丙酮水连续精馏塔设计方案

1、 PAGE PAGE 19丙酮水连续精馏塔设计方案第一章 流程的确定及说明一.加料方式二.进料状况对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒三.塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。四.回流方式五.加热方式间接蒸汽加热。六.加热器U塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章 精馏塔的设计计算一.操作条件及基础数据操作压力当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于丙酮-水体系对

2、温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用， 操作压力选为常压101.325kPa。汽液平衡时，x、y、t理想系统方程Blg P A T CP 在温度TT温度 ,；A、B、CAntoine 常数表2-1-2 丙酮的Antoine 常数名称A丙酮6.35647水7.07406B 1277.031657.46C 237.23227.02非理想系统mol分率）丙酮(molmol分率）温度率)温度温度液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42

3、586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0得出丙酮水的温度-组成相图如下一 精馏工艺计算馏出液流量 D进料D流量F组成xD组成 x W釜 液 W物料衡算组成xW物料衡算图（如图）物料衡算F =10000kg/h，xF=70%,xD=96.0%,x=10.0%WM=58.08kg/kmol, M丙酮=18.02kg/kmol进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为 xF70 /58.08、x、x：D

4、Wx=F70/58.0830/18.096 /58.08xD=96/58.084/18.02 0.4200.882x=10 /58.08W10/58.0890/18.02 0.033F进料平均相对分子质量:M=0.42058+(1-0.420)18=34.8kg/kmolF10000原料液：34.84=287.36kmol/h总物料：F=W+D（1）易挥发组分：Fx=Dx+Wx（2）FDW由（1）、（2）代入数据解得：D=130.99kmol/h塔顶产品的平均相对分子质量：M=580.882+18（1-0.882）=53.28kg/kmolD塔顶产品质量流量：D =MD=53.28130.99

5、=6976.74kg/hD塔釜产品平均相对分子质量：M=580.033+18（1-0.033）=19.32kg/kmolW塔釜产品质量流量：W =WM=156.3719.32=3021.06kg/hW3.物料衡算结果表 2-2-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）6976.743021.0610000质量分数/%961070摩尔流量/(kmol/h)130.99156.37287.36摩尔分数/%88.23.342.0塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：t、t、t、tVDLDFW查表 2-1-2（1），用内插法算得：0.882-0.80t58.2塔顶：0.90

6、-0.80LD-57.5t57.63LD0.935-0.88257.5 t0.935 - 0.898 57.5-VD58.2t58.50VD塔釜：0.02 0.033 86.5 tWt81.860.020.0586.575.8W进料：0.50 - 0.40 60.0 -60.4 60.320.420-0.40tF60.4F精馏段平均温度：t1=tVD t 2=58.50 60.32 =59.412W提馏段平均温度：t=ttFW 81.86 60.32 =71.09222平均相对挥发度在t温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为：F精馏段：t=59.41159.41-59x 0.70y 0.874116

7、4.14%, 86.52%59.7-590.60-0.700.859-0.87411提馏段：t=71.09271.0966.50 x 22 x 7.53%, 69.03%75.8066.500.050.100.6240.75522将x ,x ,y ,y 分别代入y得： 3.47, 27.361212 12 121 1)x123.473.47回流比的确定xqx=0.420Fy=9.740.420=0.8758q1 1)xq1 (9.74 0.420 x yRD=0.882 0.87= 0.014minyxq0.87 0.420该种方法算得最小回流比太小，不适用。舍去。从同组同学数据中得到最小回流

8、比R=0.08969一般操作回流比取最小回流比的 1.12 倍，本设计取 1.8 倍。R=1.8=1.8 0.08969=0.16minL=RD=0.16130.99=20.96kmol/hL =L+qF=20.96+1287.36=308.32kmol/hV =V=（R+1）D=（0.16+1）130.99=151.95kmol/h热量衡算热量示意图（图略）加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热 的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。

9、受当地气温限制，冷却水1025.2510，35。热量衡算已求得：t57.63t58.50t81.86t60.32LDVDWFt精馏段平均温度：t 1 =t提馏段平均温度：t=W2t2F =59.14tF 71.092t温度下: CLD=135.91kJ/(kmolK)；Cp 2=76.04kJ/(kmolK)；CC x C xpDp1Dp2D=135.910.882+76.04(1-0.882)=128.82kJ/(kmolK)；t温度下： C=140.77kJ/(kmolK)；C=76.27kJ/(kmolK)；Wp1p2CC xC xpWp1Wp2W=140.770.033+76.27(1

10、-0.033)=78.40kJ/(kmolK)t温度下：=525kJ/kg；=2812.5kJ/kg；LD12 x x1D2D=5250.882+2812.5（1-0.882）=794.93kJ/kg塔顶：MMx M xD1D2D=580.882+18(1-0.882)=53.28kg/kmol（1）0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以 0为基准， QV VCtpD V MD回流液的焓 QRt58.50VD=151.95128.8257.63+151.95794.9353.28=7563731.70kJ/hCp1=135.88kJ/(kmolK)；Cp2 =75.99kJ/(kmolK)；C p C

11、 p1 xD C p 2 1 xD =135.880.882+75.99(1-0.882)=128.81kJ/(kmolK)Q LCt= 20.96128.8157.40=154971.83kJ/hRpVD塔顶馏出液的焓QD因馏出口与回流口组成一样，所以Q DCt=130.99128.8157.63=972380.73kJ/hDpLD冷凝器消耗的焓QCQQCVQQR=7563731.70-154971.83-972380.73=6436379.14kJ/h进料口的焓QFt温度下：C=135.81kJ/(kmolK)；C=75.95kJ/(kmolK)；Fp1p2CC xC xpp1Fp2F=1

12、35.810.42+75.95(1-0.42)=101.09kJ/(kmolK)所以 Q F Ct=287.36101.0960.32=1745395.23kJ/hFpF(6)塔底残液的焓QWQ W CWpt=156.37101.0981.86=1293997.31kJ/hW再沸器QB塔釜热损失为 10%，则=0.9设再沸器损失能量Q损加热器的实际热负荷 ，QQBBQQQQ损DQQBCWQQF=6436379.14+1293997.31+972380.73-1745397.23=6957359.95Q =7730399.94kJ/hB热量衡算结果表 2-2-2（1） 热量衡算表项目进料冷凝器塔

13、顶馏出液塔底残再沸器平均比热/kJ kmol 1 K 101.09128.81101.09热量Q/kJ h11745395.23 6436379.14972380.73理论塔板数计算板数计算7730399.94本次设计采用图解法精馏段操作线方程：R LD 0.16Rx0.160.882ynR1n1 DR 10.16 1n1 0.138x0.16 1n1 0.76提馏段操作线方程：R V W151.95156.37 0.9717R1x0.971710.033xWyxWn1Rn R0.9717xn 2.029xn 0.034因为饱和液体进料（即泡点进料），所以 q=1.x 0.033Wx 0.42

14、0Fx 0.033Wx 0.420FT2-2-3 理论板数图解法x0.882D进料板N4精馏段2.9块，提馏段1.9块。F塔板效率506050607080901000.260.2330.2150.1980.1850.1710.54940.4700.4060.3550.3150.283温度丙酮水全塔的平均温度：tt57.6381.86t D 2 W 2=59.75，由表 2-2-3（1），利用内插法计算得：丙酮：59.75 50 丙酮 0.234mPas60500.2330.26丙酮水：59.75 0.549水 0.477 mPa60500.4700.549水因为Lx iLi所以， LD0.88

15、20.2340.477 0.263mPas0.0330.2340.477 0.469mPasLW0.420.2340.477 0.375mPasF全塔液体平均黏度：2 LD LW2L 0.263 0.4692 0.366mPas三.精馏塔主要尺寸的设计计算精馏塔设计的主要依据和条件表 2-3-1（1）丙酮-水在不同温度下的密度温度丙酮g ml/ g ml1水t=57.63Dt=81.86Wt=60.32F0.7420.6960.7360.9870.9700.983见化工原理书附录五P361 及附录三P359塔顶条件下的流量和物性参数MM xMx=580.882+18(1-0.882)=53.2

16、8kg/kmolD1D2D1x1 x0.9610.96 1 D 20.742 =1.3343mL/g L1 =0.7495g/mL=749.5kg / m3 pM 101.325 =1.963kg / m3V1RT8.314273.15 57.63VM1L M1DV =53.28151.95=8095.896kg/hL 53.2820.96=1116.749kg/h进料条件下的流量和物性参数MM xMx=580.42+18(1-0.42)=34.8kg/kmolF1F2F pM F 101.325=1.2718kg / m3V2RT8.314 273.15 60.32x1 x0.42010.4

17、20 L21 F 20.736 =1.1607mL/g0.983=0.8616g/mL=861.6kg /m3L 2V VM2V =34.8151.95=5287.86kg/hL22ML 34.820.96=729.408kg/hFM34.8308.32=10729.536kg/hF塔底条件下的流量和物性参数MM x M x=580.033+18(1-0.033)=19.32kg/kmolw1w2w pMW 101.32519.32=0.6612kg / m3V3RT8.314 273.15 81.861x1 x0.03310.033 W L31 W 20.696 0.970=1.0443mL

18、/g=0.9576g/mL=957.6kg /m3L3V M3L M3WV =19.32151.95=2935.674kg/h19.32=5956.742kg/h精馏段的流量和物性参数1.9631.27183V1V2V 2 2=1.6174kg / m L1 LL2 749.5 861.62=805.55kg / m3V V8095.896 5287.86V 1 22 2=6691.878kg/hL L1116.749 729.408L1 22 2=923.0785kg/h提馏段的流量和物性参数VV2V2 1.2718 0.66122749.5 957.6=0.9665kg / m3LL222

19、=853.55kg / m3V V5287.86 2935.674V 2 23 2=4111.767kg/h 10729.536 5956.742L 2 23 2=8343.139kg/h体积流量1塔顶：V V1a1v1V8095.896 1.9635287.86 1.1456m3 / s2进料：V2a2v 21.2718 1.1549m3 / s3塔底：V V3a3v32935.6740.6612 1.2333m3 / s 精馏段：Va提馏段：Vaa1 V2Va2VaVaa 2 V Va2 1.14561.15492 1.15491.23332 1.15025m3 / s 1.1941m3

20、/ s塔径设计计算填料选择材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填 既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。填料是填料塔中汽液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大，堆积密度较小，有足够的机械强度，有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价格低廉等。根据现有数据，本设计选用 25252.5mm 瓷质乱堆拉西环填料。塔径设计计算表 2-3-2（1）填料尺寸性能填料名称外径 高 厚d H （mm mm mm ）堆积个数n（个/ m3 ）堆积密度D(kg /

21、m3 )比表面a（m2 / m3）空隙率（%）金属鲍尔环25 25 2.5490005051900.78uSuS1L 1V V L923.07851.61741=0.0066691.878 805.55 u2由图查得纵坐标为V 0.2 0.263已知填料因子 450m1tgLt精馏段平均温度：t 1 = VD F =59.14=805.55kg /m3 ,L 982.332kg /m3 L 0.8203水 0.366mPas0.263g L0.20.263g L0.2VL0.2639.81805.554500.82031.61740.3660.2f/ s对于散装填料，其泛点速率经验值u/u0.

22、5 0.85 ，取 0.7，则 u=0.7F2.081=1.457m/s4VS u41.150253.141.4574VS u41.150253.141.457(2)提馏段：1 28343.1390.9665121V =0.068VL4111.767 853.55 u2由图查得纵坐标为f0.2 0.163g已知填料因子 450m1ttLLW提馏段平均温度：t2=WF 71.09=853.55kg /m3,L 971.540kg / m3 L水0.879L 0.366mPas0.163g 0.20.163g 0.2LVL0.1639.81853.554500.96650.3660.2f1.959

23、m / s对于散装填料，其泛点速率经验值u/u0.5 0.85，取0.7，则Fu=0.71.959=1.3713m/s4VS u41.19413.144VS u41.19413.141.3713(3)全塔塔径圆整后：全塔塔径为 1.0m图2-3-2填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图填料层高度设计计算等板高度设计计算查表可得 HETP=0.46所以填料层高度 H=0.464.8=2.208用上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为Z 1.2 1.5Z ，本次取Z 1.5Z 。Z m ；Z m ；Z 1.5Z 1.5 2.208 3.312m填料层

24、压强降计算（1）精馏段动能因子F V1.457V1.61741.853m/s1.6174kg / m3 12V液体负荷l 3600FVL 36001.8531.61741.6174805.55 10.53m3m2 /h用精馏段动能因子Fl 10200.25，算出l 10.530.2216kPa/m。则精馏段的压降：精p精精p Z Z 0.216 0.46 2.91.5 0.4322kPa（2）提馏段 VF u V1.348m/skg /m3120.96650.96650.96650.9665V液体负荷l 3600FVL 36001.3481853.55 5.590m3 /m2 /h用提馏段动能

25、因子Fl 5100.179，算出l 5.590.168kPa/m。则提馏段的压降：p提p提 Z Z 0.168 0.46 1.91.5 0.2202kPa全塔填料层总压降：精提 0.4322 0.2202 0.6524kPa填料层持液量的计算精馏段由上可知：动能因子 F 1.853m / kg /m312 ，液体负荷 l 15m3m2 /h由l 分别10m3 / m2 /h和15m3 / m 2 /h的持液量h值，利用内插法求得l 为10.53m3 /m2 /时的hLL值为5.28 10 2 m 3 / m 3由上可知：动能因子 F 1.348m/skg /m312，液体负荷 l 59m3/

26、m2/h由l 分别3m3 / m2 /h和 6m3 / m2 /h的持液量h值，利用内5.59m3 /m2 /时的hLL值为3.53102 m 3 / m 3精馏段提馏段全塔1.853精馏段提馏段全塔1.8531.3480.22160.1680.43220.22020.65241.3340.8742.2085.28 1023.53 102气体动能因子F/（m/s气体动能因子F/（m/s(kg/m3)2每米填料层压降 /mZ持液量h持液量h/ m3LZ/mm3*大学化工原理课程设计第三章 附属设备及主要附件的选型计算第三章附属设备及主要附件的选型计算一冷凝器本次设计冷凝器选用壳程式冷凝器。对于蒸

27、馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本次设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。沈阳最热月平均气温 t=25。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，t=38。2泡点回流温度tVD tLD 57.12计算冷却水流量tQCG C CtQCp2 t 16436379.14 664363.914 kg/h1 35 冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式tt tmlnDtVDt1t 1LD2ttLD2

28、=27.75Q KAtCmQ648706.23CA K tCm13.91m21680 27.751.2， A 1.2A 16.7m2表 3-1公称直径/mm 273管程数管子数量38管长/mm 2000换热面积/ m2公称压力MPa5255.66- - PAGE 27 -标准图号 JB1145-71-2-39设备型号G273-25-3二再沸器UK=600kcal/(m2 h)=2520kJ/(m2 h)， =513kcal/kg间接加热蒸汽量G QB B7730399.94513.4 3596.366kg /h再沸器加热面积t81.86为再沸器液体入口温度；w1t81.86为回流汽化为上升蒸汽

29、时的温度；w2t 59.415 为加热蒸汽温度；t1t 59.415 为加热蒸汽冷凝为液体的温度；t2用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失t t t11 81.86 59.415 29.445 ttt81.8659.41529.44522w2t 28.39mBQA ktBQm7730399.94 1680 28.39 162.08m2三塔内其他构件接管管径的计算和选择塔顶蒸汽管从塔顶只冷凝器的蒸汽导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔德真空度。操作压力为常压，蒸汽速度W1220m/s，本次设计W15m/s。PP4VPV144VPV148095.8963600

30、3.14151.963P圆整后dP表 3-3-1（1） 塔顶蒸汽管参数表内径ds22外径dsRH11H/(kg/m)23214378 4P1975-3。回流管7.10冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高， 对于重力回流， 一般取速度 WRW 0.5m / s。R为 0.20.5m ， 本次设计取4LRL141116.7494LRL141116.74936003.140.5749.5R圆整后dR表 3-3-1（2） 回流管参数表内径ds外径dsRHH内管/(kg/m)221112413803.5P1975-3。进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时W

31、FW=2.0m/s。F1.11可取 1.52.5m/s，本次设计取4F 3600W FL244F 3600W FL241000036003.142.0861F圆整后d53mmF表 3-3-1（3） 进料管参数表内径ds22外径dsRH11H/(kg/m)2533923.5P1975-3。塔釜出料管1.11塔釜流出液体的速度WW一般可取 0.51.0m/s，本次设计取WW 0.9m / s。WL3WL343023.263600 3.14 0.6957.6W圆整后dW表 3-3-1（4） 塔顶蒸汽管参数表内径ds22外径dsRH11H/(kg/m)2513803.5P1975-3。除沫器1.11除

32、沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失， 并改善塔后动力设备的操作。近年来，在国内石油化工设备中，广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液体的密度，液体的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体速度的影响最大。气速计算L1 L1 V1V1K式中 K0.107； 、L1V1塔顶气体和液体密度（kg/m3）749.531.9631.963W749.531.9631.963K 2.09m / sWK41.1543.142.09除沫器直径计算：WK41.1543.142.09式中，V 为

33、气体体积处理量， m 3 / sVV 1 1.154m3 /mV3600V 1液体分布器采用蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好地润湿，结构简单， 制造和维修方便，喷洒比较均匀，安装简单。回流液分布器流量系数 0.820.85，本次设计 0.82，H0.06m。2gH则小孔中液体流速W 2gHL 0.82229.810.06 0.89m /s小孔输液能力Q Q= fW 得1 4.13104 m2 /s3600749.53600L1Q4.13104小孔总面积f 5.66104m2W0.820.89f W5.66104 0.89所以，小孔数4 d 3.144 4 103 40.1，即为

34、41 个小孔。式中，d410mm，4mm喷洒器球面中心到填料表面距离计算h r cot gr 22W 2 sin 2 式中 r喷洒圆半径， r D 75 100 500 75 175mm 0.175m22 喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角， 40, 409.81 0.1752h0.175cot40 2 0.892 sin2 0.529m 529mm进料液分布器采用莲蓬头由前知 W=0.89m/sF10000Q 3.22103 m2 /s取 d=4mm， 0.853600L 23600861Q3.22103f 4.25103m2W0.850.89f W4.25103 取 40n 4 d 3

35、.144 4103 301.2 ，即为 27 个小孔。h0.175cot40 9.81 0.175220.892 sin2 0.529m 529mm莲蓬头的直径范围为( y 1 D),1 100mm3553.4填料支撑板的选择本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。100%于 1200mm145m3 / m 2 h 主要设计参考：表 3-3-5（1） 分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据塔径 D/(mm)板外径D分块数近似重量/N300294228P2685-36。表 3-3-5（2） 支撑圈尺寸塔径/(mm)D1/(mm)D2/(mm)厚度/(mm)重量/N300297P2735-41。341.

36、2塔釜设计15min，0.5塔底高（h）：塔径（d）=1:2塔底液料量LWV 1.233m3 /sS提塔底体积L1.233W 2.466m3因为VWW d 2 h 410.50.5h 2d所以VW d 3232VW323.14d32VW323.14h 2d 2 1.162 2.324m塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取 1.21.5m，本设计取 1.2m。手孔的设计手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口，用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用，在每段填料层得上下方各设置一个手孔。裙座的设计D 400mmD孔 200mm 大小的圆孔。塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器，裙座高度取0.3m Db1 820mm ,Db 21100mm四精馏塔高度计算表3