分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺设计.doc

化工原理课程设计 题 目 分离丙酮 水连续浮阀式精馏塔工 艺设计 板式精馏塔的工艺设计 系 院 专 业 班 级 学生姓名 学 号 指导教师 职 称讲师 二 一二年 六 月 十三 日 化工原理课程设计 目目 录录 一 化工原理课程设计任务书 1 二 任务要求 1 三 主要设计内容 1 1 设计方案的选择及流程说明 1 2 工艺计算 1 3 主要设备工艺尺寸设计 1 4 设计结果汇总 1 5 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 2 第第 1 1 章章 前言前言 2 2 1 1 精馏原理及其在化工生产上的应用 2 1 2 精馏塔对塔设备的要求 3 第二章流程的确定和说明第二章流程的确定和说明 3 3 2 1 设计思路 3 2 2 设计流程 4 第三章第三章 精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算 5 5 3 1 物料衡算 6 3 1 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 6 3 1 2 塔顶气相 液相 进料和塔底的温度分别为 7 7 VD t LD t F t W t 3 1 3 相对挥发度的计算 7 化工原理课程设计 i 3 2 回流比的确定 8 3 3 热量恒算 8 3 3 1 热量示意图 8 3 3 2 加热介质的选择 9 3 3 3 热量衡算 9 3 4 板数的确 11 3 4 1 精馏段与提馏段操作线方程及线方程 11 q 3 4 2 全塔效率 13 3 4 3 实际塔板数 14 3 5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 15 3 5 1 操作温度的计算 15 3 5 2 操作压强的计算 17 3 5 3 塔内各段气液两相的平均分子量 17 3 5 4 各段组成 摩尔百分量 19 3 5 5 精馏塔各组分密度 19 3 5 6 平均温度下液体表面张力的计算 22 3 5 7 气液负荷的计算 22 3 6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 23 3 6 1 塔径的计算 23 3 6 2 精馏塔塔有效高度的计算 25 3 6 3 溢流装置的计算 25 3 6 4 塔板布置 29 化工原理课程设计 ii 3 7 浮阀板的流体力学验算 32 3 7 1 塔板压降 32 3 7 2 淹塔 34 3 7 3 雾沫夹带 35 3 7 4 漏液 36 3 7 5 液泛 36 3 83 8 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 38 3 8 1 液沫夹带线关系式 38 3 8 2 液相负荷下限线关系式 39 3 8 3 漏液线系式 39 3 8 4 液相负荷限线关系式 40 3 8 5 降液管液泛线关系式 40 第第四章 附属设备四章 附属设备 4242 1 冷凝器 42 2 再沸器 43 第五章第五章 结果列表结果列表 4545 一 主要符号说明 45 二 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 47 参考文献 48 塔图塔图 50 50 工艺流程图工艺流程图 51 51 化工原理课程设计 iii 化工原理课程设计 0 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一 设计题目设计题目 分离 丙酮 水 混合液 混合气 的连续 浮阀 式 精馏塔 二 设计数据及条件设计数据及条件 生产能力 年处理 丙酮 水 混合液 混合气 80000 万吨 开工率 300 天 年 原 料 原料加料量 F 11111 1kg h 丙酮 含量为 30 质量百分率 下同 的常温液体 气体 分离要求 塔顶 丙酮 含量不低于 不高于 98 0 塔底 丙酮 含量不高于 不低于 2 0 塔顶压力 p 0 101325Mpa 绝压 塔釜采用 0 5Mpa 表压 饱和蒸汽间接加热 2 2 工艺操作条件工艺操作条件 常压精馏 塔顶全凝器 塔底间接加热 冷进料 泡点回流 三 主要设计内容 1 1 设计方案的选择及流程说明 设计方案的选择及流程说明 2 2 工艺计算 工艺计算 3 3 主要设备工艺尺寸设计 主要设备工艺尺寸设计 1 塔径及 精 提 馏段塔板结构尺寸的确定 2 塔板的流体力学核算 3 塔板的负荷性能图 化工原理课程设计 1 4 4 设计结果汇总 设计结果汇总 5 5 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 引言引言 本设计是以丙酮 水物系为设计物系 以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水 浮阀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 通过画图计算得出理论板数为 7 块 回流比为 0 432 算出塔效率为 0 3056 实际板数为 17 块 进料位置为第 7 块 在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中 得出塔径为 0 8 米 有效塔高 12 80 米 浮阀数 提馏段每块 50 通过浮 阀塔的流体力学验算 证明各指标数据均符合标准 本次设计过程正常 操 作合适 第 1 章 前言 1 11 1 精馏原理及其在化工生产上的应用精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中 在精馏柱及精馏塔中精馏时 上述部分气化和部分冷凝是同时 进行的 对液态混合物精馏时 最后得到的馏液 气相冷却而成 是沸点低的 B 物质 而残液是沸点高的 A 及 A B 共沸物物质 精馏是多次简单蒸馏的组合 精馏塔底部是加热区 温度最高 塔顶温度最低 精馏结果 塔顶冷凝收集 的是纯低沸点组分 纯高沸点组分则留在塔底 1 21 2 精馏塔对塔设备的要求精馏塔对塔设备的要求 化工原理课程设计 2 精馏设备所用的设备及其相互联系 总称为精馏装置 其核心为精馏塔 常 用的精馏塔有板式塔和填料塔两类 通称塔设备 和其他传质过程一样 精 馏塔对塔设备的要求大致如下 一 生产能力大 即单位塔截面大的气液相流率 不会产生液泛等不正常流 动 二 效率高 气液两相在塔内保持充分的密切接触 具有较高的塔板效率或 传质效率 三 流体阻力小 流体通过塔设备时阻力降小 可以节省动力费用 在减压 操作是时 易于达到所要求的真空度 四 有一定的操作弹性 当气液相流率有一定波动时 两相均能维持正常的 流动 而且不会使效率发生较大的变化 五 结构简单 造价低 安装检修方便 六 能满足某些工艺的特性 腐蚀性 热敏性 起泡性等 1 1 3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多 如 筛板塔 泡罩塔 舌型塔 浮阀塔等 而浮 阀塔具有很多优点 且加工方便 故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形 式的塔板广泛 是目前新型塔板研开发的主要方向 近年来与浮阀塔一直 成为化工生中主要的传质设备 浮阀塔多用 第二章第二章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算 一一 操作条件及基础数据操作条件及基础数据 化工原理课程设计 3 2 1 1 操作压力 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 水体系对温度的依赖性不强 常压下为液态 为降低塔的操作费用 操 作压力选为常压101 325kPa 2 1 2 汽液平衡时 x y t 数据 理想系统 Antoine方程 CT B AP lg 式中 在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg P T 温度 A B C Antoine 常数 表2 1 2 丙酮的Antoine 常数 名称 ABC 丙酮 6 356471277 03237 23 水 7 074061657 46227 02 非理想系统 表 2 1 2 常压下丙酮 水气液平衡与温度关系 丙酮 mol 分 率 丙酮 mol 分 率 丙酮 mol 分 率 液相气相 温度 液相气相 温度 液相气相 温度 0 000 00100 00 200 81562 10 800 89858 2 化工原理课程设计 4 0 010 25392 70 300 83061 00 900 93557 5 0 020 42586 50 400 83960 40 950 96357 0 0 050 62475 80 500 84960 01 001 0056 13 0 100 75566 50 600 85959 7 0 150 79863 40 700 87459 0 注 摘自化工原理课程设计 P32 表 3 9 二二 精馏塔工艺简介精馏塔工艺简介 连续精馏装置主要包括精馏塔 蒸馏釜 或再沸器 冷凝器 冷却器 原料 预热器及贮槽等 原料液经原料预热器加热至规定温度后 由塔中部加入塔内 蒸馏釜 或再沸器 的溶液受热 后部分汽化 产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升 与板上回流液接触进行传质 从而使上升蒸 汽中易挥发组分的含量逐渐提高 至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体 冷凝的液体一部分 作为塔顶产品 另一部分由塔顶引入塔内作为回流液 蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品 原料 预热器 精 馏 塔 冷凝器 贮槽 冷却器 贮槽 再沸器 残液贮槽 第三章第三章 精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算 化工原理课程设计 5 3 13 1 物料衡算物料衡算 3 1 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 丙酮的摩尔质量 58 08 A Mkg kmol 水的摩尔质量 18 02 B Mkg kmol 原料加料量 F 80000t a 进料组成 xF 30 质量百分数 下同 馏出液组成 xD 98 釜液组成 xw 2 塔顶压力 p 0 101325Mpa 所以 kg h 11111 1kg h F 3 80000 10 300 24 进料液 馏出液 釜残液的摩尔分数分别为 F x D x W x F x117 0 02 18 7008 58 30 08 58 30 D x938 0 02 18 208 58 98 08 58 98 W x0063 0 02 18 9808 58 2 08 58 2 进料平均相对分子质量 0 117 58 08 1 0 117 18 02 22 71kg kmolFM 原料液 F 489 26kmol h 11111 1 22 71 总物料 F W D 1 易挥发组分 F D W 2 F x D x W x 由 1 2 代入数据解得 D 58 134 W 431 126 塔顶产品 kmol h kmol h 的平均相对分子质量 58 08 0 938 18 02 1 0 938 55 60kg kmol D M 化工原理课程设计 6 塔顶产品质量流量 D 55 60 58 134 3232 256kg h D D M 塔釜产品平均相对分子质量 58 08 0 0063 18 02 1 0 0063 18 272kg kmol W M 塔釜产品质量流量 W 431 126 18 272 7877 534kg h W W M 物料衡算结果 表 3 1 1 1 物料衡算结果表 塔顶出料塔底出料进料 质量流量 kg h 3232 2567877 53411111 1 质量分数 98230 摩尔流量 kmol h 58 134431 126489 26 摩尔分数 93 80 6311 7 3 1 2 塔顶气相 液相 进料和塔底的温度分别为 VD t LD t F t W t 查表 3 1 1 1 用内插法算得 塔顶 57 12 5 57 0 57 5 57 90 0 95 0 90 0 938 0 LD t LD t 57 45 5 57 0 57 0 57 935 0 963 0 938 0 963 0 VD t VD t 塔釜 95 40 7 92100 100 01 0 0 0063 0 0 W t W t 进料 65 45 5 66 5 66 4 63 10 0 117 0 10 0 15 0 F t F t 精馏段平均温度 61 45 1 t 2 FVD tt 2 45 6545 57 提馏段平均温度 80 40 2 t 2 45 6540 95 2 FW tt 3 1 3 平均相对挥发度 化工原理课程设计 7 在温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为 F t 精馏段 61 45 1 t 830 0 815 0 830 0 30 0 20 0 30 0 0 611 62 0 6145 61 11 yx 39 82 91 25 11 yx 提馏段 80 40 2 t 22 22 0 050 62480 4075 80 3 71 61 11 86 5075 800 020 050 4250 624 xy xy 将分别代入得 2121 yyxx x x y 1 1 78 40 38 13 21 36 2378 4038 13 21 3 23 2回流比的确定回流比的确定 3 2 1回流比的确定 泡点进料 F xxq Rmin 123 36 1 0 938110 938 0 27 1126 36 1 0 1171 0 117 axdxq axfxf 因为R Rmin 1 6 所以R Rmin 1 6 0 432 3 33 3热量恒算热量恒算 3 3 1 热量示意图 图略 3 3 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 100 1000 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 300kPa 温度为 133 3 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 化工原理课程设计 8 但成本会相应降低 塔结构也不会复杂 1 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 10 25 如需冷却到较低温度 则需采用低温介质 如冷冻盐水 氟利 昂等 本设计建厂地区为沈阳 沈阳市夏季最热月份日平均气温为 25 故选用 25 的冷却水 选升温 10 即冷却水的出口温度为 35 3 3 3 热量衡算 已求得 57 12 57 40 95 40 65 45 LD t VD t W t F t 精馏段平均温度 61 45 1 t 2 FVD tt 2 45 6545 57 提馏段平均温度 80 40 2 t 2 45 6540 95 2 FW tt 温度下 135 91kJ kmol K 76 04kJ kmol K LD t 1p C 2p C DpDp pDxCxCC 1 21 135 91 0 938 76 04 1 0 938 132 20kJ kmol K 温度下 143 46kJ kmol K 76 40kJ kmol K W t 1p C 2p C WpWp pWxCxCC 1 21 143 46 0 0063 76 40 1 0 0063 76 82kJ kmol K 温度下 525kJ kg 2812 5kJ kg LD t 1 2 化工原理课程设计 9 DD xx 1 21 525 0 938 2812 5 1 0 938 666 83kJ kg 塔顶 DD DxMxMM 1 21 58 08 0 938 18 02 1 0 938 55 60kg kmol 1 0 时塔顶气体上升的焓 V Q 塔顶以 0 为基准 D D pD V MVtCVQ 83 248 132 2 330 27 83 248 666 83 55 60 6721230 57kJ h 2 回流液的焓 R Q 57 40 温度下 VD t 135 91kJ kmol K 76 04kJ kmol K 1p C 2p C DpDp pxCxCC 1 21 135 91 0 938 76 04 1 0 938 132 20kJ kmol K 25 114 132 20 330 55 1097449 92kJ h VD p R tCLQ 3 塔顶馏出液的焓 D Q 因馏出口与回流口组成一样 所以 58 134 132 20 330 27 1097449 40kJ h LD p D tCDQ 4 冷凝器消耗的焓 C Q 6721230 57 1097449 40 2538228 92 3085552 25kJ h DRVC QQQQ 化工原理课程设计 10 5 进料口的焓 F Q 温度下 135 66kJ kmol K 75 68kJ kmol K F t 1p C 2p C FpFp pxCxCC 1 21 135 66 0 117 75 68 1 0 117 82 70kJ kmol K 所以 489 26 82 70 338 60 13700366 16kJ h F p F tCFQ 6 塔底残液的焓 W Q 431 126 76 82 368 55 12206044 05kJ h W p W tCWQ 7 再沸器 B Q 塔釜热损失为 10 则 0 9 设再沸器损失能量 B QQ1 0 损DWCFB QQQQQQ 损 加热器的实际热负荷 FDWCB QQQQQ 9 0 3085552 25 12206044 05 2538228 92 13700366 16 4129459 064 4588287 85kJ h B Q 8 热量衡算结果 表 3 3 1 1 热量衡算表 3 43 4 板数的确定板数的确定 项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器 平均比热 11 KkmolkJ 82 70 132 2076 82 热量 Q 1 hkJ13700366 163085552 522538228 9212206044 054588287 85 化工原理课程设计 11 3 4 1 精馏段与提馏段操作线方程及线方程 q 精馏段操作线方程 1 0 11860 6550 11 D nnDnn xLDR yxxxx VVRR 提馏段操作线方程 1 6 1790 0326 FD nnwn FxDxL yxxx VV 气液平衡方程 1 1 nn nn xy yay 由于塔顶为全凝器 从塔顶最上一层塔板 序号为 1 上升的蒸汽全部冷凝成 饱和温度下的液体 故镏出液和回流液的组成均为离开第一层理论版的气相组成 y 即 0 938 根据理论板的概念 自第一层塔板下降的液相组成 x1 与 y1 1D yx 互成平衡 则 从第二层理 11 11 10 938 0 393 10 93823 26 1 0 938 xy yay 论板上升的气相组成 y2 与 x1 符合精馏段操作线方程关系 由 x1 可求的 y2 即 同理 21 0 1186 0 3930 65500 774 11 D xR yx RR 22 22 10 774 0 128 10 77423 36 1 0 774 xy yay 32 0 1186 0 1280 65500 694 11 D xR yx RR 则第三层理论塔板为进料板 3 0 694 0 088 0 69423 36 1 0 694 x 3 0 117x 进行提馏段理论塔板的计算 4 6 179 30 03266 179 0 0880 03260 511yx 4 0 511 0 0428 0 51123 361 0 511 x 化工原理课程设计 12 5 6 179 40 03266 179 0 04280 03260 232yx 5 0 232 0 0128 0 23223 361 0 232 x 65 6 1790 03266 179 0 01280 03260 0465yx 由于 所以此塔理论 6 0 0465 0 0021 0 046523 361 0 0465 x 6 0 0063x 板数为 5 不含再沸器 第三层为进料板 精馏段塔板数为 2 提馏 段塔板数为 3 0 432 58 13425 114LD R 25 1141 489 26514 374 LLq Fkmol h 1 1 432 58 13483 248 VVRDkmol h W 437 126kmol h 3 4 2 全塔效率 由进料组成0 117 F x 表 3 4 2 不同温度下丙酮 水黏度 mPa s 温度 60708090100 丙酮 0 2330 2150 1980 1850 171 水 0 4700 4060 3550 3150 283 全塔的平均温度 76 26 2 40 9512 57 2 WD tt t 由表 2 2 3 1 利用内插法计算得 化工原理课程设计 13 丙酮 0 204 mPa s 215 0 198 0 215 0 7080 7026 76 丙酮 丙酮 水 0 374 mPa 406 0 355 0 406 0 7080 7026 76 水 水 因为 LiiL x 所以 mPa s 215 0 374 0 938 0 1204 0 938 0 LD mPa s 373 0 374 0 0063 0 1204 0 0063 0 LW mPa s 410 0 435 0 117 0 1223 0 117 0 F 全塔液体平均黏度 mPa s294 0 2 373 0 215 0 2 LWLD L 已知 由表 2 1 2 2 利用内插法计算得 26 76 t 624 0 624 0425 0 05 0 05 0 02 0 8 7526 76 8 75 5 86 yx 因此 x 4 87 y 61 54 已求得23 36 全塔效率 30 56 245 0 49 0 LT E 245 0 294 0 36 2349 0 3 4 3 3 4 3 实际塔板数实际塔板数 实际塔板数 17 块 不含塔釜 第 7 块理论板为 5 30 56 T P T N N E 加料版 表 3 4 3 丙酮 水在不同温度下的密度 溫度 1 mlg 丙酮 1 mlg 水 57 12 D t 0 7410 985 95 40 W t 0 6850 962 化工原理课程设计 14 65 45 F t 0 7270 980 见 化工原理书 附录五 P361 及附录三 P359 经查表 得 泡点温度 78 27 dT 99 86 wT 在此温度下 查文献 得 0 38 Aa mp s 0 31 Ba mp s 则进料液再该温度下的平均粘度为 0 31 0 38 20 3145umpa s 则板效率 E 由计算0 3871 0 245 0 49Ea E 则 实际塔板数 18 N145 0 3871 第 14 块理论板为加料版 3 53 5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3 5 1 操作温度的计算 表 3 5 1 1 丙酮 水在不同温度下的密度 溫度 1 mlg 丙酮 1 mlg 水 57 12 D t 0 7410 985 95 40 W t 0 6850 962 65 45 F t 0 7270 980 化工原理课程设计 15 1 塔顶温度计算 查附表 丙酮和水的平衡数据 丙酮 水溶液中丙酮摩尔分数为 0 90 和 0 95 时 其沸点分别为 57 5 57 0 塔顶温度为 则由内插法 D T 0 938 D x 57 50 9380 90 0 950 9057 057 5 LD T 57 12 LD T 同理 0 9630 93857 0 0 9630 93557 057 5 57 45 LD T T 2 进料板温度 查附表 丙酮和水的平衡数据 丙酮 水溶液中丙酮摩尔分数为 0 117 66 50 1170 10 0 150 1063 466 5 F T 65 45 F T 3 塔釜的温度 查附表 丙酮和水的平衡数据 丙酮 水溶液中丙酮摩尔分数为 0 00 和 0 02 时 其 沸点分别为 100 和 99 3 设塔顶温度为 则由内插法 W T 0 0063 W x 0 00100 0 01 0 0092 7 100 WW xT 95 40 W T 则 精馏段的平均温度 化工原理课程设计 16 2 57 4565 45 61 45 2 m T 提馏段的平均温度 1 95 4065 45 80 40 2 m T 3 5 2 操作压强 塔顶压强 PD 101 325 kpa 取每层塔板压降 P 0 6 kpa 则 进料板压力 2 101 3250 617105 405 15 F Pkpa 塔釜 压力 101 3250 6 1 112 125 WP PNkpa 则 精馏段的平均操作压强 1 2 101 325 20 617 5 103 365 2 m Pkpa 提馏段的平均操作压强 2 3 20 617 5 108 765 2 W m P Pkpa 3 5 3 气液两相的平均分子量 丙酮的摩尔质量 58 08 A Mkg kmol 水的摩尔质量 18 02 B Mkg kmol 由公式 得 1 i ii i Mx M 化工原理课程设计 17 1 对于塔顶 对于液相平均分子量 0 938 D x 1 LDDADB Mx MxM 0 938 58 081 0 93818 02 55 5963 kg kmol 对于气体平均分子量 58 08 0 9483 18 021 0 948356 0083 g Mkg kmol 2 对于进料板 对于液相平均分子量 0 1321 F x 1 LFFAFB Mx MxM 0 117 58 081 0 11718 02 22 7070 kg kmol 3 对于塔釜 对于液相平均分子量 0 0063 W x 1 LWWAWB Mx MxM 0 0063 58 081 0 006318 02 18 2724 kg kmol 4 平均温度下的平均分子质量 平均温度 液相组分 气相组分 oc 精馏段 61 45 0 2591 0 8239 提馏段 80 40 0 0371 0 6111 故平均温度下各段气相的平均相对分子质量 化工原理课程设计 18 精馏段 58 08 0 8239 18 02 1 0 8239 51 03 g Mkg 提馏段 58 08 0 6111 18 02 1 0 6111 42 50 gMkg koml 平均温度下各段液体的平均相对分子质量 精馏段 0 2591 58 081 0 259118 0228 3918 L Mkg kmol 提馏段 0 0371 58 081 0 037118 0219 5062 L Mkg kmol 3 5 4 各段摩尔组成 百分含量 0 938 0 117 0 0063 D F W x x x 平均温度下各段组成 摩尔百分量 经查附表 丙酮和水的平衡数据 平均温度 液相组分 气相组分 oc 精馏段 61 45 0 2591 0 8239 提馏段 80 40 0 0371 0 6111 各段的组成 质量百分量 塔顶 进料板 塔釜 0 938 MD x 0 117 MF x 0 0063 MW x 精馏段平均温度下的含量 58 08 0 2591 0 5299 0 2591 58 081 0 259118 02 x 提馏段平均温度下的含量 0 0371 58 08 0 1106 0 0371 58 08 18 021 0 0371 x 3 5 5 精镏塔各组分的密度 化工原理课程设计 19 1 平均压力下气相平均密度 由 计算 PM RT 精馏段的气相平均密度 11 1 1 mVm Vm m p M RT 3 103 356 51 03 1 896 8 31461 45273 15 kg m 提馏段的气相平均密度 22 2 2 mVm Vm m pM RT 3 108 765 42 50 1 573 8 31480 40273 15 kg m 2 液相的平均密度 由 计算 1 1 i ii n 1 对于塔顶 0 57 12 D TC 查文献 3 741 A kg m 3 985 B kg m 质量分率 0 98 A 10 02 BA 则 1 AB DAB AB ALB D 1 L D 3 1 744 689 0 980 02 741985 kg m 化工原理课程设计 20 2 对于进料板 65 45o F TC 查文献 3 727 A kg m 3 980 B kg m 质量分率 0 300 A 10 700 BA 则 1 AB FAB AB ALB 1 F L F 3 1 887 3583 0 3000 700 727 0980 kg m 3 对于塔釜 0 95 40 W TC 0 00063 w x 查文献 3 685 A kg m 3 962 B kg m 质量分率 0 002 A 10 998 BA 则 1 AB WAB AB ALB 1 w L w 3 1 961 222 0 0020 998 685962 kg m 化工原理课程设计 21 平均温度下精馏段的液相平均密度 3 1 1 832 8116 0 52990 4701 733 7982 4 Lm kg m 提馏段的液相平均密度 3 2 1 932 3206 0 11060 8894 706 04971 02 Lm kg m 丙酮相对密度 相对于水 塔顶 0 7410 进料 0 7270 塔釜 0 68504 oc 精馏段平均温度下 0 7373 提馏段平均温度下 0 7060 3 5 6 平均温度下液体表面张力的计算 由 计算 1 i ii n x 则精馏段的液体平均表面张力 0 61 45TC 0 2591 D x 查经查附表 表面张力 23 0 A mN m 66 22 B mN m 则 0 2591 23 01 0 259166 22 55 02 mN m 提馏段的液体平均表面张力 0 80 40TC 0 0371x 查附表 表面张力 21 0 A mN m 62 82 B mN m 化工原理课程设计 22 0 0371 211 0 037162 82 61 27 mN m 3 4 6 气液负荷计算 均温下精馏段气液负荷计算 43 1 1 25 114 28 3918 9 378 10 36003600 832 8116 Vm s Vm LM Lms 3 83 248 51 03 0 6224 36003600 1 896 V s V VM Vms 均温下提馏段气液负荷计算 3 2 2 83 248 42 50 0 6248 36003600 1 573 Vm s Vm VM Vms 3 2 2 514 374 19 5062 0 002989 36003600 932 3206 Lm s Lm VM Lms 3 3 6 6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3 6 1 塔径的计算 精馏段液气流动参数 1 1 4 2 2 2 2 9 378 10832 8116 0 080 0 62241 896 sLm LV sVm L F V 取板间距 板上清液高度 0 45 T Hm 0 05 L hm 0 450 050 40 TL Hhm 化工原理课程设计 23 则 查史密斯关联图 得 20 0 068 f c 又 液体的表面张力 20 mN m 0 2 20 20 c c 0 20 2 20 55 02 0 0680 0833 2020 cc max 832 8116 1 896 0 08331 2689 1 896 VL L ucm s 取安全系数为 0 7 则空塔气速 max 0 70 7 1 26830 8882 uum s 则 44 0 6224 0 7948 3 14 0 8882 s V Dm u 按标准塔径园整后为 0 80Dm 塔截面积 T A 22 0 5024 4 T ADm 空塔气速 0 6224 1 2389 0 5024 um s 提馏段液气流动参数 1 1 3 2 2 2 2 2 9894 10932 3026 0 1165 0 62481 573 sLm LV sVm L F V 取板间距 板上清液高度 0 45 T Hm 0 05 L hm 0 450 050 40 TL Hhm 化工原理课程设计 24 则 查史密斯关联图 得 20 0 077c 又 液体的表面张力 20 mN m 0 2 20 20 c c 0 20 2 20 61 27 0 0770 0963 2020 cc max 923 3206 1 573 0 09632 3425 1 573 VL L ucm s 取安全系数为 0 7 则空塔气速 max 0 70 7 2 34251 6397 uum s 则 3 44 2 9894 10 0 6067 3 14 1 6397 s V Dm u 按标准塔径园整后为 则0 70Dm 塔截面积 T A 空塔气速 22 0 3846 4 T ADm 1 6245 um s 3 6 2 精馏塔有效高度的计算 板式塔的有效塔高按下式计算 初选板间距 HT 0 45m 精馏塔有效高度有 Z 提 N 提 3 Ht 3 0 3056 3 0 45 3 07 化工原理课程设计 25 在进料板处开一个人孔 其 2 1 1 0 452 50 0 30560 3056 T N ZHm 精 精 高度为 0 8m 故精馏塔有效高度为 Z Z 精 Z 提 0 8 0 8 2 50 0 8 0 8 3 07 7 17m 3 6 3 溢流装置计算 提馏段 因为 D 0 7 米 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 1 堰长 取 w l0 660 66 0 60 46 w lDm 2 溢流堰高度 由 w h wLow hhh 选用平直堰 堰上液层高度 how 由下式计算 一般设计时 堰上液层高 度不超过 可取范围 6070mm 6070mm 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 近似取 E 1 则 2 3 2 843600 0 002989410 616 10000 46 ow hmmmm 而堰高需满足 w h0 10 050 082390 03939 owwoww hhhmhm 取板上清液高度0 05 L hm 堰高一般在范围内 故取 w h0 030 05m 0 03939 w hm 精馏段 因为 D 0 8 米 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 1 堰长 取 w l0 660 66 0 80 528 w lDm 化工原理课程设计 26 2 溢流堰高度 由 w h wLow hhh 选用平直堰 堰上液层高度 how 由下式计算 一般设计时 堰上液层高 度不超过 可取范围 6070mm 6070mm 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 近似取 E 1 则 2 3 2 843600 0 00093788 546 10000 528 ow hmmmm 而堰高需满足 w h0 10 050 091460 04146 owwoww hhhmhm 取板上清液高度0 05 L hm 堰高一般在范围内 故取 w h0 030 05m 0 04146 w hm 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 提馏段 弓形降液管的宽度及截面积可根据堰高于塔径之比得到 查化工原 d W f A 理 163 页图 3 12 由0 66 w l D 查 弓形降液管的参数 得 0 10 f T A A 0 18 d W D 化工原理课程设计 27 故 2 0 100 10 0 38460 03846 fT AAm 0 180 18 0 70 126 d WDm 降液管内液体的停留时间 依式 3 3600 3600 0 03846 0 45 5 79 5 2 9894 103600 fT h A H ss L 故 降液管设计合理 精馏段 弓形降液管的宽度及截面积可根据堰高于塔径之比得到 查化工原 d W f A 理 163 页图 3 12 由0 66 w l D 查 弓形降液管的参数 得 0 0722 f T A A 0 2086 d W D 故 2 0 07220 0722 0 50240 03627 fT AAm 0 200 20 0 80 16 d WDm 降液管内液体的停留时间 依式 3600 3600 0 03627 0 45 68 64 5 0 0009378 3600 fT h A H ss L 故 降液管设计合理 化工原理课程设计 28 4 降液管底隙 44 高度 0 h 0 3600 h o W L h l u 取 0 0 07 um s 提馏段 则 3 0 2 9894 103600 0 030820 3600 0 46 0 08 hmmm 0 03940 03180 00760 006 wo m hh 故 降液管底隙高度设计合理 为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力 进口堰与降液管间的水平距 离不小于 1 h o h 选用凹形受液盘 深度 1 31hmm 精馏段 0 3600 h o W L h l u 取 0 0 07 um s 提馏段 则 4 0 9 378 103600 0 0264420 3600 0 528 0 07 hmmm 0 041460 026440 015260 006 wo m hh 故 降液管底隙高度设计合理 为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力 进口堰与降液管间的水平距 离不小于 1 h o h 选用凹形受液盘 深度 1 27hmm 化工原理课程设计 29 3 6 4 塔板布置 1 边缘宽度的确定 提馏段 取 60 s Wmm 50 c Wmm 2 开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 a A 2 221 2sin 180 a rx Ax rx r 其中 0 7 0 1260 060 164 22 ds D xWWm 0 7 0 050 30 22 c D rWm 故 2 221 0 300 164 20 164 0 300 164sin 1800 30 a A 2 0 2209m 精馏段 取 60 s Wmm 50 c Wmm 开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 a A 2 221 2sin 180 a rx Ax rx r 其中 0 8 0 5280 060 2352 22 ds D xWWm 0 8 0 050 35 22 c D rWm 故 2 221 0 350 2352 20 164 0 350 2352sin 1800 35 a A 化工原理课程设计 30 2 0 3025m 3 浮阀个数及其排布 丙酮 水对设备无腐蚀性 可选用的碳钢板 在塔板上按等边三角形3mm 叉排排列浮阀 选取 F1 型浮阀 重型 其阀孔直径m 0 039 o d 提馏段 用式 00 10 1 5737 97 v uFm s 2 2 00 0 6248 66 0 785 0 0397 97 4 S V n du 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 所以同一横排的孔心距 t 75mm 则可按下式 估算排间距式 即 考虑到塔的直径不大 必 0 0450 70125 a A tmmm Nt 须采用整块式塔板 排间距不宜采用 45mm 而应采用 60mm 得阀数 按 50 个重新核孔速及阀孔动能因数 0 221 50 0 06 0 075 a A t Nt 0 2 2 0 0 6248 10 47 0 785 0 03950 4 S V um s dn 阀孔动能因数变化不大 仍在 9 12 范围 00 10 47 1 57311 93 v Fum s 内塔板开孔率 2 2 0 50 0 785 0 039 4 0 1552 0 3846 T nd A 精馏段 用式 00 10 1 8967 26 v uFm s 2 2 00 0 6248 53 0 785 0 0397 26 4 S V n du 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 所以同一横排的孔心距 t 75mm 则可按下式 化工原理课程设计 31 估算排间距式 即 0 0761 70125 a A tmmm Nt 塔板开孔率 2 2 0 53 0 785 0 039 4 0 1260 0 5024 T nd A 3 3 7 7 浮阀板的流体力学验算浮阀板的流体力学验算 3 7 1 塔半压降 气体通过一层塔板的压降 Cl PPPP 常将这些压降折合成塔内液体的液柱高度 由 pcl hhhh 1 提馏段 干板阻力的计算 干板阻力可计算如下 C h c h 对型重阀可用以下经验公式求算1F c h 阀全开前 ooc uu 0 175 19 9 o c l u h 阀全开后 ooc uu 2 5 34 2 vo c L u h g 临界气速 1 835 73 1 8 6012 8 5455 oco v um sum s 故按浮阀未全开计算 0 h 化工原理课程设计 32 0 175 0 19 90 0322 c L U hm 精馏段 干板阻力的计算 干板阻力可计算如下 C h c h 对型重阀可用以下经验公式求算1F c h 阀全开前 ooc uu 0 175 19 9 o c l u h 阀全开后 ooc uu 2 5 34 2 vo c L u h g 临界气速 1 835 73 1 8 5914 8 5455 oco v um sum s 故按浮阀未全开计算 0 h 0 175 0 19 90 0338 c L U hm 2 气体通过液层的阻力计算 l h 提馏段 气体通过液层的阻力由 计算 l h loL hh l h 取0 45 o 0 5 0 050 025 l hm 精馏段 气体通过液层的阻力由 计算 l h loL hh l h 取0 45 o 0 5 0 050 025 l hm 化工原理课程设计 33 3 液体表面张力所造成的阻力 提馏段 因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此 气体流经一层浮阀塔 板的压降相当的液柱高为 0 0250 03220 0572 pcl hhhm 则气体通过每层板的压降 P 设计允许值 pL Phg 0 0572 932 3206 9 81523 150 6 aa pkp 精馏段 因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此 气体流经一层浮阀塔 板的压降相当的液柱高为 0 03380 0250 0588 pcl hhhm 则气体通过每层板的压降 P 设计允许值 pL Phg 0 0588 832 8116 9 81480 420 6 aa pkp 3 7 2 淹塔 提馏段 为了防止淹塔现象的发生 要求控制降压塔液管层高度 DTw HHh Hd 可用下式计算 即 1 与气体塔板的压降相当于的液柱高度通 dpld Hhhh 过0 0572 p hm 2 液体通过降夜管的压头损失 0 0029894 0 1520 00668 0 46 0 0308 d hm 3 板上液层高度 取 0 05 L hm 0 05120 050 006680 114 dpld Hhhhm 取 则0 5 0 45 T Hm 0 5 0 450 0394 0 245 Tw Hhm 可见 符合防止淹塔的要求 DTw HHh 化工原理课程设计 34 精馏段 了防止淹塔现象的发生 要求控制降压塔液管层高度 DTw HHh Hd 可用下式计算 即 1 与气体塔板的压降相当于的液柱高度通 dpld Hhhh 过0 0572 p hm 2 液体通过降夜管的压头损失 0 0009378 0 1520 000135 0 528 0 01502 d hm 3 板上液层高度 取 0 05 L hm 0 05880 050 0001350 1089 dpld Hhhhm 取 则0