水和丙酮的性质研究项目设计方案

1 水和丙酮的性质研究项目设计方案 第一部分：设计概述 一：任务书 （一）、设计题目 试设计一座 丙酮 水连续 精馏装置 ,要求年产纯度为 98%的丙酮 26000吨 ,塔底馏出液中含 丙酮 不得高于 1%,原料液含 丙酮 36%(以上均为质量百分数 )。 （二）、设计条件 1、 精馏塔 （ 1）塔顶压力 4） （ 2）进料热状态 自选 (3)回流比 自选 (4)塔底加热蒸汽压力 ） (5)单板压降 6）全塔效率 2% （ 7） 塔板类型 筛板或浮阀塔板（ 2、换热器 配置于精馏装置中的预热器 冷凝器 冷却器 再沸器等选一设计 （ 1）加热介质 饱和水蒸汽 ）； （ 2）冷却介质 冷却循环水，进口温度 30 ，出温度 40； （ 3）换热器允许压降 510 （ 4） 换热器类型 标准型列管式或板式换热器。 （三）、工作日 每年工作 300 天，每天 24 小时连续运行。 （四）、生产厂址 海南洋浦工业开发区 2 （五）、设计 内容 1、选择合适的精馏塔 （ 1）精馏塔的物料衡算； （ 2）塔板数的确定； （ 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； （ 4）精馏塔的塔体工艺尺寸的计算； （ 5）塔板的主要工艺尺寸的计算； （ 6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图； （ 7）精馏塔接管尺寸计算； （ 8）绘制精馏装置工艺流程图； （ 9）绘制精馏塔设计条件图； （ 10）对设计过程的评述和有关问题讨论。 2、选择合适的换热的 （ 1）确定设计方案 选择换热器类型；流动空间及流速的确定。 （ 2）确定物性数据 （ 3）估算传热面积 （ 4）工艺结构尺寸 （ 5）换热器核算 （ 6）绘制换热器设计示意图； （ 7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。 （六）、编写设计说明书 精馏装置工艺流程图；精馏塔设计条件图；换热器设计示意图。 9、参考文献 二：总论 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。 3 气、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、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 9块，回流比为 出塔效率为 际板数为 18 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 有效塔高 过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。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。 三：工艺流程 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 4 第二部分：塔的工艺计算 一：查文献，整理有关物性数据 （ 1）、水和丙酮的性质 表 温度 50 60 70 80 90 100 水粘度酮粘度 温度 50 60 70 80 90 100 水表面张力1酮表面张力1 温度 50 60 70 80 90 100 相对密 5 度 水 酮 分子量 沸点 临界温度 K 临界压强 00 2050 丙酮 5. 丙酮 水系统 t x y 数据 沸点 t/ 丙酮摩尔数 x y 100 0 0 92 7 6 7 （ 2）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 平均摩尔质量 D= ( kg/w= kg/泡点进料时， q=1，所以 3 12 m 24300/(300 000 00 8 0 00 40 81 出 x=y 曲线与 x=交点，求出交点坐标 当 x=， y= xy 2 9 令 R=2 、全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F D WF x D x W xF=h W=h (2) 操作方程 (3) 精馏0 5 20 2 81 11 R y 为泡点进料， q=1,代入数据 9 . 6 9 K m o l/110 00 40 81 际塔板数 由图可得当 R=，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为（ 则： 可解得： R=2精馏段操作线方程： 111=10 o 利用图解法求理论班层数，可得： 0 00 40 81 块 ,进料板位置 精 N=考虑安全系数取 12 块。 提 N=考虑安全系数取 6块。 故进料板为第 12 块，实际总板数为 18 块。 11 四、全塔效率的估算 用奥康奈尔法 ( O 对全塔效率进行估算： 根据 丙酮 水系统 t x(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： 相对挥发度 xy =料温度为 xy =底温度 xy =以全塔平均挥发度 3 = 3 =馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 a 0 . 3 462 0 . 2 90401.0m 全塔液相平均粘度 a x y y x y y y y y x 12 = 和给定的全塔效率相似，考虑到误差的原因，可认为其等于 ： 精馏塔主 体 尺寸的计算 1、 精馏段与提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： M=(2=相平均温度： 2/)(1 df =(2= 位置 进料板 塔顶（第一块板） 摩尔分数 摩尔质量 kg/度 c 平均温度下查得 ： 丙酮的摩尔分数 x=相平均密度为 ： 丙酮水 211L =（ 1 、 2 质量分数） 其中： y 3丙酮 / E 13 精馏段的液相负荷 L=h 液体体积流量 M/ L =所以 精馏段塔顶压强 若取单板压降为 则 进料板压强气相平均压强 PP m 气相平均摩尔质量 气相平均密度3/ ）（汽相负荷 V=（ R+1)D=()h 气体体积流量 精馏段的负荷列于表 7。 表 7 精馏段的汽液相负荷 名称 汽相 液相 平均摩尔质量 / /kg 均密度 / 3/kg m 积流量 / 3/馏段 的汽液体积流量 14 提馏段的已知数据列于表 8 液相平均摩尔质量： M=(2=相平均温度： 2/)(2 wf =(2= =1( =h 在平均温度下查得： 丙酮的摩尔分数 x=相平均密度为： 丙酮水 211L =（ 1 、 2 质量分数） 提馏段的液相负荷 =h L M/ 塔底压强位置 塔釜 进料板 摩尔分数 尔 质 量/ /kg =度 / 3丙酮 / 3 5 6 4 3 5 15 气相平均压强 52 9 2 77 2 3 m 气相平均摩尔质量 气相平均密度 3/ 汽相负荷 1( =h 0 表 9 提馏段的汽液相负荷 名称 液相 汽相 平均摩尔质量 / /kg 均密度 / 3/kg m 积流量 / 3/ 塔径的计算 塔顶的温度下查表面张力表 塔顶温度 查得：丙酮的表面张力为 m ， 水的表面张力为 m 进料温度 查得：丙酮的表面张力为 m ， 水的表面张力为 m m 塔底温度 16 查得：丙酮的表面张力为 m ， 水的表面张力为 m 1 6 0 3 1 2 3 1 2 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 5 7 . 88 0 9 . 16 05 8 . 60 1m 全塔液相平均表面张力 塔顶温度 查得：丙酮的粘度为 ， 水的粘度为 6 0 3 8 3 8 进料温度 查得：丙酮的粘度为 ， 水的粘度为 塔顶温度 查得：丙酮的粘度为 ， 水的粘度为 5 3 0 3 1 2 6 3 1 2 精馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 a 0 . 3 462 0 . 2 90401.0m 全塔液相平均粘度 17 a . 塔径的计算 精馏段的体积流率计算： 0 0 3 2 密斯关联图 )图横坐标： 0 2 1 1(3 0 0 3 2 2121 取板间距 H m，板上液层高度 LT =图得20C=20C 0( L=a x =全系数取 空塔气速为 s 按标准塔径圆整为： D=截面积： 22 50 实际塔气速： s /提馏段的体积流率计算： 18 密斯关联图 )图 横坐标： 2121 ) 0 1 1 板间距 H m，板上液层高度 LT =图得 20C=C = 20C 0( L = =m a x =全系数取 空塔气速为 6.0 s 按标准塔径圆整为： D =截面积： 22 50 实际塔气速： s /D D ,所以采用同径塔，塔径为 精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为： 19 提留段有效高度为： 在进料板上方开一小 孔，其高度为 精馏塔的有效高度为： 由于 D=采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 堰长 溢流堰高度， 选用锯齿堰：32360 0100 =1，则 2 mh w 0 5 5 7 4 2 弓形降液管宽度图 5附图得 故： mA f mW d 0 9 9 精馏段用经验公式： 36003600 提馏段用经验公式： 0 00 0 1 1 6 0 03 6 0 0 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 20 降液管底隙高度00： 0h=选用凹形受液盘，深度 0 塔板布置 塔板的分块 因为 D 800塔板采用分块式，查表 5：塔板分 3 块。 边缘区宽度确定 取 3 7 开孔区面积ar c s i 其中， 2222 3 0 r c s i 03 6 0 0 孔计算及其排列 选用 =3钢筛孔直径板，取筛孔直径0d=5孔按正三角形排列，取孔中心距 t=30d=15孔数目： 2 %2 精馏段气体通过阀孔的气速为： /0 提馏段气体通过阀孔的气速为： /0 21 3 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： )2( 2 )P T T F N S H S H H H 包括头盖部分） 包括底盖部分） 已知实际塔板数为 N=18 块，板间距 于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔 8 块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距 塔顶空间 m，塔底空间 料板空间高度 ，那么，全塔高度： 4 塔板结构尺寸的确定 由于塔径等于 800以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度 5沫区宽度 70SW 查得 堰长 28檐长弓形溢流管宽度 弓形降液管面积 降液管面积与塔截面积之比 % 22 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 A 符合要求 液体在精馏段降液管内的停留时间 A 符合要求 六、筛板的流体力学验算 1 塔板压降 干板阻力干板阻 力 由所选用筛板 d，查得 C 2 0 3 2 液柱 气体通过液层的阻力 计算 气体通过液层的阻力 1 21210 /9 3 9 4 9 6 图得： 0 4 4 2 5 7 液体表面张力的阻力计算 23 液体表面张力所产生的阻力 1 102 液柱 气体通过每层塔板的高度 （ 700 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。 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 由 0 所以 漏液 对于筛板塔，漏液点气速： i n,0 4 0 =s 实际空速： 稳定系数： 0 U 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度 24 取 wT 而，板上不设进口堰，则有 20 液柱 设计不会发生液泛 七、塔板负荷性能图 1 精馏段塔板负荷性能图 液线 查 0图知 m s,0 hL=hw+)(Vs, 0= )(100 )1000 5 在操作范围内，任取几个上式计算 沫夹带线 以 /为限，求 系如下： 42 321100 .0 .0 S= 作出液沫夹带线 2 相负荷下限线 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，取堰上液层高度为最小液相负荷标准。 26 600 2 =1,则 000 00 0004 323m 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3. 相负荷上限线 以 3s 作为液体在降液管中停留时间的下限 A 003 3m 故003 m 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4。 泛线 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 ， 1 ， 联立得 )1(1 整理得： 3/2,2,2, ( )( 200, (, wT 45 ()60 0)(1(, 27 9 2 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： 0 0 0 1 0 2 0 3 0 40 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 操 作 区精馏 A） (操作线为第 6 条，操作方程： s=在负 荷性能图 A 上，作出操作点 A，连接 可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得 s s 28 2 提馏段塔板负荷性能图 液线 查 0图知 m s,0 hL=hw+)(Vs, 0= )(100 )1000 取几个上式计算 沫夹带线 以 /为限，求 系如下： 29 42 321100 .0 .0 S= 作出液沫夹带线 2 30 0 0 0 1 0 2 0 3 0 40 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 操 作 区八、预热器设计 1. 换热器设计方案的确定 选用标准型列管式换热器，料液（质量分数为 丙酮混合液）走管程，从 25加热到 ,， 绝对压力为 饱和水蒸汽冷凝放热，走壳程，设原料液流量为 F=h=h 2. 换热器的工艺计算 确定物性数据 料液的平均温度为 1 和水蒸汽的温度为 水蒸气冷凝放热，温度不变，平均温度也是 丙酮的有关物性数据 3/ )/(2271 31 )/( 水的有关物性数据 3/ )/(4174 )/(6 42 蒸气的有关物性数据 30 /651.1 )/(22010 p )/(2168 冷凝水的有关物性数据 3/)/(4258 (质量分数为 丙酮 3/ )/(3 4 8 7 7 1 )/( 计算热负荷 5121 4 893 6 00 11)( 饱和水蒸汽用量 m / 0 52 均温度差 热流体： 冷流体： 25 t 32 32 t 82121 估算传热面积 /A 参考表 4总传热系数 /K = 700 )/( 2 ，则 25/ 试选型号 由于两流体温差大于 50 ，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选型号为 ;4517要参数如下： 外壳直径 273称压力 称面积