丙酮水溶液筛板精馏塔设计

1、百度文库河南科技学院化工原理（下）课程设计题目：处理量为 7 万吨 / 年丙酮和水体系精馏分离板式塔设计学院：化学化工学院专业：化工105姓名：胡勐豪指导教师：乔梅英1百度文库第一部分设计概述一 、设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二 、工艺条件 :生产能力： 70000 吨/ 年（料液）年工作日： 7200 小时原料组成： 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：自选三 、设计内容12、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工

2、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塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。四、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

3、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。2百度文库流程示意图如下图图 1：精馏装置流程示意图3百度文库第二部分塔的工艺计算一 .进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量M A = Kg/kmol水的摩尔质量M B = Kg/kmolxW0 .02 / 58 .080.006290.02 / 58 .08 0.98 / 18 .02xF0.25 / 58.0825 / 58

4、.080.09370.0.75 / 18.02xD0.99 / 58.0899 / 58.080.9680.0.01 / 18.02平均摩尔质量M F =（）=21.774 kg/kmolM D =56.798 kg/kmolM W = （）=18.272 kg/kmol70000000/ 7200原料处理量F446.51 kmol/h21.774最小回流比RminxDyq0.675yqxq去操作回流比为R 2Rmin 1.35二、全塔物料衡算与操作方程(1) 全塔物料衡算=D+W丙酮物料衡算联立解得D= kmol/hW= kmol/hV(R1)D(1q)F(1.351)35.67102.17

5、8 kmol/hL=RD=kmol/hL'LF58.698478.40537.098V 'V102.1784百度文库(2) 操作方程精馏段操作线方程：LDy xxD 0.574x 0.412VV利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数10 块 ，进料板位置N F8实际板层数的求取精馏段实际板层数N =17提馏段实际板层数N“ =7三、全塔效率的估算用奥康奈尔法 ( O 'conenell )对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统t x(y) 图可以查得：t d56.50 c (塔顶第一块板 )xD0.968y10.968x10.95设丙酮为 A 物质，水为 B 物质所以第

6、一块板上：yA0.968xA 0.95yB 0.032xB0.05可得：yA/ xA1.59aAB ( D )/ xByBt f67.2 0 c (加料板 )xF0.0937yF0.75假设物质同上：yA 0.750xA0.0937yB0.250xB0.9063可得：aAB ( F )yA / xA29yB / xBt w100 0 c (塔底 )xW0.00629yW0.00627假设物质同上：yA 0.00627xA0.00629yB0.99373xB0.99371可得：aAB (W )yA / xA0.997yB / xB所以全塔平均挥发度：a3 aD aF a W3 1.59290.9

7、973.58精馏段平均温度：T1TDTF56.567.261.850C22查前面物性常数（粘度表） ： 0C 时，水0.53mPa s丙酮0.51mPas所以精xii0.530.2430.520.7570.515mPa s5百度文库查 85 0C 时，丙酮 - 水的组成y水 0.175x水 0.757y丙酮0.825x丙酮 0.243（-0.245所以）ET (精）=0.49 3.58 0.515=0.42同理可得：提留段的平均温度T2TB TF100 67.283.6 0C22查表可得在 0C 时（-0.245=0.468）E（提）=0.49 3.580.336T五、精馏塔主题尺寸的计算1

8、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： M=+/2=kmol液相平均温度： tm=(tf +td)/2=+/2=表 6. 精馏段的已知数据位置进料板塔顶 (第一块板 )xf =y1=xD=摩尔分数yf =x1=MLf =M Lf =摩尔质量 / kg / kmolMvf =M vl =温度 /在平均温度下查得 H 2O 971.1kg / m3 , CH 3CH 2OH735kg / m3液相平均密度为：1Lm1 21 2其中， 1 =2 =所以， lm = kg / m3精馏段的液相负荷L=RD= 

9、15;=hLn=LM/ lm=×= m3 / h由 PV nRTm RTPMm RTRTMV6所以百度文库PMRT精馏段塔顶压强P101.3KPa若取单板压降为 ,则进料板压强 PFPD 0.717113.225KPa气相平均压强Pm101.325113.2252107.275气相平均摩尔质量 M Vm56.7943.4250.105kg / kmol2气相平均密度PmM vm107.27550.1053vm8.3141.93kg / mRTm335.1汽相负荷 V= （R+1)D=+1)×= hVM vm102.178 50.1052666.47Vn1.92vm精馏段的负

10、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 / kmol平均密度 / kg / m3体积流量 / m3 / h提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表 8，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 9。表 8 提馏段的已知数据位置塔釜进料板wf=摩尔分数X =XY w=Y f =摩 尔 质 量 Mlv = 0M Lf =/ kg / kmolMl v=M vf=温度 /100表 9 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/ kg / kmol7百度文库平均密度 / kg / m3体积流量 / m3 / h2 塔径的计算在塔顶的温度下查表

11、面张力表119.0mN / m266.595mN / mmD 0.968 19 (1 0.968)66.59520.523mN / m在进料板温度下查表面张力表：1 =m2 =mmF 0.0937 17.9 (1 0.0937) 64.74 60.35mN / m在塔底温度下查表面张力表：1 =m2 =mmW 0.00629 14.3 (10.00629)58.4 58.12mN / m精馏段液相平均表面张力'm50.52360.3540.4373mN / m2提馏段液相平均表面张力"m60.3558.1259.24mN / m2全塔液相平均表面张力20.52360.3558

12、.1246.331mN / m3在塔顶的温度下查粘度表10.24 mP s20.51mPa slg mD 0.968lg 0.24 (10.968) lg 0.51 0.610mD0.245mP s在进料板温度下查粘度表：10.23mP s20.46mPa slg mf0.0937lg 0.23 (1 0.0937) lg 0.460.367mw0.431mPs在塔底温度下查粘度表：10.160mP s20.249mPa slg mw0.00629lg 0.160(10.00629) lg 0.249 0.6078百度文库mw0.249mP s精馏段液相平均粘度'0.431 0.245

13、m0.338mPa s2提馏段液相平均粘度"m0.4310.24920.339mPa s全塔液相平均粘度0.2450.4310.24930.308mPa s1. 塔径的计算精馏段的体积流率计算：VsVMvm102.17850.1050.741m2 / s3600LM36001.92LSLMlm58.69838.1485336003600852.3490.00073 m / sLMU maxCLVV图横坐标：Ls(L)10.00073852.349Vs2()V0.7411.9212 0.021取板间距 H T0.3 ，板上液层高度 hL0.06mH ThL 0.3 0.060.24mC

14、200.052：查附图：C C20 (GL )0.20.052( 40.4373 )0.20.059862020U max0.05986852.3491.921.259m / s1.92取安全系数为， 表观空塔气速：U '0.7U max0.8813m / s估算塔径：D '4Vs0.999 1m3.14U '塔截面积：AT120.785m249百度文库实际塔气速：Vs0.741U0.944m / sAT0.785精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：Z 精N 精 - 1 H T17 -10.34.8m提留段有效高度为：Z 提N 提 - 1 H T7 - 10.31.

15、8m在进料板上方开一小孔，其高度为，故精馏塔的有效高度为：ZZ 精Z提0.87.4m3.溢流装置的计算 堰长 l w可取 l w =× = 溢流堰高度 hw2hwLwhow2.843由，选用平直堰，堰上液层高度：E Ln= hh1000Lw2.4836000.000372取用 E=1，则 how30.00526m10.5281000取液上清液层高度hw0.060.0052600547 m 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 At由 l w / D0.66 ，查图 5-7（）附图得At0.00762; Wd0.136ATDWd0.136 0.80.1088m; Af 0.0262 0.50

16、3 0.0383m2用经验公式：3600 Af H T3600 0.0383 0.35sLh31.05s0.00037 3600故降液管设计合理。 降液管底隙高度 h0 比 hw 低 10mm，则：h0 = hw =0.0447m10百度文库故选用凹形受液盘，深度hw'50mm塔板布置 塔板的分块因为 D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3 得：塔板分 3 块。 边缘区宽度确定取 WsWs'0.065m,WL0.035m 开孔区面积 AaAa2 x r 2x 2r 2arcsin x180rxD10.1240.065 0.311mW22其中，D10.0350.465mrWL

17、22Aa 20.3110.46520.221220.46520.3110.532m2180arcsin0.465筛孔计算及其排列选用 =3mm 碳钢筛孔直径板，取筛孔直径d0 =5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3 d0 =5mm筛孔数目：n 1.155Aa / t 21.1550.5322731个0.01520.0052开孔率：0.907d00.90710.1%t0.015气体通过阀孔的气速为：U 0VS0.741/ 0.101 0.53213.79m / sA03 塔高的计算塔的高度可以由下式计算：ZHP(N2S)HTSHTHFHWH P -塔顶空间（不包括头盖部分）H T -板间距

18、N- 实际板数11百度文库S-人孔数H F -进料板出板间距H w -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为 N=24 块，板间距 HT=由于料液较清洁，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H T0.6m ，则塔顶空间 HP=1m，塔底空间 HW=，进料板空间高度 H F0.8m ，那么，全塔高度：Z(252)0.31.11.21.511.58m4 塔板结构尺寸的确定由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度W C=35mm，破沫区宽度 WS70mm，查得堰长 檐长 Lw528mm弓形溢流管宽度W

19、d109mm弓形降液管面积 A f0.04m2A f降液管面积与塔截面积之比7.62%AT堰长与塔径之比L W0.660D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 f ? H T0.04 0.3符合要求LST8.3s 5s0.00144液体在精馏段降液管内的停留时间A f ? H T0.04 0.3符合要求L ST5.17S 5S0.002325 弓形降液管采用平直堰，堰高hwh1how12百度文库hL -板上液层深度，一般不宜超过60-70mmhow -堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis 公式计算2how = 0.0

20、0284E( L s ) 3LwE-液体的收缩系数L S -液相的体积流量L w -堰长精馏段how = 0.00284E( 3600 0.00037 ) 320.00526E0.65由 LW 0.66L s3600 0.000376.57D( Lw ) 2.50.5282.5查手册知E=1则how =×1=0.00526mhw =0.0546m 降液管底部离塔板距离h0 ,考虑液封，取 h0 比 hw 小 15mm即 h0 =同理，对提馏段how = 0.00284E(13.76) 320.00337E0.65由 L W0.66D查手册得E=1.how =×1=0.033

21、7mhw =0.05663mh0 0.04663m 开孔区面积计算已知 Wd =0.12m进取无效边缘区宽度Wc =破沫区宽度Ws =阀孔总面积可由下式计算13百度文库A a2 xr 2x21800r 2 arcsin( x )rx= D - (WsWd )1(0.07 0.1088) 0.2212m22DWc0.40.0350.365mr=2所以 A a20.22120.36520.2212 20.3652 arcsin ( 0.2212 ) 0.302m218000.3657 筛板的筛孔和开孔率因丙酮 - 水组分无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛空直径 d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心

22、距t=3d0=35=15mm筛孔数目n1158000Aa(1158000) 0.302 1550.27 1550t 2152开孔率0.9070.90710.07% （在 5-15%范围内）(t / d )232气体通过筛孔的气速为 u0VsAa则 精馏段u0 J0.33911.114m/ s0.10070.462提馏段uoT0.33611.0517m / s0.10070.30214百度文库六、筛板的流体力学验算1 塔板压降 干板阻力 hc 计算2干板阻力 hc0.015 u0Vc0L由所选用筛板 d051.67 ，查得 C00.7733hc 0.05121.920.0250m 液柱11.14

23、0.773852.349 气体通过液层的阻力hL 的计算气体通过液层的阻力hLh1U aVs0.339Af0.5030.730m / sAT0.0383F0 U a1.92 1.012kg1 21V0.703/ s m 2查图得：0.70hLhLhwhow0.055320.004680.042 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力4 L4 40.437310 3h852.35 9.810.00387m 液柱L gd00.005气体通过每层塔板的高度hp 可计算：hphchLh0.0710Pphp L g593Pa700Pa（700Pa=设计允许值）2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小

24、，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15百度文库液沫夹带量，采用公式 eV5.7 10 6U a3.2H T hf由 h f 2.5hL2.50.0420.105m5.710 63.2所以 eV11.1140.0160.140.43730.40.105故设计中液沫夹带量eV 允许范围内漏液对于筛板塔，漏液点气速：U 0,min4.40.00560.13hLh LV4.40.7720.00560.130.0420.0040852.34/ 2.01=5.89m/s实际空速： U 0 11.114 m s稳定系数：U 01.891.5KU 0,min故在本实验中无明显漏液。

25、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度H d 应服从式子H dH Thw取0.5,HThw0.5 0.3 0.054700.177而 H d hphlhd ，板上不设进口堰，则有hd0.153U 0' 20.1530.08 20.001m 液柱H dhp hlhd0.080.060.001 0.1414 H T hw可知，本设计不会发生液泛16百度文库七、塔板负荷性能图1 精馏段塔板负荷性能图漏液线查 C0 d s 图知U 0,min4.40.00560.13hL hLV4.40.7720.00560.130.042 0.0040 852.34 / 2.0112 2= 0.1036 3

26、.8671 58.103Ls3在操作范围内，任取几个Ls 值，已上式计算 VsLsm3 / sVsm3 / s液沫夹带线以 ev=液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：5.710 6ua3. 2evLHTh fuVSVS2.152VSATAf0.5030.03832.8423hf3600Ls2.5hL 2.5 0.0547110000.528230.136752.553LsH Thf230.16325 2.553Ls17百度文库3.2ev5.710 6VS5.7 10 62.152Vs0.141.08103240.437310 320.732(0.279 2.32LS 3 )0.1632

27、5 2.553Ls3解得 VS=Lsm3 / sVsm3 / s可作出液沫夹带线2液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how =作为最小液相负荷标准。how =2.84E(3600L s ) 320.0053 E1000Lw3E=1,则L s,min(0.00530 1000 ) 20.00027m3 / s2.84据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.液相负荷上限线以3s 作为液体在降液管中停留时间的下限Af H T5, LS, minAf H T0.30.03830.00383m3 / sLS53故 Ls,ma

28、xAf H T 0.30.03830.00383m333/ s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。液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H d令 H d( H T hw )0.4 0.05470，H d hp hL hd，hp he hL hV18百度文库h1hL ， hLhwhow联立得H T1 hw(1) howhchdh整理得：a,VS2b,c, L2sd, LS2 / 3,0.051v0.0511.92a( A0 c0 )2 (L)(0.5010.3020.773)2(819.9) 0.207b,HT(1)h0.5 0.3(0.50.7 1)0

29、.05470 0.08436wc,0.1530.153274.67(l wh0 ) 2(0.5280.0447)2d ,2.84 10 3E(1)( 3600 ) 2/ 31.74l w2Vs2 = L2s Ls3 列表计算如下Lsm3 / sVsm3 / 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：精馏段负荷性能图1h0.8/30.6m率流0.4相气0.2000.0010.0020.0030.0040.005液相流率m3/h严重漏液线液沫夹带线液量下限液量上限液泛线精馏 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，

30、该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得V s， max= 1.46m 3/sV s， min= 0.5m 3/s故操作弹性为V s，max/V s，min =19百度文库2 提馏段塔板负荷性能图漏液线查 C0 d s 图知U 0,min4.40.00560.13hLhLV122= 0.1036 3.246 60.589Ls3在操作范围内，任取几个Ls 值，已上式计算 VsLsm3 / sVsm3 / s液沫夹带线以 ev=液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：10 63. 25.7uaevLHTh fVSVSVSuAf1.7850.05340.732AThf=（hw+how

31、）， hw=how=1000××(3600LS/2/3=3则 h=+ L2/3H -h= L2/3fST fS10 63.2ev5.72.15VS0.159.2410322.553LS 30.1585解得 VS=Ls/(m 3/s)Vs/(m3/s)可作出液沫夹带线220百度文库液相负荷下限线2h = 0.00284E( 3600Ls ) 30.006owLwE=1( 0.0033730.5280.000189m3 / sL s,min)20.0028413600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限A f H

32、T5, L S , minA f H T0.06380.33/ sL S550 .00383 m据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。液泛线a,0.0512 (v )0.0510.773)2 (1.809 )0.195( A0c0 )L(0.101 0.302825.645b,H T(1)hw 0.50.3(0.5 0.7 1) 0.056630.0821c,0.1530.153252.4(l wh0 ) 2(0.528 0.04663) 2d,2.84103E(13600)2 / 32.84 1031 (10.58)(3600 21.736)() 3lw0.5282Vs2 = L2s

33、 Ls3 列表计算如下Ls/(m3/s)Vs/(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：21百度文库提馏段负荷性能图1h 0.8/3 m率 0.6流相 0.4气0.2000.0010.0020.0030.0040.005液相流率m3/h严重漏液线液沫夹带线液量下限液量上限液泛线操作线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，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得V s，max= 1.45m3/sV s， min= 0.427m3/s故操作弹性为 V s，max/V s， min =22百度文库九、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tm气相VS3平均流量m/s液相LS3m/s实际塔板数N块177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溢流管型式弓形弓形堰长l wm流堰高wm装h溢流堰宽度Wdm置底与受液盘距离hom板上清液层高度hLm孔径dmmo孔中心距tmm孔数n孔155