丙酮-水化工原理课程设计

1、1. 设计方案简介 1.1设计方案的确定 本设计任务为分离丙酮水混合物提纯丙酮，采用连续精馏塔提纯流程。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.2 操作条件和基础数据 进料中丙酮含量（质量分率） 35%；产品中丙酮含量（质量分率） 99%； 塔釜中丙酮含量（质量分率） 不大于0.04； 进料量 F=2000kg/h； 操作压力 塔顶压强为常压进料温度 泡点；

2、 1.3工艺流程图图1：精馏装置流程示意图2.精馏塔的物料衡算 2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 丙酮的摩尔质量 MA =58.08kg/kmol 水的摩尔质量 MB =18.02kg/kmolxF =0.143xD =0.968xW =0.0132.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.14358.08+（1-0.143）18.02=23.75kg/kmol MD=0.96858.08+（1-0.968）18.02=56.80kg/kmol MW=0.01358.08+（1-0.013）18.02=18.54kg/kmol2.3 物料衡算原料进料量为2000kg/hF=2

3、000/27.51=72.70kmol/h总物料衡算 72.70=D+W丙酮的物料衡算 72.700.143=0.968D+0.013W联立解得 D=9.90 W=62.803.塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取3.1.1求最小回流比及操作回流比 丙酮-水是非理想物系，先根据丙酮-水平衡数据（见下表1），绘出平衡线，如下图所示。表1 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60

4、.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由表1数据可作出t-y（x）图如下由表1数据作出相平衡y-x线图由 ， 得 由表计算得：1=38.318=5.712=34.589=4.203=32.3510=34=27.5911=2.185=17.3912=1.606=11.5613=1.337=7.9914=1.20所以 =7.055得出相平衡方程：y =泡点进料，所以q=1，xe=xF=0.143代入相平衡方程，得到ye=0.541所以 Rmin 1.073初步取实际操作回流比为理论回流比的1

5、.5倍即 R=1.5Rmin=1.51.073 = 1.613.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 L kmol/h V kmol/h L kmol/h V kmol/h3.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程为 y提馏段操作线方程为 y3.1.4 捷算法求理论板层数求最少理论塔板数Nmin和Nminl NminNminl捷算法求理论塔板数由 解得 N =13.5 （包括再沸器），取14块根据式 得 ， 取10块所以加料板可设在第10块。3.2 求取塔板的效率用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统tx(y)图可以查得：（塔顶第一块板) x1=0.81设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块

6、板上： xA=0.81 xB=0.19可得： (加料板) xF =0.143 yF=0.541假设物质同上： yA=0.541 xA =0.143 yB=0.459 xB=0.857可得： (塔底) xW=0.013 yW=0.085假设物质同上：yA=0.085 xA =0.013 yB=0.915 xB=0.987可得： 所以全塔平均挥发度： =7.055精馏段平均温度： 查物性常数表(如表2)：表2.水和丙酮的性质温度5060708090100水粘度mPa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mPa0.260.2310.2090.1990.1790.160水表面

7、张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水密度998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮密度758.56737.4718.68700.67685.36669.9260.55时， 水=0.469 mPas 丙酮=0.231 mPas所以 查85时，丙酮-水的组成 所以 同理可得：提留段的平均温度 查表可得在77.3时 3.3求实际塔板数由 得，实际塔板数为30块精馏段实际板层数 N，取22块提馏段实际板层数 N，取9块4.精馏塔的工艺条

8、件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力：；每层塔板压降：；进料板的压力：；塔底的压力：（1）精馏段平均压力：（2）提馏段平均压力：4.2 操作温度计算塔顶温度 进料板温度 塔底温度 （1）精馏段平均温度为： （2）提馏段平均温度为： 4.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量：由，查平衡曲线（x-y图），得 进料板平均摩尔质量：由 ， 查平衡曲线（x-y图），得 塔底平均摩尔质量：由 ， 查平衡曲线（x-y图），得 （1）精馏段平均摩尔质量： （2）提馏段平均摩尔质量： 4.4 平均密度的计算4.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，（1）精馏段气相平均密度为： kg/

9、（2）提馏段气相平均密度为： kg/4.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度：由，查表2得， 进料板液相平均密度：由，查表2得， 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度：由，查表2得， （1）精馏段液相平均密度为（2）提馏段液相平均密度为：4.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力：由，查表2得， 进料板液相平均表面张力：由，查表2得， 塔底液相平均表面张力：由，查表2得， （1）精馏段液相平均表面张力为：（2）提馏段液相平均表面张力为：4.6液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度：由，查表2得， 解出

10、进料板液相平均粘度：由，查表2得， 解出 塔底液相平均粘度： 由，查表2得， 解出 (1)精馏段液相平均粘度为： (2)提馏段液相平均粘度为：5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算5.1.1精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 m3/s m3/s由 式中C由式计算，式中C20由图3（史密斯关系图）查得，图3 史密斯关系图图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 查图（史密斯关系图）得 取安全系数为0.7，则空塔气速为 m/s m按标准塔径圆整后为D=0.4m塔截面积为 m2实际空塔气速为 m/s5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 m提馏段有效高度为 m故精馏塔的有效高度为

11、m5.3精馏塔的高度计算实际塔板数 进料板数 ；由于该设计中板式塔的塔径，无需设置人孔进料板处板间距 ；为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距 ；塔底空间高度 封头高度 ；裙座高度 。故精馏塔的总高度为 15.33m6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算因为塔径0.4m，一般场合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 m6.1.2 溢流堰高度hw由 选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即 近似取E=1，则 0.0063m取板上清液层高度 故 m6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查图4（弓形降液管的参数），得

12、故 依式 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即 故降液管设计合理。6.1.4 降液管底隙高度ho 取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度6.2塔板布置6.2.1塔板的选取因为，故塔板采用整块式。6.2.2边缘区宽度确定取 ，6.2.3开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即 其中 故 0.09m26.2.4筛孔计算及其排列本次所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 筛孔数目n为 个开孔率为 气体通过阀孔的气速为 m/s7.筛板的流体力学验算7.1塔板降7.1.1干板阻力hc计算干板阻力hc由下式计算，即 由，查图5（干筛孔的流量系数图

13、）图5 干筛孔的流量系数图得，故 m液柱7.1.2气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由下式计算，即 图6 充气系数关联图查图6（充气系数关联图）得：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 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（）和液流量（）均不大，故可以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 故 故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。7.4漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 实际孔速稳定系数为 故在本次

14、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，不易发泡，故安全系数取，则 而 板上不设进口堰，hd可由下式计算，即 故在本次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，计算结果列于表2。表7 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 0.0562 0.0604 0.0623 0.0639由上表数据即可作出漏液线，如下图所示。8.2液沫夹带线以为限，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

15、列于表3。表8 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 0.214 0.192 0.182 0.173由上表数据即可作出液沫夹带线，如下图所示。8.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。则 取，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。8.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即 故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。8.5液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，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，计算结果列于表4。表9 0.

16、0006 0.0015 0.0020 0.0025 0.259 0.247 0.241 0.236由上表数据即可作出液泛线，如下图所示。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，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图可查得 故操作弹性为 9.主要接管尺寸计算9.1塔顶蒸汽管的管径计算由于塔顶操作压力为4kpa，故选取，则 圆整直径为9.2回流液管的管径计算冷凝器安装在塔顶，故选取，则 圆整直径为9.3进料液管的管径计算由于料液是由泵输送的，故选取；进料管中料液的体积流量 故 圆整直径为9.4釜液排出管

17、的管径计算釜液流出速度一般范围为，故选取；排出管中料液的体积流量圆整直径为10.塔板主要结构参数表所设计筛板的主要结果汇总于表10。表5 筛板塔设计计算结果参数表 序 号项 目数 值12345678910111213141516171819202122232425262728293031平均温度tm，平均压力Pm，kPa气相流量Vs，（m3/s）液相流量Ls，（m3/s）实际塔板数有效段高度Z，m塔径D，m板间距HT，m溢流形式降液管形式堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hL，m堰上液层高度hOW，m降液管底隙高度ho，m安定区宽度Ws，m边缘区宽度Wc，m开孔区面积Aa，m2筛孔直径d0，

18、m筛孔数目n孔中心距t，m开孔率，%空塔气速，m/s筛孔气速，m/s稳定系数每层塔板压降，Pa负荷上限负荷下限液沫夹带eV，（kg液/kg气）气相负荷上限Vs，max，m3/s气相负荷下限Vs，min，m3/s操作弹性60.55122.820.1620.0002433011.60.400.40单溢流弓形0.2640.0540.060.00630.0260.070.0350.090.0054620.0150.1011.2917.821.65669.98液泛控制液沫夹带控制0.2510.221.1411.设计过程的评述和有关问题的讨论111 筛板塔的特性讨论筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有：结构简单，易于加工，造价较低；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压降较小，约比泡罩塔低30%；但也有一些缺点，即是：小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液；操作弹性相对较小。本次设计中的物系是丙酮水体系，故选用筛板塔。112 进料热状况的选取 本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。113 回流比的选取 一般筛板塔设计中，