丙酮--水精馏分离筛板塔.docx

河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 丙酮- 水精馏分离筛板塔学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210026 姓 名: 王海平 指导教师: 王海平 年 月 日 化工原理课程设计任务书一、设计题目 丙酮-水精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 115000 吨/年操作周期 7200 小时/年进料组成 32% （质量分率，下同）塔顶产品组成 97.5% 塔底产品组成 1.2% 2.操作条件操作压力 塔顶为常压 进料热状态 泡点 加热蒸汽 0.25Mpa（表压） 3.设备型式 筛板塔 4.厂址 河北省 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述目 录1设计概述11.1设计题目：11.3设计内容21.4工艺流程图22精馏塔的物料衡算3 2.1查阅文献，整理有关物性数据3 2.1.1水和丙酮的性质32.1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数5 2.2全塔物料衡算63塔板数的确定 63.1操作方程73.2全塔效率的估算73.3实际塔板数84.1精馏段与提馏段的汽液体积流量84.1.1精馏段的汽液体积流量84.1.2提馏段的汽液体积流量104.2 塔径的计算104.2.1塔径的计算114.3精馏塔的有效高度的计算124.4塔高的计算135塔板主要工艺尺寸计算135.1溢流装置计算135.2塔板布置145.3塔板结构尺寸的确定155.4弓形降液管165.5开孔区面积计算175.6筛板的筛孔和开孔率176.1塔板压降186.2液面落差187塔板负荷性能图197.1精馏段塔板负荷性能图197.2提馏段塔板负荷性能图228精馏塔的主要附属设备248.1进料管道248.2塔顶回流液管道248.3塔底料液排出管道258.4塔顶蒸汽出口管道259设计结果一览表2510符号说明26致谢28I丙酮-水精馏分离板式塔设计王海平摘要：利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。 在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以丙酮水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。关键词：精馏段，提馏段，气、液相回流，传质过程同时进行。1设计概述1.1设计题目： 筛板式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：115000吨/年（料液） 操作周期 7200 小时/年原料组成：32%丙酮（质量分率，下同）产品组成：馏出液 97.5%丙酮，釜液1.2%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： R/Rmin=2.01.3设计内容 1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2、工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 3、主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4、流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5、主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。1.4工艺流程图丙酮水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。丙酮水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如图1图1：精馏装置工艺流程图2精馏塔的物料衡算2.1查阅文献，整理有关物性数据2.1.1水和丙酮的性质表1 水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2 水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表19.518.817.716.315.214.3表3 水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4 水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5 丙酮水系统txy数据沸点（t/）1009284.275.666.962.459.858.256.7x00.010.0250.050.10.20.50.80.975y00.2790.470.630.7540.8130.8510.8970.979由以上数据可作出t-y（x）图如图2图2 t-y（x）2.1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数丙酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol 平均摩尔质量M=0.127458.08+（1-0.1274）18.02=23.124 kg/kmolM= 0.92458.08+ (1-0.924) 18.02=55.04 kg/kmolM=0.0037558.08+（1-0.00375）18.02=18.17 kg/kmol=690.72Kmol/h最小回流比，由题设可得泡点进料q=1则=，又附图可得=0.1274, =0.767。= 确定操作回流比： 令图3：相平衡线图2.2全塔物料衡算 D=92.81Kmol/hW=597.91Kmol/h 3塔板数的确定 3.1操作方程精馏段= 0.33Xn+0.62提馏段：因为泡点进料，所以q=1,代入数据利用图解法求理论班层数，如图3可得：总理论板层10块，8块进料板位置 3.2全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统tx(y)图可以查得：(塔顶第一块板) 设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上： 可得： (加料板) ，假设物质同上：，可得：(塔底) ，假设物质同上：，可得：所以全塔平均挥发度：精馏段平均温度：查前面物性常数（粘度表）：61.85 时，所以查61.85时，丙酮-水的组成， 同理可得：提留段的平均温度查表可得在83.6时 3.3实际塔板数实际塔板数精馏段：，取整15块，考虑安全系数加一块为15块。提馏段：，取整6块，考虑安全系数加一块，为6块。故进料板为第8块，实际总板数为21块。全塔总效率：4精馏塔主题尺寸的计算4.1精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.1精馏段的汽液体积流量整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(23.124+55.04)/2=39.08kg/kmol液相平均温度：在平均温度下查得表6 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数摩尔质量/温度/67.2056.70液相平均密度为：其中，1 =0.32 2 =0.68所以，=880.58精馏段的液相负荷L=RD=0.491*92.81=45.57kmol/hLn=LM/lm=6839.08/880.58=3.02由 所以精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7,则进料板压强气相平均压强气相平均摩尔质量 气相平均密度汽相负荷 V=（R+1)D=(0.491+1)92.81=138.38kmol/h精馏段的负荷列于表7。4.1.2提馏段的汽液体积流量表7 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/49.78939.08平均密度/1.90880.58体积流量/3626.213.02整理提馏段的已知数据列于表8，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。表8 提馏段的已知数据位置塔釜进料板摩尔分数摩尔质量/温度/10067.2表9 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/20.64731.355平均密度/965.81.31体积流量/1.451894.174.2 塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表，在进料板温度下查表面张力表：=17.9mN/m，=64.74mN/m在塔底温度下查表面张力表：=14.3mN/m，=58.4mN/m精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力全塔液相平均表面张力在塔顶的温度下查粘度表，在进料板温度下查粘度表：，在塔底温度下查粘度表：， 精馏段液相平均粘度提馏段液相平均粘度全塔液相平均粘度4.2.1塔径的计算精馏段的体积流率计算：提留段：Vs=0.92m/s Ls=0.0027m/s史密斯关联图图4：史密斯关联图提留段：取板间距，板上液层高度 查附图：取安全系数为0.7，表观空塔气速：=0.9009估算塔径：塔截面积：实际塔气速： 4.3精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：4.4塔高的计算塔的高度可以由下式计算：-塔顶空间（不包括头盖部分）-板间距N-实际板数S-人孔数-进料板出板间距-塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=21块，板间距HT=0.4由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。取人孔两板之间的间距，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：Z=9.3m5塔板主要工艺尺寸计算5.1溢流装置计算（1）堰长 可取=0.66D=0.661.6=1.056m（2）溢流堰高度由=，选用平直堰，堰上液层高度：取用E=1，则取液上清液层高度（3）弓形降液管宽度和截面积由，查图5附图得图5 弓形降液管参数用经验公式：故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度比低10mm，则：=0.01=0.05590.01=0.0459m故选用凹形受液盘，深度5.2塔板布置塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。边缘区宽度确定取开孔区面积其中，筛孔计算及其排列选用=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm筛孔数目： 开孔率： 气体通过阀孔的气速为：5.3塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求5.4弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液层深度，一般不宜超过60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E-液体的收缩系数-液相的体积流量-堰长精馏段=由 查手册知 E=1 则=0.00441=0.0044m=0.06-0.0044=0.0556m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0556-0.015=0.0406同理，对提馏段=由 查手册得 E=1.=0.01231=0.0123m=0.06-0.0123=0.0477m=0.0477-0.01=0.0377m5.5开孔区面积计算已知=0.2256m进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07m阀孔总面积可由下式计算x=r=故5.6筛板的筛孔和开孔率因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3=35=15mm 筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为 则精馏段 提馏段 6筛板的流体力学验算 6.1塔板压降干板阻力计算干板阻力由所选用筛板，查得液柱气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力查图得：液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力液柱所以气体通过每层塔板的高度可计算：（700Pa=设计允许值）6.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量，采用公式由所以故设计中液沫夹带量允许范围内漏液对于筛板塔，漏液点气速： =6.73m/s实际空速：稳定系数：故在本实验中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子取而，板上不设进口堰，则有液柱可知，本设计不会发生液泛7塔板负荷性能图 7.1精馏段塔板负荷性能图（1）漏液线 得：精馏段：整理得：（2）液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得Vs=3.74-58.022Ls （3）液相负荷下限线液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液相负荷标准。=0.006E=1,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限4。（4）液相负荷上限线以3s 作为液体在降液管中停留时间的下限故，据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线5。（5）液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度令 ， 联立得 整理得： 0.04=0.08256-85.32-1.094根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图6如下：（1.漏液线，2.液沫夹带线，3.液泛线，4.液相负荷下限线，5.液相负荷上限线，6.操作线）Vs，max=1.32m3/s Vs，min=0.48m3/s故操弹性为图6：精馏段负荷性能图7.2提馏段塔板负荷性能图（1）漏液线查图知 得： （2）液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0477*2.5=0.1193 how=2.84/10001.074(3600LS/1.056)2/3=1.608LS2/3则hf=0.1193+1.608 LS2/3 HT-hf=0.3-0.1193-1.608LS2/3=0.1087-1.608 LS2/3 解得VS=4.05-58.022LS2/3 （3）液相负荷下限线= E=1据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。（4）液相负荷上限线以s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。（5）液泛线 0.025=0.0928-96.53-1.094根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图6如下：（1.漏液线，2.液沫夹带线，3.液泛线，4.液相负荷下限线，5.液相负荷上限线，6.操作线）图7 提馏段负荷性能图 Vs，max= 0.913m3/s，Vs，min= 0.32m3/s故操作弹性为8精馏塔的主要附属设备8.1进料管道进料体积流量：利用泵传送料液，取管道内流体流速因为 得：因此选用的无缝钢管，实际流速。8.2塔顶回流液管道塔顶回流液体积流量：用泵输送回流液，取流速因为 得：因此选用的无缝钢管，实际流速。8.3塔底料液排出管道塔底产品体积流量：用泵输送回流液，取流速则同理可得：因此选用的无缝钢管，实际流速。8.4塔顶蒸汽出口管道塔顶回流液体积流量：塔顶蒸汽密度：塔顶蒸汽流速，则同理可得：因此选用的无缝钢管，实际流速。9设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度61.8583.6平均流量气相VSm3/s1.010.92液相LSm3/s0.000560.0027实际塔板数N块156板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm4.21.5塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.91.85塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.0561.056堰高hwm0.05620.0477溢流堰宽度Wdm0.1580.158底与受液盘距离hom0.04590.0377板上清液层高度hLm0.03660.043孔径domm5.05孔中心距tmm15.015开孔率 10.110.1孔数n孔39372789开孔面积m20.7650.542筛孔气速uom/s11.269.48稳定系数1.911.6塔板压降hPkPa0.690.68液体在降液管中停留时间s315.25降液管内清液层高度Hdm0.12230.116雾沫夹带eVkg液/kg气0.060.032负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限液相负荷下线控制液相负荷下线控制操作弹性2.752.8510符号说明英文字母33A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/k