年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计(可编辑)

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年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计(可编辑)【完整版】(文档可以直接使用，也可根据实际需要修订后使用,可编辑放心下载）年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计1化工原理课程设计任务书设计题目浮阀连续精馏塔及其主要附属设备设计工艺条件生产能力：80000吨/年〔料液〕年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水〔质量分率，下同〕产品组成：馏出液99%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：自选设计内容确定精馏装置流程，绘出流程示意图。工艺参数确实定根底数据的查取及估算，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。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。流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。设计结果总汇主要符号说明参考文献后记22.1丙酮介绍丙酮，也叫醋酮又名二甲基甲酮，为最简单的饱和酮。商业上称为阿西通或亚司通，都是英文名Acetone的译音。示性式CH3．CO．CH3，分子式COCH32，分子量58.08。丙酮是一种无色透明液体，有特殊的辛辣气味。易溶于水和甲醇、乙醇、乙醚、氯仿、吡啶等有机溶剂。易燃、易挥发，化学性质较活泼。丙酮主要是对中枢神经系统的抑制、麻醉作用，高浓度接触对个别人可能出现肝、肾和胰腺的损害。由于其毒性低，代谢解毒快，生产条件下急性中毒较为少见。急性中毒时可发生呕吐、气急、痉挛甚至昏迷。口服后，口唇、咽喉烧灼感，经数小时的潜伏期后可发生口干、呕吐、昏睡、酸中度和酮症，甚至暂时性意识障碍。丙酮对人体的长期损害表现为对眼的刺激病症如流泪、畏光和角膜上皮浸润等，还可表现为眩晕、灼热感，咽喉刺激、咳嗽等。丙酮的生产方法主要有异丙醇法、异丙苯法、发酵法、乙炔水合法和丙烯直接氧化法。目前世界上丙酮的工业生产以异丙苯法为主。世界上三分之二的丙酮是制备苯酚的副产品，是异丙苯氧化后的产物之一。丙酮，工业上主要作为溶剂用于炸药、塑料、橡胶、纤维、制革、油脂、喷漆等行业中，也可作为合成烯酮、醋酐、碘仿、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸、甲酯、氯仿、环氧树脂等物质的重要原料。2.2概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料外表下流，气体逆流向上〔也有并流向下者〕与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：〔1〕生产能力大；〔2〕传热、传质效率高；〔3〕气流的摩擦阻力小；〔4〕操作稳定，适应性强，操作弹性大；〔5〕结构简单，材料耗用量少；〔6〕制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：〔1〕有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；〔2〕无降液管的塔板，如穿流式筛板〔栅板〕、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型〔V－1型〕、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准〔JB－1118－81〕。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准〔JB168-68〕内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有以下优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。浮阀塔2.3装置流程确定在很多方面，要求丙酮有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水丙酮，这是很有困难的，因为丙酮极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的丙酮很困难。要想把低纯度的丙酮水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法。精馏是多数别离过程，即同时进行屡次局部汽化和局部冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的别离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有假设干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏别离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。丙酮―水的混合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体集合后，逐板溢流，最后流入塔底的再沸器中。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。操作时，连续的从再沸器取出局部液体作为塔底产品，局部液体气化，产生上升蒸汽，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将局部冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余局部经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用直接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。经综合考虑，且本着低本钱高效率的原那么，本设计采用的浮阀是F1型重阀。考虑到本设计的塔径将会大于，所以再沸器选用釜式〔罐式〕再沸器。由于本设计的条件为常压下，且塔处理量也不小，所以选用强制循环式冷凝器。2.4精馏精馏装置流程图如附图1所示，原料液先贮存在V101原料贮存罐中，再利用P101原料泵输送进入E101原料预热器中预热，预热后到达泡点温度的原料液从塔中下部的进料板连续进入塔内，沿塔向下流到蒸馏釜。釜中液体被加热而局部汽化，蒸气沿塔向上流动，到达塔顶E103全凝器，冷凝为液体，再输入A106分配器，一局部回流流入塔顶，其余的作为塔顶产品〔馏出液送入E105冷却器中冷却，再送入V103产品贮存罐中。釜底釜液送入E104冷却器中冷却后再输入V102釜底贮存罐中。本设计是采用的直接真气加热法，将低压蒸气LW直接通入精馏塔中加热塔内物质。3工艺参数确实定3.1根底数据的查取及估算料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数水的摩尔质量：丙酮的摩尔质量：平均摩尔质量物料计算原料液处理量：根据化工原理附录丙酮－水溶液的汽液相平衡数据，制图有:图3.1丙酮--水溶液的汽液相平衡图液相根据图1.1读取：精馏段平均温度：提馏段平均温度：塔平均温度：:混合液密度：:质量分率混合气体密度：:为平均相对分子质量精馏段：液相组成:,汽相组成:,所以：提馏段：液相组成:,汽相组成:,所以：求在与下的丙酮和水的密度::，:，精馏段：液相密度：,解得：汽相密度：提馏段：液相密度：,解得：汽相密度：液相平均外表张力依下式计算，即：精馏段：由前面计算有：,此时查物系数据表可知：，提馏段：由前面计算有：,此时查物系数据表可知：，查化工工程手册有：两组分正常沸点温度：根据公式：得:图3.2R的估算图因为丙酮水物系的曲线是不正常的平衡曲线,所以最小回流比的求法是由点D,即：D0.968,0.968〕，向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求，见图1.2作图可知b0.48b0.48Rmin1.017由工艺条件决定R1.5R故取操作回流比R1.52553.2物料及热量衡算塔顶冷凝器的热量衡算目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。热量衡算式如下图，根据热量衡算式，有：图3.3冷凝器热量恒算示意图式中――塔顶蒸气带入系统的热量；――回流液带出系统的热量；――馏出液带出系统的热量；――冷凝水带出系统的热量。基准态的选择以101.3kPa、℃的丙酮和水为热量衡算的基准态，那么：QL＝QD＝0各股物流热量的计算查的丙酮与水在正常沸点下的汽化焓分别为：ΔVHm丙酮〔Tb〕30.38J/molΔVHm水〔Tb〕40.69J/mol正常沸点分别为：Tb丙酮＝329.35KTb水＝373.15K使用Watson公式计算丙酮和水在56.55℃的汽化焓：式中――比照温度；TC――临界温度。查的苯和甲苯的临界温度分别为：TC丙酮＝508.1KTC水＝647.4K对于丙酮：∴对于水：∴由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：＝30.81VkJ/h77.81DkJ/h冷却水的用量设冷却水的流量为qm，那么：＝qmCpt2－t1：t1＝30℃t2＝45℃以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在37.5℃时的比热容为：Cpm＝4.175kJ/kg.℃∴全塔的热量衡算目的：确定再沸器的蒸汽用量。如下图，对精馏塔进行全塔的热量衡算。图3.4全塔热量恒算示意图热量衡算式根据热量衡算式，可得：设定：QL＝5%QS＝0.05QS∴式中――进料带入系统的热量；――加热蒸汽带入系统的热量；――馏出液带出系统的热量；――釜残液带出系统的热量；――冷却水带出系统的热量；――热损失。各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：tF＝67.05℃tD＝56.55℃tb＝95.64℃基准态的选择以101.3kPa、56.55℃的液态丙酮和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，那么：QD0各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物流的热量。据：Cpm＝a＋bT＋cT2＋dT3查得：〔丙酮〕a13.962b226.467×10－3c－746.719×10－6d＝－207.552×10－9〔水〕a30.204b9.933×10－3c1.117×10－6故丙酮的比热容为：水的比热容为：由此可求得进料与釜残液的热量分别为：将以上结果代入到热量衡算式中：357662.34＋0.95QS＝0＋2546.478b＋77.81D热损失为：QL＝0.05QS加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为，那么：QV＝r蒸气的压力为5kgf/cm2〔绝压〕，查得该压力下蒸汽的汽化热为r＝2113kJ/kg由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：物料恒算建立方程组:，即：，得：进一步可得：由前所算，冷却水的用量：物料衡算表表3.1物料衡算表基准1h输入 输出 工程 kmol kg 工程 kmol kg 进料 509.92 11111.16 馏出液 46.49 2640.63 用水 24.57 442.75 釜残液 488 8910.88 总计 534.49 11553.91 534.49 11551.51 热量衡算表表3.2热量衡算表基准：1h输入 输出 工程 kJ 工程 kJ 进料 357662.34 馏出液 0 加热蒸汽 935404.861 釜残液 1242681.264 冷却水 3617.3869 热损失 46770.218 总计 1293067.201 1293068.859 3.3塔板数确实定全塔效率的计算由于丙酮和水组成的体系为非理想体系，所以采用图解法求理论塔板数。已算得结果有：R1.5255那么有：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：图3.5理论塔板数图解法示意图作图得：总的理论塔板数为15块〔包括再沸器〕，第12块理论塔板为进料板，精馏段有11块板，提馏段有4块板。根据，奥康内尔法：在常压下，查表得：，塔顶塔底的平均温度为：,此时前面算得，有：得：所以有：,即为26块,即为7块全塔实际塔板数：块实际全塔效率：4.1塔径的初步设计精馏段的汽液相体积流速为：由取板间距，板上液层的高度，那么查史密斯关联图可知：取平安系数为0.7，那么空塔气速为：按标准塔径园整后为：塔截面积为：实际空塔气速：提馏段：因为设计为泡点进料，所以提馏段的汽液相体积流速为：由取板间距，板上液层的高度，那么查史密斯关联图可知：取平安系数为0.7，那么空塔气速为：按标准塔径园整后为：塔截面积为：实际空塔气速：4.2塔板主要工艺尺寸的计算，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：取，选用平直堰，堰上液层高度:〔弗兰西斯公式〕近似取,那么精馏段：提馏段：都在0.04～0.05范围内，合理由,查表得：,即：停留时间：精馏段：提馏段：都大于5秒，故合理精馏段：取＜为了防止液泛，故应选取＞故合理精馏段：取＜圆整，选取＞故合理选用凹型受液盘，深度本设计塔径，采用分块式塔板，分为三块，以便通过人孔装拆塔板。取阀孔动能因子精馏段：孔速每层塔板上的浮阀数目为个提馏段：孔速每层塔板上的浮阀数目为个因为精提馏段塔径D都为1米，且精提馏段浮阀孔数目相差不大故取个〔理论〕取边缘区宽度：破沫区宽度：计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的心距那么排间距有：考虑到采用分块式塔板，且各块的支撑与衔接也要占去一局部鼓泡面积，故取，按，，以等腰三角形叉排方式作图〔叉排法，〕，排得阀孔数90个。按重新核算孔速及阀孔功能因素精馏段：,在9～12之间，符合要求塔板开孔率提馏段：,在9～12之间，符合要求塔板开孔率开孔率都在10%～14%，故符合要求55.1气相通过浮塔板的压力降由下式干板阻力因＞所以塔板上充气液层阻力取充气系数：0.5,有液体外表张力所造成阻力此族里很小，可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：0.0413+0.0250.0663m单板压降干板阻力因＜所以塔板上充气液层阻力取充气系数：0.5,有液体外表张力所造成阻力此族里很小，可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：0.031+0.0250.061m单板压降5.2淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中由前计算知0.0663m,按下式计算0.1530.1530.000347m板上液层高度0.05m,得：0.0663+0.05+0.0003470.116647m取0.5,板间距今为0.40m,0.04354m,有0.50.40+0.043540.22177m由此可见：，符合要求。由计算知0.061m,按下式计算0.1530.1530.00190m板上液层高度0.06m,得：0.061+0.06+0.001900.1229m取0.5,板间距为0.40m,0.0405m,有0.50.40+0.04050.22025m由此可见：，符合要求。雾沫夹带由下式可知0.1kg液/kg气0.1kg液/kg气浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册泛点率100%或泛点率100%D21.0－20.1240.752－20.785－20.05670.6716式中――板上液体流经长度，m;――板上液流面积，；――泛点负荷系数，取0.10;K――特性系数，取1.0.泛点率63.32%80%,符合要求或泛点率68.40%80%,符合要求由下式可知0.1kg液/kg气0.1kg液/kg气泛点率58.41%80%,符合要求或泛点率58.49%80%,符合要求66.1物沫夹带线按泛点率100%80%计算精馏段：80%将上式整理得：提馏段：80%将上式整理得：表6.1物沫夹带线计算结果数据表精馏段 LS1〔m3/s〕 0.002 0.01 VS1〔m3/s〕 1.09948 0.9254 提馏段 LS2〔m3/s〕 0.002 0.01 VS2〔m3/s〕 1.3669 1.15 6.2液泛线精馏段，整理得：提馏段，整理得：表6.2液泛线计算结果数据表精馏段 LS1〔m3/s〕 0.001 0.003 0.004 0.007 VS1〔m3/s〕 1.6644 1.5349 1.4572 1.1257 提馏段 LS2〔m3/s〕 0.001 0.003 0.004 0.007 VS2〔m3/s〕 2.0808 1.9530 1.8870 1.6529 6.3液相负荷上限线3～5以为上限6.4漏液线F1型：取,那么精馏段：提馏段：6.5液相负荷下限线取为下限，有：6.6负荷性能图按所得数据作图：精馏段：从图中得：，操作弹性图6.2提馏段负荷性能图提馏段：从图中得：，操作弹性77.1人孔根据塔顶、塔底空间与进料板上方各开一人控的原那么和每隔6～8设一人孔的规定，分别在6、13、20、27层塔板上和塔顶、塔底开人孔，共开六个人孔。取人孔直径为450，设人孔处板间距为600。7.2其它数值的选取根据一般经验，取：塔顶空间高度：塔底空间高度：裙座高度：封头高度：〔选取球形封头〕根底环的内径：根底环的外径：7.3塔立体高度的计算8表8计算结果及符号说明表工程 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 各段平均温度 ℃ 61.8 81.35 汽相体积流率 VS m3/s 0.896 0.9465 液相体积流率 LS m3/s 0.000629 0.00334 塔径 1.0 1.0 实际塔板数 N 块 26 7 板间距 0.40 0.40 塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空气塔速 1.1414 1.206 堰长 0.66 0.66 堰高 0.04354 0.0405 板上液层高度 0.05 0.06 降液管底隙高度 0.02 0.03 浮阀数 个 90 90 等腰三角形叉排 阀孔气速 8.338 8.808 鼓泡面积 m2 0.505 0.505 浮阀能动因子 11.34 10.20 工程 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 临界阀孔气速 7.50 8.95 排间距 0.65 0.65 相邻横排中心距 单板压降 551.39 560.41 液体在降液管内停留时间 36.057 6.79 降液管内清液层高度 0.116647 0.1229 泛点率 % 63.32 58.41 雾沫夹带 eV kg液/kg气 0.0079 0.01 汽相负荷上限 1.124 1.294 汽相负荷上限 0.784 0.4644 物沫夹带控制 操作弹性 1.434 2.786 漏液控制 9〔1〕贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社,2002.8〔2〕刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001.5〔4〕冯伯华.化工工程手册〔1〕化工根底数据.北京：化工工业出版社，1979.7〔7〕贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002.1〔8〕吴俊生、邵惠鹤.精馏设计、操作和控制.北京：中国石化出版社，1997.1210后记化工原理课程设计终于可以告一段落了，没日没夜的计算生活也终于可以告一段落了，虽然这一段时光可能会荣登最痛苦的大学时光的榜首，但有一句话说得好,痛并快乐着，我想我一辈子也不会淡忘这段充实、繁忙、又令我苦恼同时也令我满足的时光。化工原理课程设计真正的充满于我的生活还得从国庆长假前两天开始算起，虽然国庆期间我并未真