙酮-水连续精馏塔设计 学. 院 化学与化工系 专 业 班 级 姓 名 学 号 指导老师 年 月 日1 化工原理课程设计任务书1.1设计题目 浮阀连续精馏塔及其主要附属设备设计 1.2工艺条件；生产能力：50000吨/年料液 年工作日：300天；摩尔分率，下同；操作压力：塔顶压强为常压；进料状况：泡点；回流比：自选 2 工艺参数确实定；2.1 根底数据的查取及估算2.1.1 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数水的摩尔质量：丙酮的摩尔

2、质量：；XW =2%;XF =25%;XD =99% 2.1.2 平均摩尔质量：MF=0.2558.08+0.7518.02=28.035kg/kmolM= 0.9958.08+ 0.01 18.02=57.679kg/kmolM=0.0258.08+0.9818.02=18.821kg/kmol2.1.3 物料计算: 原料液处理量：F=50000000/(7200*28.035)=247.71Kmol/h2.1.4 操作温度的计算根据化工原理附录丙酮水溶液的汽液相平衡数据，制图有:x 液相中丙酮的摩尔分数% x 液相中丙酮的摩尔分数%t 温度图 3.1 丙酮-水溶液的汽液相平衡图(液相)根据

3、图 3.1 读取数据有：TF =62.05; TD =57.5;T =88.5 精馏段平均温度：；提馏段平均温度: ；塔平均温度： 2.1.5 平均密度的计算: 混合液密度： :质量分率 混合气体密度： :为平均相对分子质量精馏段： ；液相组成:,x1=0.4 汽相组成:,所以:提馏段：；液相组成:，汽相组成:, 所以： 求在与下的丙酮和水的密度: :；， ；:， 精馏段液相密度： ,解得：；汽相密度： 提馏段密度: ,解得： 汽相密度： 2.1.6 平均外表张力的计算液相平均外表张力依下式计算，即： 精馏段：由前面计算有：,此时查物系数据表可知：， ， 提馏段：由前面计算有：,此时查物系数据

4、表可知：， ，2.1.7 水和丙酮平均相对挥发度的计算两组分正常沸点温度：根据公式：得:2.1.8 R的估算2.1.8.1 根据丙酮水气液平衡表，作图:Y汽相中丙酮的摩尔分数% X 液相中丙酮的摩尔分数% 图 1.2 R的估算图 2.1.8.2 求最小回流比Rmin和操作回流比 因为丙酮水物系的曲线是不正常的平衡曲线,所以最小回流比的求法是由点D(,) 即：D(0.99,0.99，向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求，见图1.2 作图可知 b=0.48 b=0.48 Rmin =1.0625。由工艺条件决定 R=1.5R,故取操作回流比 R=1.5942.2 物料及热量衡算2.2.1 塔顶冷

5、凝器的热量衡算 目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。2.2.1.1 热量衡算式如图3.3所示，根据热量衡算式，有： QLQD图3.3 冷凝器热量恒算示意图式中 塔顶蒸气带入系统的热量；回流液带出系统的热量；馏出液带出系统的热量；冷凝水带出系统的热量。2.2.1.2 基准态的选择以101.3kPa、的丙酮和水为基准态，那么： QLQD02.2.1.3 各股物流热量的计算查的丙酮与水在正常沸点下的汽化焓分别为：VHm丙酮Tb=30.38J/mol ，VHm水Tb=40.69J/mol正常沸点分别为： Tb丙酮329.35K Tb水373.15K计算丙酮和水在56.55的汽化焓：式中

6、比照温度； TC临界温度。查的苯和甲苯的临界温度分别为：TC丙酮508.1K TC水647.4K对于丙酮： 对于水： 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：30.536VkJ/h=77.12DkJ/h2.2.1.4 冷却水的用量,设冷却水的流量为qm，那么：qmCp(t2t1)：t130 t245,以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在37.5时的比热容为：Cpm4.175kJ/(kg.)2.2.2 全塔的热量衡算目的：确定再沸器的蒸汽用量。如图2.4所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。QFQbQDQLQbQS图2.4 全塔热量恒算示意图2.2

7、.2.1 热量衡算式:根据热量衡算式，可得：设定:QL5%QS0.05QS式中 进料带入系统的热量； 加热蒸汽带入系统的热量； 馏出液带出系统的热量；釜残液带出系统的热量； 冷却水带出系统的热量；热损失。2.2.2.2 各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：TF =62.05; TD =57.5;T =88.52.2.2.3 基准态的选择:以101.3kPa、57.5的液态丙酮和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，那么：QD=02.2.2.4,由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物流的热量。据：CpmabTcT2dT3查得丙酮a=13.9

8、62;b=226.467103;c=746.719106 ; d207.552109水 a=30.204 b=9.933103 c=1.117106 故丙酮的比热容为：水的比热容为：，由此可求得进料与釜残液的热量分别为：将以上结果代入到热量衡算式中：0.95QS01941.37b77.81D解得：QS2680.56b+81.9D-1568193.42kJ/h热损失为：QL0.05QS2.2.2.5 加热蒸汽的用量:设加热蒸汽的用量为,那么：QVr查得该压力下蒸汽的汽化热为r2113kJ/kg求得再沸器的加热蒸汽用量2.2.2.6 物料恒算建立方程组:， 即：，得：进一步得：;由前所算，冷却水的

9、用量：2.3 塔板数确实定及全塔效率的计算已算得结果有：R=1.594那么精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：Y汽相中丙酮的摩尔分数%X 液相中丙酮的摩尔分数% 图 3.5 理论塔板数图解法示意图作图得：总的理论塔板数为15块包括再沸器，第12块理论塔板为进料板，精馏段有11块板，提馏段有4块板。根据，奥康内尔法：在常压下，查表得：， 塔顶塔底的平均温度为：,此时 前面算得，有：得：所以有：,即26块;,即7块全塔实际塔板数：块实际全塔效率：3 主要设备的工艺尺寸计算3.1 塔径的初步设计精馏段的汽液相体积流速为：由 得取板间距，板上液层的高度，那么 查史密斯关联图可知：；取平安系数为0.7，

10、那么空塔气速为：按标准塔径园整后为：；塔截面积为：实际空塔气速：提馏段：因为设计为泡点进料，所以；提馏段的汽液相体积流速为： 由 ； 取板间距，板上液层的高度，那么 查史密斯关联图可知：取平安系数为0.7，那么空塔气速为：按标准塔径园整后为：塔截面积为：实际空塔气速：3.2塔板主要工艺尺寸的计算3.2.1 溢流装置计算，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。3.2.1.1堰长，取.2溢流堰高度，选用平直堰，堰上液层高度:弗兰西斯公式近似取,那么精馏段：；提馏段：；都在0.040.05范围内，合理3.2.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由,查表得： ,即：停留时间：精馏段：提馏段：都大于

11、5秒，故合理3.2.1.4 降液管底隙高度精馏段：取，为了防止液泛，故应选取，故合理精馏段取，圆整，选取，故合理。选用凹型受液盘，深度3.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列3.2.2.1 塔板分布设计塔径，采用分块式塔板，分为三块以便通过人孔装拆塔板。3.2.2.2 浮阀数目取阀孔动能因子，精馏段：孔速每层塔板上的浮阀数目为个提馏段：孔速每层塔板上的浮阀数目为个因为精提馏段塔径D都为1米，且精提馏段浮阀孔数目相差不大故取N=211个理论3.2.2.3 塔板布置取边缘区宽度： 破沫区宽度：计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距那么排间距有：考虑到采用分

12、块式塔板，且各块的支撑与衔接也要占去一局部鼓泡面积，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图。排得阀孔数110个。按重新核算孔速及阀孔功能因素精馏段：,在912之间，符合要求，塔板开孔率同理提馏段：,在912之间，符合要求，塔板开孔率；开孔率都在10%14%，故符合要求4 流体力学计算4.1 气相通过浮阀塔板的压力降 由下式:4.1.1 精馏段：干板阻力 因，所以 塔板上充气液层阻力，取充气系数：=0.5,有=0.50.05=0.025故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.0413+0.025=0.07m单板压降 =0.07848.639.8=551.49(0.7K,合设计要求)4.1

13、.2 提馏段：干板阻力 因，所以 塔板上充气液层阻力，取充气系数：=0.5,有=0.50.06=0.03浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.029+0.032=0.061m单板压降=0.061937.459.8=560.41(0.7K,符合要求)4.2 淹塔：液层高度符合，其中 4.2.1 精馏段：由前计算知 =0.07m,按下式计算=0.153=0.153=0.000347m；板上液层高度 =0.05m,得：降液管内液层高度：=0.07+0.05+0.000347=0.12m取=0.5,板间距今为0.40m,=0.04354m,有=0.5(0.40+0.04354)=0.222m由此可见：

14、，符合要求。4.2.2 提馏段：=0.061m, =0.153=0.153=0.002m板上液层高度 =0.06m,得：降液管内液层高度：=0.061+0.06+0.002=0.123m取=0.5,板间距为0.40m,=0.0405m,有=0.5(0.40+0.0405)=0.22025m由此可见：，符合要求。4.3 雾沫夹带 4.3.1 精馏段：由下式可知 0.1kg液/kg气 =0.1kg 泛点率=100%；=D2=1.020.124=0.752=2=0.78520.0567=0.6716式中 板上液体流经长度，m;板上液流面积，；泛点负荷系数，取0.10;K特性系数，取1.0.泛点率=

15、63.32%(80%,符合要求)或泛点率= 68.40%(80%,符合要求)4.3.2 提馏段：0.1kg液/kg气=0.1kg液/kg气泛点率= = 58.49% (80%,符合要求)5 塔板负荷性能图5.1 物沫夹带线按泛点率=100%=78%计算精馏段：=78%将上式整理得：提馏段：=78%将上式整理得：5.2 液泛线精馏段，整理得：提馏段，整理得：5.3 液相负荷上限线：35,以为上限5.4 漏液线F1型：取,那么精馏段：；提馏段：5.5 液相负荷下限线取为下限，有：5.6 负荷性能图(1)p(5)(4)(2)图 5.1 精馏段负荷性能图(3) 精馏段：，。操作弹性(1)(2)(5)(4)(3)p图 5.2 提馏段负荷性能图同理提馏段：操作弹性6 参考文献1贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版 社,2002.82刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社，2001.54冯伯华.化工工程手册1化工根底数据.北京：化工工业出版社，1979.77贺匡国.化工容器及设备简明设计手册M.北京：化学工业出版社，2002.18吴俊生、邵惠鹤.精馏设计、操作和控制.北京：中国石化出版社，1997.12