丙酮-水溶液筛板精馏塔设计

34河南科技学院化工原理（下）课程设计题题目：处理量为7万吨/年丙酮和水体系精馏分离板式塔设计学院：化学化工学院专业：化工105姓名：胡勐豪指导教师：乔梅英化工原理课程设计35第一部分设计概述一、设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二、工艺条件:生产能力：70000吨/年（料液）年工作日：7200小时原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液99%丙酮，釜液2%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三、设计内容1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2、工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3、主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4、流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5、主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。四、工艺流程图丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。化工原理课程设计35流程示意图如下图图1：精馏装置流程示意图化工原理课程设计35第二部分塔的工艺计算一.进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量AM=58.08Kg/kmol水的摩尔质量BM=18.02Kg/kmol平均摩尔质量MF=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774kg/kmolMD=0.96858.08+(1-0.968)18.02=56.798kg/kmolMW=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272kg/kmol原料处理量70000000/7200446.5121.774Fkmol/h最小回流比min0.675DqqqxyRyx去操作回流比为min21.35RR二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算446.51=D+W丙酮物料衡算446.510.0937=0.968D+0.00629W联立解得D=35.6743.48kmol/hW=430.8366kmol/h(1)(1)(1.351)35.67102.178VRDqFkmol/hL=RD=1.3535.67=58.698kmol/h0937.002.18/75.008.58/25.008.58/25.0Fx968.002.18/01.008.58/99.008.58/99.0Dx00629.002.18/98.008.58/02.008.58/02.0Wx化工原理课程设计35''58.698478.40537.098102.178LLFVV(2)操作方程精馏段操作线方程：0.5740.412DLDyxxxVV利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数10块，进料板位置8FN实际板层数的求取精馏段实际板层数N‘=17提馏段实际板层数N“=7三、全塔效率的估算用奥康奈尔法('Oconenell)对全塔效率进行估算：根据丙酮—水系统t—x(y)图可以查得：ctd05.56(塔顶第一块板)0.968Dx10.968y10.95x设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：0.968Ay0.95Ax0.032By0.05Bx可得：()/1.59/AAABDBByxayxctf067.2(加料板)0.0937Fx0.75Fy假设物质同上：0.750Ay0.0937Ax0.250By0.9063Bx可得：()/29/AAABFBByxayxctw0100(塔底)0.00629Wx0.00627Wy假设物质同上：0.00627Ay0.00629Ax0.99373By0.99371Bx可得：()/0.997/AAABWBByxayx所以全塔平均挥发度：331.59290.9973.58DFWaaaa精馏段平均温度：0156.567.261.8522DFTTTC查前面物性常数（粘度表）：61.850C时，0.53mPas水0.51mPas丙酮化工原理课程设计35所以0.530.2430.520.7570.515miixPas精查850C时，丙酮-水的组成0.175y水0.757x水0.825y丙酮0.243x丙酮所以-0.245(E=0.493.580.515=0.42T精）（）同理可得：提留段的平均温度0BF210067.283.622TTTC查表可得在83.60C时-0.245E=0.493.580.336=0.468T（提）（）五、精馏塔主题尺寸的计算1精馏段与提馏段的汽液体积流量精馏段的汽液体积流量整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(21.7474+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85℃表6.精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.09370y1=xD=0.9680yf=0.7500x1=0.9500摩尔质量//kgkmolMLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08温度/℃67.2056.70在平均温度下查得23233971.1/,735/HOCHCHOHkgmkgm液相平均密度为：22111Lm其中，α1=0.1580α2=0.8420所以，ρlm=852.353/kgm精馏段的液相负荷L=RD=1.35×43.48=58.698kmol/hLn=LM/ρlm=58.698×39.29/852.35=2.713/mh化工原理课程设计35由RTMmnRTPVRTRTVmPM所以RTPM精馏段塔顶压强P101.3KPa若取单板压降为0.7,则进料板压强aDFKPPP225.113177.0气相平均压强275.1072225.113325.101mP气相平均摩尔质量kmolkgMVm/105.50242.4379.56气相平均密度3/93.11.335314.8105.50275.107mkgRTMPmvmmvm汽相负荷V=（R+1)D=(1.35+1)×43.48=102.178kmol/h47.266692.1105.50178.102vmvmnVMV精馏段的负荷列于表7。表7精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量//kgkmol50.10539.29平均密度/3/kgm1.92852.35体积流量/3/mh2666.471.332提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表8，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。表8提馏段的已知数据位置塔釜进料板摩尔分数Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩尔质量//kgkmolMlv=0MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46温度/℃10067.2表9提馏段的汽液相负荷名称液相汽相化工原理课程设计35平均摩尔质量//kgkmol30.84619.12平均密度/3/kgm951.371.809体积流量/3/mh0.6841209.62塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表mmN/19.01mmN/66.5952mmNmD/523.20595.66)968.01(19968.0在进料板温度下查表面张力表：1=17.9mN/m2=64.74mN/mmmNF/35.6074.64)0937.01(9.170937.0m在塔底温度下查表面张力表：1=14.3mN/m2=58.4mN/mmmNW/12.584.58)00629.01(3.1400629.0m精馏段液相平均表面张力mmNm/4373.40235.60523.50'提馏段液相平均表面张力mN/59.24m258.1260.35m全塔液相平均表面张力mmN/331.46312.5835.60523.20在塔顶的温度下查粘度表smP24.01smPa51.02610.051.0lg)968.01(24.0lg968.0lgmDsmPmD245.0在进料板温度下查粘度表：smP23.01smPa46.02367.046.0lg)0937.01(23.0lg0937.0lgmfsmPmw431.0在塔底温度下查粘度表：smP160.01smPa249.02化工原理课程设计35607.0249.0lg)00629.01(160.0lg00629.0lgmwsmPmw249.0精馏段液相平均粘度smPam338.02245.0431.0'提馏段液相平均粘度smPa0.33920.249431.0m全塔液相平均粘度smPa308.03249.0431.0245.01.塔径的计算精馏段的体积流率计算：VVLLMMlmSLMMvmsCUsmLLsmVVmax32/00073.0349.85236001485.38698.583600/741.092.13600105.50178.1023600图横坐标：021.0)92.1349.852(741.000073.0)(2121VLssVL取板间距3.0TH，板上液层高度mhL06.0mhHLT24.006.03.0：查附图：smUGCCCL/259.192.192.1349.85205986.005986.0)204373.40(052.0)20(052.0max2.02.02020取安全系数为0.7，表观空塔气速：smUU/8813.07.0max'估算塔径：mUVDs1999.014.34''塔截面积：化工原理课程设计3522785.014mAT实际塔气速：smAVUTs/944.0785.0741.0精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：m8.4.301-171-THNZ精精提留段有效高度为：m8.1.301-71-THNZ提提在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：7.4m.80提精ZZZ3.溢流装置的计算⑴堰长wl可取wl=0.66D=0.66×1.0=0.66m⑵溢流堰高度wh由wh=wLhh，选用平直堰，堰上液层高度：32100084.2wnowLLEh取用E=1，则mhow00526.0528.000037.036001100048.232取液上清液层高度mhw0054700526.006.0⑶弓形降液管宽度dW和截面积tA由66.0/Dlw，查图5-7（）附图得136.0;00762.0DWAAdTt20383.0503.00262.0;1088.08.0136.0mAmWfd用经验公式：ssLHAhTf505.31360000037.03.003