化工原理课程设计丙酮和水1.docx

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1、设计任务书一设计任务拟建立一套连续板式精馏塔分别丙酮-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0.7 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. 设计内容(1) 流程和工艺条件确实定和说明(2) 操作条件和根底数据(3) 精馏塔的物料衡算；(4) 塔板数确实定；(5) 精馏

2、塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(6) 精馏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) 主要工艺接收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) 塔板主要构造参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的争论。2. 设计图纸要求：(1) 绘制生产工艺流程图A3 号图纸；(2) 绘制精馏塔设计条件图A3 号图纸。目 录1. 设计方案简介11.1 设计方案确实定11.2 操作条件和根底数据12. 精馏塔的物料衡算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1

3、2.3 物料衡算23. 塔板数确实定23.1 理论板层数 N的求取2T3.1.1 求最小回流比及操作回流比23.1.2 求精馏塔的气、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43.3 实际板层数的求取54. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算54.1 操作压力计算54.2 操作温度计算54.3 平均摩尔质量的计算54.4 平均密度的计算64.4.1 气相平均密度计算64.4.2 液相平均密度计算64.5 液体平均外表张力计算74.6 液体平均黏度计算75. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算85.1 塔径的计算85.1.1 精馏段塔径的计算85.1.2

4、 提馏段塔径的计算95.2 精馏塔有效高度的计算95.3 精馏塔的高度计算106. 塔板主要工艺尺寸的计算106.1 溢流装置计算106.1.1 堰长 lw106.1.2 溢流堰高度 hw11df6.1.3 弓形降液管宽度 W 和截面积A11o6.1.4 降液管底隙高度 h116.2 塔板布置126.2.1 塔板的分块126.2.2 边缘区宽度确定126.2.3 开孔区面积计算126.2.4 筛孔计算及其排列127. 筛板的流体力学验算137.1 塔板降13c7.1.1 干板阻力 h 计算13l7.1.2 气体通过液层的阻力h 计算137.1.3 液体外表张力的阻力 h 计算137.2 液面落

5、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. 主要接收尺寸计算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. 塔板主要构造参数表2011. 设计过程的评述和有关问题的争论21参考文献231. 设计方案简介1.1 设计方案确实定本设计任务为分别丙酮水混合物提纯丙酮，承受连续精馏塔提纯流程。设计中承受泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升

6、蒸气承受全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分别物系，回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜承受直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.2 操作条件和根底数据DW进料中丙酮含量质量分数 wF = 0.50； 产品中丙酮含量质量分数 w = 0.99； 塔釜中丙酮含量质量分数 w = 0.06；处理力气F= 120230 吨/年；塔顶操作压力4 kPa表压进料热状况泡点进料；单板压降0.7kPa；塔底加热蒸汽的压力0.5Mpa表压2. 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量M=58.08k

7、g/kmolA水的摩尔质量M=18.02kg/kmolBx =0.50 / 58.08=0.237F0.50 / 58.08 + 0.50 /18.02x=0.99 / 58.08=0.968D0.99 / 58.08 + 0.01/18.02x=0.06 / 58.08=0.019W0.06 / 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 = 0.237 58.08 + (1 - 0.237) 18.02 = 27.51kg/kmolDM = 0.968 58.08 +1 - 0.96818.02 = 56.80kg/kmolWM= 0.06 58

8、.08 + (1 - 0.06) 18.02 = 18.78kg/kmol2.3 物料衡算每年 300 天，每天工作 24 小时，其处理力气为 120230 吨/年F= 120230 103/ 300 24= 605.84 kmol/h27.51总物料衡算605.84= D + W乙醇的物料衡算605.84 0.237= 0.968D + 0.019W联立解得F = 139.17 kmol/hW = 466.67 kmol/h3. 塔板数确实定3.1 理论板层数 N 的求取T3.1.1 求最小回流比及操作回流比丙酮水系统 txy 数据丙酮摩尔数沸点 t/丙酮-水是非抱负物系，先依据丙酮-水平衡

9、数据见下表 1，绘出平衡线，如以以下图所示。xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511承受截距法求最小回流比。在上图对角线上，自点 b0.237,0.237作垂线 bf即为 q 线，由 a 点 0.968,0.968动身作平衡线的切线的交点坐标为： ，yq=0.613,xq

10、=0.237,求得最小回流比为：Rmin =0.968 - 0.613 = 0.9440.613 - 0.237R =1.5Rmin =1.5 0.944=1.423.1.2 求精馏塔的气、液相负荷L = RD = 1.42 139.17 = 197.62 kmol/hV = (R + 1)D = (1.42 + 1) 139.17 = 336.79 kmol/hL ” = L + F = 197.62 + 605.84 = 803.46 kmol/hV ” = V = 336.79 kmol/h3.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程为y = L x + D x= 197.62139.17+

11、=+x0.9680.587x0.40VVD336.79336.79提馏段操作线方程为L”W803.46466.67y ” =x ” -x=x ” - 0.019 = 2.386x ” - 0.0263V ”V ”W336.79336.793.1.4 图解法求理论板层数承受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 N =15包括再沸器T进料板位置 N F =143.2 塔板效率的求取操作温度计算：x= 0.968 D由乙醇水的气液两相平衡图可查得组成分别为x F= 0.237 的泡点温度：塔顶温度：tD= 56.75x= 0.019W进料板温度：t=塔釜温度：tFW= 61.85

12、86.95由乙醇水的气液两相平衡图可查得：x塔顶：A塔顶和塔釜的气液两相组成为： yA= 0.968= 0.974x= 0.019塔釜： AyA a= 1.24= 0.410查化工物性算图手册得： a顶= 35.88 底aa顶底1.24 35.88则塔内相对挥发度：a=m= 6.67全塔液体平均粘度的计算：液相平均粘度的计算，即 lg mLm塔顶液相平均粘度的计算由t= 56.75C ，查手册得：D= xilg mim= 0.24m P a sm= 0.43m P a sABlg m= 0.968 lg(0.24) + 0.032 lg(0.43)LDm解出m= 0.24m P a sL D

13、m塔底液相平均粘度的计算由t= 86.95C，查手册得：Wm= 0.19mP sm= 0.32m P a sABlg m= 0.019 lg(0.19) + 0.81lg(0.32)LWm解出m= 0.39m P a sL W m则全塔液相平均粘度为m= (0.24 + 0.39) 2 = 0.315mP sLm故a m= 6.67 0.315 = 2.10mP smLm查奥康内尔o”connell关联图得： E= 38%0由于筛板塔全塔效率相对值为 1.1，故精馏塔的全塔效率为E = 1.1 E= 1.1 38% = 41.8%03.3 实际板层数的求取精馏段实际板层数N提馏段实际板层数N=

14、 13 / 0.418 = 31精= 2 / 0.418 = 5提4. 精馏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P= 101.3 + 4 = 105.3 kpaD每层塔板压降DP = 0.7k P a进料板压力PF精馏段平均压力Pm= 105.3 + 0.7 31 = 127 kpa=105.3 + 127/ 2 = 116.15 kpa4.2 操作温度计算丙酮-水溶液的 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= 56.75C进料板温度t= 61.85F精馏段平均温度为： t=56.75 + 61.85) / 2 =

15、 59.3m4.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由 x= y= 0.968 ，查平衡曲线x-y 图，得D1x= 0.9591M= 0.968 58.08 + (1 - 0.968) 18.02 = 56.80kg / kmolVDmM= 0.959 58.08 + (1 - 0.959) 18.02 = 56.44kg / k m o lLDm进料板平均摩尔质量计算由图解理论板x-y 图，得y= 0.594F查平衡曲线x-y 图，得x= 0.0 4 3FMVFmMLFm= 0.594 58.08 + (1 - 0.594) 18.02 = 41.82kg / k m o l= 0.0

16、43 58.08 + (1 - 0.43) 18.02 = 19.74kg / k m o l精馏段平均摩尔质量M= (56.80 + 41.82) 2 = 49.31kg / k m o lVmM= (56.44 + 19.74)2 = 38.09kg / k m o lLm4.4 平均密度的计算4.4.1 气相平均密度计算由抱负气体状态方程计算，即Pr=m MVm116.15 49.31= 2.07 kg/ m 3VmRTm8.314 (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1 r= arLmii塔顶液相平均密度的计算由t= 56.75C ，查手

17、册得Dr= 744.28kg / m3rAB0.99 744.28 + 0.01 988.04r=1= 988.04kg / m3= 746.12kg / m3LDm进料板液相平均密度的计算由t= 61.85 ，查手册得Fr= 733.94kg / m3rAB= 982.20kg / m3进料板液相的质量分率0.043 58.08a A = 0.043 58.08 + 0.957 18.020.043 733.94 + 0.873 982.20r=1= 0.1 2 7= 941.74kg / m3LFm精馏段液相平均密度为r= (746.12 + 941.74)2 = 843.93kg / m

18、3Lm4.5 液体平均外表张力计算液相平均外表张力依下式计算，即s= x sLmii塔顶液相平均外表张力的计算由t= 56.75C，查手册得Ds= 19.03mN / msAB= 66.55mN / msLDm= 0.959 19.03 + 0.041 66.55 = 20.98mN / m进料板液相平均外表张力的计算由t= 61.85 ，查手册得Fs= 18.60mN / msAB= 65.69mN / msLDm= 0.043 18.60 + 0.957 65.69 = 63.67mN / m精馏段液相平均外表张力为s= (20.98 + 63.67)2 = 42.33mN / mLm4.

19、6 液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即lg mLm= xilg mi塔顶液相平均粘度的计算由t= 56.75C，查手册得：Dm= 0.24m P a smAB= 0.43m P a slg mLDm= 0.59 lg(0.24) + 0.041lg(0.43)解出m= 0.25m P a sL D m进料板液相平均粘度的计算由t= 61.85 ，查手册得：Fm= 0.227mP sm= 0.456m P a sABlg m= 0.043 lg(0.227) + 0.957 lg(0.456)LFm解出m= 0.44m P a sL W m精馏段液相平均粘度为m= (0.25 + 0.4

20、4) 2 = 0.345m P a sLm5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算5.1.1 精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为V=VMVm= 336.79 49.31= 2.23 m3/ss3600rVmLML=Lm=s3600r3600 2.07197.62 38.093600 843.93= 0.0025 m3/sLmr- rLrVV由u= Cm a xs0.2式中 C 由式C = CL 计算，式中 C由图史密斯关系图查得，图的横20坐标为20 20 L r 120.0025 843.93 12rVs L s V = 2.232.23= 0.022取板间距 H= 0.40

21、m ，板上液层高度h= 0.06m ，则TLH- hTL= 0.40 - 0.06 = 0.34m查图史密斯关系图得C20 = 0.0 7 0s0.2 42.33 0.2C = CL = 0.070= 0.0 8 120 20 20umax= 0.081= 1.5 7 4m / s843.93 - 2.232.23取安全系数为 0.7，则空塔气速为u = 0.7u= 0.7 1.5 7 4= 1.1 0 2m/sm a x4Vsp u4 2.233.14 1.1 0 2D = 1.6 0 6m按标准塔径圆整后为 D=1.2m塔截面积为A= pT4D 2 = 3.14 1.82 = 2.54 m

22、2 4实际空塔气速为V2.23u =sAT= 0.88 m/s 2.545.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z=N精精- 1HT= (31 - 1) 0.40 = 12 m提馏段有效高度为Z=N提提- 1HT= (5 - 1) 0.4 = 1.6 m故精馏塔的有效高度为Z =Z+Z精提= 10.4 + 2 = 12.4 m5.3 精馏塔的高度计算实际塔板数n = 33块；进料板数nF = 1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 HF= 0.5m ；设人孔处的板间距 H= 0.6m ；

23、p为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，应选取塔顶间距HD塔底空间高度HB= 1.7HT= 1.2m= 1.7 0.40 = 0.68m ；封头高度H= 375mm ；1裙座高度H= 1000mm 。2故精馏塔的总高度为H =n - n- n-1H+ n H+ n H+ H+ H+ 2H + HFPTFFPpDB12= (36 - 1 - 6 - 1) 0.40 + 1 0.50 + 6 0.60 + 0.68 + 1.20 + 2 0.375 + 1.00= 18.93m6. 塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置计算由于塔径 D = 1.8 m，一般场合可选用单溢流弓形降液管【

24、4】，承受凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1 堰长 lw取l= 0.66D = 0.66 1.8 = 1.19 mW6.1.2 溢流堰高度 hw由h= h- hWLOW选用平直堰，堰上液层高度 h由下式计算，即OW2.84 L 2 3h=EhOW1 0 0 0 lW近似取 E=1，则2.84 L2 32.84 0.0025 3600 2 3h= 1000 E l h =1 10001.19= 0.011mOWW取板上清液层高度h= 60mmL故h= h- hWLOW= 0.06 - 0.0 1 1= 0.0 4 9mdf6.1.3 弓形降液管宽度 W 和截面积 A由lWD= 0.66查图弓形

25、降液管的参数【4】，得Af= 0.0 7 2W= 0.12dATA= 0.072 A故fTD= 0.072 2.54 = 0.183m2W= 0.12D = 0.12 1.8 = 0.2 1 m6d依式q =3600 A HfTLh【4】验算液体在降液管中停留的时间，即3600A Hq =fTLh= 3600 0.183 0.40 0.0025 3600= 29.28 5s故降液管设计合理。o6.1.4 降液管底隙高度 hLh=h03 6 0l0uW0u0取 = 0.08m / sL0.0025 3600h则h=03 6 0l0u W0= 3600 1.19 0.08 = 0.0 2 m6h-

26、 hW0= 0.049 - 0.026 = 0.023m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h W= 50mm6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分块由于 D = 1800mm ，故塔板承受分块式。查表塔板分块数， D = 1800mm ，则塔板分为 5 块。6.2.2 边缘区宽度确定取W= W ss= 0.07m ，Wc= 0.035m6.2.3 开孔区面积计算开孔区面积 Aa按下式计算，即r 2 - x2p r 2x A= 2 xa+ s i n-1r1 8 0其中x =D- (W2d+ W ) = 1.8 - (0.216 + 0.07) = 0.6 1 m4s2r

27、 = D - W2C= 1.8 - 0.035 = 0.865m2故A= 2 0.614a3.14 0.86520.6140.8652 - 0.6142+sin -1= 1.93m21800.8656.2.4 筛孔计算及其排列本次所处理的物系无腐蚀性，可选用d = 3mm 碳钢板，取筛孔直径d= 5mm 。0筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为t = 3d= 3 5 = 15mm0筛孔数目 n 为1.155 An =at 2= 1.155 0.835 = 4 1 4 个30.0152开孔率为f d2 0.005 2= 0.9070 = 0.907 = 10.1% t 气体通过阀孔的气速为V2

28、.23 0.015 u=s0Aa= 11.44 m/s1.19 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，即 u2 rh = 0.0 5 10 V ccr0L由dd = 5 3 = 1.67 ，查图干筛孔的流量系数得， c00故= 0.051 11.44 2 2.23 = 0.0 2 9m 液柱= 0.772h c 0.772 843.97 l7.1.2 气体通过液层的阻力 h 计算气体通过液层的阻力 h 由下式计算，即lh= bhlLu=Vs=2.23= 0.946m / saA- ArV2.23Tf2.54 - 0.183F

29、= u0a= 0.946= 1.412kg1 2 /(s m1 2 )查图充气系数关联图得： b = 0.61故h= bhlL= b(hW+ h) = 0.61(0.49 + 0.0 1 1) = 0.0 3 7m 液柱OW7.1.3 液体外表张力的阻力 h 计算液体外表张力所产生的阻力 h 由下式计算，即4sh= rL=4 42.3310-3= 0.0041m液柱sgdL0843.93 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度 h 可按下式计算，即ph= h+ h + hpclsh= 0.029 + 0.037 + 0.0041 = 0.070m液柱p气体通过每层塔板的压降为DP =

30、h rp7.2 液面落差g = 0.070 893.93 9.81 = 579.53Pa 0.7k P a设计允许值L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 L= 0.0025m3 / s 均不大，故可以无视液面落差的影响。s7.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即5.7 10-6 ue=a3.2HVsL- hTfh= 2.5hfL= 2.5 0.06 = 0.15m=5.7 10-60.9463.2故eV42.3310-3 0.40 - 0.15 = 0.0095kg液/ kg气 u00,min稳定系数为uK =0=u0,min1.5 K 211.446

31、.37= 1.80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 H 应听从下式的关系，即dH j (HdT+ h)W乙醇水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取j = 0.6 【4】，则j (HT+ h) = 0.6 (0.40 + 0.049) = 0.27mW而H= hdp+ h+ hLd板上不设进口堰，h 可由下式计算，即dh= 0.153(ud0)2 = 0.153 (0.08)2 = 0.00098m液柱H= 0.070 + 0.06 + 0.00098 = 0.131m液柱d0.131m = Hd j (HT+ h) = 0.27mW故在本次设计中不会发

32、生液泛现象。8. 塔板负荷性能图8.1 漏液线由u0,min= 4.4C(0.0056 + 0.13h- h ) rLsrLV0Vu=0,m i ns,m i nA0h= h+ hLWOW2.84 L 2 3h=EhOW1 0 0 0 lW得Vs,min= 4.4C A0.0056 + 0.13h+2.84 L2 3 W1000 lEh - h rs rLVW0a0.0056 + 0.13 0.049 +2.8410001 3600L2 3 s1.19- 0.0041 843.93 2.23= 4.4 0.772 0.1011.93整理得 V= 0.6622.978 + 29 .14 L2 3

33、ss ,m i n在操作范围内，任取几个 L 值，依上式计算出 V 值，计算结果列于表 2。ss表 2L , m3 / ss0.00060.00150.00200.0025V , m3 / ss1.1811.2131.2281.241由上表数据即可作出漏液线 1。8.2 液沫夹带线s以e= 0.1kg液/ kg气为限，求 V LVs关系如下：由e=5.7 10-6 ua3.2HVsLV- hTfVu= s = s = 0.4 2 V4aA- ATf2.54 - 0.1 8 3sh= 2.5hfL= 2.5(hW+ h)OWh= 0.049L2 3Wsh= 2.84 1 3600L2 3 = 0

34、.59OW10001.19s故h= 0.1 2 3+ 1.4 7 L5 2 3fsH- hTf= 0.277 - 1.475L 2 3s5.7 10-60.4 2 V43.20.2 7 7- 1.4 7 5L 2 3se= 0.1V整理得 Vs42.33 10-3 s= 5.16 - 27.45L 2 3s在操作范围内，任取几个 L 值，依上式计算出 V 值，计算结果列于表 3。ss表 3L , m3 / ss0.00060.00150.00200.0025V , m3 / ss4.9654.8004.7244.654由上表数据即可作出液沫夹带线 2。8.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW= 0.006m 作为最小液体负荷标准。则2.84 3600L2 3hOW取 E = 1 ，则= 1000 Es= 0.006lW= 0.006 1000 2 3 1.19L= 0.0 0 0 5m43 / ss ,min2.843 6 0 0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q = 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即q = Af HT = 4