化工原理課程設(shè)計 說明書

化工原理課程設(shè)計（論文）說明書丙酮-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計學院專業(yè)學生姓名指導(dǎo)教師提交日期華南理工大學目錄第一章設(shè)計說明 31.1題目 41.2目的 41.3設(shè)計工藝參數(shù)及操作條件 41.4設(shè)計任務(wù) 4第二章計設(shè)方案 52.1概述 52.2設(shè)計要求 62.3設(shè)計方案的確定 62.4工藝流程圖 7第三章設(shè)計計算與論證 83.1查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù) 83.1.1丙酮-水相平衡圖 83.1.2丙酮-水摩爾相平衡表 93.1.3丙酮-水t-x-y圖 103.1.4丙酮-水摩爾濃度-泡點表 103.1.5丙酮和水的其他物性參數(shù) 123.2連續(xù)精餾計算 123.2.1將質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)換成摩爾分數(shù) 123.2.2物料衡算 133.2.3理論塔板數(shù)的求取 133.2.4求實際塔板數(shù)及全塔效率 153.2.5精餾段與提餾段的氣液體積流量 163.3塔的主要工藝尺寸計算 183.3.1塔徑 193.3.2溢流裝置 203.3.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 223.4塔板流體力學驗算 243.4.1氣相壓降 253.4.2液泛 263.4.3霧沫夾帶 263.4.4漏液 273.5塔板負荷性能圖 273.5.1霧沫夾帶線 273.5.2液泛線 283.5.3液相負荷上限線 283.5.4漏液線 293.5.5液相負荷下限線 293.5.6作出負荷性能圖 293.6主要接管尺寸計算 313.6.1進料管 313.6.2回流管 323.6.3釜液出口管 323.6.4塔頂蒸汽管 333.6.5加熱蒸汽管 333.7塔的輔助設(shè)備 333.7.1塔頂全凝器 343.7.2再沸器 353.7.3冷卻器 353.7.4進料預(yù)熱器 363.7.5回流泵 373.7.6進料泵 373.8塔的總體結(jié)構(gòu) 373.8.1塔壁厚 383.8.2塔的封頭 383.8.3塔高 38第四章設(shè)計結(jié)果匯總 394.1基本參數(shù) 394.2塔概況 404.3接管 414.4附屬設(shè)備 41第五章設(shè)計小結(jié) 42參考文獻 43第一章設(shè)計說明1.1題目丙酮-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計。1.2目的1）提高查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)(包括從已發(fā)表的文獻中和從生產(chǎn)現(xiàn)場中搜集)的能力；2）樹立既考慮技術(shù)上的先進性與可行性，又考慮經(jīng)濟上的合理性，并注意到操作時的勞動條件和環(huán)境保護的正確設(shè)計思想，在這種設(shè)計思想的指導(dǎo)下去分析和解決實際問題的能力；3）迅速準確的進行工程計算的能力；4）用簡潔的文字、清晰的圖表來表達自己設(shè)計思想的能力。1.3設(shè)計工藝參數(shù)及操作條件1）塔頂產(chǎn)品(丙酮)：2.8t/hr,xD=0.98(質(zhì)量分率)2）塔頂丙酮回收率：η=0.995(質(zhì)量分率)3）原料中丙酮含量：1班質(zhì)量分率=(10+1.5×學號)%=(10+1.5×9)%=23.5%4）精餾方式：直接蒸汽加熱5）常壓精餾6）泡點進料7）泡點回流8）加熱蒸汽：直接加熱蒸汽的絕對壓強3atm9）冷卻水進口溫度25℃、出口溫度45℃，熱損失以5%計10）單板壓降≯0.7kPa11）設(shè)備型式為浮閥塔1.4設(shè)計任務(wù)1）完成該精餾塔的工藝設(shè)計（包括物料衡算、熱量衡算、回流比、理論板數(shù)、進料位置等），結(jié)構(gòu)設(shè)計（板間距、塔徑塔板布置設(shè)計等）、附屬設(shè)備的選型設(shè)計。2）畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板結(jié)構(gòu)圖、接管圖、塔節(jié)圖、塔主體結(jié)構(gòu)圖。3）寫出該精餾塔的設(shè)計說明書。第二章計設(shè)方案2.1概述蒸餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。蒸餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。精餾過程按操作壓強可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般來說，當總壓增大時，平衡時氣相濃度和液相濃度接近，對分離不利，但對常壓下為氣體的混合物，可采用加壓精餾；沸點高又是熱敏性的混合物，可采用減壓精餾。丙酮-水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一。對于丙酮-水的體系通常使用常壓精餾。利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅(qū)動和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、\o"查看詳細信息"傳質(zhì)過程同時進行，屬傳質(zhì)過程控制。原料從塔中部適當位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。\o"查看詳細信息"氣、液相回流是精餾重要特點。在\o"查看詳細信息"精餾段,氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分產(chǎn)品。在\o"查看詳細信息"提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產(chǎn)品。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。通過對精餾塔的運算，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。本設(shè)計是以丙酮-水物系為設(shè)計物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離丙酮和水。浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計針對二元物系丙酮-水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。2.2設(shè)計要求設(shè)計浮閥塔時應(yīng)主要滿足以下幾個方面：1）生產(chǎn)能力。生產(chǎn)能力要盡可能大，在單位塔徑上，氣體和液體的通過量大。2）分離效率。分離效率要高。效率高，所需板數(shù)就少，塔高相對就低，對于難分離體系的物質(zhì)尤為重要。3）操作穩(wěn)定性與操作彈性。操作彈性好意味著塔對氣液負荷變化的適應(yīng)性大，操作穩(wěn)定是對塔的最基本要求。4）壓力降。要使氣體通過塔板的壓力降小，可使操作費用降低，減少能耗；另一方面處理熱敏物系時常采用減壓蒸餾，壓力降小對減壓蒸餾尤為重要。5）結(jié)構(gòu)、制造和造價。結(jié)構(gòu)簡單、制造容易和造價低是降低設(shè)備前期投入成本和后期維修成本所應(yīng)考慮的。塔板是板式塔的核心部件，它決定了整個塔的基本性能。由于氣液兩相的傳質(zhì)過程是在塔板上進行的，為有效實現(xiàn)兩相間的傳質(zhì)與分離，要求塔板具有以下兩個作用：一是能提供良好的氣液接觸條件，使氣液既有較大的接觸表面，又能使氣液接觸表面不斷更新，從而提高傳質(zhì)速率。二是防止氣液短路，減少氣液夾帶和返混，以獲得最大的傳質(zhì)推動力。2.3設(shè)計方案的確定1）塔型：選用重型浮閥塔本次課程設(shè)計的塔板為浮閥塔。目前國內(nèi)最常用的浮閥型式為F1型和V4型。本次設(shè)計所使用到的浮閥塔型號為F1型重閥。浮閥塔是20世紀50年代初期發(fā)展起來的一種傳質(zhì)沒備。由于它生產(chǎn)能力大、結(jié)構(gòu)簡單、板效率高、操作彈作大等優(yōu)點而得到廣泛使用。F1型浮閥也稱為V1型浮閥，其標準孔徑為39mm，閥片有三條腿，插人閥孔后將各腿底腳板轉(zhuǎn)90°用以限制操作時閥片在板上升起的最大高度(8.5mm)。塔板開有若干孔，每個孔裝有一個可以上下浮動的閥片。閥片周邊有沖出三塊略向下彎的定距片。當氣速低時，靠這三個定距片使閥片與塔板呈點接觸而坐落在閥孔上，閥片與塔板始終保持2.5mm的開度以便氣體均勻流過，避免閥片啟閉不勻的脈動。2）操作壓力：常壓精餾丙酮—水物系來說，可以采用常壓精餾，不需要采用加壓或真空操作。3）進料狀態(tài)：泡點進料泡點進料的操作容易控制，而且不受季節(jié)的影響；另外泡點進料時精餾段和提餾段塔徑相同，設(shè)計和控制比較方便。4）加熱方式：采用直接加熱法加熱5）回流方式：泡點回流泡點回流易于控制，設(shè)計和控制時比較方便，而且可以節(jié)約能源。2.4工藝流程圖丙酮-水溶液經(jīng)預(yù)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(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)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(zhì)將余熱帶走。丙酮-水混合液原料經(jīng)預(yù)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(zhì)的傳遞過程。圖1新型精餾丙酮回收工藝流程第三章設(shè)計計算與論證3.1查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)3.1.1丙酮-水相平衡圖圖2丙酮-水相平衡圖3.1.2丙酮-水摩爾相平衡表表1丙酮-水摩爾相平衡表丙酮-水氣液相平衡表（1.0133bar）序號LIQUIDVAPOR序號LIQUIDVAPOR100510.5050510.83373820.0101010.281438520.5151520.83489830.0202020.428615530.5252530.83610140.0303030.518677540.5353540.83734950.0404040.579296550.5454550.83864560.0505050.622772560.5555560.83999170.0606060.655392570.5656570.84138980.0707070.680701580.5757580.84284390.0808080.700852590.5858590.844354100.0909090.717225600.595960.845925110.101010.730749610.6060610.847558120.1111110.742072620.6161620.849256130.1212120.751658630.6262630.851022140.1313130.759851640.6363640.852857150.1414140.76691650.6464650.854765160.1515150.773035660.6565660.856748170.1616160.778382670.6666670.858809180.1717170.783076680.6767680.860951190.1818180.787217690.6868690.863176200.1919190.790886700.696970.865487210.202020.794151710.7070710.867889220.2121210.797068720.7171720.870385230.2222220.799686730.7272730.872975240.2323230.802044740.7373740.875666250.2424240.804176750.7474750.878461260.2525250.806113760.7575760.881364270.2626260.807879770.7676770.884378280.2727270.809498780.7777780.88751290.2828280.81099790.7878790.890763300.2929290.812372800.797980.894142310.303030.813658810.8080810.897653320.3131310.814864820.8181820.901302330.3232320.816002830.8282830.905094340.3333330.817082840.8383840.909037350.3434340.818115850.8484850.913141360.3535350.81911860.8585860.917403370.3636360.820074870.8686870.921838380.3737370.821016880.8787880.926454390.3838380.821943890.8888890.931259400.3939390.82286900.898990.936264410.404040.823774910.9090910.941478420.4141410.82469920.9191920.946914430.4242420.825613930.9292930.952582440.4343430.826547940.9393940.958496450.4444440.827497950.9494950.964669460.4545460.828467960.9595960.971118470.4646470.829461970.9696970.977857480.4747480.830481980.9797980.984904490.4848490.831532990.9898990.992278500.494950.832617100113.1.3丙酮-水t-x-y圖圖3丙酮-水t-x-y圖3.1.4丙酮-水摩爾濃度-泡點表表2丙酮-水摩爾濃度-泡點表丙酮-水氣序號液相濃度泡點/℃序號液相濃度泡點/℃10100.0175510.50505160.4572120.01010191.20908520.51515260.3876930.02020285.4454530.52525360.3169440.03030381.31368540.53535460.244950.04040478.18175550.54545560.1715260.05050575.7172560.55555660.0967670.06060673.72555570.56565760.0206180.07070772.084580.57575859.9430590.08080870.71039590.58585959.86406100.09090969.54728600.5959659.78366110.1010168.553610.60606159.70186120.11111167.69643620.61616259.61867130.12121266.95378630.62626359.53411140.13131366.30643640.63636459.44822150.14141465.73958650.64646559.36103160.15151565.24127660.65656659.27258170.16161664.80169670.66666759.18292180.17171764.41273680.67676859.09209190.18181864.06759690.68686959.00015200.19191963.76051700.6969758.90716210.2020263.4866710.70707158.81319220.21212163.2455720.71717258.71428230.22222263.02637730.72727358.61874240.23232362.82941740.73737458.52248250.24242462.65185750.74747558.42552260.25252562.49127760.75757658.32795270.26262662.34555770.76767758.22987280.27272762.2128780.77777858.13137290.28282862.09136790.78787958.03254300.29292961.97976800.7979857.93349310.3030361.87667810.80808157.83433320.31313161.78094820.81818257.73518330.32323261.69151830.82828357.63617340.33333361.60747840.83838457.53741350.34343461.52797850.84848557.43548360.35353561.45228860.85858657.33815370.36363661.37973870.86868757.24173380.37373761.30974880.87878857.14617390.38383861.24178890.88888957.05161400.39393961.17539900.8989956.95824410.4040461.11014910.90909156.86626420.41414161.04566920.91919256.77589430.42424260.98163930.92929356.68733440.43434360.91776940.93939456.60083450.44444460.85379950.94949556.51665460.45454660.7895960.95959656.43506470.46464760.72469970.96969756.35635480.47474860.6592980.97979856.28084490.48484960.59287990.98989956.20886500.4949560.52557100156.136563.1.5丙酮和水的其他物性參數(shù)表3丙酮和水的物性參數(shù)溫度℃5060708090100水粘度mPa·s0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mPa·s0.260.2310.2090.1990.1790.160水表面張力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面張力19.518.817.716.315.214.3水密度998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮密度758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4丙酮和水的物理性質(zhì)分子量沸點℃臨界溫度K臨界壓強kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.503.2連續(xù)精餾計算3.2.1將質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)換成摩爾分數(shù)丙酮分子量為58.08g/mol，水分子量為18.02g/mol塔頂回收率η=0.9953.2.2物料衡算聯(lián)立方程可得1、摩爾流量F=546kmol/hD=50kmol/hW=496kmol/h2、平均分子量 3、質(zhì)量流量4.摩爾分率塔頂：進料：塔頂：3.2.3理論塔板數(shù)的求取1、最小回流比1）根據(jù)丙酮-水的平衡數(shù)據(jù)作出平衡曲線，并繪出對角線。圖4求最小回流比示意圖2）在對角線上取點=0.939，并作與平衡線相切的直線，與Y軸相交得點（0,0.651），得到操作線的斜率為0.306，則，故2、塔內(nèi)氣液流量取精餾段：提餾段：3、精餾段方程4、提餾段方程5、使用圖解法求理論塔板數(shù),示意圖如下：圖5求理論塔板數(shù)示意圖求得的理論塔板數(shù)為NT=8層，精餾段5層，提留段3層（包括再沸器），加料板為從塔頂數(shù)起的第6層。3.2.4求實際塔板數(shù)及全塔效率以下標A表示丙酮，以下標B表示水，以下標1表示精餾段，以下標2表示提餾段，以下標m表示平均。1、平均相對揮發(fā)度查丙酮-水摩爾濃度-泡點表以及丙酮-水摩爾相平衡表得：塔頂：溫度塔釜：溫度塔頂和塔底的平均溫度：此溫度下：相對揮發(fā)度2、平均粘度查丙酮和水的物性參數(shù)表得：平均操作溫度，下的粘度3、實際塔板數(shù)及塔效率全塔效率：精餾段：取提餾段：取求得的塔板數(shù)為NP=17層，精餾段10層，提留段7層（包括再沸器），加料板為從塔頂數(shù)起的第11層。3.2.5精餾段與提餾段的氣液體積流量1、平均操作壓強因為常壓下丙酮-水液態(tài)混合物的沸點較低（小于100℃），故采用常壓精餾就可以分離。塔頂壓強：，取每層壓強降為△P＝0.7kPa 進料板壓強：塔底壓強： 精餾段平均操作壓強：提餾段平均操作壓強：2、平均溫度塔頂，塔釜，進料精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：3、平均分子量塔頂：進料：塔底：精餾段平均分子量：提餾段平均分子量：4、平均密度1）液相密度查丙酮和水的物性參數(shù)表得：塔頂＝743.9＝987.8進料＝733.6＝982.1塔釜＝675.4＝960.9精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：2）氣相密度精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：5、塔內(nèi)氣液體積流量精餾段：提餾段：6、計算結(jié)果列表表5體積流量計算匯總精餾段提餾段平均壓強kPa105.16111.45平均溫度℃63.0687.06平均分子量平均密度液體體積流量0.0008260.00352氣體體積流量0.8570.8603.3塔的主要工藝尺寸計算3.3.1塔徑1、液體表面張力查丙酮和水的物性參數(shù)表得：塔頂＝19.0＝66.5，進料＝18.6＝65.7，塔底＝14.6＝59.0，精餾段：提餾段：2、氣速計算取板間距HT=0.4，板上液層高度hL=0.06，HT-hL=0.34精餾段：根據(jù)史密斯關(guān)聯(lián)圖，得：空塔氣速提餾段：根據(jù)史密斯關(guān)聯(lián)圖，得：空塔氣速3、塔徑計算精餾段：提餾段： 精餾段和提餾段的塔徑相差不大，按標準塔徑取D＝1.0m則塔的截面積為：校正實際空塔氣速精餾段：提餾段：3.3.2溢流裝置由于塔徑小于2.2m，所以選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進口堰。1、精餾段1）堰長對于單溢流，一般取堰長為（0.6-0.8）D故取=0.7D，則有2）出口堰高，前面已設(shè)定采用平直堰，堰上液層高度：，取E＝1，代入上式得：3）降液管由查《化工原理》P132圖3-15得降液管寬度降液管面積4）驗算液體在降液管中的停留時間故降液管尺寸符合要求。5）降液管底隙高度取故降液管底隙高度比溢流堰高度低6mm以上，降液管的液封得以保證。2、提餾段1）堰長對于單溢流，一般取堰長為（0.6-0.8）D故取=0.7D，則有2）出口堰高，前面已設(shè)定采用平直堰，堰上液層高度：，取E＝1，代入上式得：3）降液管由查《化工原理》P132圖3-15得降液管寬度降液管面積4）驗算液體在降液管中的停留時間故降液管尺寸符合要求。5）降液管底隙高度取故降液管底隙高度比溢流堰高度低6mm以上，降液管的液封得以保證。3.3.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列1、閥孔數(shù)取F0=12,已知F1型重閥的閥孔直徑,則精餾段：每層塔板上的浮閥數(shù)提餾段：每層塔板上的浮閥數(shù)2、塔板布置1）結(jié)構(gòu)參數(shù)取邊緣區(qū)寬度，兩邊安定區(qū)寬度，浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距s=75mm2）精餾段估算間距取作圖（見圖6），排得閥數(shù)84個。圖6精餾段塔板浮閥布置圖按N=84從新核算孔速及閥孔動能因數(shù)閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍之內(nèi)塔板開孔率：3）提餾段估算間距取作圖（見圖7），排得閥數(shù)66個。圖7提餾段塔板浮閥布置圖按N=65從新核算孔速及閥孔動能因數(shù)閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍之內(nèi)塔板開孔率：3.4塔板流體力學驗算3.4.1氣相壓降計算塔板壓力降1、干板阻力精餾段：臨界孔速故閥全開提餾段：臨界孔速故閥全開2、板上充氣液層阻力取，3、液體表面張力所造成的阻力浮閥塔的值通常很小，忽略不計。4、單板壓降氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓力降所相當?shù)囊褐叨葹椋壕s段： 提餾段：3.4.2液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度精餾段：板上液層高度：前已選定，取=0.4，符合防止淹塔的要求。提餾段：板上液層高度：前已選定，取=0.4，符合防止淹塔的要求。3.4.3霧沫夾帶丙酮—水溶液為正常系統(tǒng)，取K＝1.0精餾段：泛點率提餾段：泛點率均小于70%，故可知霧沫夾帶量可滿足<0.1kg(液)/kg(氣)的要求。3.4.4漏液前面已求得閥孔動能因數(shù)大于5～6，超過控制漏液量的下限，故符合要求。3.5塔板負荷性能圖3.5.1霧沫夾帶線，按泛點率70%計算，將各已知數(shù)代入上式，便得到的關(guān)系式，據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。如下：精餾段：整理得：提餾段：整理得：3.5.2液泛線液泛時精餾段：整理得：提餾段：整理得：3.5.3液相負荷上限線液體最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于3-5秒，以液體在降液管內(nèi)停留時間為5秒作為液體在降液管中停留時間的下限，則：3.5.4漏液線對于F1型重閥，取作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，求出氣相負荷的下限值。精餾段：提餾段：3.5.5液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依的計算式算出的下限值。，故3.5.6作出負荷性能圖根據(jù)以上的計算結(jié)果可作出塔板負荷性能圖上的①②③④及⑤共5條線，操作中，保持恒定的回流比，則為恒定值，可在負荷性能圖上作出操作線，如下：1、精餾段塔板負荷性能圖圖8精餾段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：1）任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設(shè)計點），總體處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置，但仍比較接近霧沫夾帶線，需加以改進；2）塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，下限由液相負荷下限控制；3）由圖可以查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，所以操作彈性為：2、提餾段塔板負荷性能圖圖9提餾段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：1）任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；2）塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制；3）由圖可以查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，所以操作彈性為：3.6主要接管尺寸計算3.6.1進料管由前面的物料衡算得：進料液密度進料由高位槽輸入塔中，適宜流速為1.5-2.5m/s，取進料流速u＝2m/s，則進料管內(nèi)徑，選取鋼管。校核設(shè)計流速：，故所選管徑適用。3.6.2回流管由前面的物料衡算得：回流液密度，回流液相對分子量采用泵輸送回流液，適宜流速為1.5-2.5m/s，取回流液流速u=2m/s，則回流管內(nèi)徑，選取鋼管。校核設(shè)計流速：，故所選管徑適用。3.6.3釜液出口管由前面的物料衡算得：液體密度進料由高位槽輸入塔中，適宜流速為0.5-1.0m/s，取進料流速u＝0.8m/s，則進料管內(nèi)徑，選取鋼管。校核設(shè)計流速：，故所選管徑適用。3.6.4塔頂蒸汽管由前面的物料衡算得：氣體密度相對分子量蒸汽管一般的適宜流速為15-25m/s，取蒸汽流速u=20m/s，則蒸汽管內(nèi)徑，選取鋼管。校核設(shè)計流速：，故所選管徑適用。3.6.5加熱蒸汽管由前面的物料衡算得：氣體密度相對分子量蒸汽管一般的適宜流速為15-25m/s，取蒸汽流速u=20m/s，則蒸汽管內(nèi)徑，選取鋼管。校核設(shè)計流速：，故所選管徑適用。3.7塔的輔助設(shè)備本設(shè)計方案使用的輔助設(shè)備主要有：預(yù)熱器一個，用于預(yù)熱進料，同時冷卻釜液；全凝器一個，將塔頂蒸汽冷卻，提供產(chǎn)品和一定量的回流；冷卻器一個，將產(chǎn)品冷卻到要求溫度后排出；再沸器一個，將釜液加熱成蒸氣；回流泵一個，將回流液抽回塔內(nèi)；進料泵一個，讓料液順利地從吸收塔塔底進入精餾塔進料板。3.7.1塔頂全凝器水進口溫度為25℃，出口溫度為45℃塔頂出口氣體的溫度為56.6℃，流量V=116kmol/h=1.808kg/s查得丙酮汽化熱為水汽化熱為故熱負荷水平均溫度35℃，所用水量：單位蒸氣冷凝水用量為：

根據(jù)經(jīng)驗值取總傳熱系數(shù)QUOTEK=700w/m2℃=0.7KJ/m取安全系數(shù)1.1，則換熱面積為：根據(jù)管殼式換熱器系列標準(JB/T471592)所選擇的換熱器為：AESX(Y)-450-4.0-77.5-6/19-2-I3.7.2再沸器飽和水蒸汽壓強3atm,在此條件下查的t=133.56℃，r=2163.7kJ/kg釜液溫度為，組成基本為水，流量熱負荷蒸汽用量：根據(jù)經(jīng)驗值取總傳熱系數(shù)QUOTEK=700w/m2℃=0.7KJ/m取安全系數(shù)1.1，則換熱面積為：根據(jù)管殼式換熱器系列標準(JB/T471592)，所選擇的換熱器為：AESX(Y)450-1.0-20-1.5/15-1REa(b)3.7.3冷卻器水進口溫度為25℃，出口溫度取32℃塔頂產(chǎn)品由56.93℃冷卻至35℃，流量D=0.777kg/s產(chǎn)品比熱容熱負荷所用水量：單位產(chǎn)品冷凝水用量為：

根據(jù)經(jīng)驗值取總傳熱系數(shù)逆流換熱QUOTEK=700w/m2℃=0.7KJ/m取安全系數(shù)1.1，則換熱面積為：根據(jù)管殼式換熱器系列標準(JB/T471592)，所選擇的換熱器為：AESX(Y)400-1.0-15-3/25-2REa(b)3.7.4進料預(yù)熱器已知原料進預(yù)熱器之前溫度為10℃，設(shè)計流程要求泡點進料，進料濃度下的泡點溫度為69.54℃,利用塔釜釜液間接加熱。原料比熱容熱負荷利用塔釜釜液作為熱物流進行預(yù)熱W=2.482kg/s,，根據(jù)熱量衡算得，釜液經(jīng)預(yù)熱器后出口溫度為30.33℃。

根據(jù)經(jīng)驗值取總傳熱系數(shù)QUOTEK=700w/m2℃=0.7KJ/m取安全系數(shù)1.1，則換熱面積為：根據(jù)管殼式換熱器系列標準(JB/T471592)所選擇的換熱器為：AESX(Y)400-1.0-30-4.5/19-4REa(b)3.7.5回流泵為了把冷凝器里面一部分餾出液作為回流液返回塔頂，而冷凝器設(shè)置在塔底，必須通過回流泵作功。假設(shè)回流液從冷凝器出來的速度可以忽略，壓力常壓，而泵的出口速度根據(jù)回流管管徑和回流流量確定為，塔頂也為常壓。在泵進口處和塔頂端面建立伯努利方程，流體阻力忽略不計：其中，，解得：H=13.14m。而回流流量為由此，查得選擇IS50-32-250的防爆離心泵，轉(zhuǎn)速n=1450r/min，最大流量,揚程H=19.5m，必須的汽蝕余量NPSH=3m，??電機=1.5kw。3.7.6進料泵為了讓料液順利地從吸收塔塔底進入精餾塔進料板，這里設(shè)置一個進料泵。泵的進口和出口壓力分別為，在入口和出口兩截面建立伯努利方程，流體阻力忽略不計：其中,，解得：H=8.46m。而進料流量為由此，查得選擇IS65-40-200的防爆離心泵，轉(zhuǎn)速n=1450r/min，最大流量,揚程H=11.8m，必須的汽蝕余量NPSH=2.2m，??電機=2.1kw。3.8塔的總體結(jié)構(gòu)3.8.1塔壁厚設(shè)計壓力取1.2倍的工作壓力，即PC=0.10515×1.2=0.12618Mpa，焊縫系數(shù)取=0.8（采用帶墊板的單面對接焊，局部無損探傷），內(nèi)徑=1000mm，查《化工設(shè)備機械基礎(chǔ)》P124表9-4得Q235-A鋼在100℃下的許用應(yīng)力，則計算厚度實際厚度對此設(shè)計壁厚太小，結(jié)合《傳熱傳質(zhì)過程設(shè)備設(shè)計》P305總附表3，故可取壁厚為5mm為宜。所用材質(zhì)為S3043.8.2塔的封頭由塔徑D＝1000mm，采用橢圓形封。查《傳熱傳質(zhì)過程設(shè)備設(shè)計》P307總附表3得，曲面高度h1=225mm，直邊高度h2=40mm，內(nèi)表面積A=0.880㎡，容積V=0.121m3。其封頭厚度近似等于通體厚度，故取壁厚S＝5mm。3.8.3塔高已知實際塔板數(shù)為N=16塊（前計算為17塊，扣除再沸器），板間距=0.4。分為4個塔節(jié)，每個塔節(jié)設(shè)一個人孔，即人孔數(shù)S=4，進料處、塔頂、塔釜、精餾段和提餾段各一個，人孔直徑為0.6m，取人孔兩板之間的間距。由《傳熱傳質(zhì)過程設(shè)備設(shè)計》P209可知，塔底空間具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好在塔底有10～15min的儲量。這里取t＝15min＝900s。塔釜高度：取3m塔頂高度：取1m進料板處高度：0.8m塔有效高度：(16-1)×0.4=6m封頭高度：(h1+h2)=(0.225+0.04)=0.265m裙座：取2m精餾塔的總高度為：式中HD——塔頂空間，m；HB——塔底空間，m；HT——塔板間距，m；HT’——開有人孔的塔板間距，m；HF——進料段板間距，m；Np——實際塔板數(shù)；S——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）H1——封頭高度；mH2——裙座高度；m第四章設(shè)計結(jié)果匯總4.1基本參數(shù)表6基本參數(shù)匯總塔頂進料板塔釜液相濃度(摩爾分率)0.9390.0870.00048溫度(℃)56.5669.55100.00液相密度（Kg/m3）758.78960.48959.52液體表面張力（mN/m）21.89861.60258.786氣相平均分子量MV56.0346.8618.06液相平均分子量ML55.6421.5118.185精餾段提溜段液相平均密度（kg/m3）859.6960.0氣相平均密度（kg/m3）1.9341.216液相平均流量（m3/s）0.0008260.00352氣相平均流量（m3/s）0.8570.860液體表面張力（mN/m）41.7560.20