水和丙酮的性質(zhì)研究項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案

1 水和丙酮的性質(zhì)研究項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案 第一部分：設(shè)計(jì)概述 一：任務(wù)書 （一）、設(shè)計(jì)題目 試設(shè)計(jì)一座 丙酮 水連續(xù) 精餾裝置 ,要求年產(chǎn)純度為 98%的丙酮 26000噸 ,塔底餾出液中含 丙酮 不得高于 1%,原料液含 丙酮 36%(以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù) )。 （二）、設(shè)計(jì)條件 1、 精餾塔 （ 1）塔頂壓力 4） （ 2）進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 (3)回流比 自選 (4)塔底加熱蒸汽壓力 ） (5)單板壓降 6）全塔效率 2% （ 7） 塔板類型 篩板或浮閥塔板（ 2、換熱器 配置于精餾裝置中的預(yù)熱器 冷凝器 冷卻器 再沸器等選一設(shè)計(jì) （ 1）加熱介質(zhì) 飽和水蒸汽 ）； （ 2）冷卻介質(zhì) 冷卻循環(huán)水，進(jìn)口溫度 30 ，出溫度 40； （ 3）換熱器允許壓降 510 （ 4） 換熱器類型 標(biāo)準(zhǔn)型列管式或板式換熱器。 （三）、工作日 每年工作 300 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 （四）、生產(chǎn)廠址 海南洋浦工業(yè)開發(fā)區(qū) 2 （五）、設(shè)計(jì) 內(nèi)容 1、選擇合適的精餾塔 （ 1）精餾塔的物料衡算； （ 2）塔板數(shù)的確定； （ 3）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算； （ 4）精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算； （ 5）塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算； （ 6）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算與塔板負(fù)荷性能圖； （ 7）精餾塔接管尺寸計(jì)算； （ 8）繪制精餾裝置工藝流程圖； （ 9）繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖； （ 10）對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題討論。 2、選擇合適的換熱的 （ 1）確定設(shè)計(jì)方案 選擇換熱器類型；流動空間及流速的確定。 （ 2）確定物性數(shù)據(jù) （ 3）估算傳熱面積 （ 4）工藝結(jié)構(gòu)尺寸 （ 5）換熱器核算 （ 6）繪制換熱器設(shè)計(jì)示意圖； （ 7）對換熱器設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題討論。 （六）、編寫設(shè)計(jì)說明書 精餾裝置工藝流程圖；精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；換熱器設(shè)計(jì)示意圖。 9、參考文獻(xiàn) 二：總論 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、 傳質(zhì)過程同時(shí)進(jìn)行 ，屬傳質(zhì)過程控制 原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進(jìn)料，下段含進(jìn)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。 3 氣、液相回流 是精餾重要特點(diǎn)。 在 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 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(shí)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(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)，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(shí)，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(yùn)算，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)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(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)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(jìn)行并使效率盡可能的提高。 本設(shè)計(jì)是以丙酮水物系為設(shè)計(jì)物系， 以 篩板 塔為精餾設(shè)備分離丙酮和水。 篩板 塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計(jì)針對二元物系 丙酮水的精餾問題進(jìn)行分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。 通過逐板計(jì)算得出理論板數(shù) 9塊，回流比為 出塔效率為 際板數(shù)為 18 塊，進(jìn)料位置為第 7 塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為 有效塔高 過浮閥塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。在此次設(shè)計(jì)中，對塔進(jìn)行了物料衡算， 本次設(shè)計(jì)過程正常，操作合適。 三：工藝流程 丙酮 水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)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(jìn)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(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)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(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。 流程示意圖如下圖 4 第二部分：塔的工藝計(jì)算 一：查文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù) （ 1）、水和丙酮的性質(zhì) 表 溫度 50 60 70 80 90 100 水粘度酮粘度 溫度 50 60 70 80 90 100 水表面張力1酮表面張力1 溫度 50 60 70 80 90 100 相對密 5 度 水 酮 分子量 沸點(diǎn) 臨界溫度 K 臨界壓強(qiáng) 00 2050 丙酮 5. 丙酮 水系統(tǒng) t x y 數(shù)據(jù) 沸點(diǎn) t/ 丙酮摩爾數(shù) x y 100 0 0 92 7 6 7 （ 2）進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 平均摩爾質(zhì)量 D= ( kg/w= kg/泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)， q=1，所以 3 12 m 24300/(300 000 00 8 0 00 40 81 出 x=y 曲線與 x=交點(diǎn)，求出交點(diǎn)坐標(biāo) 當(dāng) x=， y= xy 2 9 令 R=2 、全塔物料衡算與操作方程 (1)全塔物料衡算 F D WF x D x W xF=h W=h (2) 操作方程 (3) 精餾0 5 20 2 81 11 R y 為泡點(diǎn)進(jìn)料， q=1,代入數(shù)據(jù) 9 . 6 9 K m o l/110 00 40 81 際塔板數(shù) 由圖可得當(dāng) R=，精餾段與平衡線相切，則即使無窮多塔板及組成也不能跨越切點(diǎn)，切點(diǎn)為（ 則： 可解得： R=2精餾段操作線方程： 111=10 o 利用圖解法求理論班層數(shù)，可得： 0 00 40 81 塊 ,進(jìn)料板位置 精 N=考慮安全系數(shù)取 12 塊。 提 N=考慮安全系數(shù)取 6塊。 故進(jìn)料板為第 12 塊，實(shí)際總板數(shù)為 18 塊。 11 四、全塔效率的估算 用奧康奈爾法 ( O 對全塔效率進(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 ) 設(shè)丙酮為 A 物質(zhì)，水為 B 物質(zhì) 所以第一塊板上： 可得： 相對揮發(fā)度 xy =料溫度為 xy =底溫度 xy =以全塔平均揮發(fā)度 3 = 3 =餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 a 0 . 3 462 0 . 2 90401.0m 全塔液相平均粘度 a x y y x y y y y y x 12 = 和給定的全塔效率相似，考慮到誤差的原因，可認(rèn)為其等于 ： 精餾塔主 體 尺寸的計(jì)算 1、 精餾段與提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(zhì)量： M=(2=相平均溫度： 2/)(1 df =(2= 位置 進(jìn)料板 塔頂（第一塊板） 摩爾分?jǐn)?shù) 摩爾質(zhì)量 kg/度 c 平均溫度下查得 ： 丙酮的摩爾分?jǐn)?shù) x=相平均密度為 ： 丙酮水 211L =（ 1 、 2 質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 其中： y 3丙酮 / E 13 精餾段的液相負(fù)荷 L=h 液體體積流量 M/ L =所以 精餾段塔頂壓強(qiáng) 若取單板壓降為 則 進(jìn)料板壓強(qiáng)氣相平均壓強(qiáng) PP m 氣相平均摩爾質(zhì)量 氣相平均密度3/ ）（汽相負(fù)荷 V=（ R+1)D=()h 氣體體積流量 精餾段的負(fù)荷列于表 7。 表 7 精餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 汽相 液相 平均摩爾質(zhì)量 / /kg 均密度 / 3/kg m 積流量 / 3/餾段 的汽液體積流量 14 提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 8 液相平均摩爾質(zhì)量： M=(2=相平均溫度： 2/)(2 wf =(2= =1( =h 在平均溫度下查得： 丙酮的摩爾分?jǐn)?shù) x=相平均密度為： 丙酮水 211L =（ 1 、 2 質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 提餾段的液相負(fù)荷 =h L M/ 塔底壓強(qiáng)位置 塔釜 進(jìn)料板 摩爾分?jǐn)?shù) 爾 質(zhì) 量/ /kg =度 / 3丙酮 / 3 5 6 4 3 5 15 氣相平均壓強(qiáng) 52 9 2 77 2 3 m 氣相平均摩爾質(zhì)量 氣相平均密度 3/ 汽相負(fù)荷 1( =h 0 表 9 提餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 液相 汽相 平均摩爾質(zhì)量 / /kg 均密度 / 3/kg m 積流量 / 3/ 塔徑的計(jì)算 塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ?塔頂溫度 查得：丙酮的表面張力為 m ， 水的表面張力為 m 進(jìn)料溫度 查得：丙酮的表面張力為 m ， 水的表面張力為 m m 塔底溫度 16 查得：丙酮的表面張力為 m ， 水的表面張力為 m 1 6 0 3 1 2 3 1 2 精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 5 7 . 88 0 9 . 16 05 8 . 60 1m 全塔液相平均表面張力 塔頂溫度 查得：丙酮的粘度為 ， 水的粘度為 6 0 3 8 3 8 進(jìn)料溫度 查得：丙酮的粘度為 ， 水的粘度為 塔頂溫度 查得：丙酮的粘度為 ， 水的粘度為 5 3 0 3 1 2 6 3 1 2 精餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 a 0 . 3 462 0 . 2 90401.0m 全塔液相平均粘度 17 a . 塔徑的計(jì)算 精餾段的體積流率計(jì)算： 0 0 3 2 密斯關(guān)聯(lián)圖 )圖橫坐標(biāo)： 0 2 1 1(3 0 0 3 2 2121 取板間距 H m，板上液層高度 LT =圖得20C=20C 0( L=a x =全系數(shù)取 空塔氣速為 s 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為： D=截面積： 22 50 實(shí)際塔氣速： s /提餾段的體積流率計(jì)算： 18 密斯關(guān)聯(lián)圖 )圖 橫坐標(biāo)： 2121 ) 0 1 1 板間距 H m，板上液層高度 LT =圖得 20C=C = 20C 0( L = =m a x =全系數(shù)取 空塔氣速為 6.0 s 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為： D =截面積： 22 50 實(shí)際塔氣速： s /D D ,所以采用同徑塔，塔徑為 精餾塔的有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為： 19 提留段有效高度為： 在進(jìn)料板上方開一小 孔，其高度為 精餾塔的有效高度為： 由于 D=采用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長 溢流堰高度， 選用鋸齒堰：32360 0100 =1，則 2 mh w 0 5 5 7 4 2 弓形降液管寬度圖 5附圖得 故： mA f mW d 0 9 9 精餾段用經(jīng)驗(yàn)公式： 36003600 提餾段用經(jīng)驗(yàn)公式： 0 00 0 1 1 6 0 03 6 0 0 故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度 20 降液管底隙高度00： 0h=選用凹形受液盤，深度 0 塔板布置 塔板的分塊 因?yàn)?D 800塔板采用分塊式，查表 5：塔板分 3 塊。 邊緣區(qū)寬度確定 取 3 7 開孔區(qū)面積ar c s i 其中， 2222 3 0 r c s i 03 6 0 0 孔計(jì)算及其排列 選用 =3鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑0d=5孔按正三角形排列，取孔中心距 t=30d=15孔數(shù)目： 2 %2 精餾段氣體通過閥孔的氣速為： /0 提餾段氣體通過閥孔的氣速為： /0 21 3 塔高的計(jì)算 塔的高度可以由下式計(jì)算： )2( 2 )P T T F N S H S H H H 包括頭蓋部分） 包括底蓋部分） 已知實(shí)際塔板數(shù)為 N=18 塊，板間距 于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔 8 塊板設(shè)一個(gè)人孔，因?yàn)榘鍞?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 塔頂空間 m，塔底空間 料板空間高度 ，那么，全塔高度： 4 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 由于塔徑等于 800以采用單溢流型分塊式塔板。 取無效邊緣區(qū)寬度 5沫區(qū)寬度 70SW 查得 堰長 28檐長弓形溢流管寬度 弓形降液管面積 降液管面積與塔截面積之比 % 22 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(shí)間一般應(yīng)大于 5s 液體在精 餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 A 符合要求 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 A 符合要求 六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1 塔板壓降 干板阻力干板阻 力 由所選用篩板 d，查得 C 2 0 3 2 液柱 氣體通過液層的阻力 計(jì)算 氣體通過液層的阻力 1 21210 /9 3 9 4 9 6 圖得： 0 4 4 2 5 7 液體表面張力的阻力計(jì)算 23 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 1 102 液柱 氣體通過每層塔板的高度 （ 700 計(jì)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 0 所以 漏液 對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速： i n,0 4 0 =s 實(shí)際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 0 U 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度 24 取 wT 而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有 20 液柱 設(shè)計(jì)不會發(fā)生液泛 七、塔板負(fù)荷性能圖 1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 液線 查 0圖知 m s,0 hL=hw+)(Vs, 0= )(100 )1000 5 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)上式計(jì)算 沫夾帶線 以 /為限，求 系如下： 42 321100 .0 .0 S= 作出液沫夾帶線 2 相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 26 600 2 =1,則 000 00 0004 323m 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限 3. 相負(fù)荷上限線 以 3s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 A 003 3m 故003 m 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線 4。 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 ， 1 ， 聯(lián)立得 )1(1 整理得： 3/2,2,2, ( )( 200, (, wT 45 ()60 0)(1(, 27 9 2 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(fù)荷性能圖如下： 0 0 0 1 0 2 0 3 0 40 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 操 作 區(qū)精餾 A） (操作線為第 6 條，操作方程： s=在負(fù) 荷性能圖 A 上，作出操作點(diǎn) A，連接 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 s s 28 2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 液線 查 0圖知 m s,0 hL=hw+)(Vs, 0= )(100 )1000 取幾個(gè)上式計(jì)算 沫夾帶線 以 /為限，求 系如下： 29 42 321100 .0 .0 S= 作出液沫夾帶線 2 30 0 0 0 1 0 2 0 3 0 40 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 操 作 區(qū)八、預(yù)熱器設(shè)計(jì) 1. 換熱器設(shè)計(jì)方案的確定 選用標(biāo)準(zhǔn)型列管式換熱器，料液（質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 丙酮混合液）走管程，從 25加熱到 ,， 絕對壓力為 飽和水蒸汽冷凝放熱，走殼程，設(shè)原料液流量為 F=h=h 2. 換熱器的工藝計(jì)算 確定物性數(shù)據(jù) 料液的平均溫度為 1 和水蒸汽的溫度為 水蒸氣冷凝放熱，溫度不變，平均溫度也是 丙酮的有關(guān)物性數(shù)據(jù) 3/ )/(2271 31 )/( 水的有關(guān)物性數(shù)據(jù) 3/ )/(4174 )/(6 42 蒸氣的有關(guān)物性數(shù)據(jù) 30 /651.1 )/(22010 p )/(2168 冷凝水的有關(guān)物性數(shù)據(jù) 3/)/(4258 (質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 丙酮 3/ )/(3 4 8 7 7 1 )/( 計(jì)算熱負(fù)荷 5121 4 893 6 00 11)( 飽和水蒸汽用量 m / 0 52 均溫度差 熱流體： 冷流體： 25 t 32 32 t 82121 估算傳熱面積 /A 參考表 4總傳熱系數(shù) /K = 700 )/( 2 ，則 25/ 試選型號 由于兩流體溫差大于 50 ，可選用帶有熱膨脹節(jié)的固定管板式換熱器，初選型號為 ;4517要參數(shù)如下： 外殼直徑 273稱壓力 稱面積