丙酮和水连续精馏塔的设计.doc
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1、化工原理设计任务书设计题目:丙酮水二元物料板式精馏塔设计条件: 常压: 解决量:60000吨/年 进料组成: 25%丙酮,75%水(质量分率,下同) 馏出液组成: 釜液组成: 馏出液 99%丙酮,釜液2%丙酮 塔顶全凝器 泡点回流 回流比: R=1.5Rmin加料状态: 单板压降: 设计任务:完毕该精馏塔的工艺设计(涉及物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算)。画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。写出该精馏塔的设计说明书,涉及设计结果汇总和设计评价。摘 要运用混合物中各组分挥发能力的差异,通过液相和气相的回流,使气、液两相逆向多级接触,在热能驱动和相平衡关系的约束下,使得易
2、挥发组分(轻组分)不断从液相往气相中转移,而难挥发组分却由气相向液相中迁移,使混合物得到不断分离,称该过程为精馏。该过程中,传热、传质过程同时进行,属传质过程控制原料从塔中部适当位置进塔,将塔分为两段,上段为精馏段,不含进料,下段含进料板为提馏段,冷凝器从塔顶提供液相回流,再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段,气相在上升的过程中,气相轻组分不断得到精制,在气相中不断地增浓,在塔顶获轻组分产品。 在提馏段,其液相在下降的过程中,其轻组分不断地提馏出来,使重组分在液相中不断地被浓缩,在塔底获得重组分的产品,精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别,是在塔两端同时提供纯度较高的液相
3、和气相回流,为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流,使在相同理论板的条件下,为精馏实现高纯度的分离时,始终能保证一定的传质推动力。所以,只要理论板足够多,回流足够大时,在塔顶也许得到高纯度的轻组分产品,而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算,重要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算,可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的,以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽也许的提高。本设计是以丙酮水物系为设计物系,以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中重要的气液传质设备,此设计针对二元物系丙酮
4、水的精馏问题进行分析,选取,计算,核算,绘图等,是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数11块,回流比为1.3032,算出塔效率为0.446,实际板数为25块,进料位置为第7块,在板式塔重要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.2米,有效塔高6.6米。通过浮阀塔的流体力学验算,证明各指标数据均符合标准。在本次设计中,对塔进行了物料衡算,本次设计过程正常,操作合适。目录第一部分 设计概述1一 、设计题目:1二 、工艺条件:1三 、设计内容1四、工艺流程图1第二部分 塔的工艺计算3一、查阅文献,整理有关物性数据3二、全塔物料衡算与操作方程7三、全塔效率的估算7四、实际塔板数8五、精馏塔主题尺寸
5、的计算101 精馏段与提馏段的汽液体积流量102 塔径的计算123 塔高的计算164 塔板结构尺寸的拟定165弓形降液管176开孔区面积计算187 筛板的筛孔和开孔率18六、筛板的流体力学验算21塔板压降22液面落差2七、塔板负荷性能图41精馏段塔板负荷性能图42提馏段塔板负荷性能图7八、精馏塔的重要附属设备。1.塔顶全凝器设计计算112.料液泵设计计算3管径计算12九、设计结果一览表11十、符号说明15十一、附图1十二、参考文献4 十三. 设计小结第一部分 设计概述一 、设计题目: 筛板式连续精馏塔及其重要附属设备设计二 、工艺条件:生产能力:90000吨/年(料液)年工作日:300天原料组
6、成:25%丙酮,75%水(质量分率,下同)产品组成:馏出液 99%丙酮,釜液2%丙酮操作压力:塔顶压强为常压进料温度:泡点进料状况:泡点加热方式:直接蒸汽加热回流比: R/Rmin=1.5三 、设计内容 1、 拟定精馏装置流程,绘出流程示意图。 2、 工艺参数的拟定 基础数据的查取及估算,工艺过程的物料衡算及热量衡算,理论塔板数,塔板效 率,实际塔板数等。 3、 重要设备的工艺尺寸计算 板间距,塔径,塔高,溢流装置,塔盘布置等。 4、 流体力学计算 流体力学验算,操作负荷性能图及操作弹性。 5 、 重要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算:热负荷,载热体用量,选型及流体力学计算。 料液泵
7、设计计算:流程计算及选型。四、工艺流程图丙酮水溶液经预热至泡点后,用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后,部分回流,其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入,物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。丙酮水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板,在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后,逐板溢流,最后流入塔底。在每层板上,回流液体与上升蒸汽互相接触,进行热和质的传递过程。流程示意图如下图图1:精馏装
8、置工艺流程图第二部分 塔的工艺计算一、查阅文献,整理有关物性数据(1)水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面张力温度5060708090100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表3.水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.
9、8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5. 丙酮水系统txy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.
10、950.96256.70.9750.97956.511由以上数据可作出t-y(x)图如下由以上数据作出相平衡y-x线图(2)进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol 平均摩尔质量 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=574.08Kmol/h最小回流比由题设可得泡点进料q=1则= ,又附图
11、可得=0.0937, =0.749。 = 拟定操作回流比: 令二、全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 D=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h (2) 操作方程精馏段 = 0.33Xn+0.64提馏段:由于泡点进料,所以q=1,代入数据(3)由图可得当R=0.5013时,精馏段与平衡线相切,则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点,切点为(0.854,0.915),则: 可解得:=0.8688设R=1.5Rmin=1.3032则精馏段操作线方程:=0.57Xn+0.42运用图解法求理论班层数,可得:总理论板层数 块 , 进料板位置 三、全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进
12、行估算:根据丙酮水系统tx(y)图可以查得: (塔顶第一块板) 设丙酮为A物质,水为B物质所以第一块板上: 可得: (加料板) 假设物质同上: 可得: (塔底) 假设物质同上: 可得: 所以全塔平均挥发度: 精馏段平均温度: 查前面物性常数(粘度表):61.85 时, 所以 查61.85时,丙酮-水的组成 所以 同理可得:提留段的平均温度 查表可得在83.6时 四、实际塔板数实际塔板数(1)精馏段:,取整15块,考虑安全系数加一块为15块。(2)提馏段:,取整9块,考虑安全系数加一块,为9块。故进料板为第16块,实际总板数为25块。全塔总效率: 五、精馏塔主题尺寸的计算1 精馏段与提馏段的汽液
13、体积流量精馏段的汽液体积流量 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页),由表中数据可知:液相平均摩尔质量:M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度:tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85表6. 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.09370y1=xD=0.9680yf=0.7500x1=0.9500摩尔质量/MLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08温度/67.2056.70在平均温度下查得液相平均密度为:其中,1 =0.1580 2 =0.8420所以,lm =852.35精馏段
14、的液相负荷L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h Ln=LM/lm=6839.29/852.35=3.13由 所以 精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7, 则进料板压强气相平均压强气相平均摩尔质量 气相平均密度汽相负荷 V=(R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/h精馏段的负荷列于表7。表7 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/50.10539.29平均密度/1.92852.35体积流量/3136.263.13提馏段的汽液体积流量QnL=Qn,L+Qn,F QnL=68+574.08=642.08Kmol/hQnV=Qn,V QnV=(R+1)Q
15、n,D=120.18Kmol/h整理提馏段的已知数据列于表8,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷,结果列于表9。表8提馏段的已知数据位置塔釜进料板摩尔分数Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩尔质量/Mlv =20.77MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46温度/10067.2表9提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/19.1230.846平均密度/951.371.809体积流量/12.920492 塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表 在进料板温度下查表面张力表:=17.9mN/m =64.74mN/m 在塔底温度下查
16、表面张力表: =14.3mN/m =58.4mN/m 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 全塔液相平均表面张力 在塔顶的温度下查粘度表 在进料板温度下查粘度表: 在塔底温度下查粘度表: 精馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔径的计算精馏段的体积流率计算: 提留段:Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s(史密斯关联图)图横坐标:提留段:取板间距,板上液层高度提留段:C20=0.04Umax=1.138 m/s :查附图: 表观空塔气速: 估算塔径:提留段:D=1.03MAt=0.83m2U=0.69m/sLw=0.6798mHow=0.017
17、7mHw=0.043mWd=0.141Af=0.063塔截面积:实际塔气速: 精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为:提留段有效高度为:在进料板上方开一小孔,其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度为: 3.溢流装置的计算 堰长可取=0.66D=0.661.2=0.792m 溢流堰高度 由=,选用平直堰,堰上液层高度:取用E=1,则取液上清液层高度弓形降液管宽度和截面积 由,查图5-7()附图得 提留段:Ho=0.032mX=0.304mR=0.48mAa=0.542mN=2789个%Uo=10.39m/s 用经验公式: 故降液管设计合理。降液管底隙高度比低10mm,则: =0.01=0.0538
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