年处理量8万吨丙酮浮阀精馏塔的设计2012

..河南科技学院化工原理课程设计题目50000吨/年丙酮-水连续精馏塔设计学…..院化学与化工系专业班级姓名学号指导老师杨胜凯年月日..1化工原理课程设计任务书1.1设计题目浮阀连续精馏塔及其主要附属设备设计1.2工艺条件；1.2.1生产能力：50000吨/年（料液）1.2.2年工作日：300天；1.2.3原料组成：25%丙酮.75%水（摩尔分率.下同）；1.2.4产品组成：馏出液99%丙酮.釜液2%丙酮1.2.5操作压力：塔顶压强为常压；1.2.6进料温度：泡点1.2.7进料状况：泡点；1.2.8加热方式：直接蒸汽加热1.2.9回流比：自选2工艺参数的确定；2.1基础数据的查取及估算2.1.1料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数水的摩尔质量：ol18.02kg/kmMΑ丙酮的摩尔质量：ol58.08kg/kmMB；XW=2%;XF=25%;XD=99%2.1.2平均摩尔质量：MF=0.2558.08+0.7518.02=28.035kg/kmolMD=0.9958.08+0.010.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0506070809010018.02=57.679kg/kmolMW=0.0258.08+0.9818.02=18.821kg/kmol2.1.3物料计算:原料液处理量：F=50000000/(7200*28.035)=247.71Kmol/h2.1.4操作温度的计算根据化工原理附录丙酮－水溶液的汽液相平衡数据.制图有:..0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.05060708090100图3.1丙酮--水溶液的汽液相平衡图(液相)根据图3.1读取数据有：TF=62.05Co;TD=57.5Co;Tbbb=88.5Co精馏段平均温度：C78.592ttt0DF1；提馏段平均温度:C75.282ttt0bF2；塔平均温度：C732ttt0bDm2.1.5平均密度的计算已知:混合液密度：BBAALρaρaρ1a:质量分率混合气体密度：00V22.4TρMρTρM:为平均相对分子质量温度Cotx液相中丙酮的摩尔分数%..精馏段：C59.78t01；液相组成1x:0.30x61.059.780.300.206162.11,x1=0.4汽相组成1y:0.830y61.059.780.8300.81561.062.11,0.845y1所以:mol51.871kg/k0.845)(118.020.84558.08Mmol34.044kg/k0.4)(118.020.458.08MV1L1提馏段：C75.28t02；液相组成2x:0.05x75.875.280.050.0275.886.52.0.0515x2汽相组成2y:0.624y75.875.280.6240.42575.886.52,0.634y2所以：ol43.418kg/m0.634)(118.020.63458.08Mkg/kmol08.200.0515)(118.020.051558.08MV2L2求在1t与2t下的丙酮和水的密度:C59.78t01:331kg/m100.742ρ丙酮；983.1ρ6059.78983.1977.86070水1.3水1m983.217kg/ρ；C75.28t02:332kg/m100.721ρ丙酮971.8ρ8075.28971.8965.38090水2.3水2m974.396kg/ρ精馏段液相密度：983.2170.4863174218.020.4158.080.458.080.4ρ1L1,解得：3L1744.88kg/mρ；汽相密度：3V11.86kg/m59.78)(273.1522.4273.1550.83ρ提馏段密度:974.3960.1030172118.020.0515158.080.051558.08/0.0515ρ1L2,解得：3L2787.4kg/mρ汽相密度：3V21.349kg/m78.28273.1522.4273.1538.89ρ..2.1.6平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算.即：iiLmσxσ精馏段：由前面计算有：C59.78t01,此时0.4x1查物系数据表可知：mmN18.0σ1丙酮.643.5σ7059.78643.5662.27060.mmN662.6σ水.mmN404.76662.60.4118.00.4σ精提馏段：由前面计算有：C75.28t02,此时0.0515x2查物系数据表可知：mmN16.49σ2丙酮625.9σ8075.28625.9607.28090.mmN634.7σ水.mmN602.87634.70.0515116.490.0515σ提2.1.7水和丙酮平均相对挥发度的计算两组分正常沸点温度：kmolkcal7210Lkmolkcal9729L329.35K56.2273.15T373.15K100273.15Tbb丙酮水丙酮水根据公式：21b2b1LLT1T10.25164expα得:4.568α2.1.8R的估算2.1.8.1根据丙酮－水气液平衡表.作图:..0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.00.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0图1.2R的估算图2.1.8.2求最小回流比Rmin和操作回流比0R因为丙酮－水物系的曲线是不正常的平衡曲线,所以最小回流比的求法是由点D(Dx,Dx)即：D(0.99,0.99）.向平衡线作切线.再由切线的斜率或截距求minR.见图1.2作图可知b=0.48b=1RxD=0.48Rmin=1.0625。由工艺条件决定R=1.5Rmin,故取操作回流比R=1.5942.2物料及热量衡算2.2.1塔顶冷凝器的热量衡算目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。2.2.1.1热量衡算式如图3.3所示.根据热量衡算式.有：X液相中丙酮的摩尔分数%Y汽相中丙酮的摩尔分数%0.481RxD..图3.3冷凝器热量恒算示意图''bDLSQQQQ式中sQ——塔顶蒸气带入系统的热量；LQ——回流液带出系统的热量；DQ——馏出液带出系统的热量；bQ——冷凝水带出系统的热量。2.2.1.2基准态的选择以101.3kPa、55.56℃的丙酮和水为基准态.则：QL＝QD＝02.2.1.3各股物流热量的计算查的丙酮与水在正常沸点下的汽化焓分别为：ΔVHm丙酮（Tb）=30.38J/mol.ΔVHm水（Tb）=40.69J/mol正常沸点分别为：Tb丙酮＝329.35KTb水＝373.15K计算丙酮和水在56.55℃的汽化焓：0.38r1r21mV2mV)T1T1)((THΔ)(THΔ式中CrTTT——对比温度；TC——临界温度。查的苯和甲苯的临界温度分别为：TC丙酮＝508.1KTC水＝647.4K对于丙酮：80.64508.1329.35Tr10.649508.1329.7Tr2SQbQQLQD..∴)/(41.30649.01648.0138.30)55.56(38.0molJHmV＝）－－（℃丙酮对于水：0.576647.4373.15Tr10.509647.4329.7Tr2∴)/(023.43576.01509.0169.40)55.56(38.0molJHmV＝）－－（℃水由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：)/(536.30023.4399.0141.3099.0)55.56()1()55.56('hkJVVVHxVHVxQmVDmVDV℃℃水丙酮代入到热量衡算式中.可求得塔顶冷凝器带走的热量为：bQ＝30.536VkJ/h=77.12DkJ/h2.2.1.4冷却水的用量,设冷却水的流量为qm.则：bQ＝qmCp(t2－t1)已知：t1＝30℃t2＝45℃,以进出口水温的平均值为定性温度：37.5℃245302ttt21m查得水在37.5℃时的比热容为：Cpm＝4.175kJ/(kg.℃)∴)t(tCQq12pm'bm2.2.2全塔的热量衡算目的：确定再沸器的蒸汽用量。如图2.4所示.对精馏塔进行全塔的热量衡算。..图2.4全塔热量恒算示意图2.2.2.1热量衡算式:根据热量衡算式.可得：LbbDSFQQQQQQ'设定:QL＝5%QS＝0.05QS∴'95.0bbDSFQQQQQ式中FQ——进料带入系统的热量；SQ——加热蒸汽带入系统的热量；DQ——馏出液带出系统的热量；bQ——釜残液带出系统的热量；bQ——冷却水带出系统的热量；LQ——热损失。2.2.2.2各股物流的温度由各股物流的组成.根据气液平衡数据表.可得各股物流的温度分别为：TF=62.05Co;TD=57.5Co;Tbbb=88.5Co2.2.2.3基准态的选择:以101.3kPa、57.5℃的液态丙酮和水为热量衡算的基准态.且忽略压力的影响.则：QD=0QFQb’QDQLQbQS..2.2.2.4,由于温度变化不大.采用平均温度：346.15K73℃288.557.5tm的比热容计算各股物流的热量。据：Cpm＝a＋bT＋cT2＋dT3查得（丙酮）a=13.962;b=226.467×10－3;c=－746.719×10－6;d＝－207.552×10－9（水）a=30.204b=9.933×10－3c=1.117×10－6故丙酮的比热容为：kmolJ74.812Cpm丙酮水的比热容为：mol.K)＝62.376J/(Cpm水.由此可求得进料与釜残液的热量分别为：(kJ/h)1489783.7557.5)(t)CxF(157.5)(tCFxQFpmFFpmFF水丙酮J/h)1941.37b(k57.5)(t)Cxb(157.5)(tCbxQbpm水bbpmbb丙酮将以上结果代入到热量衡算式中：1489783.75＋0.95QS＝0＋1941.37b＋77.81D解得：QS＝2680.56b+81.9D-1568193.42kJ/h热损失为：QL＝0.05QS2.2.2.5加热蒸汽的用量:设加热蒸汽的用量为mq,则：QV＝mqr查得该压力下蒸汽的汽化热为r＝2113kJ/kg求得再沸器的加热蒸汽用量l/h)742.16(kmo0.0388D1.268bqS'm2.2.2.6物料恒算建立方程组:bDFbxDxFxbDSF742.160.0388D1.268bS.即：0.006b0.968D47.932480.9286b0.99785D500.0323.得：hkmol6.466Shkmol13.066Dhkmol43.4b..进一步得：hkmol20.83RDL;hkmol33.89DLV由前所算.冷却水的用量：hkmol6.466qm2.3塔板数的确定及全塔效率的计算已算得结果有：R=1.594则精馏段操作线方程：0.38160.614x2.5940.99x2.5941.5941Rx1RRyD提馏段操作线方程：1.346.7x0.026.46643.4x6.46643.4xSbxSbyb图3.5理论塔板数图解法示意图X液相中丙酮的摩尔分数%Y汽相中丙酮的摩尔分数%..作图得：总的理论塔板数为15块（包括再沸器）.第12块理论塔板为进料板.精馏段有11块板.提馏段有4块板。根据.奥康内尔法：0.245Tμ)0.9