丙酮-水化工原理课程设计

1、设计方案简介1、1设计方案得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得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操作条件与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;1、3工艺流程图图1:精馏装置流程示意图２、精馏塔得物料衡算２、1原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率丙酮得摩尔质量MＡ=5８、08kg/ｋmol水得摩尔质量ＭB=１8、０2kg/kmolxＦ==０、143xD==0、96８xＷ==0、0１3２、2原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量MF=0、１4３×5８、08+（1-０、１4３）×18、02＝2３、75kg/kｍolMD=０、968×５8、08+（１-0、96８)×18、02=5６、80kg／kmolMW＝0、０13×58、08+(1-0、013）×18、02=１8、５4ｋg／kｍｏl2、３物料衡算原料进料量为2000kg/hF=200０/27、51=72、７0ｋmol/h总物料衡算72、70=D+Ｗ丙酮得物料衡算７2、70×0、1４３＝0、968Ｄ+0、013W联立解得D＝9、90W=62、80３、塔板数得确定3、1理论塔板数NＴ得求取3、１、1求最小回流比及操作回流比丙酮—水就是非理想物系，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t—x—y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、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:α１=3８、31α8＝5、7１α2＝34、5８α9=4、２0α３=32、35α10=3α4＝27、59α11＝２、１８α5=17、39α12＝１、6０α６=11、56α１3=1、３3α7=7、９９α14=1、２０所以α＝=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Rmiｎ1、０73初步取实际操作回流比为理论回流比得1、5倍即R=1、5Rｍiｎ=１、5×1、07３=1、６１3、1、２求精馏塔得气、液相负荷Lkmｏl/ｈVｋｍol/hLkｍol/hVｋｍoｌ/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与NminlNmiｎNｍinl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求取塔板得效率用奥康奈尔法（）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）x1=0、８1设丙酮为A物质,水为Ｂ物质所以第一块板上:xA=0、８１xB=0、19可得:(加料板）xF＝0、14３yF＝0、541假设物质同上：yA=０、541xA=０、1４3yB=0、459xB=0、8５7可得：（塔底)ｘW=0、01３ｙW=0、0８５假设物质同上:yA=０、085xA=0、013ｙＢ＝0、91５xＢ=0、9８7可得:所以全塔平均挥发度：α＝７、0５５精馏段平均温度:查物性常数表（如表2）:表2、水与丙酮得性质温度５0水粘度ｍPａ0、5９２０、469０、4０0、330、31８0、2４8丙酮粘度mPa０、２60、2３1０、２０90、１９90、１790、16０水表面张力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，μ水＝０、469mＰa·sμ丙酮＝０、231ｍPa·s所以查85时，丙酮-水得组成所以同理可得：提留段得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、精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算4、1操作压力计算塔顶操作压力：;每层塔板压降：；进料板得压力：;塔底得压力：(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平均摩尔质量得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平均密度得计算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/(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,进料板液相得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、精馏塔得塔体工艺尺寸计算５、1塔径得计算5、１、1精馏段塔径得计算精馏段得气、液相体积流率为m3/sm３/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史密斯关系图图得横坐标为取板间距，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／ｓm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精馏塔有效高度得计算精馏段有效高度为m提馏段有效高度为m故精馏塔得有效高度为m5、3精馏塔得高度计算实际塔板数进料板数；由于该设计中板式塔得塔径,无需设置人孔进料板处板间距;；为利于出塔气体夹带得液滴沉降,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。故精馏塔得总高度为15、33m6、塔板主要工艺尺寸得计算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与截面积Aｆ由查图4(弓形降液管得参数),得故依式【4】验算液体在降液管中停留得时间,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塔板得选取因为，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得物系无腐蚀性，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得气速为ｍ/s7、筛板得流体力学验算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(干筛孔得流量系数图)图5干筛孔得流量系数图得，故m液柱7、1、2气体通过液层得阻力hｌ计算气体通过液层得阻力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液体表面张力得阻力ｈσ计算液体表面张力所产生得阻力hσ由下式计算，即气体通过每层塔板得液柱高度hp可按下式计算，即气体通过每层塔板得压降为（设计允许值）7、2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次得塔径()与液流量(）均不大，故可以忽略液面落差得影响.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应服从下式得关系,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７０、0００60、0015０、00２00、002５0、05６20、06０40、０6230、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Vｓ—Lｓ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，计算结果列于表3。表80、０006０、00150、０0200、00250、2１４０、1920、1８20、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得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得下限,由下式可得,即故据此可作出与气体流量无关得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,与得关系式代入上式,并整理得式中将有关得数据代入,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9０、00060、00１５0、０0200、０025０、2５90、24７0、2410、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，可作出筛板塔得负荷性能图，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。由图可瞧出,该筛板得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塔顶蒸汽管得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回流液管得管径计算冷凝器安装在塔顶,故选取，则圆整直径为9、3进料液管得管径计算由于料液就是由泵输送得,故选取;进料管中料液得体积流量故圆整直径为9、４釜液排出管得管径计算釜液流出速度一般范围为，故选取；排出管中料液得体积流量圆整直径为10、塔板主要结构参数表所设计筛板得主要结果汇总于表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，ｍ筛孔数目n孔中心距t，m开孔率φ,％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、设计过程得评述与有关问题得讨论11.1筛板塔得特性讨论筛板塔式最早使用得板式塔之一,它得主要优点有: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,即就是:小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子