丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠.docx

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1、word课程设计报告书丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计学院 化学与化工学院专业化学工程与工艺学生某某吴熠学生学号 202330361316指导教师江燕斌课程编号 137137课程学分 3起始日期 2023.12.30I / 36word教师评语教师签名： 日期：成绩评定备注II / 36word目录名目 III第 1 局部设计任务书 5设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 5设计条件 5设计任务 5第 2 局部设计方案与工艺流程图 6设计方案 6工艺流程图 6第 3 局部设计计算与论证 7精馏塔的工艺计算 7全塔物料衡算 7实际回流比 8理论塔板数确定 8实际塔板数确定 9塔的工艺条件与有关物性

2、数据计算 10塔的塔体工艺尺寸计算 14塔板工艺尺寸的计算 17溢流装置计算 17塔板布置与浮阀排列 18塔板的流体力学性能的验算 23阻力计算 23液泛校核 23III / 36雾沫夹带 24雾沫夹带验算 25塔板负荷性能图 26精馏段塔板负荷性能计算过程 26提馏段塔板负荷性能计算过程 27接收尺寸确实定 29液流管 29蒸气接收 29附属设备 30冷凝器 30原料预热器 31塔釜残液冷凝器 31冷却器 31塔的总体构造 32人孔与手孔 32封头 32裙座 32塔高 33壁厚 33第 4 局部设计结果汇总 33第 5 局部小结与体会 36第 6 局部参考资料 36word第 1 局部设计任

3、务书计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计在常压操作的连续精馏浮阀塔内别离丙酮-水混合物。生产力气和产品的质量要求如下：任务要求(工艺参数)：1.塔顶产品(丙酮)： t/hr, x (质量分率)2.塔顶丙酮回收率：(质量分率)D3.原料中丙酮含量： 质量分率=(4.5+1*33)%=37.5%4. 原料处理量：依据 1、2、3 返算进料 F、x 、W、 xFW5. 精馏方式：直接蒸汽加热操作条件：进料热状态常压精馏回流比加热蒸汽直接加热蒸汽确实定压强冷却水进口温度 25、出口温度 45，热损失以 5%计单板压降1.3 设计任务1. 确定双组份系统精馏过程的流程，关心设备，测量仪表等，并绘出工艺流

4、程示意图，明确所需的设备、管线与有关观测或把握所必需的仪表和装置。2. 计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比， 选定板型，确定塔径，塔板数、塔高与进料位置3. 塔的构造设计：选择塔板的构造型式、确定塔的构造尺寸；进展塔板流体力学性能校核包括塔板压降，液泛校核与雾沫夹带量校核等。4. 作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。5. 塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接收尺寸确实定。5 / 36第 2 局部设计方案与工艺流程图计方案本设计任务为别离丙酮-水二元混合物。对于该非抱

5、负二元混合物的别离，应使用连续精馏。含丙酮%质量分数的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调整阀调整进料流量，经与釜液进展热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷C，塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。2.2 工艺流程图第 3 局部设计计算与论证精馏塔的工艺计算全塔物料衡算原料液、塔顶与塔底产品的摩尔分数丙酮C H O 的摩尔质量： M= 58.08kg / kmol36A水 H O 的摩尔质量：2如此各局部的摩尔分数为：D=Aw+xMDw1-w(3.1)DDMMABF=Aw+xM(3.2)Fw1-wFFMMABWw+x=M(3.3)AWw1-wWWMMAB原

6、料液、塔顶与塔底产品的平均摩尔质量M= x MDDAM= x M+ (1- x )MDB+ (1- x )M(3.4)(3.5)FFAM= x MWWAFB+ (1- x )MWB(3.6)3.7塔顶产品物质的量物料衡算总物料衡算直接蒸汽加热： F = W + D3.8轻组分丙酮衡算：Fx= WxFW+ DxD(3.9)(3.10)回收率计算：W=kmol/h求解得到：F=kmol/hD=kmol/h际回流比最小回流比与实际回流比确定进料，所以q=1，q 线为过 =0.1569 的竖直线。本平衡具有下凹局部，在相平衡图上过点作平衡线的切线，得切点=0.7836，0.8875依据 101.325

7、KPa 下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水 t-x-y 和 x-y 图，泡点据得Rmin=R=Rmin3=初步取实际操作回流比为理论回流比的 3 倍：精馏段操作线方程：=Xn +操作线提馏段操作线方程：=Xn-汽、液相热负荷计算1精馏段：2提馏段：据 F + S= D + W ，得论塔板数确定12545 为止，由此，得到理论板 8 块塔釜算一块板，进料板为第 5 块理论板。 如下 CAD 作图：word际塔板数确定板效率与塔板构造、操作条件、物质的物理性质与流体力学性质有关，它反响了实际塔板上传质过程进展的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：注：a 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度mL塔

8、顶与塔底平均温度下的液相粘度液相组成气相组成温度/0C相对挥发度进料塔顶塔底精馏段提馏段据液相组成在中查得温度，再计算出精馏段与提馏段的均温查得液相组成。具体过程如下：精馏段均温：t =(64.98+56.61)/2=60.795 0C1提馏段均温：t =(64.98+98.92)/2=81.95 0C相对挥发度：其中，全塔平均挥发度：29 / 36word精馏段：丙酮：，水：精馏段实际塔板数为块。提馏段实际塔板数为块。在数据手册中查得对应温度下的黏度：提馏段：丙酮：，水：精馏段：提馏段：液相黏度：塔板效率：精馏段：提馏段：提馏段：精馏段：实际塔板数：全塔效率：塔顶操作压力；全塔所需要的实际塔

9、板数：块，进料板位于第 11 块。的工艺条件与有关物性数据计算操作压力计算进料板的压力：塔底操作压力：每层塔板压降： DP = 0.7kPa；精馏段平均压力：提馏段平均压力：塔顶温度：；操作温度计算10 / 36精馏段平均温度：提馏段平均温度：塔顶平均摩尔质量：进料板平均摩尔质量：平均摩尔质量计算提馏段平均摩尔质量：平均密度计算气相平均密度计算：由抱负气体状态方程，即液相平均密度计算：1= arriiLm(3.32)进料板温度：；塔釜温度：塔底平均摩尔质量：精馏段平均摩尔质量：塔顶平均密度计算：由，查手册得r= 745kg/m3 ， rAB= 985.5kg/m3注：a i 为该物质的质量分数

10、word=kg/m进料板平均密度计算：由，查手册得r= 742.5kg/m3 ， r= 980.5kg/m3AB塔 底 平 均 密 度 计 算 ： 由， 查 手 册 得 r= 705kg/m3，A求得：2进料板外表 X 力：由，查表得：求得：3塔釜外表 X 力：由查表得：求得：rB= 958.4kg/m3精馏段平均密度：提馏段平均密度：对于二元有机物-水溶液外表 X 力可用下试计算：1塔顶外表 X 力：由，查表得：；液体平均外表 X 力计算12 / 36word4)精馏段平均外表 X 力：5提馏段平均外表 X 力：平均黏度计算液体平均黏度计算：13 / 36lg m塔顶平均黏度：由，查手册，得

11、到：求得：Lm= xilg mi(3.38)塔顶平均黏度：由，查手册，得到：进料板平均黏度：由，查手册，得到：求得：进料板平均黏度：由，查手册，得到：求得：求得：求得：塔底平均黏度：由，查手册，得到：，精馏段液体平均黏度：气体平均黏度计算：提馏段液体平均黏度：查史密斯关联图，横坐标为：塔底平均黏度：由，查手册，得到：，求得：精馏段液体平均黏度：提馏段液体平均黏度：的塔体工艺尺寸计算塔径计算1精馏段精馏段的气、液相体积流率为：取板间距 H= 0.4m ，板上液层高度T如此：查图得： C= 0.075取安全系数为 0.7，如此空塔气速为：20)=0.9454截塔面积为：实际空塔气速：提馏段的气、液

12、相体积流率为：按标准塔径圆整后为：2提馏段取板间距 HT0.4m ，板上液层高度如此：取安全系数为，如此空塔气速为：查图得：)739按标准塔径圆整后为：查史密斯关联图，横坐标为：截塔面积为：实际空塔气速：精馏塔有效高度计算精馏段有效高度提馏段有效高度 m，故精馏塔有效高度:溢流装置计算精馏段因塔径 D=m，可选用单溢流弓形降液管，凹型受液盘，不设进堰口。各项计算如下：取w 堰长l 弓形降液管宽度W由查弓形降液管参数图得：；d和截面积 Af故验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。ow 堰上层液高度h由h= h由于，故可承受平直堰。wL- h，选用平直堰，堰上液层高度：E=1ow 溢流

13、堰高度由于，故符合要求。0 降液管底隙高度h。故降液管底隙高度设计合理提馏段取w堰长l弓形降液管宽度W由查弓形降液管参数图得：；d和截面积 Af故验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。ow堰上层液高度h由h= h由于，故可承受平直堰。wL- h，选用平直堰，堰上液层高度：E=1ow溢流堰高度取板上清液层高度，故由于，故符合要求。0 降液管底隙高度h。故降液管底隙高度设计合理塔板布置与浮阀排列精馏段选用 F 型浮阀重阀，当板上浮阀刚刚全开时，阀孔动能因子1取，由阀孔直径 d=0.039m，得1阀孔数2塔板布置由于塔径，故承受分块式。塔板分块取两边安定区宽度，降液管宽度，无效区边缘区宽

14、度确定单溢流塔板，选用等腰三角形叉排，由于分块式塔板，故开孔区面积计算：鼓泡区面积所以,取，得3浮阀孔排列用 CAD 作图得浮阀排列word得实际筛孔数 N=87 个，符合验算阀孔动能因数与塔板开孔率：塔板开孔率在 10% 14%之间，设计结果合理。提馏段取，由阀孔直径 d=0.039m，得1阀孔数20 / 362塔板布置由于塔径，故承受分块式。塔板分块取两边安定区宽度，降液管宽度，无效区边缘区宽度确定单溢流塔板，选用等腰三角形叉排，由于分块式塔板，故开孔区面积计算：鼓泡区面积所以,取，得3浮阀孔排列用 CAD 作图得浮阀排列在 10% 14%之间，设计结果合理。得实际筛孔数 N=71 个，塔

15、板开孔率符合验算阀孔动能因数与塔板开孔率：word塔板的流体力学性能的验算气相通过浮阀塔板的压强降阻力计算1干板阻力h 计算c精馏段由于，所以阀全开前，由于液相为水，所以充气系数 ，2板上充气液层阻力计算3液体外表 X 力阻力计算4单板压强降液体外表 X 力所造成的阻力一般很小，完全可以无视。因此，与气体流经浮阀塔板的压力降相当的液柱高度为：设计允许1干板阻力h 计算c提馏段由于，所以阀全开前，2板上充气液层阻力计算4单板压强降3与气体流经浮阀塔板的压力降相当的液柱高度设计允许3.3.2 液泛校核为了防止淹塔现象的发生，需要把握降液管中清液层高度：23 / 36H j (H且有dT+ h )(

16、4.14)w液体通过塔板的压降所相当的液拄高度，由于单溢流，故；可查泛点负荷系数图得故，符合设计要求液体通过塔板的压降所相当的液拄高度，所以降液管液面高度取j = 0.5 得到：故，符合设计要求所以降液管液面高度取j = 0.5 得到：泛点率=雾沫夹带计算得，查图得故泛点率=计算得，查图得符合要求，可保证雾沫夹带量到达标准的指标。3.3.故泛点率=符合要求，可保证雾沫夹带量到达标准的指标。3.3.4 雾沫夹带验算5.7 10-6e=(ua)3.2(4.15)VsH- hm2Tfh= 2.5hN/m，得，故液沫夹带量在允许 X 围内。fL(4.16)得，故液沫夹带量在允许 X 围内。N/m，塔板

17、负荷性能图泛点率=精馏段塔板负荷性能计算过程雾沫夹带线即得 0.06446=0.0569 + ，可知雾沫夹带线是直线。以作为液体在降液管提留时间的下限3.4.1.2 液相负荷上限线解得取堰上液层高度作为液相负荷下限条件3.4.1.3 液相负荷下限线取 E=1，如此=118对于 F1 型重阀，依计算，以作为规定气体最小负荷的标准，如3.4.1.4 漏液线此此即为与液体流量无关的水平漏液线3.4.1.5 液泛线其中由上式确定液泛线word0.14997315+3992以上数据做出塔板负荷性能图由图表得，气相负荷上限由雾沫夹带线把握，下限由液相最低负荷线把握，操作弹性=提馏段塔板负荷性能计算过程泛点

18、率=3.4.2.1 雾沫夹带线即得 0.05911=0.04315+，可知雾沫夹带线是直线，以作为液体在降液管提留时间的下限解得3.4.2.2 液相负荷上限线27 / 36word取堰上液层高度作为液相负荷下限条件3.4.2.3 液相负荷下限线取 E=1，如此=5118对于 F1 型重阀，依计算，以作为规定气体最小负荷的标准，如此3.4.2.4 漏液线此即为与液体流量无关的水平漏液线3.4.2.5 液泛线其中由上式确定液泛线 0.157746509+3992以上数据做出塔板负荷性能图由图表得，气相负荷上限由雾沫夹带线把握，下限由液相最低负荷线把握，28 / 36操作弹性=接收尺寸确实定液流管1

19、.1 进料管承受直管进料管，取进料流速 u=0.6m/s,如此进料管内径为：F=7919.2kg/h=325.8745kmol/h= 2.1998 kg/s，3 进料由高位槽输入塔中，适宜流速为。查标准系列取，校核：，流速相近，设备适用。，3承受直管回流管，取进料流速 u=0.5m/s,如此进料管内径为：1.2 回流管查标准系列取，校核：，流速相近，设备适用。，3承受直管出料管，取进料流速 u=0.8m/s,如此进料管内径为：1.3 塔釜出料管查标准系列取，校核：，流速相近，设备适用。蒸气接收承受直管，取气速 u=18m/s，如此，查表取，塔顶蒸气管校核：，流速相近，设备适用。.2.2 塔釜蒸

20、气管word校核：，流速相近，设备适用。附属设备冷凝器取水进口温度为 25，水的出口温度为 45。塔顶出口气体的温度为，其中上升蒸气焓，塔顶馏出液焓，水和丙酮的蒸发潜热T /KC据热量衡算：查表得：沸点/0C蒸发潜热丙酮水100523有：，有：，得：得：kJ/kg30 / 36=133.0471*638.1079*55.608=()() 56.61 - 45 承受直管，取气速 u=21m/s，如此，查表取，Dt=m56.61 - 45 - 56.61 - 25/ ln 56.61 - 25 = 19.97word由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数,如此传热面积：原料预热器平均温度：平

21、均温度下查表得，原料预热温度：20CC泡点温度承受 130C 过热饱和蒸汽加热如此：取总传热系数： K = 1000w / m2q C Dt =1-0.05KADtFPm解得换热面积，冷却至 60 排放。W=404.9712kmol/h，kg/s塔釜残液冷凝器同理有kg/s查得进料液，釜液Q=2.1998*2.49*(t-25)=2.0322*4.1996*(98.92-60)取冷却器31 / 36产品冷凝后温度为 56.61 ，经冷却器冷却至 40 ，冷却介质为 25 的水，出口温度为45 。查得，得kJ/s取塔的总体构造人孔与手孔由于塔板数 25 块，所以本设计塔中设置 3 个人孔，每个直

22、径为 500mm，设置人孔处板间距为 500mm，裙座上设置 1 个人孔，直径 500mm。手孔大小为，手孔处不加高。本设计承受椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直每个塔节开一个手孔，实际板为 25 块，共需 5 个塔节，如此手孔数目 S5。封头边高度h25mm ，内外表积2，容积，选用封头裙座塔底承受裙座支撑，塔径为 m，裙座高取 3m，根底环内径：查裙座尺寸得，裙座圈厚度为 6mm，根底环厚度为 23.3mm。根底环外径：圆整后取根底环内径为 700mm，根底环外径为 1300mm。地脚螺栓公称直径 M42。塔高3.7.4.1 塔顶高度大于板间距，设计中通常取(1.5-2)，取m。塔顶

23、空间为最上层塔板与塔顶间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应3.7.4.2 塔底高度由于塔底空间具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底有 1015min 的储量。这里取t12min720s。有：塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距，取 m。T=2*h +h 1123.7.4.6 塔高板式塔的塔高按下式计算：H = (n - n- n-1)H+ n H+ n H+ H+ H+ H + H(5.1)FPTFFPPDB12式中： H 塔高； n 实际塔板数； nF进料板数； HF进料板处板间距；n 人孔数； HPP设人孔处板间距； HB塔底空间高度； HD塔顶空间高度； H1封头高度； H

24、裙座高度；2壁厚3壁厚选 6mm，所用材质为 A。第 4 局部 设计结果汇总表 4.1 筛板精馏塔工艺设计计算工程符号单位精馏段提馏段word平均温度平均压力汽相流量tmPmVsCKPa m3/s60.8081.95液相流量Lsm3/s1081实际塔板数1015有效段高度ZM塔径DM筛板间距HTM溢流形式单溢流降液管形式弓形堰长Lwm堰高hwm板上液层高度m堰上液层高Howm板精馏塔工艺设计度计降液管底隙h0m算高度安定区宽度Wsm边缘区宽度Wcm开孔区面积Apm2浮阀数目孔中心距Nt个m8771开孔率13.23%10.8%空塔气速Um/s34 / 36V液相负荷上,maxm3/s限液相负荷下

25、,minm3/s限操作弹性每层塔板压降PKPa泛点率雾沫夹带e51.15%47.25%m工程接收尺寸管内流速/m/s_接塔顶蒸气管管塔釜蒸气管尺进料管寸回流管确塔釜出料管定表 4.2 接收尺寸确定第 5 局部小结与体会通过这两周劳碌的课程设计，让我学到了很多以前没有学到的东西。从简洁的任务书开头着手，一步一步地完成计算到最终能够完整地设计整个精馏塔、关心设备等等。回忆这两周里我的进步还真的不是一般的大呢！其中重要的是设计前的计算局部。在计算的过程中，不仅要明白为什么要这样算， 算完之后还要校核计算后所选用的一些零件管件等是否适宜。整个过程中，需要急躁、细心，几十页的数据算下来，假设没有细心的话

26、一个数不留神代错的话都会影响整个过程，假设没有急躁，在设计图的时候不停地修改也是进展不下去的。此次设计还熬炼了自己查找资料的力气，无论是图书馆还是数据库，要找的资料都一大把，如查找粘度、外表X力的表等等。但是你要从中选择自己所需要的，就是一种力气。画图的时候选择的是CAD，这时候格外庆幸自己之前在学微机化工应用的时候认真学习了CAD的使用，虽然不是很娴熟，但是给我绘制塔的一些图带来很多便利。整个过程下来，不仅将一年来学习的流体力学、传质与别离等的理论学问给运用上了，更重要的是将学习到的这些学问应用到实际设计中去了，所以这次的设计是集运用理论学问力气，动手力气于一身的任务，设计完后感觉自己各方面的力气都有提升。 最终感谢江教师在这两周里对我们的急躁指导，急躁地解答我们的问题，让我们在这么短的时间内“入门！第 6 局部 参考资料1钟理、伍钦、曾朝霞，化工原理下册2喻健良，化工设备机械根底3 夏清、贾绍义，化工原理4 伍钦、钟理、夏清、熊丹柳，化学工程单元操作5卢焕章，石油化工根底数据手册6路秀林、王者相，化工设备设计全书；