丙酮和水连续精馏浮阀塔设计说明书

1、丙酮和水连续精馏浮阀塔设计说明书一、设计任务1.1设计题目丙酮 - 水连续精馏浮阀塔的设计1.2原始数据1、塔顶产品 ( 丙酮 ) ： 3.0 t/hr,XD =0.98 (质量分率 )2、塔顶丙酮回收率： =0.99 ( 质量分率 )3、原料中丙酮含量：质量分率= (4.5+1 学号 )%=48.5%4、原料处理量：根据1、2、3 返算进料 F、 xF、W、 xW5、精馏方式：学号单号直接蒸汽加热、双号间接蒸汽，44 号为间接蒸汽加热M丙酮 =58g/mol M 水 =18g/mol1.3设计任务1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所需的仪表和装置。2

2、、精馏塔的工艺设计及结构设计：选定板型，确定塔径、塔高及进料板位置；选择塔板的结构型式、 确定塔的结构尺寸； 进行塔板流体力学计算 （包括塔板压降，淹塔校核及雾沫夹带量校核等）。3、作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性。4、确定与塔身相连的各种管路的直径。5、计算全塔装置所用的，确定每个换热器的面积并进行初步选型，因采用直接蒸汽加热，还需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。二、设计方案的选择及流程说明2.1流程说明丙酮 -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。 塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、

3、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。2.2设计方案2.2.1 操作压力丙酮 -水混合体系在常压下为液态，且丙酮在常压下的沸点为 56.48，水在常压下的沸点为 100，两者沸点相差较大容易分离， 但丙酮与水会形成共沸物，因此常规精馏塔不能得到无水丙酮， 根据设计任务可知， 产品要求低于

4、丙酮水共沸物的浓度，故可以在常压就实现精馏， 高压或真空操作都会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加。因此，本设计选用常压操作。2.2.2 进料状况进料状况分为低于泡点的冷液体进料、 泡点进料、气液混合物进料、 饱和蒸汽进料和过热蒸汽进料五种方式。 其中，泡点进料时操作比较容易控制且不受季节气温的影响， 此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同， 设计和制造比较方便。故本设计的进料方式选用泡点进料。2.2.3 塔板选型几种有代表性的溢流式塔板为泡罩塔板、 筛板、浮阀塔板。 浮阀塔兼有泡罩塔板和筛板的特点，其具有的优点为：生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比

5、较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的6080，而为筛板塔的120130）。本设计选用 F1 型浮阀塔板（重阀）。F1 型浮阀塔板的结构简单， 制造方便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度 2mm 的薄板冲制，每阀质量约为 33g。新型水吸收 - 精馏丙酮回收工艺流程三、工艺参数设计与计算3.1 物料衡算由间接加热及已知数据得：3. 010000. 983. 010000. 02hD581854. 02kmol /x D580. 98x D 58 （1x D） 18得 :x D =0.9383x F580. 485x F） 18x F 58 （1得： xF =0.2261DD30000. 98x D

6、x D有塔顶丙酮回收率公式 = FxF得： F= x F = 0. 990. 485 6123.08Kg/hr6123. 080. 4856123. 080. 515hF18226. 39kmol /58由物料衡算 FWD得： WF D226. 39 54. 02172. 37kmol / hxFx FDxD2. 90103WxWDxD 得： xW =F FW故： x=0.9383 （摩尔分率） xF=0.2261 （摩尔分率）x =2.90 10-3 （摩Dw尔分率）3.2 操作条件和回流比3.2.1 回流比及操作线方程常压精馏 P=1 tm 进料热状态 q=1、回流比R=2R ；泡点回流

7、加热蒸a、Mi汽 间接加热蒸汽的绝对压强3atm 、冷却水进口温度 25、出口温度 45、热损失以 5%计、单板压降0.7kPa 、设备型式：设备型式为筛板塔或浮阀塔由图得： xq0. 2261 ； y q0. 7036RminxDy q0. 93830. 7036y qxq0. 70360. 4915最小回流比:0. 2261回流比：取 R2. 0Rmin2. 00. 49150. 9830精馏段操作线：VLD( R1)D107. 1217kmol / hyRxx D0. 4957x 0. 4732R 1R1提馏段操作线：V LWLqF( FD)( R1)D107. 1217kmol / h

8、yRDqFxW2. 60910. 004666RDqFWRD qF W xWx3.2.2 理论塔板数图表如下：绿色为最小回流比情况下的精馏线， 蓝色为实际精馏线、 黄色为最小回流比情况下提馏线，紫色为实际提馏线。黄绿交点为（ Xq，Yq）即（ 0.2261 ，0.7036 ）蓝紫交点（ 0.2261 ，0.5853 ）由图可知： NT9 1 10 其中进料层为第7 层、其中精馏段所需理论塔板数为 6 层，提馏段所需理论塔板数为 3 层。3.3 实际塔板数及全塔效率计算3.3.1 全塔效率查 t-x-y图可知： t D=56.6102 tW=97.4711tF=62.9508 t精馏段平均温度：

9、t提馏段平均温度：t Dt F59. 7805m精馏2t Ft W80. 2110m提馏2精馏段平均温度对应的摩尔浓度x m精馏0. 5959提馏段平均温度对应的摩尔浓度x m提馏0. 03386查表物性表得：xm精馏0. 5959x m精馏0. 03386对应的 m精馏= 0.0003078P as0. 3078mPa sm提馏= 0.0003371P as0. 3371mPa s平均相对挥发度：由 x-y 图可得：xD=0.9383 时 y *D=0.9579xW=2.90 10-3 时 y* W=0.08154xF=0.2261 时 y *F=0.8006*(1x D )Dy D1.49

10、62x D( 1y D * )Wy W *( 1x W )30. 5247x W( 1*y W )*( 1x F)Fy F13. 7428x F(1y F *)m精馏(DF)0.54. 5345m提馏(WF )0. 520. 4816全塔效率 :E精馏0. 49( m精馏m精馏 ) 0. 2450. 4534E提馏0. 49( m提馏m提馏 ) 0. 2450. 30653.3.2 实际塔板数N PNT实际塔板数ET6（ 1）精馏段： NR=0. 453413. 2315 块。取整 14 块，考虑安全系数加一块为3（ 2）提馏段： NS=0. 30659. 7910 块，考虑安全系数加一块，为

11、 11，取整块。故进料板为第 16 块，实际总板数为27 块。NT 110 1ET0. 3333全塔总效率：NP27四、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下表，由表中数据可知：液相平均摩尔质量： M=(27.04+55.53)/2=41.29kg/kmol液相平均温度： tm 精馏 =(tf+td)/2=(62.95+56.61)/2=59.78精馏段的已知数据表位置进料板塔顶 ( 第一块板 )xf=0.2261xD=0.9383摩尔分数yf=0.8006yD=0.9579MLf=27.04MLD=55.53摩尔质量

12、/ kg / kmolMvf=50.02MvD=56.32温度/62.9556.61在平均温度下查得tm 精馏 =59.78 时 Xm精馏 =0.5959查表得液相平均密度为：lm 精馏 =772.51kg/m3精馏段的液相负荷L=RD=0.9830 54.02=53.10kmol/h精馏段的液相体积流量Lv=LM/ lm=53.10 41.29/772.51=2.84m3 / hPVmmnRTRT PMRT RT由MVPM所以RT精馏段塔顶压强 P101.3KPa若取单板压降为0.7,则进料板压强 PFP0. 7 15 111. 8KPDaPm精馏101. 325111. 82106. 6K

13、pa气相平均压强56. 3250. 0253. 17/kmolMVm2kg气相平均摩尔质量PmMvm106. 653. 173vmRTm8. 314332. 932. 05kg / m气相平均密度汽相负荷 V=（R+1)D=(0.9830+1) 54.02=107.12kmol/hVVMvm107. 12 53. 172778. 33m3 / hV2. 05vm精馏段的负荷列于下表精馏段的汽液相负荷表名称汽相液相平均摩尔质量 / kg / kmol53.1741.29平均密度 / kg / m32.05772.51体积流量 / m3 / h2778.332.844.1.2 提馏段的汽液体积流量

14、提馏段平均温度为： 80.21 Xm=0.03046液相平均密度为： lm 提馏 =908.82 kg / m3C、提馏段的液相负荷 :L=L+qFL=54.02 0.9830+226.39=279.49Kmol/hLv=LM/lm 提馏 =279.49 22.58/908.82=6.94m3 / hPM由精馏一样的方法得 :RT进料板压强 : PFPD0. 715111. 8KPaPW = 111. 80. 711119. 5Kpa119. 5111. 8Pm提馏115. 7Kpa气相平均压强 :2vmPmMvm115. 735. 631. 39kg / m3气相平均密度 :RTm8. 31

15、4353. 36汽相负荷 :V =（R+1)D=(0.9830+1) 54.02=107.12kmol/hVVMvm107. 12 35. 633h2726. 20m /V1. 40vm整理提馏段的已知数据列于下表， 采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于下表：提馏段的已知数据表位置塔釜进料板Xw=0.0029Xf=0.2261摩尔分数Yw=0.08080Yf=0.8006摩 尔 质 量 /Mlv =18.12MLf=27.04kg / kmolMvv=21.23Mvf=50.02温度/97.4762.95提馏段的汽液相负荷表名称液相汽相平均摩尔质量 / kg / kmol2

16、2.5835.63平均密度 / kg / m3908.821.39体积流量 / m3 / h6.942726. 204.2 塔径的计算4.2.1 体积流率精馏段的体积流率计算：VsVV2778. 333s360036000. 77m /LSLV 2. 843s3600 LM36000. 0007889m/UmaxCLVV提馏段的体积流率计算：Vs VV 2726.202s360036000. 76m /L LV 6. 940. 001928m3/ sS36003600精馏段 ( 史密斯关联图 ) 图横坐标：Ls (10. 0007889( 772. 51)L ) 2VsV0. 772. 051

17、2 0. 01989提馏段 ( 史密斯关联图 ) 图横坐标：LsL120. 001928908. 82()()Vs V0. 761. 3912 0. 06487由估算得出 D1.5 则 0.2 H0.4 取板间距 H T0.3，由于常压塔则板上液层高度取hL0.06mH T hL0.3 0.060.24m查阅文献由表面力表得出：温度5060708090100水表面 67.766.064.362.760.158.4力丙酮表 19.518.817.716.315.214.3面力t m精馏t Dt F59. 7805 x m精馏0. 5959在精馏段平均温度：2时： 水 =66.04 丙 酮 =18

18、.82 水丙酮水（1 x m )丙酮x m37.90t m提馏t Ft W80. 2110x m提馏0. 03386时：在提馏段平均温度：2水 =62.45 丙酮 =15.80 水丙酮水（1 x m )丙酮 x m62.93C200. 052精馏段：CC20 (丙酮水 )0. 20. 052 ( 37. 90)0.20 . 059092020U max772 . 512. 05s0. 059091 . 15 m /2. 05提馏段同理： C200. 052CC20(丙酮水0 . 262. 93)0 . 20. 0654020)0. 052 (20U max 0. 06540908 . 821.

19、 40m /s1. 671. 40表观空塔气速：U( 0. 60. 8)Umax 取 0.7 倍4.2.2 估算塔径D4Vs1. 10mU精馏段：D4Vs0. 91m提馏段：U圆整过后 D=1.1m4.2.3 塔截面积AT1. 120. 9499m2精馏段：4AT 0. 9120. 6501m2提馏段：44.2.4 实际塔气速Vs0. 770. 8106/sU0. 9499m精馏段：ATVs 0. 76U1. 17m / s提馏段：AT 0. 65014.3 塔的有效高度的计算及排板4.3.1 有效高度精馏段有效高度为： Z 精N精- 1HT15-1 0.34. 2m提留段有效高度为：Z 提N

20、提 - 1HT11- 1 0.33. 0m在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故塔的有效高度为：Z Z 精Z 提0.88. 0m4.3.2 溢流装置的计算4.3.2.1堰长 l w精馏：可取 lw =0.7D=0.7 1.1=0.77m提馏：可取 l w =0.7D =0.7 0.91=0.64m4.3.2.2溢流堰高度 hw精馏段：由hw =hLhow ，选用平直堰，22. 843hLnEow1000 l w堰上液层高度：how2. 4836000. 0007889100010. 77取用 E=1，则230. 006m取液上清液层高度hw0. 060. 0060. 054m提馏段同理得出

21、：how2. 4836000. 00192810. 761000hW0. 060. 011 0. 049m230. 011m4.3.2.3弓形降液管宽度 Wd 和截面积 At由l w / D0. 7，查图得At0. 0878;Wd0. 1430ATD精馏段： Wd0. 14301. 10. 1573 ;0. 08780. 94990. 083 2m AfmW0. 14300. 910. 1301m; A0. 08780. 65010. 057m2提馏段： df用经验公式：3600Af HT3600 0. 0830. 3Lh31. 56s 5s精馏：0. 00078893600提馏： =8.87

22、s 5s故降液管设计合理。4.3.2.4降液管底隙高度 h0 比 hw 低 6mm精馏： h0 =hw 0.006=0.054 0.006=0.048m提馏： h0 =0.043m故选用凹形受液盘，深度hw50mm4.3.3 塔板布置4.3.3.1塔板的分块因为 D900mm，故塔板采用分块式：塔板分4 块。B、边缘区宽度确定W0. 080m, W0. 060m, W0. 050m取ssL4.3.3.2开孔区面积 :精馏段：Ap2x r2x2r 2xarcsin180rxD（ds )1. 10. 083 0. 080. 3870m2WW2rDW1. 10. 0500. 50m2L2Ap20.

23、38700. 5020. 387020. 502arcsin0. 38700. 6874m21800. 50提馏段同理可得： x =0.292m r =0.405 Ap0.54874.3.4 浮阀计算及其排列4.3.4.1阀孔气体流速11选用F1 型阀，取阀孔直径d0=0.039m取 F010Kg2? s1? m2106. 98m / s则精馏段 U0= 2. 05108. 48m / s提馏段 U0=1. 394.3.4.2每层塔板浮阀数 :40. 7792. 39N0392精馏段： 0.6. 98=93 个提馏段： N =69.3=70 个阀孔按正三角形排列正三角形孔心距排列公式：得：精馏

24、段： t=0.09855m=92.85mm提馏段： t =0.1045m=91.90mm4.3.4.3排版过后得出阀孔数为：精馏 96、提馏 734.3.4.4开孔率：2N d20. 039精馏：9612. 07%D1. 12提馏：N d20. 0397313. 41%D0. 91故符合常压塔开孔率10% 14%4.3.4.5气体通过阀孔的气速为：精馏： U04VS26. 72m /s d0N提馏：U4VS 28. 72m/s0 d0 N4.3.4.6 动能因素11精馏： F0u0G9. 62Kg 2 ? s 1? m 2111提馏： F0 u0 G 10. 28Kg 2 ? s? m 2五、

25、塔板的流体力学验算5.1 塔板压降5.1.1 干板压降 hc 计算可得：精馏段 Uoc=7.09m/s提馏段 Uoc =8.77m/s干板阻力 :精馏段 hc =0.03619m提馏段： hc=0.03183m5.1.2 气体通过液层的阻力hL 的计算由得：精馏段： hl=0.4 0.054+0.006=0.0276提馏段： hl =0.4 0.049+0.011=0.03065.1.3 液体表面力的阻力计算差表得液体表面力为：精馏段：丙酮水37. 9提馏段：丙酮水 62. 93h 4L 则：Lgd0精馏段 h437. 9103772. 519. 810. 005129 m0. 0039462

26、. 93103提馏段 h 9. 810.0. 007239m908. 820039气体通过每层塔板的高度hp 可计算：精馏段 hphchL h0. 036190. 02760. 0051270. 06891Pp hpLg522. 22Pa700Pa提馏段 hp hc hLh 0. 031830. 03060. 0072390. 06967Pp hp L g621. 14Pa700Pa故均合理5.2 液泛校核为防止塔发生液泛，降液管液高度H d 应服从式子H dH Thw0. 5精馏：HThw0. 50. 30. 0540. 177提馏：HThw0. 50. 30. 0490. 175而 H d

27、hphlhd ，板上不设进口堰，则有精馏段： hd0. 153 （2. 8426. 97 1050. 048）w0. 773600提馏段： hd0. 153 （6. 9420. 043）0. 00075080. 643600精馏：Hdhphlhd0. 068910. 02760. 00006970. 096571HThw提馏：Hh h h 0. 069670. 03060. 000750. 10HhdpldTw可知，本设计不会发生液泛5.3 雾沫夹带G1. 36 LS ZLVS泛点率LG100%KCF AaZL0. 7854ZL 0. 6498CF精馏0.09由上述公式可得：Aa0. 7839

28、Aa 0. 5361CF提馏0.085泛点率为：精馏段 57.49% 精馏段： 69.01% 均小于 80%符合理论得出 ev 必然均小于 0.1故满足理论围六、塔板负荷性能图6.1 精馏段塔板负荷性能图6.1.1 极限雾沫夹带线G1. 36 LS ZLVS泛点率LG100%KCF Aa取泛点率 =0.8 由泛点率计算公式得出：2. 051. 36 LS 0. 7854VS2. 05泛点率772. 510. 810. 090. 7839整理得出：VS20. 74LS1. 23Ls m3 / s00.005Vs m3 / s1.231.12可作出液沫夹带线6.1.2 液泛线为使液体能由上层塔板顺

29、利地流入下层塔板降液管，须维持的液层高度令取=0.5Hd( HThw )HThw0. 50. 30. 054H dhphLhd，hphehLhVh1hL，hL hwhow即： HdhchlhLhhd 忽略 h24VS2hc5. 34vu 05. 34VLg222Lg d0N5. 342. 054222772. 519. 81（0. 0392）VS3. 1496hc20. 0550VS2hlhL(1)hW2. 84( 3600LS ) 31000El W2hh(0. 51) 0. 0542. 841(3600LS ) 3lL10000. 771. 19LS20. 0813h0. 153(L20.

30、 153（LS2112. 00L2S )）Sdl Wh00. 770. 048整理得： H0. 055V2112. 00L21. 19L20. 0813dSSS列表计算如下Ls m3 / s00.005H d0. 177Vs m3 / s1.321.03由此表数据即可做出液泛线6.1.3 液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限Af HT5, L, maxAf HT0. 3 0. 0830. 0050m3 / sLSS55AfHT0. 3 0. 0833sLs , max550. 0050m /故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线。6.1.4 液相负荷下限线液相负荷低于此

31、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how =0.006m作为最小液相负荷标准。2. 843600L s223)0. 006 0.7941L S3E(Lwhow = 1000E=1,则 Ls , min0. 0006568m3 / s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。6.1.5 漏液线对于 F1 型阀取 F0=5 作为最小负荷标准即：VS22F0N3. 1429654d0 u0 Nd00. 0390. 40034V42. 05在操作围，任取几个Ls 值，已上式计算 VsLs m3 / s00.005Vs m3 / s0.40030.40036.1.6 操作线操作点：LS0. 00078