丙酮-水化工原理課程設(shè)計(jì)

1、設(shè)計(jì)方案簡介1、1設(shè)計(jì)方案得確定本設(shè)計(jì)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(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料,將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)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(chǔ)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得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(chǔ)罐.1、2操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中丙酮含量（質(zhì)量分率）35%;產(chǎn)品中丙酮含量（質(zhì)量分率）9９％；塔釜中丙酮含量（質(zhì)量分率）不大于0、０4；進(jìn)料量F=20００kｇ／h；操作壓力塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度泡點(diǎn);1、3工藝流程圖圖1:精餾裝置流程示意圖２、精餾塔得物料衡算２、1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品得摩爾分率丙酮得摩爾質(zhì)量MＡ=5８、08kg/ｋmol水得摩爾質(zhì)量ＭB=１8、０2kg/kmolxＦ==０、143xD==0、96８xＷ==0、0１3２、2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品得平均摩爾質(zhì)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物料衡算原料進(jìn)料量為2000kg/hF=200０/27、51=72、７0ｋmol/h總物料衡算72、70=D+Ｗ丙酮得物料衡算７2、70×0、1４３＝0、968Ｄ+0、013W聯(lián)立解得D＝9、90W=62、80３、塔板數(shù)得確定3、1理論塔板數(shù)NＴ得求取3、１、1求最小回流比及操作回流比丙酮—水就是非理想物系，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。表1丙酮—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)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由表１數(shù)據(jù)可作出t－y（x)圖如下由表1數(shù)據(jù)作出相平衡y—x線圖由,得由表計(jì)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＝=7、055得出相平衡方程：y＝泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=１,xe=ｘF=0、14３代入相平衡方程,得到y(tǒng)e＝0、54１所以Rmiｎ1、０73初步取實(shí)際操作回流比為理論回流比得1、5倍即R=1、5Rｍiｎ=１、5×1、07３=1、６１3、1、２求精餾塔得氣、液相負(fù)荷Lkmｏl/ｈVｋｍol/hLkｍol/hVｋｍoｌ/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捷算法求理論板層數(shù)求最少理論塔板數(shù)Nmin與NminlNmiｎNｍinl捷算法求理論塔板數(shù)由解得N=１3、5(包括再沸器)，?。?塊根據(jù)式得,取10塊所以加料板可設(shè)在第１0塊。3、２求取塔板得效率用奧康奈爾法（）對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：根據(jù)丙酮—水系統(tǒng)t—x(y)圖可以查得：(塔頂?shù)谝粔K板）x1=0、８1設(shè)丙酮為A物質(zhì),水為Ｂ物質(zhì)所以第一塊板上:xA=0、８１xB=0、19可得:(加料板）xF＝0、14３yF＝0、541假設(shè)物質(zhì)同上：yA=０、541xA=０、1４3yB=0、459xB=0、8５7可得：（塔底)ｘW=0、01３ｙW=0、0８５假設(shè)物質(zhì)同上:yA=０、085xA=0、013ｙＢ＝0、91５xＢ=0、9８7可得:所以全塔平均揮發(fā)度：α＝７、0５５精餾段平均溫度:查物性常數(shù)表（如表2）:表2、水與丙酮得性質(zhì)溫度５0水粘度ｍPａ0、5９２０、469０、4０0、330、31８0、2４8丙酮粘度mPa０、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相對(duì)密度０、７６００、75０0、７350、72１0、７10０、69９水密度998、1９83、２977、８971、8965、39５8、４丙酮密度75８、５673７、471８、6８70０、6７68５、36669、9260、5５時(shí)，μ水＝０、469mＰa·sμ丙酮＝０、231ｍPa·s所以查85時(shí)，丙酮-水得組成所以同理可得：提留段得平均溫度查表可得在7７、３時(shí)3、３求實(shí)際塔板數(shù)由得，實(shí)際塔板數(shù)為30塊精餾段實(shí)際板層數(shù)N，取２2塊提餾段實(shí)際板層數(shù)Ｎ，?。箟K４、精餾塔得工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)得計(jì)算4、1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：;每層塔板壓降：；進(jìn)料板得壓力：;塔底得壓力：(1）精餾段平均壓力：（2）提餾段平均壓力：4、２操作溫度計(jì)算塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔底溫度（１)精餾段平均溫度為：(2)提餾段平均溫度為：4、３平均摩爾質(zhì)量得計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量：由，查平衡曲線（x-y圖），得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量:由，查平衡曲線（x-y圖)，得塔底平均摩爾質(zhì)量：由,查平衡曲線(ｘ-ｙ圖），得(１）精餾段平均摩爾質(zhì)量：(2）提餾段平均摩爾質(zhì)量：4、4平均密度得計(jì)算4、4、1氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，(１)精餾段氣相平均密度為:kg/(2）提餾段氣相平均密度為:kg/4、４、2液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度:由，查表2得,進(jìn)料板液相平均密度:由，查表2得,進(jìn)料板液相得質(zhì)量分率塔底液相平均密度：由,查表2得,(１）精餾段液相平均密度為（２）提餾段液相平均密度為：4、５液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算,即塔頂液相平均表面張力：由，查表２得，進(jìn)料板液相平均表面張力:由,查表2得，塔底液相平均表面張力：由，查表2得，(1）精餾段液相平均表面張力為:(2)提餾段液相平均表面張力為:4、6液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算,即塔頂液相平均粘度:由,查表2得，解出進(jìn)料板液相平均粘度：由，查表2得,解出塔底液相平均粘度：由,查表2得,解出（１）精餾段液相平均粘度為:（2）提餾段液相平均粘度為：5、精餾塔得塔體工藝尺寸計(jì)算５、1塔徑得計(jì)算5、１、1精餾段塔徑得計(jì)算精餾段得氣、液相體積流率為m3/sm３/s由式中C由式計(jì)算，式中C2０由圖3(史密斯關(guān)系圖）查得，圖３史密斯關(guān)系圖圖得橫坐標(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／ｓm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0、４m塔截面積為m2實(shí)際空塔氣速為m／s５、2精餾塔有效高度得計(jì)算精餾段有效高度為m提餾段有效高度為m故精餾塔得有效高度為m5、3精餾塔得高度計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)進(jìn)料板數(shù)；由于該設(shè)計(jì)中板式塔得塔徑,無需設(shè)置人孔進(jìn)料板處板間距;；為利于出塔氣體夾帶得液滴沉降,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。故精餾塔得總高度為15、33m6、塔板主要工藝尺寸得計(jì)算6、１溢流裝置計(jì)算因?yàn)樗?、4m，一般場合可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)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(jì)算，即近似取E=1，則０、0０63m取板上清液層高度故m6、１、3弓形降液管寬度Wｄ與截面積Aｆ由查圖4(弓形降液管得參數(shù)),得故依式【4】驗(yàn)算液體在降液管中停留得時(shí)間,即故降液管設(shè)計(jì)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(jì)合理。選用凹形受液盤，深度6、2塔板布置6、２、1塔板得選取因?yàn)椋仕宀捎谜麎K式。６、2、2邊緣區(qū)寬度確定取，6、2、3開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按下式計(jì)算，即其中故0、0９m26、2、4篩孔計(jì)算及其排列本次所處理得物系無腐蝕性，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(gè)開孔率為氣體通過閥孔得氣速為ｍ/s7、篩板得流體力學(xué)驗(yàn)算7、1塔板降7、1、１干板阻力ｈc計(jì)算干板阻力hｃ由下式計(jì)算,即由，查圖5(干篩孔得流量系數(shù)圖)圖5干篩孔得流量系數(shù)圖得，故m液柱7、1、2氣體通過液層得阻力hｌ計(jì)算氣體通過液層得阻力hl由下式計(jì)算,即圖6充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖查圖６(充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖）得:故m液柱7、1、3液體表面張力得阻力ｈσ計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生得阻力hσ由下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板得液柱高度hp可按下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板得壓降為（設(shè)計(jì)允許值）7、2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本次得塔徑()與液流量(）均不大，故可以忽略液面落差得影響.7、3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即故故在本次設(shè)計(jì)中液沫夾帶量eＶ在允許范圍內(nèi).７、4漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算,即實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本次設(shè)計(jì)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)服從下式得關(guān)系,即丙酮-水物系屬一般物系,不易發(fā)泡,故安全系數(shù)取，則而板上不設(shè)進(jìn)口堰,hd可由下式計(jì)算,即故在本次設(shè)計(jì)中不會(huì)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(gè)Lｓ值，依上式計(jì)算出Ｖs值,計(jì)算結(jié)果列于表2。表７０、0００60、0015０、00２00、002５0、05６20、06０40、０6230、0639由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線,如下圖所示.8、2液沫夾帶線以為限，求Vｓ—Lｓ關(guān)系如下：由故整理得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ｌs值,依上式計(jì)算出Ｖs值，計(jì)算結(jié)果列于表3。表80、０006０、00150、０0200、00250、2１４０、1920、1８20、173由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線,如下圖所示。8、3液相負(fù)荷下限線對(duì)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)得垂直液相負(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(shí)間得下限,由下式可得,即故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)得垂直液相負(fù)荷上限線4。8、5液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與,與得關(guān)系式代入上式,并整理得式中將有關(guān)得數(shù)據(jù)代入,得故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值,計(jì)算結(jié)果列于表4。表9０、00060、00１５0、０0200、０025０、2５90、24７0、2410、２３６由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線,如下圖所示.根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔得負(fù)荷性能圖，如下圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OＡ,即作出操作線。由圖可瞧出,該篩板得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(jì)算９、1塔頂蒸汽管得管徑計(jì)算由于塔頂操作壓力為4ｋpａ,故選取,則圓整直徑為９、２回流液管得管徑計(jì)算冷凝器安裝在塔頂,故選取，則圓整直徑為9、3進(jìn)料液管得管徑計(jì)算由于料液就是由泵輸送得,故選取;進(jìn)料管中料液得體積流量故圓整直徑為9、４釜液排出管得管徑計(jì)算釜液流出速度一般范圍為，故選??；排出管中料液得體積流量圓整直徑為10、塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表所設(shè)計(jì)篩板得主要結(jié)果匯總于表１0。表5篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果參數(shù)表序號(hào)項(xiàng)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(shí)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φ,％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６０、551２2、８2０、1620、00024３3011、６0、4０0、40單溢流弓形0、２640、054０、0６０、00６30、0２60、0７0、0350、090、0０５462０、0１5０、1011、2917、82１、6５669、9８液泛控制液沫夾帶控制0、251０、22１、141１、設(shè)計(jì)過程得評(píng)述與有關(guān)問題得討論11.1篩板塔得特性討論篩板塔式最早使用得板式塔之一,它得主要優(yōu)點(diǎn)有:結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)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(diǎn),即就是:小孔篩板易堵塞，不易處理一些粘性較大或帶固體粒子