丙酮与水的连续精馏塔课程设计

1、丙酮-水分离板式回收塔设计化工原理课程设计题 目:丙酮-水分离板式回收塔设计系 别: 化 学 与 材 料 工 程 系专 业:_ 化 学 工 程 与 工 艺 学 号: 1303022014 姓 名: 指导教师: 2016年 1 月 8 日35附: 回收塔设计任务书一、设计题目 丙酮与水分离板式回收塔设计二、设计任务及操作条件、生产能力（进料量）：300000吨/年。、操作周期：7200小时/年。、进料组成：6.2%（质量分率，下同）。、塔顶产品组成：>72%。、塔底产品组成：<0.02%。、操作压力：塔顶为常压。、进料热状态：自选。8、加热蒸汽：低压蒸汽。9、设备类型：筛板、浮阀塔板

2、。10、回 收 率: = 99%11、厂址：安徽地区。三、设计内容设计方案的选择及流程说明。塔的工艺计算。主要设备工艺尺寸设计：塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学校核；塔板的负荷性能图；总塔高、总压降及接管尺寸的确定。4、辅助设备选型及计算。5、设计结果汇总。6、设计评述。7、工艺流程图及塔工艺条件图。附图一：回收塔的工艺流程图。附图二：回收塔的工艺条件图。附图三：槽式液体分布器目 录一、 前言11.1 塔设备的类型11.2 操作条件确定21.3 换热器的选择31.4 泵的选择4二、 设计说明书符号表4三、 丙酮与水有关物性数据63.1 水和丙酮的性质6四、 精馏塔的工艺设计94.

3、1 液相浓度计算94.2 温度计算104.3 气相组成计算104.4 平均相对挥发度的计算114.5 物料衡算114.6 提馏段操作线方程124.7 逐板法确定理论板数及进料位置134.8 全塔效率的计算134.8.1 粘度计算134.8.2 板效率计算144.9 实际塔板数及加料位置的计算144.10 物性数据计算144.10.1 密度计算144.10.2 摩尔组成计算164.10.3 操作压力计算174.10.4 混合液体表面张力计算174.11 精馏塔的主要工艺尺寸的计算214.11.1 体积流量的计算214.11.2 塔径的计算224.11.3 溢流装置的计算234.12 精馏塔流体力

4、学校核244.12.1 塔板压降244.12.2 液面落差244.12.3 液沫夹带254.12.4 漏液254.12.5 液相负荷下限线254.12.6 液相负荷上限线264.12.7 液泛线26五、 热量衡算285.1 塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷285.1.1 冷凝器的热负荷285.1.2 再沸器的热负荷285.2 塔的辅助设备的设计计算295.2.1 冷凝器和再沸器的计算与选型291、冷凝器的计算与选型292、再沸器的设计选型305.3 泵的设计选型305.3.1 塔总高度计算305.3.2 进料管线管径315.3.3 原料泵的选择32六、 参考文献34七、 结束语35一、 前言丙酮

5、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。亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。也用作稀释剂、清洁剂、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，以及在油脂等工业中用作提取剂。 塔设备是化工，制药，环保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形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。塔型的合理选择是做

6、好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。评价塔设备的基本性能的指标主要有： 1、产量和通量：前者指单位时间处理物料量，而后者指单位塔截面上的单位时间的物料处理量。 2、分离效率：对板式塔是指每层塔板所能达到的分离程度。填料塔则是单位填料层高度的分离能力。 3、适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高分离效率的能力。 4、流体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层的压降。 除上述几项主要性能外，塔的造价高低、安装、维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须考虑的实际问题。1.

7、1 塔设备的类型塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质设备，根据塔内气液接触构件的结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上的液层进行传质与传热，塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两大类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有以下几种： 泡罩塔板 泡罩塔板是最早在工业上大规模应用的板型之一，有成熟的设计方法和操作经验。气体接触良好，操作弹性范围大，而且耐油污、不易堵塞。20世纪上半叶，随着化学工业、炼油与石油 化学工业的高速发展，在生产中大量应用着蒸馏、吸收等气液两相传质操作。 筛孔塔板 筛

8、板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上液面落差小板效率高。 浮阀塔板浮阀塔板上开有定形状的阀孔(圆形或矩形)，孔中安有可上下浮动的阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式的浮阀塔板。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低塔板开孔率大，其缺点是处理结焦、高粘度物系是，阀片易与塔板粘结，在操作过程中会发生卡死等现象，使塔板操作弹性下降。在本设计中采用的是筛板塔。 1.2 操作条件确定1. 操作压力的选取精馏塔操作可在常压、减

9、压和加压中进行，精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增加，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压精馏。丙酮-水系统在常压下相对挥发度较大，故本设计采用常压精馏。2. 加料热状况 泡点进料，q=13. 加热方式采用间接蒸汽加热，设置再沸器。4. 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷凝温度要求不低于30，常用的冷却剂是水和空气，工业上多用冷却水，冷却水可以是江、河及湖水，受本地气温限制，冷却水一般为1025，故本设计选用25的冷却水，选升温10，即冷却水的出口温度为35。5. 塔釜加

10、热介质的选择常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用最广泛的加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热速度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适用于高温加热，烟道气的缺点是是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难，本设计选用300KPa（温度为133.3）的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。1.3 换热器的选择换热器是许多工业部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可作为加热器、冷却器、蒸发器和再沸器等。列管换热器是目前化工生产中应用最

11、广泛的一种换热器，它的结构简单、坚固、制造容易，材料广泛，处理能力大，适用性强，尤其是在高温高压下较其它换热器更为适用，是目前化工厂中主要的换热设备，列管换热器的类型主要有一下几种：固定管板式换热器 浮头式换热器 U形管式换热器 填料函式换热器 其中固定管板是换热器的优点是结构简单、紧凑、制造成本低；管内不易结垢，即使产生污垢也便于清洗。 缺点是壳程检修困难主要适用于壳体和管束温差小，管外物料比较清洁，不易结垢的场合。所以在本设计中采用固定管板式换热器中的列管换热器，管外走气体，管内走液体。1.4 泵的选择化工用泵主要有离心泵、往复泵、回转式泵、旋涡泵等。由于离心泵具有宽范围宽流量和宽扬程等特

12、点，且范围适用于轻度腐蚀性液体多种控制选择流量均匀、运转平稳、振动小，不需要特别减震的基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采用离心泵。二、 设计说明书符号表a质量百分比a填料的比表面积，m2/m3A面积，m2C比热容，kJ/kg·Kd管径，mmD塔顶产品流量，kmol/hD塔径，mDi圆筒内径，mmDN公称直径，mmF进料量流量，kmol/hg重力加速度，m/s2G汽相摩尔流率，kmol/(s·m2)H扬程，mHb塔底空间高度，mHd塔顶空间高度（不包括封头），mHf液体再分布器的空间高度，mh0封头直边高度，mmHETP等板高度，mhf沿程阻力，J/kgK传热系数

13、，W/(m2·)l管长，mL液相摩尔流量，kmol/hLh液体喷淋量，m3/hLh,min最小液体喷淋量，m3/hLw,min最小润湿率，m3/(m·h)M摩尔质量，kg/kmoln填料层分层数NT理论塔板数p压强，Pap压降，PaPN公称压力，PaQ换热器的热负荷，WR回流比Re雷诺数，无量纲Rmin最小回流比t温度，tm对数平均温度差，T绝对温度，Ku空塔气速，m/suf空塔气体泛速，m/sU喷淋密度，m3/(m2·h)Umin最小喷淋密度，m3/(m2·h)V汽相摩尔流量，kmol/hW塔底产品流量，kmol/hW质量流量，kg/hWh热流体质量流

14、量，kg/hx液相摩尔分数xD塔顶产品浓度xF进料浓度xW塔底产品浓度y气相摩尔分数Z高度，m组分的相对挥发度汽化潜热，kJ/kg空隙率管壁绝对粗糙度，m密度，kg/m3流体粘度，Pa·s摩擦系数，无量纲局部阻力系数，无量纲回收率表面张力，N/md圆筒设计厚度，mm填料因子，m2/m3三、 丙酮与水有关物性数据3.1 水和丙酮的性质表3-1 水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度MPa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度MPa0.260.2310.2090.1990.1790.160表3-2 水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面

15、张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3表3-3 水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表3-4 水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强KPa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表3-5 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy10000920.010.279

16、84.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511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线图进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 =58.00 Kg/kmol水的摩尔质量 =18.00 Kg/kmol四、 精馏塔的工艺设计4.1 液相浓度计算将各项组成由质量分数换算为摩尔分数：=6.2%

17、 =2.01%=72% =44.38%=0.02% =0.6294%4.2 温度计算由附表1中数据，利用插值法求得、进料温度：= =64.739塔顶温度：= =60.441塔底温度: = =94.965提馏段平均温度：=79.852全塔平均温度:=73.3824.3 气相组成计算=60.441 =64.739 =94.965: = =77.08%: = =77.88%: =17.56%提馏段：液相组成：气相组成：4.4 平均相对挥发度的计算根据=由 =0.0201 =0.7788: = = =171.643由 =0.4438 =0.7708: = = =4.215由 =0.006294 =0.

18、1756: = 提馏段平均相对挥发度：= 全塔平均相对挥发度：已知相对挥发度可得出平衡方程： 4.5 物料衡算已知数据：丙酮的摩尔质量 =58kg/kmol,水摩尔质量=18kg/kmol=0.0201 =0.4438 =0.006294 原料处理量总物料流量衡算塔底物料流量衡算：解得： 塔顶产品的相对分子质量： 塔顶产品质量流量： 塔釜产品的相对分子质量： 塔釜产品质量流量： 4.6 提馏段操作线方程4.7 逐板法确定理论板数及进料位置已知：平衡方程： 提馏段操作线方程： 利用逐板法求理论板如下： 因为,所需总理论板数为3块（包括再沸器）。4.8 全塔效率的计算4.8.1 粘度计算已知： 根

19、据附表中数据，利用插值法求得：: : 提馏段粘度：=4.8.2 板效率计算板效率可用奥康奈尔公式式中：-塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度， -塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.s提馏段= =所以 全塔效率4.9 实际塔板数及加料位置的计算得出全塔共10块板（包括再沸器）。4.10 物性数据计算4.10.1 密度计算已知：混合液体密度：（为质量分数，为平均相对分子质量） 混合气体密度：已知：=60.441 =64.739 =94.965 =0.7708 =0.7788 =0.1756 可求出提馏段的气液相摩尔组成提馏段： 根据附表3中数据，利用插值法求得在、下的丙酮和水的密度= = 由以上数

20、据可求出： 提馏段平均密度:4.10.2 摩尔组成计算4.10.3 操作压力计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板操作压力塔底操作压力提馏段平均压力4.10.4 混合液体表面张力计算二元有机物-水溶液表面张力可用以下公式计算（丙酮q=2） 式中： 注：下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分，、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力，对于丙酮q=2。 已知：=57.117 =61.275 =97.737根据附表4数据 ，利用插值法求得在、下的丙酮和水的表面张力丙酮在塔顶、塔底、进料的表面张力 塔顶表面张力：= = =联立方程组： 带入数据求得： 原料表面张力：=

21、 = 联立方程组： 代入数据求得 ： 塔底表面张力： = 联立方程组： 代入数据求得： 提馏段的平均表面张力：4.11 精馏塔的主要工艺尺寸的计算4.11.1 体积流量的计算提馏段：已知： 则质量流量：体积流量：4.11.2 塔径的计算提馏段：横坐标数值：查图可知： 圆整，横截面积，空塔气速精馏塔的有效高度计算： 由于，所以不需要开人孔，故精馏塔的有效高度为4.11.3 溢流装置的计算塔径，可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 取溢流堰高度提馏段：弓形降液管宽度和截面积 由于,查图得出 验算降液停留时间提馏段：停留时间，故降液管不可用。4.12 精馏塔流体力学校核4.12

22、.1 塔板压降提馏段干板阻力由查图得气体通过液层阻力计算由查得液柱4.12.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。4.12.3 液沫夹带提馏段： 故4.12.4 漏液对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算提馏段： 稳定系数: 4.12.5 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上高度，作为最小液体符合标准，则=0.0064.12.6 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限则：4.12.7 液泛线令 联立得：忽略，将与、与、与的关系带入上式，并整理得： 式中： 提馏段： 整理得：在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果见表3-

23、3表4-1 Ls-Vs关系数据提馏段Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.00091.20610.0011.20250.00151.18730.0021.1736由漏液线、液沫夹带线、液相负荷上限线、液限负荷下限线、液泛线画出段和提馏段塔板负荷性能图如图3-2。图4-1 提馏段塔板负荷性能图m3/s由图3-2可以看出得出： 在任务规定的汽液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置 按固定的液气比，由图可查出塔板的汽相负荷下限=，液相负荷上限提馏段操作弹性：=综上得出结论：精馏塔可正常操作。五、 热量衡算5.1 塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷5.1.1 冷凝器的热负荷 式中：塔顶上升的蒸

24、气焓,kJ.kg-1 查阅相关资料得，=523 kJ.kg-15.1.2 再沸器的热负荷式中：塔釜水的的汽化焓,kJ.kg-1查阅相关资料得，=2257 kJ.kg-15.2 塔的辅助设备的设计计算5.2.1 冷凝器和再沸器的计算与选型1、 冷凝器的计算与选型本设计中冷凝器选用列管式换热器。有机物水蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般为5001500kcal/(.),本设计取 对于逆流操作：:57.117(饱和气)57.117（饱和液） ：2535 所以 已知：可求得冷凝器面积：m2选择的标准的换热器参数见表5-1表5-1 标准换热器性能参数4公称直径/mm管程数管数管长/mm换热器面积/m2

25、公称压力/MPa921688100.51.0 2、再沸器的设计选型本设计选用U形管加热器，蒸气选择133.3饱和水蒸气，传热系数K=1000Kcal/(.h.)=418.kJ/(.h.). 为再沸器热体入口温度 为回流汽化上升蒸气时的温度 为加热蒸气的温度 为加热蒸气冷凝为液体的温度 已知：可求得冷凝器面积：选择的标准的换热器参数见表5-2表5-2标准换热器性能参数4公称直径/mm管程数管数管长/mm换热器面积/m2公称压力/MPa921688101.131.05.3 泵的设计选型5.3.1 塔总高度计算塔顶封头本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=800mm，查得由曲面高度，直边高度，内表面积

26、，容积，则封头高度： 塔顶空间设计中取塔顶间距，选取塔顶空间为1.2m塔底空间塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边距离，取釜液停留时间为，则塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m，则 封头容积塔体总高度： 5.3.2 进料管线管径进料流量为，气温度由25升至64.739后进入精馏塔。选择原料流速管线直径：根据管材规范，应选择250×5的管材，其内径为0.024 则实际流速：5.3.3 原料泵的选择 设料液面至加料孔12m,90°标准弯头两个，180°回弯头一个，球心阀（全开）1个，则有关部件的阻力系数分别为：进口突然收缩： =0.590°

27、标准弯头： =0.75180°回弯头： =1.5球心阀（全开）： =6.4 则总的局部阻力系数为： =0.75×2+6.4+0.5+1.5=9.9已知： 取管壁粗糙度 查得=0.0275 则：在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为： 所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的，据此选IS型单级单吸离心泵具体性能见表5-3。表5-3 IS型单级单吸离心泵性能参数型号流量（m3/h）扬程m电机功率KW质量（泵/底座）/kg转速r/min结构IS50-32-12512.5202.032/462900单级单吸离心泵 序号项目计算数据序号项目计算数据提馏段提馏段1气相流量Vs（m3/s）17.711510堰上液层高度,m0.037352液相流量Ls(m3/s)0.012