丙酮和水连续精馏塔的设计12

1、摘 要在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。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、

2、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

3、、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。通过逐板计算得出理论板数10块，回流比为0.76,算出塔效率为0.333，实际板数为27块，进料位置为第21块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，有效塔高9.1米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准

4、。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。目录第一部分 设计概述1一、工艺条件1二、设计内容1三、工艺流程图2第二部分 塔的工艺计算3一、查阅文献，整理有关物性数据3二、全塔物料衡算、热量衡算与操作方程5三、全塔效率的估算9四、实际塔板数10五、精馏塔主要尺寸的计算11111.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量111.2 精馏段与提馏段的物性参1 塔板结构尺寸175.2 弓形降液管185.3开孔区面积195.4筛板的筛孔和开孔率20六、筛板的流体力学验算212121七、塔板负荷性能图232325八、精馏塔的主要附属设备292929303132323

5、2九、设计结果一览表33十、符号说明35十一、附图37十二、参考文献39十三. 设计小结40分离 丙酮-水 混合液（混合气）的 板式 精馏塔第一部分 设计概述一 、工艺条件:生产能力：110000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：40%丙酮，60%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 98%丙酮，釜液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： 二 、设计内容 1 、       确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2    

6、60;、   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 三、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

7、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。流程示意图如下图图1：精馏装置工艺流程图第二部分 塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据1、水和丙酮的性质温度5060708090100水粘度mpa丙酮粘度mpa温度50

8、60708090100水表面张力丙酮表面张力温度5060708090100相对密度水丙酮分子量沸点临界温度K临界压强kpa水10022050丙酮表5. 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy100009211由以上数据可作出t-y（x）图如下由以上数据作出相平衡y-x线图2、进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol 平均摩尔质量M58.08+（1-0.1714）18.02=24.886 kg/kmolM= 58.08+ (1-0.9383) 18.02=55.608 kg/kmolM=58.08+（1-0.0062

9、9）18.02=18.272 kg/kmol最小回流比由题设可得泡点进料q=1则= ，又附图可得=0.1714, =0.806 。 = 确定操作回流比： 令二、全塔物料衡算、热量衡算与操作方程 1.全塔物料衡算 D=108.77Kmol/hW=505.14Kmol/h根据丙酮水系统tx(y)图可以查得塔顶温度：tDO C 进料板温度：tFO C 塔釜温度 ：tW=95O C 塔顶：用内插法求温度tLDO C tVDO C 冷凝器的热负荷： IVD塔顶上升气体的焓ILD塔顶馏出液的焓又 丙酮的蒸发潜热 水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：Tr对比温度表五. 沸点下蒸发潜热列表沸点/O C 蒸发潜

10、热 KJ/KgTc/K丙酮523水1002257在 tVDO C 丙酮： =同理可得：在tLDO C 水： =0.576 因为沈阳夏季平均温度为25O C，所以选用25O C的冷却水，升温10O C.CPC在温度为平均温度30O C下查取为4.25KJ/（Kg*O C)于是冷凝水用量： 表六. 查相关数据的丙酮和水在不同温度下的比热容塔顶塔底进料处精馏段提馏段温度5795丙酮CP水CP4.214精馏段：丙酮 水 提馏段：丙酮 水 塔顶流出液的平均比热容塔釜流出液的平均比热容以进料tFO C为准 D=108.77Kmol/h=6048.48kg/h W=505.14Kmol/h=9229.92k

11、g/h对全塔进行热量恒算 所以以热量损失为10%计算，=90%所以表七. 热量衡算列表符号 数值3. 操作线方程精馏段 = 提馏段：因为泡点进料，所以q=1,由图可得当R=0.3128时，精馏段与平衡线相交，则即使无穷多塔板及组成也不能完成分离要求，过（0.9383,0.9383）作平衡线切线，与q线相交，交点为（0.1714,0.682） 可解得：则精馏段操作线方程：利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 块 ， 进料板位置 三、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： (

12、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： 时， 时，丙酮-水的组成 所以 所以 同理可得：提留段的平均温度 时， 时，丙酮-水的组成 所以 所以 四、实际塔板数实际塔板数（1）精馏段：，取整20块，考虑安全系数加一块为20块。（2）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21块，实际总板数为27块。全塔总效率： 五、精馏塔主要尺寸的计算1、塔和塔板设计的主要依据和条件1.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量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：表8. 精馏

13、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/57在塔顶57下查得液相密度为：所以，下查得液相密度为：所以，液相的平均密度为 =L/=由 所以 精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7 Kpa, 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=(0.753+1)*10kmol/h精馏段的负荷列于表9。表9. 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/平均密度/体积流量/提馏段的汽液体积流量L=L+F LV整理提馏段的已知数据列于表10，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11。位置塔釜进料板摩尔分数摩尔质量/Mvw=2温度/9

14、5名称液相汽相平均摩尔质量/平均密度/体积流量/物性参数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： 在塔底温度下查表面张力表： 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 2、塔径和塔板间距的计算精馏段的体积流率计算： 提留段：Vs=1.32, L(史密斯关联图)图横坐标：提留段：提留段：取板间距，板上液层高度 提留段：DHH查图 表观空塔气速： 估算塔径：塔截面积：实际塔气速： 精馏塔的有效高度的计算Z=（-1）=（27-

15、1）3、溢流装置的计算可取×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和截面积 由，查弓形降液管的参数图得 用经验公式： 故降液管设计合理。降液管底隙高度比低10mm，则： = 故选用凹形受液盘，深度4、塔板布置因为D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分4块。 取 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=15mm 筛孔数目： 开孔率： 气体通过阀孔的气速为：5、精馏塔主要尺寸由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=40mm，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面

16、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 符合要求液体在提馏段降液管内的停留时间 符合要求采用平直堰，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×降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小10mm即同理，对提馏段 =由 查手册得 E=1.× m 已知进取无效边缘区宽度 =0.040m 破沫区宽度 阀孔总面积可由下式计算R x=r=所以 因丙酮-水组

17、分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm提留段;N=5278个筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=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 六、筛板的流体力学验算 1塔板压降 干板阻力计算提馏段：<700pa(700pa=设计允许值) 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 气体通过每层塔板的高度可计算： （700Pa=设计允许值）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

18、。提留段： H 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： 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七、塔板负荷性能图 查图知 ，=， 可知=在操作范围内，任取几个值，已上式计算 以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得 可作出液沫夹带线2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=0.007m作为最小液相负荷标准。=E=1,则 据此可作出与气体

19、流量无关的垂直液相负荷下限3.以5s 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。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： 列表计算如下 由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液沫夹带线控制，下线为液相负荷下限线控制。由图查得Vs，max3/s Vs，min3/s故操弹性为Vs，max/Vs，min=2查图知查图知 ，=， 可知= 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 以ev=0

20、.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得Ls/(m3/s)148Vs/(m3/s)可作出液沫夹带线2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=0.03m作为最小液相负荷标准。=E=1据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。以5s 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。 列表计算如下Ls/(m3/s)4Vs/(m3/s)由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下： B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上

21、线为液相负荷上限线，下线为漏液线。由图查得Vs，max3/s Vs，min3/s八、精馏塔的主要附属设备1. 塔顶冷凝器设计计算因为本设计冷热流体温度差不大，所以选择管壳式冷凝器，被冷凝气体走壳程，以便及时排出冷凝液。沈阳夏季平均温度为25O C，所以选用25O C的冷却水，升温10O C. t 25O C35 O C T 57 O C O C取冷凝器传热系数：K= A= =因为QC=公称直径/mm管程数 管数管长/mm换热面积/m2公称压力/MPa60011373000162.再沸器选用U型管加热器，蒸汽选择3.69atm，140的水蒸气，传热系数K=600kcal/(m·h

22、83;)=2302kJ/(m·h·)，=513kcal/kg 为再沸器液体入口温度；为回流汽化为上升蒸汽时的温度；为加热蒸汽温度；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取管流速=2m/s圆整后，外径76.1mm, 3.2、塔顶蒸汽管取气速=20m/s，圆整后，外径D=325mm =8mm3.3料液排出管 取=0.6 m/s液相密度圆整后，外径88.9mm，回流管的摩尔流量为： =L/=取流速圆整后，外径D=76.1mm =4mm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

23、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 式中 K常数，取0.107； 塔顶气体和液体密度（kg/m） 除沫器直径计算：式中，V为气体体积处理量，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。由于裙座内径大于800mm,顾裙座壁厚取16mm,基础环内径： 基础环外径：取整后 内径1200mm 外径1800mm取裙座的高度为3m，以便放再沸器等器件，人

24、孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，本塔共二十七，设有三个人孔，两个人孔放置在进料口上方，第三个人孔放置于裙座上，人孔直径600mm,在设置人孔处，板间距为600mm，人孔伸入塔内部与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。7塔高的计算塔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直线距离。取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔地下封头切线的直线距离。釜液停留时间去5min。塔的高度可以由下式计算： -人空处的板间距 mn-实际塔板数-进料板数-人孔数H-塔高 m-

25、进料板处板间距 m-塔底空间高度 m-塔顶空间高度 m -封头高度 m -裙座高度 m已知实际塔板数为n=27块，板间距HT=0.35由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，=2, =0.6m; 取进料板处板间距，则塔顶空间=m，塔底空间=2.04m，, 那么，全塔高度：九、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平均流量气相VSm3/s液相LSm3/s实际塔板数N块206板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm空塔气速um/s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lwm堰高hwm溢流堰宽度Wdm降液管底隙高度hom板上清液层高度hLm孔径domm

26、孔中心距tmm开孔率 孔数n孔52785278开孔区面积m2筛孔气速uom/s稳定系数k塔板压降hPkPa液体在降液管中停留时间s降液管内清液层高度Hdm雾沫夹带eVkg液/kg气负荷上限液沫夹带控制液相负荷上限线控制负荷下限液相负荷下限线控制漏液线液相最大负荷LS·maxm3/s液相最小负荷LS·minm3/s操作弹性塔顶冷凝器公称直径mm 600管长mm 3000换热面积m2 再沸器传热面积m2 77进料管外径mm壁厚mm4蒸汽管外径mm325壁厚mm8排液管外径mm壁厚mm4回流管外径mm壁厚mm4除沫器直径m塔高m十、符号说明英文字母A开孔区面积m2Af 降液管面积

27、 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷因子（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 筛孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带量 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 气相动能因子g 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mh1 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh0w堰上液层高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体

28、表面张力的压降所相当的液柱高度 mhw溢液堰高度 mK 稳定系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数 P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 安定区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 有效塔高 m希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标V 气相L 液相l 精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分

29、B 难挥发组分带控制点的工艺流程图主体设备工艺条件图： 技术特性表工作压力（Mpa）工作温度（）设计压力（Mpa）设计温度（）90物料名称40%丙酮和60%水塔径m塔高m焊缝接头系数0.58 腐蚀余量mm 1板间距m0.35 实际塔板数 27 管口表符号公称尺寸连接尺寸、标准连接面形式用途或名称1GB/T3092-2008凹进料管管径2325GB/T3092-2008凹塔顶蒸汽管3GB/T3092-2008凹料液排出管4GB/T3092-2008凹回流管径5600HG21515-2005凹人孔 十二、参考文献1王志魁.化工原理（第三版） M.北京：化学工业出版社，2004、102 化学工程手册编辑委员会 化学工程手册(1) 北京：化学工业出版社，1989.10.34夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.