丙酮-水精馏课程设计

1、目录1 设计方案的确定.12 精馏塔的物料衡算12.1 原料液及塔板数的摩尔分率.12.2 原料液及塔板数产品的平均摩尔质量.12.3 物料衡算.13 塔板数的确定.13.1 理论塔板数NT的求取.13.1.1 求最小回流比及操作回流比.23.1.2 求精馏塔的气、液相负荷.23.1.3 求操作线方程.23.1.4 采用图解法求理论塔板数.33.2 实际板层数的求取.33.2.1 液相的平均粘度.33.2.2 精馏段和提馏段的相对挥发度.33.2.3 全塔效率ET和实际塔板数34 精馏段的工艺条件及有关的物料衡算.44.1 操作压力的计算.44.2 操作温度的计算.44.3 平均摩尔质量的计算

2、.54.4 平均密度的计算.54.4.1气相平均密度计算54.4.2液相平均密度计算54.5. 液体平均表面张力的计算64.6. 液体平均粘度的计算65 精馏塔的塔体工艺的计算.75.1 塔径的计算75.2 精馏塔有效高度的计算86 塔板主要工艺尺寸的计算86.1 溢流装置的计算.86.1.1 堰长lw86.1.2 溢流堰高度hw86.1.3 弓形降液管Wd和截面积Af96.1.4 降液管底隙高度ho96.2 塔板布置.106.2.1 塔板的分块.106.2.2 边缘宽度的确定.106.2.3 开孔面积的计算.106.2.4 筛孔计算及排列.107 塔板的流体力学验算.117.1 塔板压降.1

3、17.2 干板阻力的计算.117.2.1 气体通过液层的阻力的计算.117.2.2 液体表面张力的阻力的计算117.3 液面落差.127.4 液沫夹带127.5 漏液127.6 液泛128 塔板负荷性能图138.1 漏液线138.2 液面夹带线148.3 液相负荷下限线148.4 液相负荷上限线158.5 液泛线159 筛板设计计算结果1710 精馏塔接管尺寸计算1810.1 塔顶蒸气出口管的直径.1810.2 回流管的直径.1810.3 进料管的直径.1910.4 塔底出料管的直径.1911 对设计过程的评述和有关问题的讨论.1912 参考文献.1913 主要符号说明.19符号说明：英文字母

4、Aa- 塔板的开孔区面积，m2 n-筛孔数目Af- 降液管的截面积, m2 P-操作压力 kPaAo- 筛孔区面积, m2 PP-气体通过每层筛板的压降AT-塔的截面积 m2 t-筛孔的中心距C-负荷因子 无因次 uo-液体通过降液管底隙的速度C20-表面张力为20mN/m的负荷因子 Wc-边缘无效区宽度do-筛孔直径 Wd-弓形降液管的宽度D-塔径 mWs-破沫区宽度ev-液沫夹带量 kg液/kg气 Z-板式塔的有效高度ET-总板效率 -液体在降液管内停留时间R-回流比 -粘度Rmin-最小回流比 -密度M-平均摩尔质量 kg/kmol -表面张力tm-平均温度 -液体密度校正系数g-重力加

5、速度 9.81m/s2下标Fo-筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) max-最大的hl-进口堰与降液管间的水平距离 mmin-最小的hc-与干板压降相当的液柱高度 mL-液相的hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 mV-气相的hf-塔板上鼓层高度 mhL-板上清液层高度 mh1-与板上液层阻力相当的液注高度 mho-降液管的义底隙高度 mhow-堰上液层高度 mhW-出口堰高度 mhW-进口堰高度 mh-与克服表面张力的压降相当的液注高度 mH-板式塔高度 mHB-塔底空间高度 mHd-降液管内清液层高度 mHD-塔顶空间高度 mHF-进料板处塔板间距 mHP-人孔处塔板间距

6、 mHT-塔板间距 mH1-封头高度 mH2-裙座高度 mK-稳定系数lW-堰长 mLh-液体体积流量 m3/hLs-液体体积流量 m3/s拟建立一套连续板式精馏塔分离丙酮-水溶液，进料中含丙酮85（质量分数）。设计要求废丙酮溶媒的处理量为25万吨/年，塔底废水中丙酮含量不高于12（质量分数）。要求：产品丙酮的含量为97（质量分数）；操作条件塔顶压力 常压（101.3kPa） 进料热状态 泡点进料 回流比 1.5 加热蒸气压力 0.5MPa（表压） 塔板类型 筛板塔1.4工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。【设计计算】1 设计方案的确定本设计任务为分离醇丙酮水的混合物，对于二元混

7、合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。2 精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量：M丙酮=58.092kg/kmol水的摩尔质量：M水=18.013kg/kmol 2.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 2.3物料衡算原料量处理量 总物料衡算 丙酮的物料衡算联立解得 3塔板数的确定3

8、.1理论塔板数NT的求取丙酮水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。气液平衡关系表温度t/丙酮摩尔分数温度t/丙酮摩尔分数液相x/%气相y/%液相x/%气相y/%1000060.44083.992.7125.360.05084.986.5242.559.76085.975.8562.459.07087.466.51075.558.28089.963.41579.357.59093.562.12081.557.09596.361.03083.056.131001003.1.1由手册查得丙酮水物系的气液平衡数据（见上表），绘出xy图，见下图。3.1.2求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流

9、比。由a（0.909,0.909）点出发作平衡线的切线，此切线与q线（q=1，xq=xF=0.637）交与d点，d点坐标为（xq，yq）。xq=xF=0.637，在图上读出yq=0.85故最小回流比为取操作回流比为3.1.3求精馏塔的气、液相负荷3.1.4求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为3.1.5图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，求解结果为总理论塔板数 NT=7（包括塔釜）进料板位置 NF=53.2实际塔板数求取精馏段实际塔板数 N精=4/0.39=6.35=11提馏段实际塔板数 N提=3/0.39=4.7=84精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。

10、4.1.操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3kPa每层塔板压降 P=0.9kPa进料板压力 PF=101.3+0.9×11=111.2kPa精馏段平均压力 Pm=（101.3+111.2）/2=106.25kPa4.2.操作温度计算依据操作压力，塔顶和塔釜温度通过结合相平衡数据和相平衡图，用内插法计算得出，计算结果如下塔顶温度 tD=57.99进料板温度 tF=60精馏段平均温度 tm=（57.99+60）/2=58.994.3平均摩尔计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.909，查平衡曲线，得x1=0.909MVDm=0.909×58.09+（1-0.909）1

11、8.013=54.44kg/kmolMLDm=0.909×58.09+（1-0.909）18.013=54.44kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论塔板，得yF=0.850查平衡曲线图，得xF=0.570MVFm=0.85×58.09+（1-0.85）×18.013=52.08kg/kmolMLFm=0.57×58.09+（1-0.57）×18.013=40.86kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（54.44+52.08）/2=53.26kg/kmolMLm=（54.44+40.86）/2=47.65kg/kmol4.4平均密度

12、计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm=4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=ai/i塔顶液相平均密度的计算由tD=57.99，查手册得丙酮=747.05kg/m3 水=984.1kg/m3进料板液相平均密度的计算由tF=60，查手册得丙酮=744.7kg/m3 水=983.2kg/m3进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为Lm=（763.79+780.68）/2=772.24kg/m3 4.5液体平均表面张力依下式计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD=57.99，查手册得丙酮=19.13mN/m 水=6

13、6.07mN/mLDm=0.909×19.13+0.091×66.07=23.04mN/m进料板液相平衡表面张力的计算由tF=60，查手册得丙酮=19.13mN/m 水=66.07mN/mLFm=0.57×19.13+0.43×66.07=39.31mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=（23.40+39.31）/2=31.35mN/m4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算由tD=57.99，查手册得丙酮=0.231mPa·s 水=0.468mPa·slgLDm=0.909lg（0.

14、231）+0.091lg（0.468）解出LDm=0.246mPa·s进料板液相平均粘度的计算由tF=60，查手册得丙酮=0.231mPa·s 水=0.468mPa·slgLFm=0.57lg（0.231）+0.43lg（0.468）解出LFm=0.313mPa·s精馏段液相平均粘度为Lm=（0.246+0.313）/2=0.279mPa·s5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由 式中C由计算，其中C20根据史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距0.60m，板上液层高度hL=0.05m，那么HT-hL=0.60

15、-0.05=0.55m查史密斯关联图得C20=0.125取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=2m塔截面积为实际空塔气速为5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（11-1）×0.5=5m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（8-1）×0.5=3.5m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8mZ=Z精+Z提+0.8=5+3.5+0.8=9.3m6塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算因塔径D=2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1堰长lw取 lw=0.7D=0.7×2=1.4m6.1.

16、2溢流堰的高度hw由 hw=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由弗兰西斯公式计算，即近似取E=1，则取板上清液层高度 hL=60mm故 hW=0.06-0.013=0.047m6.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查弓形降液管的参数图（下有附图），得 Af=0.0925AT=0.0925×3.14=0.29m2Wd=0.155×2=0.31m依公式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。6.1.4降液管底隙高度hO取 u0=0.1m/s则 hW-h0=0.047-0.028=0.019m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度

17、hw=45mm6.2塔板布置6.2.1塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查下表得，塔板数为5块。 塔板分块数塔径，mm 8001200 14001600 18002000 22002400塔板分块数 3 4 5 66.2.2边缘区宽度确定取 Ws=Ws=0.065m Wc=0.06m6.2.3开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即其中6.2.4筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用=4mm碳钢板，取筛孔直径d0=8mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=2.5×8=20mm筛孔数目n为个开孔率为气体通过阀孔的气速为7筛板的流体力学验算7.1塔板压降7

18、.1.1干板阻力hc计算干板阻力hc有下式计算，即由d0/=8/4=2，查图（2）得，C0=0.755故 7.1.2气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1有下式计算，即h1=hL查充气系数关联图，得=0.5故 m液柱7.1.3液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即hP=hC+hl+hhP=0.074+0.03+0.0021=0.1061m液柱气体通过每层塔板的压降为PP=hPLg=0.1061×772.24×9.81=803Pa<0.9kPa（设计允许值）7.2液面落差对于筛板塔，液

19、面落差很小，故可忽略液面落差的影响。7.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即hf=2.5hL=0.125m故=0.018kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。7.4漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min可由下式计算，即 实际孔速u0=18.09m/s>u0，min稳定系数为故在本设计中无明显漏液7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即丙酮水物系属一般物系，取=0.5，则而 Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即=0.00153m液柱Hd=0.106+0.05+0.00153=0.158m液柱Hd（HT

20、+hW）故在本设计中不会发生液泛现象8塔板负荷性能图8.1漏液线由 得 整理得 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。Ls，m3/s 0.0006 0.0025 0.0054 0.0078 Vs，m3/s 2.0414 2.1191 2.2009 2.2557由上表数据即可作出漏液线1。8.2液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求VSLS关系如下：由 故 整理得在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。LS，m3/s 0.0006 0.0025 0.0054 0.0078VS，m3/s 9.6761 9.3679 9.0309 8

21、.7978由上表数据即可作出液沫夹带线28.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准，由下式得取E=1，则8.4液相负荷上限线以=25s作为液体在液降管中停留时间的下限，由下式得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线48.6液泛线令 由 联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 或 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls，m3/s 0.0006 0.0025 0.0054 0.0078Vs，m3/s 10.1613 9.9632 9.7047

22、9.4872由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，作出操作线，由图可看出，该筛板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得VS，max=8.89m3/s VS，min=2.10m3/s故操作弹性为9各种接管尺寸确定9.1进料管进料体积流量取适宜的输送速度uf=2.0m/s，故经圆整选取热扎无缝钢管（GBT17395-2008），规格为：108×8mm实际管内流速：9.2釜残液出料管通过查表，并通过内差法得Tw=96.7，查手册，并用内差法得水=956.18kg/m3，由于在塔釜，w=水=9

23、56.18kg/m3釜残液的体积流量为：取适宜的输送速度uw=1.50m/s经圆整选取热扎无缝钢管（GBT17395-2008），规格为：35×2.5mm实际管内流速：9.3回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=0.5m/s，那么经圆整选取热扎无缝钢管（GBT17395-2008），规格为：108×8mm实际管内流速：9.4塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度uV=20m/s，那么经圆整选取热扎无缝钢管（GBT17395-2008），规格为：340×5mm实际管内流速：9.5水蒸气进口管通过查表和内差法处理得塔釜的Tw=9

24、6.7，其气相密度通入塔的水蒸气体积流量取适宜速度u0=25m/s，那么经圆整选取热扎无缝钢管（GBT17395-2008），规格为：325×5mm实际管内流速为：所设计筛板的主要结果汇总于下表。序号 项 目 数 值1 平均温度tm， 58.992 平均压力Pm，kPa 106.253 气相流量VS，（m3/s） 5.674 液相流量LS，（m3/s） 0.00395 实际塔板数 196 有效段高度Z，m 9.37 塔径，m 2.08 板间距，m 0.69 溢流形式 单溢流10 降液管形式 弓形11 堰长，m 1.412 堰高，m 0.04713 板上液层高度，m 0.0614 堰上

25、液层高度，m 0.00615 降液管底隙高度，m 0.02816 安定区宽度，m 0.06517 边缘区宽度，m 0.06018 开孔区面积，m2 2.1619 筛孔直径，m 0.00820 筛孔数目，m 623721 孔中心距，m 0.0222 开孔率， 14.5123 空塔气速，m/s 1.8124 筛孔气速，m/s 18.0925 稳定系数 1.8326 每层塔板压降，Pa 80327 负荷上限 液沫夹带控制28 负荷下限 漏液控制29 液沫夹带eV，（kg液/kg气） 0.01830 气相负荷上限，m3/s 8.8931 气相负荷下限，m3/s 2.0132 操作弹性 4.4210对设计过程的评述和有关问题的讨论10.1 对设计过程的评述本设计进行丙酮和水的分离，采用直径