丙酮-水化工原理课程设计

11.设计方案简介1.1设计方案的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的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操作条件和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22.精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量MA=58.08kg/kmol水的摩尔质量MB=18.02kg/kmolxF=02.18/56.008.58/35.008.58/35.0=0.143xD=02.18/01.008.58/99.008.58/99.0=0.968xW=02.18/69.008.58/40.008.58/40.0=0.0132.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量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丙酮的物料衡算72.70×0.143=0.968D+0.013W联立解得D=9.90W=62.8033.塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取3.1.1求最小回流比及操作回流比丙酮-水是非理想物系，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4由表1数据作出相平衡y-x线图由x）1-（α1xαy，得）1-y（x）1-x（yα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=1414321α·...·α·α·α=7.055得出相平衡方程：y=6.055x17.055x泡点进料，所以q=1，xe=xF=0.143代入相平衡方程，得到ye=0.54100.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.91yx相平衡线5所以RmineeeDx-yy-x0.143-0.5410.541-0.9681.073初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍即R=1.5Rmin=1.5×1.073=1.613.1.2求精馏塔的气、液相负荷L15.949.9061.1RDkmol/hV25.849.90)161.1()1(DRkmol/hL'88.6472.7015.94FLkmol/hV'25.84Vkmol/h3.1.3求操作线方程精馏段操作线方程为y0.3710.617968.025.849.9025.8415.94xxxVDxVLD提馏段操作线方程为y'0.03163.43301.025.8462.8025.8488.64''''''xxxVWxVLW3.1.4捷算法求理论板层数求最少理论塔板数Nmin和NminlNminα/lgxx-1x-1xlgWWDD96.3055.7/lg0.0130.013-10.968-10.968lgNminlα/lgxx-1x-1xlgFFDD2.66055.7/lg0.1430.143-10.968-10.968lg捷算法求理论塔板数0.20611.611.073-1.611RR-RXmin0.6580.206-10.75X-10.75Y5668。00.5668由0.6581N3.96-N1NN-NYmin解得N=13.5（包括再沸器），取14块6根据式minmin11NNNN得9.07NNNNminmin11，取10块所以加料板可设在第10块。3.2求取塔板的效率用奥康奈尔法('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：C5.56Dt（塔顶第一块板)0.968Dx10.968yx1=0.81设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：0.968AyxA=0.810.032ByxB=0.19可得：7.10/xy/xyαBBAA）D（AB℃4.66Ft(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：7.06/xy/xyαBBAA）F（AB℃90wt(塔底)xW=0.013yW=0.085假设物质同上：yA=0.085xA=0.013yB=0.915xB=0.987可得：7.05/xy/xyαBBAA）W（AB所以全塔平均挥发度：α=7.055精馏段平均温度：℃60.552TTTFD1查物性常数表(如表2)：表2.水和丙酮的性质温度5060708090100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998.1983.2977.8971.8965.3958.47丙酮密度758.56737.4718.68700.67685.36669.9260.550C时，μ水=0.469mPa·sμ丙酮=0.231mPa·s所以smPa0.3340.5570.2300.4430.465xii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℃77.32TTTFW2查表可得在77.30C时-0.245E=0.493.580.336=0.468T（提）（）3.3求实际塔板数由TTPENN得，实际塔板数为30块精馏段实际板层数N21.4864.0/01精，取22块提馏段实际板层数N8.54864.0/4提，取9块84.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力：101.34105.3kPaDP；每层塔板压降：0.7kPaP；进料板的压力：105.3450140.32kPaFP；塔底的压力：105.3462148.72kPaWP（1）精馏段平均压力：1122.82kPa2DFmPPP（2）提馏段平均压力：2144.52kPa2FWmPPP4.2操作温度计算塔顶温度C5.56Dt进料板温度℃4.66Ft塔底温度℃90wt（1）精馏段平均温度为：℃60.552TTtFDm（2）提馏段平均温度为：℃77.32TTtFW2m4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量：由968.01yxD，查平衡曲线（x-y图），得0.81x1kmolkgMkmolkgMLDmVDm/0.47502.18)81.01(08.5881.0/80.5602.18)968.01(08.58968.0进料板平均摩尔质量：由143.0Fx，查平衡曲线（x-y图），得415.0FykmolkgMVFm/39.6902.18)415.01(08.58415.0kmolkgMLFm/23.7502.18)431.01(08.58431.09塔底平均摩尔质量：由013.0Wx，查平衡曲线（x-y图），得085.0WykmolkgMmV/21.4302.18)085.01(08.58085.0WkmolkgMmL/18.5402.18)301.01(08.58301.0W（1）精馏段平均摩尔质量：kmolkgMVm/46.752)39.6980.56(1kmolkgMLm/37.112)23.750.475(1（2）提馏段平均摩尔质量：kmolkgMVm/58.222)39.6946.75(2kmolkgMLm/21.152)23.7518.54(24.4平均密度的计算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：2.07)15.27360.55(314.86.75422.821111m1mVmmVRTMPkg/3m（2）提馏段气相平均密度为：2.89)15.27377.3(314.858.2244.521222m2mVmmVRTMPkg/3m4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即iiLma1塔顶液相平均密度：由C5.56Dt，查表2得，3/749.38mkgA3/992.4mkgB100.99002.18032.008.58968.008.58968.0Aa3/755.3092.49032.0380.968/749.1mkgLDm进料板液相平均密度：由℃64.6Ft，查表2得，3/27.847mkgA3/0.298mkgB进料板液相的质量分率0.35002.18857.008.58143.008.58431.0Aa3/933.9020.098857.0840.143/727.1mkgLFm塔底液相平均密度：由℃90wt，查表2得，3/85.367mkgA3/65.39mkgB0.04102.18.987008.58013.008.58013.0Aa3W/962.4365.39987.0360.013/785.1mkgmL（1）精馏段液相平均密度为31/844.62)933.9055.307(mkgLm（2）提馏段液相平均密度为：32/948.172)933.90962.43(mkgLm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iiLmx塔顶液相平均表面张力：由C5.56Dt，查表2得，11mmNA/39.19mmNB/98.66mmNLDm/20.9198.66320.039.19689.0进料板液相平均表面张力：由℃64.6Ft，查表2得，mmNA/18.23mmNB/02.65mmNLDm/58.3302.65578.023.18431.0塔底液相平均表面张力：由℃90Wt，查表2得，mmNA/15.2mmN