丙酮-水精馏设计化工原理.

1、12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 目 录 第一章 绪论. 1 1.1产品生产的发展概况及意义. 1 1.2产品的性质、用途、危险性、国家标准. 1 1.2.1产品性质 . 1 1.2.2产品用途 . 1 1.2.3产品国家标准 . 1 1.3原料的性质及来源 . 2 1.3.1原料的性质 . 2 1.3.2原料的来源 . 2 1.4设计所采用的分离方法及特点. 2 第二章工艺流程设计及设备论证 . 3 2.1工艺流程叙述及论证 . 3 2.2工艺参数的选择论证 . 4 2.3设备论证 . 4 第三章 物料衡算 . 4 3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 . 4 3.2原料液及

2、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .5 3.3物料衡算 . 5 第四章能量衡算 . 5 4.1冷凝器的热负荷和冷却水的流量 . 5 4.2再沸器的热负荷和饱和水蒸气的流量 . 6 4.3预热器的热负荷和饱和水蒸气的流量 . 6 4.4塔顶产品冷却器 . 6 第五章 设备设计计算与选型 . 6 5.1塔板数的确定 . 6 5.1.1理论板层数 NT的求取 . 6 5.1.2实际板层数的计算 . 7 5.2相关物性的计算 . 9 5.2.1操作压力的计算 . 10 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 5.2.2平均摩尔质量计算 . 10 5.2.3平均密度计算 . 10 524液体平均表面

3、张力 . 11 5. 2. 5 温度.12 5.3精馏塔的塔体主要工艺尺寸计算 . 12 5.3.1气液相负荷的计算 . 12 5.3.2塔径 . 13 5.4塔板主要工艺尺寸的计算. 14 5.4.1溢流装置计算 . 14 5.4.2边缘区宽度 . 16 5.4.3塔板布置 . 16 5.5板式塔的流体力学验算 . 17 5.5.1塔板压力降 hf的校验 . 17 5.5.2液面落差 . 18 5.5.3雾沫夹带 . 18 5.5.4漏液 . 18 5.5.5液泛 . 19 5.6塔板负荷性能图 . 19 5.6.1漏液线 . 19 5.6.2雾沫夹带线 . 20 5.6.3液相负荷下限线

4、. 20 5.6.4液相负荷上限线 . 21 5.6.5液泛线 . 21 5.6.6操作弹性 . 21 5.7换热器的选型 . 22 5.7. 1全凝器的选型 .22 5.7. 2再沸器的选型 .23 5.7. 3预热器的选型 .24 5.7.4塔顶产品冷却器选型及核算 . 24 5.8 管径的选取 . 28 5.8.1进料管管径的选取 . 28 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 5.8.2塔顶出料管管径的选取 . 28 5.8.3塔釜出料管管径的选取 . 29 5.8.4塔顶回流液管管径的选取 . 29 5.8.5塔釜回流液管管径的选取 . 29 5.8.6全凝器出口管管径的选

5、取 . 29 5.8.7再沸器出口管管径的选取 . 29 5.9离心泵的选取 . 29 5.10精馏塔的附属设备 . 30 5.10.1法兰的选择 . 30 5.10.2筒体与封头 . 31 5.10.3裙座. 31 5.10.4有效高度 . 31 5.10.5塔总体高度 . 31 5.10.6储槽 . 31 第六章非工艺部分 . 32 6.1安全 . 32 6.2三废情况及环保的大体方案 .33 主要参考文献 . .34 结束语 . .35 附录 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 1 第一章绪论 1.1产品生产的发展概况及意义 丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸

6、酯，有机玻 璃，医药，农药等。亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。也用 作稀释剂，清洗剂，萃取剂。还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧 树脂、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸甲酯等的重要原料。在无烟火药、赛璐 珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂。在油脂等工业中用作提取剂。 用于制取有机玻璃单体、双酚 A、二丙酮醇、己二醇、甲基异丁基酮、甲 基异丁基甲醇、佛尔酮、异佛尔酮、氯仿、碘仿等重要有机化工原料。在涂 料、醋酸纤维纺丝过程、钢瓶贮存乙炔、炼油工业脱蜡等方面用作优良的溶 剂。 1.2产品的性质、用途、危险性、国家标准 1.2.1产品性质 丙酮是脂肪族酮类具有代表性的的化合物， 具有酮类

7、的典型反应。例如： 与亚硫酸氢钠形成无色结晶的加成物。与氰化氢反应生成丙酮氰醇。在还原 剂的作用下生成异丙酮与频哪醇。丙酮对氧化剂比较稳定。在室温下不会被 硝酸氧化。用酸性高锰酸钾强氧化剂做氧化剂时，生成乙酸、二氧化碳和水。 在碱存在下发生双分子缩合，生成双丙酮醇。2mol丙酮在各种酸性催化剂（盐 酸，氯化锌或硫酸）存在下生成亚异丙基丙酮，再与1mol丙酮加成，生成 佛尔酮（二亚异丙基丙酮）。3mol丙酮在浓硫酸作用下，脱3mol水生成1, 3，5- 三甲苯。在石灰。醇钠或氨基钠存在下，缩合生成异佛尔酮（3，5, 5-三甲基-2-环己烯-1-酮）。在酸或碱存在下，与醛或酮发生缩合反应， 生成酮

8、醇、不饱和酮及树脂状物质。与苯酚在酸性条件下，缩合成双酚-A。 丙酮的a-氢原子容易被卤素取代，生成 a -卤代丙酮。与次卤酸钠或卤素 的碱溶液作用生成卤仿。丙酮与 Grignard试剂发生加成作用，加成产物水 解得到叔醇。丙酮与氨及其衍生物如羟氨、肼、苯肼等也能发生缩合反应。 此外，丙酮在5001000C时发生裂解，生成乙烯酮。在 170260C通过硅- 铝催化剂，生成异丁烯和乙醛；300350C时生成异丁烯和乙酸等。不能被 银氨溶液，新制氢氧化铜等弱氧化剂氧化，但可催化加氢生成醇。 1.2.2 产品用途 丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸酯，有机玻 璃,医药，农药等。亦是良

9、好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。也用 作稀释剂，清洗剂，萃取剂。还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧 树脂、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸甲酯等的重要原料。在无烟火药、赛璐 珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂。在油脂等工业中用作提取剂。 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 2 用于制取有机玻璃单体、双酚 A、二丙酮醇、己二醇、甲基异丁基酮、 甲基异丁基甲醇、佛尔酮、异佛尔酮、氯仿、碘仿等重要有机化工原料。在 涂料、醋酸纤维纺丝过程、钢瓶贮存乙炔、炼油工业脱蜡等方面用作优良的 溶剂。 1.2.3危险性、产品国家标准 健康危害：急性中毒主要表现为对中枢神经系统的麻醉作用，出现乏力

10、、 恶心、头痛、头晕、易激动。重者发生呕吐、气急、痉挛，甚至昏迷。对眼、 鼻、喉有刺激性。口服后，先有口唇、咽喉有烧灼感，后出现口干、呕吐、 昏迷、酸中毒和酮症。 慢性影响：长期接触该品出现眩晕、灼烧感、咽炎、支气管炎、乏力、 易激动等。皮肤长期反复接触可致皮炎。 燃爆危险：该品极度易燃，具刺激性。 1.3原料的性质及来源 1.3.1原料的性质 但工业上实际采用的方法并不很多。目前我国用粮食发酵的生产丙酮仍 占较大比重。在合成法中异丙苯法是主要的。由含淀粉的农副产品发酵制得 丙酮、丁醇和乙醇的混合物，三者的比例为丙酮：丁醇：乙醇=32： 56： 12 至25： 70： 3（重量比）。每生产1t

11、丙酮，约耗用11t淀粉或60-66t废糖蜜。 异丙苯法是丙酮生产路线中最经济的方法，同时得到苯酚。两者之比是，苯 酚：丙酮=1:0.6（重量）。以苯酚计，10万t级装置每吨苯酚消耗丙烯 (90%)590kg。 1.3.2原料的来源 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。

12、1.4设计所采用的分离方法及特点 双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精 馏装置（图1），包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触 进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝，部分凝液作为回流 液返回塔底，其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化， 蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部，进料中的液 体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起 沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中 的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物 12级化学工程与工艺专业化工原理课

13、程设计说明书 3 的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产 物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组 分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥 发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完 全地分离，生产出所需纯度的两种产品。 具有如下特点： (1)通过精馏分离可以直接获得所需要的产品，而其它一些分离方法， 如吸收、萃取等，由于有外加的溶剂，需进一步使所提取的组分与外加组 分再行分离，因而精馏操作流程通常较为简单。 (2)精馏分离的适用范围广，它不仅可以分离液体混合物，而且可用于 气态或固态混合物的分离

14、。例如，可将空气加压液化，再用精馏方法获得 氧、氮等产品；再如，脂肪酸的混合物，可用加热使其熔化，并在减压下 建立汽液两相系统，用精馏方法进行分离。 (3)精馏过程适用于各种浓度混合物的分离，而像吸收、萃取、结晶、 膜分离等操作，只有当被提取组分浓度较低时才比较经济。 (4)精馏操作是通过对混合液加热建立汽液两相体系的，所得到的汽相 还需要再冷凝液化。因此，精馏操作耗能较大。 (5)精馏技术经过多年的发展及广泛的使用，目前已具有相当成熟的工 程设计经验与一定的基础理论研究，并发展出了以精馏为基础的许多新型 复合传质分离技术。 (6)精馏过程操作简单，易于工程化。即可连续操作，也可间歇操作， 可

15、应用于各种批量的操作中。 第二章工艺流程设计及设备论证 2.1工艺流程叙述及论证 本设计任务为分离丙酮-水混合物。对于该非理想二元混合物的分离， 应该使用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至 泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回 流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐该物系属于易分离物系(标况下, 丙酮的沸点56.2 C),塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储 罐。 2.2工艺参数的选择论证 1.原料液处理量：30000 吨/年 2.原料液含苯：40% (质量分率) 3.塔釜馏出液中含丙酮w 2% (质量分率) 12级化学工程与工艺专

16、业化工原理课程设计说明书 4 4.塔顶馏出液中含丙酮97%(质量分率) 5.操作压力： 4Kpa(塔顶表压) 6.进料热状况：泡点进料 7.回流比： 2 8.单板压降： 0.7Kpa 9.建厂地址：衢州地区 以上参数均符合工艺条件 2.3设备论证 塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为 逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性 大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用筛板式精馏塔。 塔型的选择因素很多。主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装 和维修等。 1、与物性有关的因素 (1)

17、本设计任务为分离丙酮-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用 连续精馏。 (2) 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选 填料塔。 (3) 对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。 本设计为丙酮和水，可选用板式塔。 2、与操作条件有关的因素 (1) 对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜； (2) 对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充 分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔。在设计过程中应考虑到 设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。 节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温

18、度的高低，一方面影 响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设 备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能 R等直接关系到生产过程的 经济问题。 第三章物料衡算 3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 M 丙酮=58.08kg / kmol M 水=18.02kg / kmol 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 5 80000 300*1000 24* 23.735 =468.13kmol /h =D +W F XF =D XD +W XW 468.13= D +W 468.13* 0.1413 = D * 0.9093 +W * 0.00629 W=39

19、7.2kmol/h 二 * D =70.93kmol/h 将物料组成转换成摩尔分率: 0.35/58.08 0.35/58.08 0.65/18.02 = 0.1431 0.97/58.08 XD = 0.97/58.08 0.03/18.02 = 0.9093 0.02/58.08 0.02/58.08 0.98/18.02 二 0.00629 3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F =0.1431*58.08 (1 -0.1431)*18.02 = 23.735g/mol MD =0.909858.08 (1 -0.9093*18.02 =54.445g/mol MW =0.0

20、0629*58.08 (1 - 0.00629)*18.02 = 18.272g/mol 3.3物料衡算 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 6 = 2.15Kg/s 1 第四章能量衡算 4.1冷凝器的热负荷和冷却水的流量 VMV 141.854.445 G1 ： 36003600 r 1八 XK =400*0.97 0.03* 2429 =460.87kj /kg Q =2.15 460.87 =991kw Q 991000* 3600 _ 53090kg / h Cpc(t2-tJ 4200*(36-20) 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 7 Gi LM L 3

21、600 539 18.272 3600 = 2.74Kg/s 1 6210000 2270=2736kg/h FMV 3600 468.13 23.735 3600 = 3.1Kg/s 1 Q Cpc (t2 “1) 二 18560kg/h 4.2再沸器的热负荷和饱和水蒸气的流量 塔釜温度为 tw =95cr 二 2270kj / kg Q =Gr =6210kw 4.3预热器的热负荷和饱和水蒸气的流量 Q =GCpc ：t =3.1*3.29*(65-20)=459kw 4.4塔顶产品冷却器 Q 二WhCph -T2)=2.15*2700(57.3-30) =216526.5w 216256

22、.5* 3600 4200* (30 - 20) 第五章设备设计计算与选型 5.1塔板数的确定 5.1.1理论板层数NT的求取 理论塔板数计算 (1) q线方程 XF =0.1431 q =1 q线方程为：X =0.1431 % =0.1431 乙=0.775 Q Wh 一 r 459000 2270 202.2kg/h r 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 8 (2)求最小回流比Rmin和R 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 9 作图可知b =0.725 b=击 衆D =0 725 提馏段 L V 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

23、 点，向平衡线做切线，再由切线的斜率或截距求Rmin，见图1,图2 Rmin =0.302由吉利兰图作出N和R的关系图3 最终确定R=1 (3) 精馏段和提馏段的气液流量 D=70.93kmol/h R=1 精馏段=R70-93kmOl/h y =(R+1)D =141.86kmol/h =L qF = 539.06kmol/ h -(q-1)141.8kmol/h （4）精馏段操作线方程 RX Yn1Xn D 0.5Xn 0.45465 R +1R +1 （5）精馏段操作线方程 Ym q 二*Xm WXW =3.8Xm 0.0176 （6）作图法确定理论板数 由图4得精馏段3块板，进料板为第

24、4块，提馏段3块板，总共6块板（包 括再沸器）。 5.1.2实际板层数的计算 （1）全塔温度的计算 通过“ t-x-y ”数据进行插值计算得 泡点进料：xF = 0.1431 进料板温度卄= 65C 塔顶温度：tD=57 3C 塔底温度：tw=95C 精馏段平均温度tm =(65+57.3)/2=61.15 C 提馏段平均温度tm =（95+65）/2=80 C 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 10 tD =573C 查得卩水二0.49606Pa s 查得 查得X丙酮=0.9 0 9 3 (2)全塔黏度计算 1)塔顶黏度 lg 八 Xilg 表一物性表 温度/ C50 60 7

25、0 80 90 100 水的粘度 0.5920.4690.40.330.3180.248 丙酮粘度 0.260.2310.2090.1990.1790.16 水表面张力 67.76664.362.760.158.4 丙酮表面张力 19.518.817.716.315.24.3 水相对密度 988.1983.2977.8971.8965.3958.4 丙酮相对密度 758.56737.4718.68700.67685.36669.92 由表一查得 X水=0.0 9 0 7 卩丙酮=0.2 3 7Pa s lg 心=0.9093lg0.2373 0.0907lg 0.49606 口D =0.253

26、7 pa s 2）塔底黏度 lg “Xilg ii 表一查得 X水=0.9 9 3 7 1 : tw =95C杳得卩水=0.318Pa s杳得X丙酮0.0 0 6 2 9 卩丙酮-0.17 Pa s lgw -0.00629 lg 0.179 0.99371lg 0.318 w = 0.2543pa s 3)进料板黏度 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 11 X 水=0.8569 X 丙酮=0.1431 4)全塔平均黏度: (1L 0.25370.1085 2 = 0.1811 2 精馏段平均黏度: 0.25370.4001 2 =0.3269 提馏段平均黏度：口M =0.108

27、5 0.4001 =0.2543 2 5)相对挥发度a 塔顶： 由x-y图1查得 塔釜： YA =0.9093 、XA =0.83 YA =0.00629 XA =0.1744 OC D YD(1-XD) XD(1-YD) YW(1-XW) 33 37 0CW33.37 XW(1-YW) a = . a aw = 7.56 (4)全塔效率 精馏段效率：Et = 0.49G 3)亠245 =0.49(7.56 0.3716)亠245 =0.381 提馏段效率：Et 二 0.49G 卩W)亠245 二 0.49(7.56* 0.333)亠245 二 0.39 (5)实际塔板数 NT ET 精馏段：

28、NR 37.89 0.38 2 提馏段：NR二=5.1 0.39 取整8块 取整6块 lg 八 Xjlg d tF =65C查得卩水二 0.4414Pa s 卩丙酮=0.2 2 2Pa s IgF =0.1431lg0.2222 0.8569lg0.4414 (iF =0.3269 pa s 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 12 故精馏段平均操作压力为: 故提馏段平均操作压力为: P + p PM D F =110.275kpa 2 PM =PW-PL =117.8kpa 2 5.2相关物性的计算 5.2.1操作压力的计算 塔顶压强 P =101.325 4 = 105.325

29、kpa 取每层塔板压强Ap=0.9kPa, 则进料板的压力为：R =PD 0.9*11 =115.225kpa 塔底压力为：PF -FD 0.9*17 =120.6kpa 5.2.2平均摩尔质量计算 塔顶：MVD =0.9093* 58.08 (1 -0.9093)*18.02 = 54.445kg/kmol MLD =0.85*58.08 (10.85)*18.02 = 51.27kg/km ol 进料板：MVF =0.78*58.08 (1 -0.78)*18.02 =49.27kg/kmol MLF -0.1431* 58.08 (1 0.1431)*18.02 =23.75kg/k m

30、o l 塔釜：MVW =0.1744*58.08 (1 -0.1744)*18.02 = 25.006kg/kmol MLW = 0.00629* 58.08 (1 -0.00629)*18.02 = 18.272kg/k m o 塔顶： 查图二得 塔釜： YA =0.9093 兀=0.83 YA =0.78 XA =0.1431 Y =0.00629 XA =0.1744 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 13 精馏段平均摩尔质量： 54.445 49.2668 M VM51.8559kg/kmol 2 “51.27 +23.753,. M LM37.521kg / kmol

31、2 提馏段平均摩尔质量： -25.006 + 49.2668, M VM37.1364 kg/kmol 2 23.753 18.272 M LM21.0125kg /kmol 2 5.2.3平均密度计算 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 1 2 14 = 2.05kg/m3 二 1.5kg / m3 塔底: aw =0.97 1）气相密度:m 110.275*51.8559 8.314* (60.9 273) 117.8* 37.1364 8.314*(77273) 2）液相密度Lm 表二丙酮-水在各温度下的密度 塔釜温进料温度塔顶温 温度c 度tW tf 度tD 956557.

32、3 丙酮 685.36727.5742.055 水 965.3979.5984.28 1/J 八厲/1 塔顶：aA = 0.97 进料板：aF =0.35 873.589kg/m3 0.35/727.5 0.65/979.5 3 -747.576kg /m 0.97/742.055 0.03/984.38 3 957.478kg / m 0.02/685.36 0.98/965.3 873 .589747 .763 810 .5825 kg / m M VM 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 15 3 二 915 .5336 kg /m 59.818 58.6 2 = 59.2M

33、N /m 门 873 .589 +957 .478 L提 厂 5.2.4液体平均表面张 表三丙酮-水各温度下的表面张力 塔釜温进料温 度tw 度tf 塔顶 温度 t D 温 度c 956557.3 丙酮 N/m 15.218.3619.34 水 N/m 60.165.3269.06 Lm = xi、- i 1）塔顶平均表面张力 ；LDM =0.9093*19.34 0.0907* 69.06 = 23.85MN / m 2）进料板平均表面张力 二LFM =0.1431*18.36 0.8569* 65.32 = 58.6MN/m 3）塔釜平均表面张力 -LWM =0.00629*15.2 0.

34、99371* 60. 59.818MN /m 4）精馏段平均表面张力 23.85 +58.6 二精 M41.225MN/m 2 5）提馏段平均表面张力 5.2.5温度 进料板温度卄= 65C 塔顶温度：怜=57 3 c 塔底温度：tW=95C 精馏段平均温度tm =(65+57.3)/2=61.15 C 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 16 精馏段 V M VM 3600 : VM 141.86*51.86 3600* 2.00 =1.021m3/s L M LM 3600 L 70.93*37.912 3600*810.5825 =0.00 0922 m3/s 提馏段L V

35、=L qF = 539.06k m c/ h -(q-1)= 141.8k m c/h Vs 提馏段 Ls V M VM 3600 *VM L M LM 3600 ：1M 141.86*37.1364 3600*1.444 539.06* 21.0125 3600* 915.53 3 = 1.013m /s 3 二 0.00344m / s 2VSP 提馏段平均温度tm =(95+65)/2=80 C 5.3精馏塔的塔体主要工艺尺寸计算 5.3.1气液相负荷的计算 D=70.93kmol/h R=1 精馏段=RD 二 70-93k m O h y =(R+1)D =141.86km c/h 5

36、.3.2塔径 精馏段：板间距取HT=0.45m 板上液层高度h| =0.05m 表四塔板间距与塔径的关系 塔径/D, m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0 板间距/HT, mm 200300250350300450350600400 600 贝U H = HT - h| = 0.45 -0.05 = 0.40m 参数： Ls 氏、120.0 0 0 9 严 1.39 6( 2.0 0 2 查史密斯关联图5得： C20 =0.0791 右41 225 C “20* (二)0.2 =0.0791*() =0.0914 Ls 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设

37、计说明书 17 20 20 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 4 18 Umax匚可=0.091辭；802.002 =1836m/s 匚.2.002 max 取安全系数为0.707 U = 0.707U max =0.707*1.836= 1.298m/s 4*1.021 .3.14*1.298 =0.9946m 圆整得 D =1m 塔截面积：n 2 2 ATD 0.785m 4 空塔气速： VS u = S =1.3006m/s AT 提馏段：板间距取HT=0.35m 板上液层高度hi =0.06m 贝U H = HT -h厂 0.35-0.06 = 0.29m Ls ；- 1

38、2 0.00344 918.207 12 二 0.084 VS1.0131.5 查史密斯关联图4得: C 20 =0.0552 % 0 259.2 C =C2O*(-4. -0.053* ()=0.0686 20 20 j PL - U max =C V =1.726m/s VPV 取安全系数为0.753 U =0.753U max =0.753*1.726 =1.299m/s 4*1.013 ；3.14*1.29 9 =0.9965m 圆整得 D =1m 塔截面积：AT =n D2 =0.785m2 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 4 19 12级化学工程与工艺专业化工原理课

39、程设计说明书 20 用经验公式：一 OAH,600*0.0628*0.45 。 Lh0.000922*3600 出=0.15 D -0.08 2 精馏段:how 2.84 *严 1000 0.000 922*3 600 0.7 提馏段： how /84*1*(.00344* 3600)23 0193m 10000.7 3）弓形降液管宽度和截面积 精馏段：仏=0.7 処丸.15 DD 厂08 Wd =0.15 厲=0.0 62 8 5.4塔板主要工艺尺寸的计算 5.4.1溢流装置计算 选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。单 溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，

40、流体流径较大，塔板 效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业 中应用最广的降液管是弓形降液管。 1）溢流堰长 取 lw =0.7D =0.7m 2）溢流堰高度 lw二hc -hw选用平直堰 堰上液层高度h“誥EC”3 由图6查得，近似取E=1，则 空塔气速:-=1.2904m/s A 二 0.00801m hw = hc - how = 0.05 - 0.00801 = 0.042 hw = hc -how =0.06 - 0.0193 =0.0407 提馏段：計0.7 Af AT 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 21 ho Lh 3600 lw u

41、 o u o 取 0.1m/s ho xHx2 孟R2 arcsin 仝 R 1 W d =0.15 Af =0.0 6 2 8 用经验公式： ,= 3600AfHT= 3600*0.0628* 0=6.39s 5s Lh0.00344* 3600 4）降液管底隙高度 精馏段： 0.00092* 3600 3600*0.7*0.1 hw -1% =0.042-0.01317 = 0.0280.006m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度取0.05m 提馏段： 1 h o : Lh uo 取 0.2m/s 3600 l w u o 1 h o : 0.0034*3600 0.0243

42、 3600* 0.7* 0.2 h w -ho = 0.0407 -0.0243 =0.0164m0.006m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度取0.05m 5.4.2边缘区宽度 1）入口安定区 塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定 区，其宽度为 W.。此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成倾向 性 WS 二Ws =70mm 2）边缘固定区在塔板边缘有宽度为VC的区域不开孔，这部分用于塔板固定 W： -W C 二 0.04m 5.4.3塔板布置 （1）塔板的分块 因为D 800mm故采用分块式，以便通过人孔拆塔板，塔板分为3块 1）开孔面积的确定 12级化学工程

43、与工艺专业化工原理课程设计说明书 22 1.02 1 =-=19.05 m /s Aa 0.1007*0.532 1.155* 0.481 2 0.015 =2469个 D1 x(Wd WS)(0.15 0.07) = 0.28m 22 D1 R -Wc - 0.04 = 0.46m 22 223.1420.282 Aa =2 0.28 0.46 -0.28-*0.462 arcsin0.481m2 IL1800.46 (2)筛孔计算及其排列 本例采用的物系无腐蚀性选用：=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm,筛孔 按正三角形排列。 取孔中心距为：t =3d =15mm 精馏段： 筛孔数为：N

44、J.Aa J.155*0：81 =2469个 t20.0152 开孔率：二 0.907(如)2 =0.907( 005)2 =10.07% t0.015 Uo 提馏段： 筛孔数为： 开孔率： VS 1.013/ u o18.9m/s A 0.1007*0.532 5.5板式塔的流体力学验算 5.5.1塔板压力降hf的校验 塔板压降 (1) 干板阻力：h0.051(Uo)2v0.051()2( 2.002 )= 0.0767 m C。0.772 810.5825 (2) 气体通过液层的阻力 精馏段：山 Vs 俚11.414m/s1 Ar-Af0.785-0.0628 F。二 Ua .匚=1.41

45、4 2.002 =2(kg2 s4 m*2) 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 23 - -0.58 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 24 提馏段:Ua Vs AT -Af 1.013 0.785-0.0628 =1.4m/s =0.015kg液体/kg气体 = 0.0074 故 0 =1九 ：(厲 how) =0.58*(0.00801 0.042) = 0.029m F。=ua .儿=14.1.5 =1.7(kg12 s m2) (3)液体表面张力计算 精馏段hff二玉 4 41225仃 0.00415m液柱 pLgd0810.5825 汉 9.8仆 0.00

46、5 4CL4 59.2 10 提馏段hff=L0.0053m 液柱 pLgd0915.5336x9.81x0.005 (4)气体通过每层塔板的液柱高 可按下式计算hp =入hl hff 精馏段 hp=0.0767+0.0290+0.0415=0.105m 液柱 提馏段 h p =0.0767+0.0290+0.0053=0.111m 液柱 5.5.2液面落差 D Uo, min ,提馏段 U0=18.9m/S uo, min 稳定系数：精馏段 K=U/Uomi$3.12,提馏段 K =U o/U omim =2.45 均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求 5.5.5液泛 为防止塔内发生液泛

47、，降液管内液层高HcK ( HT hw) 对于设计中的丙酮-水体系 =0.5, Hd 0.5 (0.45 0.042) =0.246m 0.000922 2 hd =0.153()= 0.00153 d 0.7*0.01317 m 液柱 精馏段 Hd =hp hL hd =0.105 0.05001 0.00153 = 0.1516m0.246m 提馏段 Hd = hp hL hd =0.111 0.06 0.00153 = 0.1725m 0.246m 所以不会发生液泛现象 5.6塔板负荷性能图 5.6.1 漏液线 由 u, min =4.4C(0.0056 + 0.13hL - hJ PL

48、/PV 2 2.84 1000 IJw 精馏段: Vs,min =4.4CA0 (0.0056 十 0.13 hwLh I1000 VS,min U0,min A0 h L 二 h w h ow 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 26 = 4.4 0.772 0.1007 0.532 -(0.00560.130.042 2.84 1 1000 3600 LS 0.7 -0.00415)810.5825/2 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 27 提馏段:Vs，min=4.4CoAo( 0.0056 + 05 + s， min 2.84 1000 2/31 hff)

49、p L / p V ：(0.0056 +0.130.06x V1ooo /,2/3 3600LS、 -S -0.0053)915.5/1.5 .0.7 5.7 10 Uo HT -hf 3.2 how 2 2.84 匚 3 1000 Jw 輕 1( 36QQ 10000.7 2/3 2/3 5.7 10( uo )3.2 (HT -h/ 5.7 10“ 41.22 5 10 ( 1.385VS ) ( 2/3 ) 0.345-2.125LS = 0.1 eV 5.7 1Q(-o ) (HT-hf， Uo 、3.2 CL 5.7 10“(1.35VS) 59.2 10 (0.345-2.125L

50、S2/3 o. 1 得 Vs, min =3.66 . 0.11LS2/30.00691 = 4.4 0.772 0.1007 0.532 Vs，min =45 0.0081LS2/3 0.11 5.6.2雾沫夹带线 以eV =0.1kg液/kg气为限求VS- LS关系: uo VSVS 1 .385VS AT -Af0.785 -0.0628 hw =0.042mhw=0.0407 hf =2.5入二 2.5 (hw hw) 精馏段 hf =0.105 2.125LS2/3, 整理得 VS =1.95-12LS2/3 提馏段 hf =0.10175 2.125LS2/3 解得 VS =2.2

51、 -13.8LS2/3 5.6.3液相负荷下限线 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 28 -4故 带入数据 对平直堰取堰上上层清液高度 精馏段 how=0.006m，how 二空4 1 (3600Ls)2/3 =0.006 10000.7 3 LS.min = 0.000597m / s 提馏段 how，二 0.0125m，how-284 1 ( 3600Ls )2/3 =0.0125 1000 0.7 Ls.min = 0.0018m3/s 5.6.4液相负荷上限线 以9 =4s作为液体在降液管中停留的下限 Hd邛(HT hw) 由 Hd =hp hL hd , hp 二 he

52、 hi h。，hi 二卩 m , h hw h 2 得 aVs2 二 b -eLs2 -dLs3 0.051 ( pv) (A0C0)2() b 珂 H T(- B -1)hw e =0,153/(lwh。)2 5=0.0733 = 0.05 精馏段0.158提馏段b。3 |c = 1800.21c=529 d=1.4d=1.34 所以精馏段 Vs2 =2.16-4698.77Ls2 -19.2LS2/3 提馏段 Vs2 =2.6 -10580LS2 -26.8LS2/3 5.6.6操作弹性 精馏段： .0.0628945 cce 3 , Ls, max00071m /s 4 提镏段： 0.0

53、628 7.453 Ls, max 二=0.0071m /s 4 LS 5.6.5 液泛线 d =2.84 10；E(1 B)( 3600)2/3 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 29 12 3 4 5 6 in* 歹歹歹歹歹歹 系系系系系系 由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图 根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作 线 亠系列1 - 系轨 系列3 十系列4 *系列5 亠索列6 由图 VS, MAX = 1.6m /s， Vs,min = 0.5m /S 故提馏段操作弹性为Vs,MAX / Vs,min =3.2 精馏段提馏段操作弹性均大

54、于2小于5,符合要求。 5.7换热器的选型 5.7.1全凝器的选型 （1）丙酮-水冷凝蒸汽的数据 故精馏段操作弹性为Vs,MAX / Vs,min =4.1 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 30 t D=57.31 C冷凝蒸汽量：VMV 41.86 54.445 = 2.15Kg/s 36003600 -2 36 =28C 2 混合气单位冷凝热: r i八 XK =400* 0.970.03* 2429 =460.87kj / kg (3) a.设备 的热 参数 ：Q= Gr=2. 15 460.8 7 = 991k w b 平均温度差： tm (57.3-20)-(57.3-

55、36)= 28.1C m, 57.3-20 In 57.3 - 36 根据“传热系数K估计表”取K=700W/(m C) 传热面积的估计值为：A Q 991 1050.4 m2 KMm 700 x 28.1 公称直径D/mm 450 管子尺寸/mm :19*2 公称压力PN/ (MPa 1.00 管子长l/m 4.5 管程数Np 4 管数n/根 200 管子排列正三角排列公称面积/ m2 52.5 5.7.2再沸器的选型 (1)计算热负荷 G1 = LM L 3600 539 18.272 3600 = 2.74Kg/s 塔釜温度为 tw =95Cr = 2270kj / kg Q =Gr =

56、6210kw (2)选用0.2MPa饱和水蒸气,始温为120C, 由于两相都是恒温相变 t =120-95 = 25C 根据“传热系数K估计表”取K=1400W/(m C) (2)冷凝水始温为20r，取冷凝器出口水温为36C,在平均温度 由上面计算数据，选型如下： 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 31 G1 = FMV 3600 468.13 23.735 3600 = 3.1Kg/s 平均温度差: tm 二 （1 3 - 2）- （13 0- 36） 1018 C J30 - 20 130-36 459 103 传热面积的估计值为：A Q 6210 10 =i77m2 KAt

57、m 1400 域 25 由上面计算数据，选型如下： 公称直径D/mm 450 管子尺寸/mm：19*2 公称压力PN/ (MPa 1.00 管子长l/m 3 管程数Np 1 管数n/根 1009 管子排列正三角排列公称面积/ m2 174.7 5.7.3预热器的选型 原料加热：采用压强为270.25kpa的饱和水蒸气加热，温度为 130C,冷凝温度至130C 流体形式，采用逆流加热。 查表得 CP丙酮=1.6kj/(kg k)Cp水二 4.2kj/(kg k) Cpc =0.35*1.6 0.65*4.2 =3.29 设原料温度为20 r，需加热至65r Q 二GCPC ：t =3.1*3.2

58、9*（65-20） =459kw 根据“传热系数K估计表”取K=750W/(rh. r ) 传热面积的估计值为：A Q 459 10=6.0m2 Ktm750X01.8 由上面计算数据，选型如下: 公称直径D/mm 273 管子尺寸/mm :19*2 公称压力PN/ (MPa 2.5 管子长l/m 2 管程数Np 1 管数n/根 65 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 32 Wc = Q Cpc (t2-tj) 216256.5*3600 4200* (30 -20) 二 18560kg / h 2）计算两流体平均温差（逆流） tm (57.3-30)-(30-20) ,57.3

59、30 In 30-20 -17.226 30 -20 57.3-20 = 0.27 R = T1 _T2 =2.73 t2 7 管子排列正三角排列公称面积/ m2 7.4 5.7.4塔顶产品冷却器选型及核算 表5定性温度下流体物性 密度 /(kg/m3) 比热容 /(kj/(kg -C) 黏度/pa s 导热系数 /(W/(m C) 丙酮 743.12.70.2370.17 水 984.54.20.7270.60 因丙酮有一定毒性，故选择丙酮走管层，水走壳层。 （1）试算和粗初选换热器规格 1）计算热负荷和冷却水流量： Q 二WCphU -T2） =2.15*2700（57.3-30） =21

60、6526.5w (p 由图查得：恙=0.85 tm% =0.85*17.226=14.64 3)初选换热器规格。假设K=430 Q 2165262 S34.8m K ：tm430 14.46 12级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 22 33 18560 A 3600* 984*0.0175 =0.30m/s Re二皿二哼兰警 090(湍流) 0.000727 据此由换热器系列标准选定JB325-4-34.9型换热器 公称直径D/mm 325 管子尺寸/mm 19*2 公称压力PN/ (MPa 4.00 管子长l/m 6 管程数Np 1 管数n/根 99 管子排列正方形斜转45公称面积