丙酮-水终极版.docx

前 言目录第一章 设计方案的确定1.1操作压力71.2进料状态 71.3加热方式71.4冷却剂与出口温度81.5流程示意图8第二章 设计计算2.1精馏塔的物料衡算92.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率92.1.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量92.1.3塔顶产品产量,塔釜液量及加热蒸气汽量的计算92.2塔板数的确定102.2.1操作温度计算及理论板层数的求取102.2.1.1有手册查的丙酮水物系的气液平衡数据：102.2.1.2操作回流比和理论板数的确定112.2.1.3精馏段和提留段操作线方程的确定112.2.2实际板层数的求取122.2.2.1全塔效率132.2.2.2实际塔板数142.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算142.3.1精馏段与提馏段体积流量142.3.1.1精馏段142.3.1.2提馏段162.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算172.4.1塔径的计算172.4.1.1精馏段的塔径172.4.1.2提馏段的塔径182.5塔板主要工艺尺寸的计算192.5.1溢流装置计算192.5.1.1堰长192.5.1.2 溢流堰高度192.5.1.3弓形降液管宽度和降液管的面积212.5.1.4降液管的底隙高度222.5.2塔板布置222.5.2.1塔板的分布222.5.2.2边缘区宽度与安定区宽度232.5.2.3开孔区面积计算232.5.2.4筛孔计算及其排列242.6筛板的流体力学验算242.6.1塔板压降242.6.1.1干板阻力计算242.6.1.2气体通过液层的阻力计算252.6.1.3液体表面张力的阻力计算262.6.2液面落差262.6.3液沫夹带262.6.4漏液272.6.5液泛282.7塔板负荷性能图292.7.1液沫夹带线292.7.1.1精馏段液沫夹带线292.7.1.2提馏段液沫夹带线292.7.2液泛线302.7.2.1精馏段液泛线302.7.2.2提馏段液泛线302.7.3液相负荷上限线312.7.4漏液线（气相负荷下限线）312.7.4.1精馏段漏液线312.7.4.2提馏段漏液线322.7.5液相负荷下限线322.8附录-筛板塔设计计算结果列表34第三章 附属设备的选型和计算3.1塔附件设计363.1.1进料管管径363.1.2塔顶蒸气出口管的直径363.1.3回流管管径363.1.4塔底出料液管径373.2筒体与封头373.2.1筒体：壁厚选6mm，所用材质为碳钢。373.2.2封头373.2.3裙座373.2.4塔顶空间高度383.2.5进料段空间高度383.3附属设备设计383.3.1塔顶冷凝器的选择383.3.2塔顶冷凝水管403.3.3冷凝水泵的选择413.3.4预热器的选择41参考文献42- 49 - 第二章 设计计算 第一章 设计方案的确定本设计任务为分离丙酮水混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系为非理想物系，最小回流比通过作相平衡图切线求取,操作回流比由与塔费用的关系决定。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便，因此,此设计采用泡点进料。1.3加热方式因分离物系中本身含有水分，蒸馏釜的加热方式采用直接蒸汽加热，直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。1.4冷却剂与出口温度用常温水作冷却剂，最经济，水的入口温度由气温决定，出口温度设计时确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。1.5流程示意图图1第二章 设计计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 =58kg/kmol； 水的摩尔质量 =18kg/kmol则 (摩尔分率，下同)2.1.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量=40.15=56.492.1.3塔顶产品产量,塔釜液量及加热蒸气汽量的计算以年工作日为300天,每天开车24小时计,进料量为:F=8333.3由全塔物料恒算方程可得:2.2塔板数的确定2.2.1操作温度计算及理论板层数的求取采用图解法求理论板层数。2.2.1.1有手册查的丙酮水物系的气液平衡数据：塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。表1 丙酮水的物性数据气液平衡关系表温度t/丙酮摩尔分数温度t/丙酮摩尔分数液相x/%气相y/%液相x/%气相y/%1000060.40.400.83992.70.010.25360.00.500.84986.50.020.42559.70.600.85975.80.050.62459.00.700.87466.50.100.75558.20.800.89863.40.150.79857.50.900.93562.10.200.81557.00.950.96361.00.300.83056.131.01.0图2 丙酮水混合液的温度组成图据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及液相组成tF=59.5 yF=0.8520tD=56.5 yD=0.9685tW=99.8 yW=0.08精馏段平均温度为t1=58提馏段平均温度为 t2=79.652.2.1.2操作回流比和理论板数的确定采用作图法求最小回流比:在气液平衡组成图中过点D做气液平衡线的切线，如图2.2所示方法图 3 最小回流比切线图采用作图法求最小回流比:在气液平衡组成图中过点D做气液平衡线的切线，由= ，得最小回流比为= 1.6；然后取R=（1.12）， 用CAD分别作图求理论板数，得表2： R40302122201918181614因为R（N+1）与设备费用成正比，作R-R（N+1）关系图得图2.3图 4 N（R+1)-R关联图当R=2时，R（N+1）最小，设备费用最少，故取操作回流比为 R=2 =1.62=3.2 2.2.1.3精馏段和提留段操作线方程的确定精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：2.2.2实际板层数的求取2.2.2.1全塔效率选用公式计算。式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。由项平衡方程式可得线性拟合得丙酮-水相平衡方程后，代入已知数据计算得：因此可得：全塔相对平均挥发度：全塔平均温度：在平均温度下查得 因为；所以，同理：全塔平均黏度：全塔效率=0.492.2.2.2实际塔板数精馏段实际板层数 =25.3提馏段实际板层数 .9实际塔板数为33块，第7块板作为进料板.2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1精馏段与提馏段体积流量2.3.1.1精馏段整理精馏段的已知数据列于表3： 表3液相平均摩尔质量:M=液相平均温度：在平均温度下查得液相平均密度为：+其中，平均质量分数，所以：精馏段的液相负荷L=RD=373.79同理可计算出精馏段的汽相负荷。其中汽相平均密度的求法为： 进料口汽相密度同理可得： 塔顶汽相密度 塔釜汽相密度 精馏段汽相平均密度：=2.008精馏段的负荷列于表4： 表4 精馏段的汽液相负荷 名称 液相 汽相平均摩尔质量/Kg/Kmol 48.445 54.41平均密度/Kg/ 750.269 2体积流量/ 24.136 13346.772.3.1.1提馏段表5提馏段的已知数据 采用与精馏段相同计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表6提馏段的负荷 名称 液相 汽相平均摩尔质量/Kg/Kmol 29.137 36.64平均密度/Kg/ 863.26 1.3体积流量/ 19.62 13827.372.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1塔径的计算2.4.1.1精馏段的塔径 精馏段的气液体积流率为 ;.由，式中C由式计算，其中的由史密斯关联图查取;取板间距，板上液层高度，则图5 史密斯关联图图的横坐标为 查史密斯关联图得,则取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 D=1800mm塔截面积为 实际空塔气速为 2.4.1.2提馏段的塔径 提馏段的气液体积流率为图的横坐标为查史密斯关联图得，则取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 =1800mm塔截面积为 实际空塔气速为 表7 塔板间距与塔径的关系塔径D/m塔板间距/mm塔径D/m塔板间距/mm0.3-0.5200-3001.6-2.0450-6000.5-0.8300-5002.0-2.4600-8000.8-1.6350-4502.4800经核实上述所取数据是合理的。2.5塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1溢流装置计算 因塔径D=1.4m800mm，故塔板采用分块式，查表得塔板分为3块。表六 塔板分块数塔径/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数34562.5.2.2边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5070mm。溢流堰前的安定区宽度：=70100mm取=0.075m，=0.06m。2.5.2.3开孔区面积计算图9 单溢流塔板示意图其中:溢流堰高度堰上液层高度降液管底隙高度塔板间距 堰长 弓形降液管高度 边缘区宽度 安定区宽度 塔径 r鼓泡区半径 降液管的面积 开孔区面积开孔区面积可按下式计算，即式中 =1.7497m22.5.2.4筛孔计算及其排列图10 筛孔的正三角形排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用其厚度的碳钢板，取筛孔直径，且取。筛孔按正三角行排列，取孔中心距每层塔板的开孔数目为11959个每层塔板的开孔率为每层塔板的开孔面积为气体通过筛孔的气速为精馏段： 提馏段： 2.6筛板的流体力学验算2.6.1塔板压降2.6.1.1干板阻力计算干板阻力可按以下经验公式估算，即式中 气体通过筛孔的速度，m/s； 流量系数。 图11干筛孔的流量系数图由，查上图得，故精馏段 提馏段 2.6.1.2气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力与板上清液层的高度及气泡的状况的因素有关，设计中常采用下式估算，即 式中 充气系数，反映板上液层的充气程度精馏段： 通过有效传质区的气速为则气相动能因子为查充气系数关联图得=0.56，所以液柱提馏段： 通过有效传质区的气速为则气相动能因子为查充气系数关联图得=0.57，所以液柱 2.6.1.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力可由下式估算，即 式中 液体的表面张力。N/m。精馏段：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）提馏段：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）2.6.2液面落差当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上构件的局部阻力，需要一定的液位差，此即液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。2.6.3液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量。液沫夹带量由下式计算，即式中 塔板上鼓泡层高度，m。根据设计经验，一般取=2.5。则 =2.5=2.50.07=0.175m故 精馏段 提馏段所以在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2.6.4漏液当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔内操作气速的下限，以表示。在设计中，对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即精馏段：气体通过筛孔的实际速度则稳定系数为 =2.0441.5提馏段：气体通过筛孔的实际速度则稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。2.6.5液泛为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。降液管内液层高度用来克服相邻两层塔板间的压降，板上清液层阻力和流体流过降液管的阻力，可用下式计算，即式中 降液管中清液层高度，m液柱。与流体流过降液管的压降相当的液柱高度，m液柱。主要是由降液管低隙处的局部阻力造成，可按下面经验公式估算：塔板上不设置进口堰 塔板上设置进口堰 为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体高度不能超过上层塔板的出口堰，即式中为安全系数。丙酮水物系属于一般物系，取=0.5，则精馏段： 由于板上不设置进口堰，则有 液柱所以 且提馏段： 且故在本设计中不会发生泛液现象。2.7塔板负荷性能图2.7.1液沫夹带线以气为上限，求关系如下式中2.7.1.1精馏段液沫夹带线将上式代入原公式中有：整理的 Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs7.2599767.2588567.2560557.2506647.2417012.7.1.2提馏段液沫夹带线将上式代入原公式中有：整理的 在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于下表：Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs8.342798.179538.016277.82587.608122.7.2液泛线令 ， ，联立得 2.7.2.1精馏段液泛线代入原式得：化简得 Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs8.00574397.63387227.49438617.52861397.78898292.7.2.2提馏段液泛线代入原式得：化简得 在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于下表：依据表中数据作出液泛线。Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs10.565189.8175298.9746237.6319455.1761052.7.3液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 所以 Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs0.02750.02750.02750.02750.02752.7.4漏液线（气相负荷下限线）， ， 2.7.4.1精馏段漏液线漏液点气速所以 整理得：Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs1.59405811.59438031.59518541.59674311.59673412.7.4.2提馏段漏液线漏液点气速所以 整理得：在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于下表：依据表中数据作出漏液线Ls0.0010.0070.0130.020.028Vs2.0829792.3121732.4605492.5982732.7299942.7.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体负荷标准，则有 取，所以根据以上各线方程，做出筛板塔的精馏段和提馏段负荷性能图为：图12 精馏段负荷性能图图13 提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的精馏操作上线为液沫控制，下限为漏液控制；提馏操作上线为液相负荷上限控制，下线为漏夜控制。由上图查得 精馏段： ； 故操作弹性为 2.8附录-筛板塔设计计算结果列表项目符号单位计算数据精馏段提馏段操作压力PkPa110.2118.95操作温度5879.65平均摩尔质量汽相54.4136.64液相 48.44529.137密度汽相213液相750.269863.26混合液体平均黏度0.3053平均体积流量汽相13346.7713827.37液相24.13619.62塔径1.8横截面积2.54实际空塔气速1.4571.51实际塔板数块267塔的有效高度7.65溢流 装置溢流管形式弓形堰长1.26堰高0.050.0523溢流堰宽度0.279降液管底隙高度0.0350.029液体在降液管中停留时间20.8725.68板上清液层高度0.07孔径5孔中心距离13孔数个11958开孔区面积1.7497每层塔板的开孔率0.134171598每层塔板的开孔面积1.7497筛孔气速15.790591616.3613872干板阻力m0.047035580.02845603通过有效传质区的气速1.612650621.67094444气相动能因子2.283481401.90516979气体通过液层的阻力m0.03920.0399液体表面张力的阻力m0.003289500.00466052塔板压降相当的液柱高度0.089525080.07301655塔板压降658.917047618.346548塔板上鼓泡层高度m0.175雾沫夹带0.010.01167漏液点气速7.739.96稳定系数为2.0441.7降液管内清液层高度0.1490.144汽相负荷上限7.28.8汽相负荷下限1.72.3操作弹性4.2353.826沈阳化工大学化工原理课程设计 附 录第三章 附属设备的选型和计算3.1塔附件设计3.1.1进料管管径进料管的类型很多，有直进料管、弯进料管、本设计采用直进料管。若采用高位槽送料入塔，料液速度可取；如果用泵输送料液，则可取。本设计采用泵输送料液，取。 则查标准系列选进料管的规格为。3.1.2塔顶蒸气出口管的直径从塔顶至冷凝器的蒸气导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。对于常压塔，蒸气流速为。取，则蒸气导管的直径为查标准系列取塔顶蒸气出口管的规格为3.1.3回流管管径回流管管径的计算分为两种情况：当塔顶冷凝器安装在塔顶平台上时，回流液靠重力自流入塔。流速可取；当回流用泵输送时，可取。本设计回流液用泵输送，取，则回流管管径为查标准系列取回流管的规格为3.1.4塔底出料液管径一般可取塔底出料管的料液流速为。本设计取塔底出料管的料液流速为，塔底釜液流量为则塔底出料管的管径为：查标准系列取塔底出料管的规格为3.2筒体与封头3.2.1筒体：壁厚选6mm，所用材质为碳钢。3.2.2封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，公称直径，查得曲面高度，封头厚度S 14mm，直边高度。选用封Dg180014,JB1154-73。3.2.3裙座塔底采用裙座支撑，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。由于裙座内径小于800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，,基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。3.2.4塔顶空间高度 为便于安装入孔以及破沫网，减少塔顶出口的气体携带量，通常.取1.4m3.2.5进料段空间高度进料段空间高度取决于进料口结构型式和物料状态,为防止进料直冲塔板,常在进料口处安装防冲设施.应保证这些设施的安装在本设计中。3.2.6塔底空间高度。 塔底空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜液停留时间取5min。故精馏塔的总高度为：-1-S）+式中 所以H=1.4+（33-1-4）0.57+4+0.86+1.65+0.45+3=26.52m3.3附属设备设计3.3.1塔顶冷凝器的选择本次设计冷凝器选用管壳式冷凝器。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。取冷凝器传热系数水温25，温升10。对于逆流： 塔顶全凝器的热负荷：塔顶温度：