丙酮水连续精馏塔设计方案

1 丙酮水 连续精馏塔设计方案 第一章 流程的确定及说明 一 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。 二 进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流 量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。综合考虑，设计上采用泡点进料。 三 塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。 四 2 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果 需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。 五 加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接 蒸汽加热。 六 采用 水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。 第二章 精馏塔的设计计算 一 作压力 精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。 由于丙酮 压下为液态，为降低塔的操作费用， 3 操作压力选为常压 液平衡时， x、 y、 t 数据 理想系统 P 在温度 T 时的饱和蒸汽压 T 温度 , ； A、 B、 C 数 表 2 丙酮的 数 名称 A B C 丙酮 非理想系统 表 2 常压下丙酮 丙酮（ 温度 丙酮 ( 温度 丙酮（ 温度 液相 气相 液相 气相 液相 气相 得出丙酮 水的温度 4 一 精馏工艺计算 料衡算 1. 物料衡算图（如图） 2物料衡算 已知： F =10000kg/h， 质量分数： 70%, 丙酮M=水M=料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为 0 . 4 2 0 0 0 6 6 釜液 流量 W 组成流量 F 组成 馏出液 流量 D 组成 5 0 0 进料平均相对分子质量 : 58+( 18=料液： F=h 总物料： F=W+D （ 1） 易挥发组分： F D （ 2） 由（ 1）、（ 2）代入数据解得： D=h W=h 塔顶产品的平均相对分子质量： 58 8（ =顶产品质量流量： D = =h 塔釜产品平均相对分子质量： 8 8（ =釜产 品质量流量： W =h 表 2) 物料衡算结果表 塔顶出料 塔底出料 进料 质量流量 /（ kg/h） 0000 质量分数 /% 96 10 70 摩尔流量 /(h) 摩尔分数 /% 相，进料和塔底的温度分别为： 1），用内插法算得： 塔顶： 5 8 . 2 . 5 5 8 . 20 . 8 0 9 0 0 . 8 0 8 8 2 5 8 . 2 . 55 7 . 50 . 8 9 8 9 3 5 0 . 8 8 2 9 3 5 6 塔釜： . 0 3 进料： 6 0 4 04 2 0 0 5 0 精馏段平均温度： 1t =2 =2 = 提馏段 平均温度： 2t =2 6 0 . 3 FW 在 度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为： 精馏段： 1t = 0. 874859 . 87400. 7060 0. 70597 5941 11 %6 4 11 提馏段： 2t = . 0 9 2222 2121 , 别代入1(1 得： 1 9 . 7 由于是泡点进料，Fq =(1 = =m = 种方法算得最小回流比太小，不适用。舍去。从同组同学数据中得到最小回流比R=般操作回流比取最小回流比的 倍，本设计取 即 R=1.8 7 L=R D=h L =L+q F= h V =V=（ R+1） D=（ ） h 量衡算 1. 热量示意图（图略） 2. 加热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 1001000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。本设计选用 300度为 的饱和水蒸 气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。 3. 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为 1025 需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本次设计选用 25的冷却水，选升温 10，即冷却水的出口温度为 35。 4. 热量衡算 已求得： 精馏段平均温度： 1t =2 = 提馏段平均温度： 2t = 2 FW 8 度下 : 1K)； 2K)； 121=(=K)； 1K)； 2K)； 121=(=K) 度下： 1 =525kJ/ 2 = DD 121 =525 =顶： 121 =58 8 (= 1） 0时塔顶气体上升的焓为基准， =h （ 2）回流液的焓 度下： 1K)； 2K)； 121=( 9 =K) = h （ 3）塔顶馏出液的焓 因馏出口与回流口组成一样，所以 =h （ 4）冷凝器消耗的焓=h （ 5）进料口的焓 度下： 1K)； 2K)； 121=(=K) 所以 =h (6)塔底残液的焓=h （ 7）再沸器 塔釜热损失为 10%，则 =再沸器损失能量 ， 损加热器的实际热负荷 Q =h （ 8）热量衡算结果 10 表 21） 热量衡算表 项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器 平均比热 / 11 热量 Q/ 1 理论塔板 数计算 本次设计采用图解法 精馏段操作线方程： 11 y 提馏段操作线方程： 6 1 5 1 0 . 0 3 42 . 0 2 因为饱和液体进料（即泡点进料），所以 q=1. 11 图 2论板数图解法 不含再沸器） 进料板 4 精馏段 馏段 。 表 21） 不同温度下丙酮 s） 温度 50 60 70 80 90 100 丙酮塔的平均温度： 2 WD 由表 21），利用内插法计算得： x x x 12 丙酮： 丙酮丙酮s 水： 5 4 4 水水 因为 x 所以， s 4 6 LWs . 3 7 F s 全塔液体平均黏度： s 三 表 21）丙酮 温度 1/ 1/ t=t =化工原理书附录五 附录三 . 塔顶条件下的流量和物性参数 121 =58 8 (1 g 1L = 33 1 11 V=1 =h =h 2. 进料条件下的流量和物性参数 121 =58 8 ( 33 1 12 V=12 g 2L = 22 =h 精馏段： =h 提馏段： 2 =h 3. 塔底条件下的流量和物性参数 121 =58 8 ( 33 1 13 V=13 g 3L=3 =h 3 =h 4. 精馏段的流量和物性参数 2 2 71 1 = = h 2 1 h 5. 提馏段的流量和物性参数 2 2 = =32 h 2 5 7 2 9232 h 塔顶： 4 5 0 9 5 3111 进料： 222 塔底： 333 精馏段： 21 提馏段： 32 填料塔内所用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、 15 材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。 填料是填料塔中汽液接触的基本构件， 其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大，堆积密度较小，有足够的机械强度，有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价格低廉等。 根据现有数据，本设计选用 25 25 质乱堆拉西环 填料。 表 21）填料尺寸性能 填料名称 厚高外径 （ ） 堆积个数 n （ 3/ 堆积密度 D ( 3/ 比表面 a （ 32 / 空隙率 （ %） 金属鲍尔环 49000 505 190 据流量公式可计算塔径，即4 (1)精馏段 56 1 7 9 10 7 8 3 =图查得纵坐标为 2 6 已知填料因子 1450 m 精馏段平均温度： 1t =2 = L =, 3/3 3 2 82 水 L L s 泛点气速 16 对于散装填料，其泛点速率经验值 取 u=s 5 0 2 圆整后：塔径为 2)提馏段： 2121 6 1 4 3 =图查得纵坐标为 2 已知填料因子 1450 m 提馏段平均温度： 2t = FW L =, 3/5 4 1 水 L L s 泛点气速 对于散装填 料，其泛点速率经验值 取 u=s 圆整后：塔径为 3)全塔塔径 圆整后：全塔塔径为 2 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图 5 5 4 1 9 4 17 查表可得 以填料层高度 H=上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为 ，本次取 。 Z 设计时的填料高度， m ； Z 工艺计算时得到的填料高度， m ； 1 （ 1） 精馏段 动能因 子 213/ 液体负荷 用精馏段动能因子 l 为 10和 20的每米填料层压降分别为 18 和 出 l 为 m。 则精馏段的压降： k P 精精精（ 2） 提馏段 213 / 液体负荷 用提馏段动能因子 l 为 5和 10的每米填料层压降分别为 出 l 为 m。 则提馏段的压降： k P 提提提全塔填料层总压降： k P 5 2 0 2 （ 1）精馏段 由上可知： 动能因子 213/8 5 3.1 ，液体负荷 由 l 分别 ，利用内插法求得 l 为 （ 2）提馏段 由上可知： 动能因子 213/348.1 ，液体负荷 由 l 分别 ，利用内插法求得 l 为 19 表 22） 精馏段提馏段各参数 精馏段 提馏段 全塔 气体动能因子 F/（ m/s 213 )/( 每米填料层压降 填料压降 p/料层高度 Z/m 液量 33/ *大学化工原理课程设计 第三章 附属设备及主要附件的选型计算 第三章附属设备及主要附件的选型计算 一冷凝器 本次设计冷凝器选用壳程式冷凝器。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本次设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。 冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用 。 沈阳最热月平均气温 t=25。 冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过 40，否则易结垢，取 2t =38。泡点回流温度 9 1 4 3 6 325351 3 6 3 7 912 G p h 冷凝器选择列管式，逆流方式 21 21 /ln = mC 8 0 8 7 0 6 操作弹性为 2 表 3称直径 /程数 管子数量 管长 /热面积 2/m 公称压力 73 38 2000 - 21 - 标准图号 设备型号 再沸器 选用 处理后，放在塔釜内。蒸汽 选择 140的水蒸气，传热系数 K=600 h )=2520 h )， =513. 间接加热蒸汽量 9 61 8 6 3 0 3 9 9 2. 再沸器加热面积 为再沸器液体入口温度； 为回流汽化为上升蒸汽时的温度 ； t 为加热蒸汽温度； t 为加热蒸汽冷凝为液体的温度； 用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失 4 4 4 4 8 0 3 0 3 9 9 三塔内其他构件 从塔顶只冷凝器的蒸汽导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压 - 22 - 过 程中，过大压降会影响塔德真空度。 操作压力为常压，蒸汽速度 。，本次设计取 P /15/2012 圆整后 321 表 31） 塔顶蒸汽管参数表 内径 22 外径 11 R 1H 2H 内管重 /(kg/m) 4321 4378 ：摘自浮阀塔 5 冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度 次设计取 /。 1643 6 004 1 圆整后 1 表 32） 回流管参数 表 内径 22 外径 11 R 1H 2H 内管重 /(kg/m) 341 ：摘自浮阀塔 5 本次加料选用泵加料，所以由泵输送时 取 s，本次设计取s。 0 0 04360042 圆整后 3 表 33） 进料管参数表 - 23 - 内径 22 外径 11 R 1H 2H 内管重 /(kg/m) 353 ：摘自浮阀塔 5 塔釜流出液体的速度s，本次设计取 圆整后 1表 34） 塔顶蒸汽管参数表 内径 22 外径 11 R 1H 2H 内管重 /(kg/m) 351 ：摘自浮阀塔 5 除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善塔后动力设备的操作。近年来，在国内石油化工设备中，广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液体的密度，液体 的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体速度的影响最大。 气速计算 111W 式中 K常数，取 11 、塔顶气体和液体密度（ kg/ 除沫器直径计算： 式中， - 24 - 5 0 0 311 采用蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好地润湿，结构简单，制造和维修方便，喷洒比较均匀，安装简单。 1. 回流液分布器 流量系数 取 次设计 取 动力液柱高度 则小孔中液体流速 小孔输液能 力 0 9 7 4 1 63 6 0 0 2411 由 Q= 得 小孔总面积 244 所以，小孔数 即为 41个小孔。 式中， d小孔直径，一般取 410设计取 4 喷洒器球面中心到填料表面距离计算 222s t 式中 r喷洒圆半径， 52 喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角， 40,40 取 i o 22 2. 进料液分布器 采用莲蓬头 - 25 - 由前知 W=s 00003600 232 取 d=4 233 即为 27 个小孔。 40取 i o 22 莲蓬头的直径范围为 51( 3 3. 料支撑板的选择 本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。 这种设计板可提供 100%的自由截面，波形结构系统承载能力好，空隙率大，宜于 1200波形内增设加强板，可提高支撑板的刚度。他的最大液体负荷为 145 23 / ，最大承载能力为 40 于本塔较高，故选此板。 主要设计参考： 表 31） 分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据 塔径 D/(板外径 块数 近似重量 /N 300 294 2 28 注：摘自塔设备设计 5 表 32） 支撑圈尺寸 塔径 /(圈外径 1D /(圈内径 2D /(厚度 /(重量 /N 300 297 257 3 ：摘自塔设备设计 5 釜设计 - 26 - 料液在釜内停留 15料系统取 塔底高（ h）：塔径（ d） =1:2 塔底液料量 提塔底体积 W 因为 4， 2 321 1 6 6 3 2 的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取 设计取 孔的设计 手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口，用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用，在每段填料层得上下方各设置一个手孔。 座的设计 由于塔径 为 00 ，所以 手孔可设计为直径为 00孔大小的圆孔。 塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器，裙座高度取 201 , 1002 - 27 - 四精馏塔高度计算 表 3 精馏塔各部分高度列表 单位： 顶 塔釜 鞍式支座 填料层高度 塔釜法兰高 1200 2324 300 3312 200 喷淋高度 塔顶接管高度 喷夹弯曲半径 进料口喷头上方高度 529 150 90 200 本次设计的填料塔的实际高度为： H=1200+2324+300+3312+200+529+150+90+200=8305*大学化工原理课程设计 第三章 附属设备及主要附件的选型计算 第四章设计结果的自我总结与评价 一 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 表 41） 精馏塔主要设计参数汇总表 主要设计参数 名称 塔顶 塔底 进料 精馏段 提馏段 液相质量流量 kg/h 0000 量分率 % 96 10 70 摩尔率 % 平均分子质量 kg/ 液相平均密度 3/相平均密度 3/度 热容 K) 黏度 s 二 本次课程设计的要求为设计分离丙酮 合气）的填料精馏塔，通过本次课程设计我学到了很多东西。 本次课程设计需要大量的化工原理计算，这是我们学习化工原理的一次实践，不仅巩固 了我们的学习成果，也使我们了解了各种计算在实际生产中的应用与方法。 通过具体的填料精馏塔的设计，我熟悉了精馏塔的结构、反应过程、生产流程， 29 还了解了生