丙酮-水筛板精馏塔设计

任务书化工原理课程设计任务书专业班级设计人一、设计题目分离丙酮—水混合液（混合气）的筛板精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）：9.0万吨（开工率300天/年）；原料：丙酮含量为40%（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求：塔顶丙酮含量不低于（不高于）97.5%；塔底丙酮含量不高于（不低于）2.0%。建厂地址：沈阳三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）四、设计日期：2013年03月07日至2013年04月07日前言-1-前言化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用的要求，时常将这些混合物分离为较纯净的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分分离，该过程是同时进行传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯—氯苯混合物的精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%—40%），塔板效率（10%—50%），而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，浮阀塔的80％左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。前言-2-（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约2～3)。（3）小孔筛板容易堵塞。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。关键词：板式精馏塔筛板计算校核第一章设计方案的确定-3-第一章设计方案的确定本设计任务为分离苯—氯苯混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物第一章设计方案的确定-4-损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。1.5流程示意图图1.5第二章设计计算-5-第二章设计计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量AM=58kg/kmol；水的摩尔质量BM=18kg/kmol则/0.40/580.171/(1)/0.40/58(10.40)/18FAFFAFBMxMM(摩尔分率，下同)/0.975/580.924/(1)/0.975/58(10.975)/18DADDADBMxMM/0.02/580.00629/(1)/0.02/58(10.02)/18WAWWAWBMxMM2.1.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量(1)0.1715810.1711824.84kg/kmolFFAFBMxMxM(1)0.9245810.9241854.96kg/kmolDDADBMxMxM(1)0.006295810.006291818.252kg/kmolWWAWBMxMxM2.1.3物料衡算原料处理每秒的流量439.010103.47(/)300243600Smwkgst原料处理量3.470.14(/)24.84SFwFkmolsM总物料衡算D+W=F，即D+W=0.14第二章设计计算-6-丙酮物料衡算FWDFxWxDx，即D×0.924+W×0.00629=0.140.171联立解得D=0.0251(kmol/s)，W=0.115(kmol/s)2.2塔板数的确定2.2.1操作温度计算及理论板层数TN的求取采用图解法求理论板层数。2.2.1.1有手册查的丙酮—水物系的气液平衡数据：塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对yx~平衡关系的影响完全可以忽略。表一丙酮—水的物性数据气液平衡关系表温度t/℃丙酮摩尔分数温度t/℃丙酮摩尔分数液相x/%气相y/%液相x/%气相y/%1000060.40.400.83992.70.010.25360.00.500.84986.50.020.42559.70.600.85975.80.050.62459.00.700.87466.50.100.75558.20.800.89863.40.150.79857.50.900.93562.10.200.81557.00.950.96361.00.300.83056.131.01.0第二章设计计算-7-1丙酮—水混合液的温度组成图据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及液相组成tF=62.8℃yF=0.808tD=57.15℃yD=0.948tW=96.4℃yW=0.130精馏段平均温度为t1=59.9752FDtt℃提馏段平均温度为t2=79.62FWtt℃第二章设计计算-8-2丙酮—水混合液的x-y图2.2.1.2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在气液平衡组成图中过点D做气液平衡线的切线，交Y轴于点C，yc=0.65;minmin1RR=0.9240.570.3830.924故最小回流比为minR=0.62第二章设计计算-9-取操作回流比为min220.621.24RR2.2.1.3求精馏塔的气，液相负荷1精馏段摩尔流量1.240.02510.031(/)LRDkmols(1)(1.241)0.02510.056(/)VLDRDkmols质量流量11==39.90.031=1.24/skgLLML11==53.120.056=2 /s.97kgVVMV2提馏段摩尔流量'0.0310.140.171(/)LLFkmols'0.056(/)VVkmols2?2'==21.5440.171=3.68/skgLLML22'==36.760.056=2.0/gs6kvVVM2.2.1.4求操作线方程精馏段操作线方程为10.0310.02510.9240.550.410.0560.056nnDnnLDyxxxxVV提馏段操作线方程为'1''0.1710.1150.006293.050.0130.0560.056mmWmmLWyxxxxVV2.2.1.5图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，作图所示第二章设计计算-10-图2.2.1.5图解法求解理论板层图求解结果为：精馏段3块提馏段3块总理论板层数6TN，进料板位置为N4F2.2.2实际板层数的求取2.2.2.1全塔效率TE选用0.2450.49TLE公式计算。式中的L为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。第二章设计计算-11-精馏段平均温度为59.975℃,在此平均温度下查化工原理附录得：0.231AmPas，0.469BmPas，10.951。11110.2310.54750.469010.54750.339LABXXmPas0.2450.2450.490.4910.9510.3390.355TLE提馏段平均温度为79.6℃,在此平均温度下查化工原理附录得：0.1994AmPas，0.3585BmPas，22.00522210.08860.19940.358510.08860.344