丙酮水溶液篩板精餾塔設計

1、河南科技學院化工原理（下）課程設計題題目：處理量為7萬噸/年丙酮和水體系精餾分離板式塔設計 學 院：化學化工學院專 業(yè)：化工105姓 名：胡勐豪指導教師：喬梅英 第一部分 設計概述一 、設計題目： 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計二 、工藝條件:生產(chǎn)能力：70000噸/年（料液）年工作日：7200小時原料組成：25%丙酮，75%水（質量分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作壓力：塔頂壓強為常壓進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選三 、設計內(nèi)容 1 、       確定精餾裝

2、置流程，繪出流程示意圖。 2     、   工藝參數(shù)的確定 基礎數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實際塔板數(shù)等。 3   、     主要設備的工藝尺寸計算 板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。 4    、    流體力學計算 流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。 5 、 主要附屬設備設計計算及選型 塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量

3、，選型及流體力學計算。 料液泵設計計算：流程計算及選型。四、工藝流程圖丙酮水溶液經(jīng)預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。丙酮水混合液原料經(jīng)預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程

4、。流程示意圖如下圖圖1：精餾裝置流程示意圖第二部分 塔的工藝計算一.進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)酮的摩爾質量 =58.08 Kg/kmol水的摩爾質量 =18.02 Kg/kmol平均摩爾質量 M=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmolM=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol 原料處理量 kmol/h最小回流比 去操作回流比為 二、全塔物料衡算與操作方程 (1)全塔物料衡算 446.51=D+W丙酮物料衡

5、算 446.510.0937=0.968D+0.00629W聯(lián)立解得 D=35.6743.48 kmol/h W=430.8366 kmol/hkmol/hL=RD=1.3535.67=58.698 kmol/h(2) 操作方程精餾段操作線方程：利用圖解法求理論班層數(shù)，可得：總理論板層數(shù) 10塊 ，進料板位置 實際板層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) N=17 提餾段實際板層數(shù)N“=7三、全塔效率的估算用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算：根據(jù)丙酮水系統(tǒng)tx(y)圖可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) 設丙酮為A物質，水為B物質所以第一塊板上： 可得： (加料板) 假設物質同上： 可得： (塔底) 假設物質同

6、上： 可得： 所以全塔平均揮發(fā)度： 精餾段平均溫度： 查前面物性常數(shù)（粘度表）：61.85 時， 所以 查85時，丙酮-水的組成所以 同理可得：提留段的平均溫度 查表可得在83.6時 五、精餾塔主題尺寸的計算1 精餾段與提餾段的汽液體積流量精餾段的汽液體積流量 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁)，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質量：M=(21.7474+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85表6. 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進料板塔頂(第一塊板)摩爾分數(shù)xf=0.09370y1=xD=0.9680yf=0.7500

7、x1=0.9500摩爾質量/MLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08溫度/67.2056.70在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.35精餾段的液相負荷L=RD=1.35×43.48=58.698kmol/h Ln=LM/lm=58.698×39.29/852.35=2.71由 所以 精餾段塔頂壓強若取單板壓降為0.7, 則進料板壓強氣相平均壓強氣相平均摩爾質量 氣相平均密度汽相負荷 V=（R+1)D=(1.35+1)×43.48= 102.178kmol/h精餾段的負荷列

8、于表7。表7 精餾段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質量/50.10539.29平均密度/1.92852.35體積流量/2666.471.332提餾段的汽液體積流量整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表8，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結果列于表9。表8提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進料板摩爾分數(shù)Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩爾質量/Mlv =0MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46溫度/10067.2表9提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質量/30.84619.12平均密度/951.371.809體積流量/0.6841209

9、.62 塔徑的計算在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ?在進料板溫度下查表面張力表：=17.9mN/m =64.74mN/m在塔底溫度下查表面張力表： =14.3mN/m =58.4mN/m 精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 全塔液相平均表面張力 在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?在進料板溫度下查粘度表： 在塔底溫度下查粘度表： 精餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔徑的計算精餾段的體積流率計算：圖橫坐標：取板間距，板上液層高度：查附圖： 取安全系數(shù)為0.7，表觀空塔氣速：估算塔徑：塔截面積：實際塔氣速： 精餾塔的有效高度的計算精餾段有效高度為：提留段有效高度為：在進料板

10、上方開一小孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：3.溢流裝置的計算 堰長可取=0.66D=0.66×1.0=0.66m 溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度：取用E=1，則取液上清液層高度弓形降液管寬度和截面積 由，查圖5-7（）附圖得 用經(jīng)驗公式： 故降液管設計合理。降液管底隙高度比低10mm，則： =0.01=0.05470.01=0.0447m 故選用凹形受液盤，深度塔板布置 塔板的分塊因為D800mm，故塔板采用分塊式，查表5-3得：塔板分3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取開孔區(qū)面積 其中，篩孔計算及其排列 選用=3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑=5mm 篩孔按正三角形排列

11、，取孔中心距t=3=5mm 篩孔數(shù)目： 開孔率： 氣體通過閥孔的氣速為：3 塔高的計算塔的高度可以由下式計算：-塔頂空間（不包括頭蓋部分） -板間距 N-實際板數(shù) S-人孔數(shù) -進料板出板間距 -塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為N=24塊，板間距HT=0.3由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，因為板數(shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間HP=1m，塔底空間HW=1.5m，進料板空間高度，那么，全塔高度：4 塔板結構尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度WC=35mm，破沫區(qū)寬度，查得 堰長弓形溢流

12、管寬度弓形降液管面積降液管面積與塔截面積之比 堰長與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應大于5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液層深度，一般不宜超過60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Francis公式計算=E-液體的收縮系數(shù)-液相的體積流量-堰長精餾段 =由 查手冊知 E=1 則=0.00526×1=0.00526m26=0.0546m降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm即=0.0546-0.01=0.0446同理，對提餾段 =由 查手冊得 E=1

13、.=0.00337×1=0.0337m=0.06-0.00337=0.05663m=0.05663-0.01=0.04663m6開孔區(qū)面積計算 已知=0.12m進取無效邊緣區(qū)寬度 =0.035m 破沫區(qū)寬度 =0.07m閥孔總面積可由下式計算x=r=所以 7 篩板的篩孔和開孔率因丙酮-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 篩孔數(shù)目 開孔率 （在5-15%范圍內(nèi)）氣體通過篩孔的氣速為 則 精餾段 提餾段 六、篩板的流體力學驗算 1塔板壓降 干板阻力計算 干板阻力 由所選用篩板，查得 液柱 氣體通過液層的阻力的計算 氣體

14、通過液層的阻力 查圖得： 液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 液柱 氣體通過每層塔板的高度可計算： （700Pa=設計允許值）2液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式 由 所以 故設計中液沫夾帶量允許范圍內(nèi)漏液 對于篩板塔，漏液點氣速： =5.89m/s 實際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 故在本實驗中無明顯漏液。液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應服從式子 取 而，板上不設進口堰，則有 液柱 可知，本設計不會發(fā)生液泛七、塔板負荷性能圖 1精餾段塔板負荷性能圖 1.1漏液線查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值

15、，已上式計算 0.00060.00150.00300.0045 0.21430.22280.23340.24191.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：解得 0.00060.00150.00300.0045 0.5240.46920.39810.3386可作出液沫夾帶線21.3液相負荷下限線液相負荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負荷標準。=EE=1,則 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.1.4液相負荷上限線以3s 作為液體在降液管中停留時間的下限故據(jù)此可作出與氣體流量

16、無關的垂直液相負荷上線4。1.5液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度令 ， 聯(lián)立得 整理得：0.0215-1.74列表計算如下 0.00060.00150.00300.0045 0.5890.5430.5000.450由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：精餾A）在負荷性能圖A上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得Vs，max= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min=2.922提餾段塔板負荷性能圖2.1

17、漏液線查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，已上式計算 0.00060.00150.00300.0045 0.19870.20830.2200.22932.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0366 how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3則hf=0.0915+2.395 LS2/3 HT-hfS2/3=0.309-2.395 LS2/3解得VSS2/3 Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s

18、)0.5720.5090.4290.362可作出液沫夾帶線22.3液相負荷下限線=E=1據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下線3。2.4液相負荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。2.5液泛線0.195-1.736列表計算如下Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.5980.5490.4730.409由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：B:在負荷性能圖B上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液

19、控制。由圖查得Vs，max= 1.45m3/s Vs，min= 0.427m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min= 3.40九、設計結果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均溫度61.8583.6平均流量氣相VSm3/s0.7410.741液相LSm3/s0.000730.00073實際塔板數(shù)N塊177板間距HTm0.32.4塔的有效高度Zm3.92.8塔徑Dm1.01.0空塔氣速um/s1.7491.754塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.5280.528堰高hwm0.05460.05663溢流堰寬度Wdm0.1090.109底與受液盤距離hom

20、0.04460.04463板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔中心距tmm15.015.0孔數(shù)n孔15501550開孔面積m20.5320.532篩孔氣速uom/s11.11413.79塔板壓降hPkPa0.70.7液體在降液管中停留時間s14.835.59降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.2310.197霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.08790.0641負荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制負荷下限負荷下限控制漏液控制氣相最大負荷VS·maxm3/s0.0003830.000383氣相最小負荷VS·minm3/s0.000270.000189操作彈性2.923.40塔頂全凝器公稱直徑mm 500管長mm 3000換熱面積m2 65.0 泵規(guī)格IS50-32-160十一、參考文獻1王志魁.化工原理（第三版） M.北京：化學工業(yè)出版社，2005、12劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計M.山東：石油大學出版社，2001、53賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計M.天津：天津大學出版社，2002、84夏清、陳常貴.化工原理（下冊）M.天津：天津大學出版社，2005、15化學工程手冊編輯委員會.化學工程手冊氣液傳質設備M。北京：化學工業(yè)出版社，19