化工原理課程設(shè)計丙酮和水.doc

設(shè)計任務(wù)書（一）設(shè)計任務(wù)擬建立一套連續(xù)板式精餾塔分離丙酮-水溶液，進料中含丙酮 50% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。設(shè)計要求廢丙酮溶媒的處理量為 12 萬噸/年，塔底廢水中丙酮含量不高于 6% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。要求產(chǎn)品丙酮的含量為 99% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。（二）操作條件1) 塔頂壓力 4kPa（表壓）2) 進料熱狀態(tài) 自選 3) 回流比 自選 4) 塔底加熱蒸氣的壓力為 0.5Mpa（表壓）5) 單板壓降0.7 kPa（三）塔板類型自選（四）工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行。(五) 設(shè)計說明書的內(nèi)容1. 設(shè)計內(nèi)容(1) 流程和工藝條件的確定和說明(2) 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(3) 精餾塔的物料衡算； (4) 塔板數(shù)的確定； (5) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； (6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； (7) 塔板主要工藝尺寸的計算； (8) 塔板的流體力學(xué)驗算； (9) 塔板負(fù)荷性能圖； (10) 主要工藝接管尺寸的計算和選?。ㄟM料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表(12) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。2. 設(shè)計圖紙要求： (1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A3號圖紙）； (2) 繪制精餾塔設(shè)計條件圖（A3號圖紙）。 目 錄1. 設(shè)計方案簡介 1 1.1設(shè)計方案的確定1 1.2操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)12.精餾塔的物料衡算12.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率12.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量1 2.3物料衡算23.塔板數(shù)的確定2 3.1理論板層數(shù)NT的求取 2 3.1.1 求最小回流比及操作回流比 2 3.1.2 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 3 3.1.3 求操作線方程 3 3.1.4 圖解法求理論板層數(shù) 3 3.2 塔板效率的求取4 3.3 實際板層數(shù)的求取54.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 5 4.1操作壓力計算5 4.2 操作溫度計算5 4.3 平均摩爾質(zhì)量的計算5 4.4 平均密度的計算6 4.4.1 氣相平均密度計算6 4.4.2 液相平均密度計算6 4.5液體平均表面張力計算 7 4.6液體平均黏度計算 75.精餾塔的塔體工藝尺寸計算 8 5.1塔徑的計算 8 5.1.1精餾段塔徑的計算8 5.1.2提餾段塔徑的計算9 5.2精餾塔有效高度的計算9 5.3精餾塔的高度計算 106.塔板主要工藝尺寸的計算10 6.1溢流裝置計算 10 6.1.1堰長lw 10 6.1.2 溢流堰高度hw 11 6.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 11 6.1.4 降液管底隙高度ho 11 6.2塔板布置 12 6.2.1塔板的分塊 12 6.2.2邊緣區(qū)寬度確定 12 6.2.3開孔區(qū)面積計算 12 6.2.4篩孔計算及其排列 12 7.篩板的流體力學(xué)驗算 13 7.1塔板降 13 7.1.1干板阻力hc計算 13 7.1.2氣體通過液層的阻力hl計算13 7.1.3液體表面張力的阻力h計算13 7.2液面落差 13 7.3液沫夾帶 14 7.4漏液 14 7.5液泛 14 8.塔板負(fù)荷性能圖15 8.1漏液線 15 8.2液沫夾帶線 15 8.3液相負(fù)荷下限線 16 8.4液相負(fù)荷上限線 17 8.5液泛線 17 9.主要接管尺寸計算 19 9.1蒸汽出口管的管徑計算 199.2回流液管的管徑計算 199.3進料液管的管徑計算 199.4釜液排出管的管徑計算 19 10.塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 20 11.設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論 21 參考文獻231. 設(shè)計方案簡介1.1設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離丙酮水混合物提純丙酮，采用連續(xù)精餾塔提純流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，回流比較小，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熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。1.2 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進料中丙酮含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） wF = 0.50；產(chǎn)品中丙酮含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） wD = 0.99；塔釜中丙酮含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） wW = 0.06；處理能力 F= 120000噸/年；塔頂操作壓力 4 kPa（表壓） 進料熱狀況 泡點進料；單板壓降 0.7kPa；塔底加熱蒸汽的壓力 0.5Mpa（表壓）2. 精餾塔的物料衡算2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 丙酮的摩爾質(zhì)量 MA =58.08kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量 MB =18.02kg/kmolxF =0.237xD =0.968xW =0.0192.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF =27.51kg/kmol MD =56.80kg/kmol MW =18.78kg/kmol2.3物料衡算每年300天，每天工作24小時，其處理能力為120000噸/年F=605.84 kmol/h總物料衡算 605.84= D + W乙醇的物料衡算 605.840.237= 0.968D + 0.019W聯(lián)立解得 F = 139.17 kmol/h W = 466.67 kmol/h3. 塔板數(shù)的確定3.1理論板層數(shù)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，先根據(jù)丙酮-水平衡數(shù)據(jù)（見下表1），繪出平衡線，如下圖所示。 丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/丙酮摩爾數(shù)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采用截距法求最小回流比。在上圖對角線上，自點b（0.237,0.237）作垂線bf即為q線，由a點（0.968,0.968）出發(fā)作平衡線的切線的交點坐標(biāo)為：，yq=0.613,xq=0.237,求得最小回流比為： Rmin R =1.5Rmin =1.50.944=1.423.1.2 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 Lkmol/h Vkmol/h Lkmol/h Vkmol/h3.1.3 求操作線方程精餾段操作線方程為 y提餾段操作線方程為 y3.1.4 圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，結(jié)果見上圖，求解結(jié)果為總理論塔板數(shù)N=15（包括再沸器）進料板位置 N=143.2 塔板效率的求取操作溫度計算：由乙醇水的氣液兩相平衡圖可查得組成分別為的泡點溫度：由乙醇水的氣液兩相平衡圖可查得：塔頂和塔釜的氣液兩相組成為： 查化工物性算圖手冊得：則塔內(nèi)相對揮發(fā)度：全塔液體平均粘度的計算：液相平均粘度的計算，即 塔頂液相平均粘度的計算由，查手冊得： 解出 塔底液相平均粘度的計算由，查手冊得： 解出 則全塔液相平均粘度為 故 查奧康內(nèi)爾（oconnell）關(guān)聯(lián)圖得： 因為篩板塔全塔效率相對值為1.1，故精餾塔的全塔效率為 3.3 實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù) N提餾段實際板層數(shù) N4.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作壓力計算塔頂操作壓力 kpa每層塔板壓降 進料板壓力 kpa精餾段平均壓力 kpa4.2 操作溫度計算丙酮-水溶液的tx-y圖由丙酮-水溶液的tx-y圖查得泡點溫度（近似看作是操作溫度）為：塔頂溫度 進料板溫度 精餾段平均溫度為：4.3 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由，查平衡曲線（x-y圖），得 進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板（x-y圖），得 查平衡曲線（x-y圖），得 精餾段平均摩爾質(zhì)量 4.4 平均密度的計算4.4.1 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 kg/4.4.2 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算由，查手冊得 進料板液相平均密度的計算由，查手冊得 進料板液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 4.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算由，查手冊得 進料板液相平均表面張力的計算由，查手冊得 精餾段液相平均表面張力為 4.6液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算，即 塔頂液相平均粘度的計算由，查手冊得： 解出 進料板液相平均粘度的計算由，查手冊得： 解出 精餾段液相平均粘度為 5.精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1塔徑的計算5.1.1精餾段塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為 m3/s m3/s由 式中C由式計算，式中C20由圖（史密斯關(guān)系圖）查得，圖的橫坐標(biāo)為 取板間距，板上液層高度，則 查圖（史密斯關(guān)系圖）得 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 m/s m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.2m塔截面積為 m2實際空塔氣速為 m/s5.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 m提餾段有效高度為 m故精餾塔的有效高度為 m5.3精餾塔的高度計算實際塔板數(shù) 進料板數(shù) ；由于該設(shè)計中板式塔的塔徑，為安裝、檢修的需要，選取每6層塔板設(shè)置一個人孔，故人孔數(shù) ；進料板處板間距 ；設(shè)人孔處的板間距；為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，故選取塔頂間距 ；塔底空間高度 封頭高度 ；裙座高度 。故精餾塔的總高度為 18.93m6.塔板主要工藝尺寸的計算6.1溢流裝置計算因為塔徑m，一般場合可選用單溢流弓形降液管【4】，采用凹形受液盤。各項計算如下：6.1.1堰長lw取 m6.1.2 溢流堰高度hw由 選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算，即 近似取E=1，則 0.011m取板上清液層高度 故 m6.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查圖（弓形降液管的參數(shù)）【4】，得 故 依式 【4】驗算液體在降液管中停留的時間，即 故降液管設(shè)計合理。6.1.4 降液管底隙高度ho 取 則 故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度6.2塔板布置6.2.1塔板的分塊因為，故塔板采用分塊式。查表（塔板分塊數(shù)），則塔板分為5塊。6.2.2邊緣區(qū)寬度確定取 ，6.2.3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算，即 其中 故 1.93m26.2.4篩孔計算及其排列本次所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 篩孔數(shù)目n為 個開孔率為 氣體通過閥孔的氣速為 m/s7.篩板的流體力學(xué)驗算7.1塔板降7.1.1干板阻力hc計算干板阻力hc由下式計算，即 由，查圖（干篩孔的流量系數(shù)）得，故 m液柱7.1.2氣體通過液層的阻力hl計算氣體通過液層的阻力hl由下式計算，即 查圖（充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖）得：故 m液柱7.1.3液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算，即 氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 （設(shè)計允許值）7.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本次的塔徑（）和液流量（）均不大，故可以忽略液面落差的影響。7.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即 故 故在本次設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。7.4漏液對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即 實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 故在本次設(shè)計中無明顯漏液。7.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系，即 乙醇水物系屬一般物系，不易發(fā)泡，故安全系數(shù)取【4】，則 而 板上不設(shè)進口堰，hd可由下式計算，即 故在本次設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。8.塔板負(fù)荷性能圖8.1漏液線由 得 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2。表2 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 1.181 1.213 1.228 1.241由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。8.2液沫夾帶線以為限，求VsLs關(guān)系如下：由 故 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3。表3 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 4.965 4.800 4.724 4.654由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。8.3液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。則 取，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。8.4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式可得，即 故 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。8.5液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 0 故 或 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表4。表4 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 5.532 5.441 5.396 5.352由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液沫夾帶控制。由圖可查得 故操作彈性為 9.主要接管尺寸計算9.1塔頂蒸汽管的管徑計算由于塔頂操作壓力為4kpa，故選取，則 圓整直徑為9.2回流液管的管徑計算冷凝器安裝在塔頂，故選取，則 圓整直徑為9.3進料液管的管徑計算由于料液是由泵輸送的，故選??；進料管中料液的體積流量 故 圓整直徑為9.4釜液排出管的管徑計算釜液流出速度一般范圍為，故選??；塔底平均摩爾質(zhì)量計算由，得：10.塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表5。表5 篩板塔設(shè)計計算結(jié)果參數(shù)表 序 號項 目數(shù) 值12345678910111213141516171819202122232425262728293031平均溫度tm，平均壓力Pm，kPa氣相流量Vs，（m3/s）液相流量Ls，（m3/s）實際塔板數(shù)有效段高度Z，m塔徑D，m板間距HT，m溢流形式降液管形式堰長lW，m堰高hW，m板上液層高度hL，m堰上液層高度hOW，m降液管底隙高度ho，m安定區(qū)寬度Ws，m邊緣區(qū)寬度Wc，m開孔區(qū)面積Aa，m2篩孔直徑d0，m篩孔數(shù)目n孔中心距t，m開孔率，%空塔氣速，m/s篩孔氣速，m/s穩(wěn)定系數(shù)每層塔板壓降，Pa負(fù)荷上限負(fù)荷下限液沫夾帶eV，（kg液/kg氣）氣相負(fù)荷上限Vs，max，m3/s氣相負(fù)荷下限Vs，min，m3/s操作彈性59.3116.152.230.00253613.61.800.40單溢流弓形1.190.0490.060.0110.0260.070.0351.930.00541430.0150.1011.10211.441.80579.53液泛控制液沫夾帶控制4.291.213.5511.設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論111 篩板塔的特性討論篩板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要優(yōu)點有：結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價較低；在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%40%；踏板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；氣體壓降較小，約比泡罩塔低30%；但也有一些缺點，即是：小孔篩板易堵塞，不易處理一些粘性較大或帶固體粒子的料液；操作彈性相對較小。本次設(shè)計中的物系是丙酮水體系，故選用篩板塔。112 進料熱狀況的選取 本次設(shè)計中選用泡點進料，原因是泡點進料的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響。113 回流比的選取 一般篩板塔設(shè)計中，回流比的選取是最小回流比的1.12.0倍。本次設(shè)計中，由