丙酮-水连续精馏塔的设计

1、第一部分 设计概述1设计题目：丙酮-水连续精馏塔的设计2工艺条件（1）生产能力：17000吨/年（料液）（2）工作日：300天，每天24小时连续运行（3）原料组成：50%丙酮，50%水（质量分率，下同）（4）产品组成：馏出液 %的丙酮溶液，塔底废水中丙酮含量0.05%（5）进料温度：泡点（6）加热方式：直接蒸汽加热（7）塔顶压力： 常压 （8）进料热状态：泡点（9）回流比： 自选 （10）加热蒸气压力： 0.5MPa（表压） （11）单板压降 0.7kPa。3设计内容1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

2、5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。第二部分 塔的工艺计算1查阅文献，整理有关物性数据水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa8丙酮粘度mpa表温度5060708090100水表面张力丙酮表面张力表温度5060708090100相对密度水977.8丙酮表分子量沸点临界温度K临界压强kpa水10022050丙酮表5. 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy100009211由以上数据可作出t-y（x）图如下（图1）由以上数据作出相平衡y-x线

3、图图22精馏塔的物料衡算进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数丙酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 Kg/kmol 及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.2368+（1-0.2368）18.02= kg/kmolMD= 856 )18.02=57.442 kg/kmolMW=0016+（016）18.02=18.026 kg/kmol物料衡算原料处理量 F=（170001000/（30024）/ kmol/h总物料衡算85.84=D+W0.2368=0.9841D+0.00016 W联立解得 D=20.65 kmol/hW=65.19 kmol/h 3操作线方程与塔板数的确定理

4、论塔板层数NT的求取丙酮水可看成理想物系，可采用图解法求取理论塔板数。由手册查的丙酮水物系的气液平衡数据，绘制x-y图，见图-3图-3图4求最小回流比及操作回流比由题设可得泡点进料q=1则= ，又附图可得=0.237, =0.821= ）= 确定操作回流比： 令=由图可得R=时，精馏段与平衡线相交，无法完成设计任务。重新选取回流比当精馏段与平衡线相切时切点为（0.9583,0.9673）（见图-4） 可解得：=设=3.1.3求精馏塔的气、液相负荷LRD×77.23 Kmol/hV（R+1）×D× Kmol/hVV97.45 Kmol/hLL+F求操作线方程：精馏段

5、操作线方程=n提馏段操作线方程ym+1=Xm利用图解法求理论班理论塔板数层数，可得：图5总理论板层数NT=19块,进料板位置NF=17块，精馏段为16块，提留段为3块。4全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统t-x-y图可以查得： (塔顶第一块板) xD y1 x1=设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：yA=0.9841 xA yB=0.0159 xB可得塔顶 1=(塔底) 由 xA=0.00016 查的 yA因此 yB= xB=可得塔底 2 =所以全塔平均挥发度：= =塔顶与塔釜的平均温度：T= =78.37 时，查前面物性常数（粘度表）：水=0.344mpa

6、·s 丙酮=0.201mpa·s 时，查表，得丙酮-水的组成yA=0.584 xA09 yB= xB91所以 =×0.591+0.201×=0.286 mpa·s所以 ET = ×(×0.286)=197=42% 5实际塔板数精馏段：NP精=38.0，取整38块。提馏段：NP提=，取整8块。故进料板为第39块，实际总板数为46块。全塔总效率：ET=0.413=41.3%6精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段为例操作压力计算塔顶压力p=101.3kpa 每层塔板压降进料板压力 Pm× kpa精馏段平均压力PF6

7、.2操作温度计算依据操作压力，由t-x-y图查的泡点温度tF= tD=56.8平均温度：tm= (+56.8)/2=66.96.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算y1=xD=0.9841,查平衡曲线t-y图，得x1MVDm×58.08+（1-0.9841）×18.02=57.44 kg/kmolMLDm×58.08+（1-0.9815）×18.02=57.34 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（图5）得yF=0.5874查平衡曲线x-y图（图2），得XFMVFm×58.08+（1-0.5874）×18.02=41.

8、55 kg/kmolMLFm417×58.08+（1-0.0417）×18.02=19.69 kg/kmol精馏段平均摩尔质量计算MVm(57.44+41.55）/2= kg/kmolMLm(57.34+19.69）/2=38.52 kg/kmol6.4平均密度计算气相平均密度计算Vm=2 kg/m3液相平均密度计算液相平均密度由依下式计算，即1/Lm=塔顶液相平均密度计算由tD=56.8查手册的水 kg/m3 ，丙酮 kg/m3LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算由tF=查手册的水=9kg/m3 ，丙酮=7 kg/m3进料板液相质量分率A=LFm= kg/m3精馏段

9、平均密度Lm= kg/m36.5液相平均表面张力液相平均表面张力依下式计算：Lm=塔顶液相平均表面张力的计算由tD=56.8，查手册得A= mN/m B= mN/mLDm=×× mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=，查手册得A= mN/m B= mN/mLFm=0.0417×1+×64.3= mN/m精馏段平均表面张力为Lm mN/m6.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算lgLm=塔顶液相平均粘度的计算由tD=56.8，查手册得A= 41 mPa·s B=0.512 mPa·slgLDm×41)+ ×

10、lg(0.512) 解得LDm= 44mPa·s 进料板液相平均粘度的计算由tF=，查手册得A= mPa·s B=1 mPa·slgLDm=×lg(0.209)+ 0.9583×lg(0.401) 解得LFm= 0.398 mPa·s 精馏段平均粘度为Lm= (0.244+0398)/2=0.321 mPa·s7精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径计算精馏段液相的气、液相体积流率为VS=0.663 m3/sLS=0.000985m3/s由 式中C=C20,C20由史密斯关联图查取图6图的横坐标为：取板间距，板上液层高度 查附图： 取

11、安全系数为0.7，则空塔气速为 估算塔径：m塔截面积：实际塔气速：7.2精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 8塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置的计算因塔径D=0.9m,可选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 ×94m溢流堰高度由=，选用平直堰，堰上液层高度：取用E=1，则取液上清液层高度hL则 弓形降液管宽度和截面积 由，查图弓形降液管的参数图（图-7）得 ；图-7 故 ； 用经验公式算液体在降液管中停留的时间： 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取则 hwh0m故降液管底隙高度

12、设计合理 选用凹形受液盘，深度8.2塔板布置塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表得：塔板分3块。边缘区宽度确定 取 开孔区面积式中：筛孔计算及其排列 丙酮无腐蚀性，选用=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=15mm 筛孔数目： 开孔率 气体通过阀孔的气速为（9筛板的流体力学验算塔板压降干板阻力计算干板阻力由所选用筛板，查得图-8液柱气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力 查图得： m液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 液柱 气体通过每层塔板的高度可计算： 气体通过每层塔板的压降为 （700Pa为设计允许值）9.2液

13、面落差 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量，采用公式 由 所以 故设计中液沫夹带量允许范围内漏液 对于筛板塔，漏液点气速： =6.178m/s 实际空速： 稳定系数： 故在本实验中无明显漏液。液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子 丙酮水属于一般物系，取 而，板上不设进口堰，则有 液柱 所以本设计不会发生液泛现象。10提留段的计算结果提留段的计算过程参考精馏段的，其有关参数和计算结果如下提馏段数据表项目符号单位数值提留段平均温度tm密度气相vkg/m3液相lkg/m3液相平均粘度mPa·s液相平均表面张力mN/m

14、平均流量气相Vsm3/s液相LSm3/s塔径Dm空塔气速um/s1.7484 溢流装置堰长lwm堰高hwm0.0512 溢流堰宽度Wdm底与受液盘距离hom0.0119 板上清液层高度hLm孔径domm5孔中心距tmm15孔数n孔2146开孔面积m2筛孔气速uom/s16.639 稳定系数K1.6751.5 无漏液液体在降液管中停留时间s20.295s 合格降液管内清液层高度Hdm0.10950.2256（HT+hw）不液泛雾沫夹带eVkg液/kg气0.00510.1液沫夹带量在允许范围11塔板负荷性能图11.1精馏段塔板负荷性能图的计算过程11.漏液线查图知hL=hw+how 从而得=在操作

15、范围内，任取几个值，已上式计算 0.11070.11320.11640.118911.1.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 1.04028220.90770.8453由上表可作出液沫夹带线211.1.3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6作为最小液相负荷标准。= E=1,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.11.1.4液相负荷上限线以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。11.1.5液泛线

16、为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度令 ， 故 =在操作范围内，任取几个值，已上式计算列表计算如下 由此表数据即可做出液泛线5。11.1.6根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图(精馏段)如下：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，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为液相负荷下限控制。由图查得Vs，max= m3/s Vs，min= m3/s故操作弹性为11.2提馏段塔板负荷性能图的计算过程11.2.1漏液线查图知hL=hw+how 从而得=在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.11380.14290.14840.152811

17、.2.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 99由上表可作出液沫夹带线211.2.3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=0.006作为最小液相负荷标准。= E=1,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.11.2.4液相负荷上限线以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。11.2.5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，须维持的液层高度令 ， 故 0.05859311.529在操作范

18、围内，任取几个值，已上式计算列表计算如下 1.5106由此表数据即可做出液泛线5。11.2.6根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图(提馏段)如下：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，该筛板的操作上线为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。由图查得Vs，max= m3/s Vs，min35m3/s故操作弹性为12精馏塔接管尺寸计算12.1蒸汽出口管的管直径计算由于是常压精馏，允许气速为1220 m/s，故选取12.2回流管的管径计算冷凝器安装在塔顶，一般流速为，故选取13设计结果一览表项目符号单位数值精馏段提馏段各段平均温度平均流量气相VSm3/s0.7

19、03 液相LSm3/s实际塔板数N块388板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm空塔气速um/s1.748 塔板液流形式单流型单流型溢溢流管型式弓形弓形流堰长lwm装堰高hwm0.0512 置溢流堰宽度Wdm底与受液盘距离hom0.0119 板上清液层高度hLm6孔径domm55孔中心距tmm1515孔数n孔21462146开孔面积m2筛孔气速uom/s15.70 16.64 塔板压降hPkPa液体在降液管中停留时间s降液管内清液层高度Hdm雾沫夹带eVkg液/kg气负荷上限液泛控制液沫夹带控制负荷下限液相负荷下限控制液相负荷下限控制气相最大负荷VS·maxm3/s1.10 气相最小负

20、荷VS·minm3/s操作弹性14设计小结精溜塔在化工行业有广泛的应用。通过设计，觉得还挺有趣的，同时也使我认识到要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们要拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。作为化工专业的学生，学会此类设计是必须的。设计的关键是准确求出理论塔板数和确定回流比。其他的问题主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。这就要求我们不仅要学好化工原理、化工制图以及化学理论等专业课，还要学好用好计算机基本技术，例如CAD、excel等基础软件的熟练运用。要多学各方面的知识并

21、充分利用，相互联系、融合各方面的知识才能更好地解决问题。只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则就会差之毫厘谬以千里，这就要求们考虑问题要全面详细。在设计过程中，所查手册不够完善，数据不够精确，也没有考虑一些外在因素，加上时间急迫，只有短短一周时间，所以我的设计存在误差是在所难免的。但从设计结果来看，基本达到生产所需的要求。15参考文献1杨祖荣.化工原理（第二版） M.北京：化学工业出版社，2002刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社,2001.53贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社,2002.84夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社,2005.1气液传质设备M.北京:化学工业出版社,198916符号说明英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液