丙酮-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

1、第一部分 設(shè)計(jì)概述1設(shè)計(jì)題目：丙酮-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)2工藝條件（1）生產(chǎn)能力：17000噸/年（料液）（2）工作日：300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行（3）原料組成：50%丙酮，50%水（質(zhì)量分率，下同）（4）產(chǎn)品組成：餾出液 %的丙酮溶液，塔底廢水中丙酮含量0.05%（5）進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)（6）加熱方式：直接蒸汽加熱（7）塔頂壓力： 常壓 （8）進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)（9）回流比： 自選 （10）加熱蒸氣壓力： 0.5MPa（表壓） （11）單板壓降 0.7kPa。3設(shè)計(jì)內(nèi)容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計(jì)算；

2、5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； 6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； 7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 精餾塔接管尺寸計(jì)算； 9) 對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。第二部分 塔的工藝計(jì)算1查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)水和丙酮的性質(zhì)表1.水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa8丙酮粘度mpa表溫度5060708090100水表面張力丙酮表面張力表溫度5060708090100相對(duì)密度水977.8丙酮表分子量沸點(diǎn)臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa水10022050丙酮表5. 丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/丙酮摩爾數(shù)xy100009211由以上數(shù)據(jù)可作出t-y（x）圖如下（圖1）由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線

3、圖圖22精餾塔的物料衡算進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)丙酮的摩爾質(zhì)量 =58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 Kg/kmol 及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.2368+（1-0.2368）18.02= kg/kmolMD= 856 )18.02=57.442 kg/kmolMW=0016+（016）18.02=18.026 kg/kmol物料衡算原料處理量 F=（170001000/（30024）/ kmol/h總物料衡算85.84=D+W0.2368=0.9841D+0.00016 W聯(lián)立解得 D=20.65 kmol/hW=65.19 kmol/h 3操作線方程與塔板數(shù)的確定理

4、論塔板層數(shù)NT的求取丙酮水可看成理想物系，可采用圖解法求取理論塔板數(shù)。由手冊(cè)查的丙酮水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪制x-y圖，見(jiàn)圖-3圖-3圖4求最小回流比及操作回流比由題設(shè)可得泡點(diǎn)進(jìn)料q=1則= ，又附圖可得=0.237, =0.821= ）= 確定操作回流比： 令=由圖可得R=時(shí)，精餾段與平衡線相交，無(wú)法完成設(shè)計(jì)任務(wù)。重新選取回流比當(dāng)精餾段與平衡線相切時(shí)切點(diǎn)為（0.9583,0.9673）（見(jiàn)圖-4） 可解得：=設(shè)=3.1.3求精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRD×77.23 Kmol/hV（R+1）×D× Kmol/hVV97.45 Kmol/hLL+F求操作線方程：精餾段

5、操作線方程=n提餾段操作線方程ym+1=Xm利用圖解法求理論班理論塔板數(shù)層數(shù)，可得：圖5總理論板層數(shù)NT=19塊,進(jìn)料板位置NF=17塊，精餾段為16塊，提留段為3塊。4全塔效率的估算用奧康奈爾法()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) xD y1 x1=設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上：yA=0.9841 xA yB=0.0159 xB可得塔頂 1=(塔底) 由 xA=0.00016 查的 yA因此 yB= xB=可得塔底 2 =所以全塔平均揮發(fā)度：= =塔頂與塔釜的平均溫度：T= =78.37 時(shí)，查前面物性常數(shù)（粘度表）：水=0.344mpa

6、·s 丙酮=0.201mpa·s 時(shí)，查表，得丙酮-水的組成yA=0.584 xA09 yB= xB91所以 =×0.591+0.201×=0.286 mpa·s所以 ET = ×(×0.286)=197=42% 5實(shí)際塔板數(shù)精餾段：NP精=38.0，取整38塊。提餾段：NP提=，取整8塊。故進(jìn)料板為第39塊，實(shí)際總板數(shù)為46塊。全塔總效率：ET=0.413=41.3%6精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例操作壓力計(jì)算塔頂壓力p=101.3kpa 每層塔板壓降進(jìn)料板壓力 Pm× kpa精餾段平均壓力PF6

7、.2操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由t-x-y圖查的泡點(diǎn)溫度tF= tD=56.8平均溫度：tm= (+56.8)/2=66.96.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算y1=xD=0.9841,查平衡曲線t-y圖，得x1MVDm×58.08+（1-0.9841）×18.02=57.44 kg/kmolMLDm×58.08+（1-0.9815）×18.02=57.34 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板（圖5）得yF=0.5874查平衡曲線x-y圖（圖2），得XFMVFm×58.08+（1-0.5874）×18.02=41.

8、55 kg/kmolMLFm417×58.08+（1-0.0417）×18.02=19.69 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算MVm(57.44+41.55）/2= kg/kmolMLm(57.34+19.69）/2=38.52 kg/kmol6.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算Vm=2 kg/m3液相平均密度計(jì)算液相平均密度由依下式計(jì)算，即1/Lm=塔頂液相平均密度計(jì)算由tD=56.8查手冊(cè)的水 kg/m3 ，丙酮 kg/m3LDm= kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由tF=查手冊(cè)的水=9kg/m3 ，丙酮=7 kg/m3進(jìn)料板液相質(zhì)量分率A=LFm= kg/m3精餾段

9、平均密度Lm= kg/m36.5液相平均表面張力液相平均表面張力依下式計(jì)算：Lm=塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD=56.8，查手冊(cè)得A= mN/m B= mN/mLDm=×× mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF=，查手冊(cè)得A= mN/m B= mN/mLFm=0.0417×1+×64.3= mN/m精餾段平均表面張力為L(zhǎng)m mN/m6.6液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算lgLm=塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=56.8，查手冊(cè)得A= 41 mPa·s B=0.512 mPa·slgLDm×41)+ ×

10、lg(0.512) 解得LDm= 44mPa·s 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF=，查手冊(cè)得A= mPa·s B=1 mPa·slgLDm=×lg(0.209)+ 0.9583×lg(0.401) 解得LFm= 0.398 mPa·s 精餾段平均粘度為L(zhǎng)m= (0.244+0398)/2=0.321 mPa·s7精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑計(jì)算精餾段液相的氣、液相體積流率為VS=0.663 m3/sLS=0.000985m3/s由 式中C=C20,C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取圖6圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度 查附圖： 取

11、安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 估算塔徑：m塔截面積：實(shí)際塔氣速：7.2精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：提留段有效高度為：在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為： 8塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置的計(jì)算因塔徑D=0.9m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)取 ×94m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hL則 弓形降液管寬度和截面積 由，查圖弓形降液管的參數(shù)圖（圖-7）得 ；圖-7 故 ； 用經(jīng)驗(yàn)公式算液體在降液管中停留的時(shí)間： 故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度 取則 hwh0m故降液管底隙高度

12、設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤(pán)，深度8.2塔板布置塔板的分塊因?yàn)镈800mm，故塔板采用分塊式，查表得：塔板分3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取 開(kāi)孔區(qū)面積式中：篩孔計(jì)算及其排列 丙酮無(wú)腐蝕性，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，取孔中心距t=3=15mm 篩孔數(shù)目： 開(kāi)孔率 氣體通過(guò)閥孔的氣速為（9篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降干板阻力計(jì)算干板阻力由所選用篩板，查得圖-8液柱氣體通過(guò)液層的阻力的計(jì)算 氣體通過(guò)液層的阻力 查圖得： m液柱液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 液柱 氣體通過(guò)每層塔板的高度可計(jì)算： 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 （700Pa為設(shè)計(jì)允許值）9.2液

13、面落差 對(duì)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(shè)計(jì)中液沫夾帶量允許范圍內(nèi)漏液 對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速： =6.178m/s 實(shí)際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 故在本實(shí)驗(yàn)中無(wú)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(yīng)服從式子 丙酮水屬于一般物系，取 而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有 液柱 所以本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。10提留段的計(jì)算結(jié)果提留段的計(jì)算過(guò)程參考精餾段的，其有關(guān)參數(shù)和計(jì)算結(jié)果如下提餾段數(shù)據(jù)表項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值提留段平均溫度tm密度氣相vkg/m3液相l(xiāng)kg/m3液相平均粘度mPa·s液相平均表面張力mN/m

14、平均流量氣相Vsm3/s液相LSm3/s塔徑Dm空塔氣速u(mài)m/s1.7484 溢流裝置堰長(zhǎng)lwm堰高h(yuǎn)wm0.0512 溢流堰寬度Wdm底與受液盤(pán)距離hom0.0119 板上清液層高度hLm孔徑domm5孔中心距tmm15孔數(shù)n孔2146開(kāi)孔面積m2篩孔氣速u(mài)om/s16.639 穩(wěn)定系數(shù)K1.6751.5 無(wú)漏液液體在降液管中停留時(shí)間s20.295s 合格降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.10950.2256（HT+hw）不液泛霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.00510.1液沫夾帶量在允許范圍11塔板負(fù)荷性能圖11.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖的計(jì)算過(guò)程11.漏液線查圖知hL=hw+how 從而得=在操作

15、范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算 0.11070.11320.11640.118911.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算 1.04028220.90770.8453由上表可作出液沫夾帶線211.1.3液相負(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(duì)于平直堰，取堰上液層高度6作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。= E=1,則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.11.1.4液相負(fù)荷上限線以4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。11.1.5液泛線

16、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 ， 故 =在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算列表計(jì)算如下 由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。11.1.6根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖(精餾段)如下：在負(fù)荷性能圖A上，作出操作點(diǎn)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，下線為液相負(fù)荷下限控制。由圖查得Vs，max= m3/s Vs，min= m3/s故操作彈性為11.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖的計(jì)算過(guò)程11.2.1漏液線查圖知hL=hw+how 從而得=在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算 0.11380.14290.14840.152811

17、.2.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算 99由上表可作出液沫夾帶線211.2.3液相負(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(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。= E=1,則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.11.2.4液相負(fù)荷上限線以4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。11.2.5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 ， 故 0.05859311.529在操作范

18、圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算列表計(jì)算如下 1.5106由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。11.2.6根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖(提餾段)如下：在負(fù)荷性能圖A上，作出操作點(diǎn)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沫夾帶控制，下限為液相負(fù)荷下限控制。由圖查得Vs，max= m3/s Vs，min35m3/s故操作彈性為12精餾塔接管尺寸計(jì)算12.1蒸汽出口管的管直徑計(jì)算由于是常壓精餾，允許氣速為1220 m/s，故選取12.2回流管的管徑計(jì)算冷凝器安裝在塔頂，一般流速為，故選取13設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值精餾段提餾段各段平均溫度平均流量氣相VSm3/s0.7

19、03 液相LSm3/s實(shí)際塔板數(shù)N塊388板間距HTm塔的有效高度Zm塔徑Dm空塔氣速u(mài)m/s1.748 塔板液流形式單流型單流型溢溢流管型式弓形弓形流堰長(zhǎng)lwm裝堰高h(yuǎn)wm0.0512 置溢流堰寬度Wdm底與受液盤(pán)距離hom0.0119 板上清液層高度hLm6孔徑domm55孔中心距tmm1515孔數(shù)n孔21462146開(kāi)孔面積m2篩孔氣速u(mài)om/s15.70 16.64 塔板壓降hPkPa液體在降液管中停留時(shí)間s降液管內(nèi)清液層高度Hdm霧沫夾帶eVkg液/kg氣負(fù)荷上限液泛控制液沫夾帶控制負(fù)荷下限液相負(fù)荷下限控制液相負(fù)荷下限控制氣相最大負(fù)荷VS·maxm3/s1.10 氣相最小負(fù)

20、荷VS·minm3/s操作彈性14設(shè)計(jì)小結(jié)精溜塔在化工行業(yè)有廣泛的應(yīng)用。通過(guò)設(shè)計(jì)，覺(jué)得還挺有趣的，同時(shí)也使我認(rèn)識(shí)到要把此塔設(shè)計(jì)好，是有一定難度的，它不僅要求我們要擁有較高的理論基礎(chǔ)，還要求我們掌握一定的實(shí)踐基礎(chǔ)。作為化工專(zhuān)業(yè)的學(xué)生，學(xué)會(huì)此類(lèi)設(shè)計(jì)是必須的。設(shè)計(jì)的關(guān)鍵是準(zhǔn)確求出理論塔板數(shù)和確定回流比。其他的問(wèn)題主要是計(jì)算復(fù)雜，計(jì)算量大考慮的細(xì)節(jié)較多，對(duì)同一個(gè)設(shè)備分成兩部分進(jìn)行考慮，既相互獨(dú)立又須彼此照應(yīng)，始終要考慮計(jì)算是為一個(gè)設(shè)備進(jìn)行。這就要求我們不僅要學(xué)好化工原理、化工制圖以及化學(xué)理論等專(zhuān)業(yè)課，還要學(xué)好用好計(jì)算機(jī)基本技術(shù)，例如CAD、excel等基礎(chǔ)軟件的熟練運(yùn)用。要多學(xué)各方面的知識(shí)并

21、充分利用，相互聯(lián)系、融合各方面的知識(shí)才能更好地解決問(wèn)題。只有這樣才能為以后的工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。在整個(gè)設(shè)計(jì)中要考慮很多問(wèn)題，尤其是一些不容易引起重視細(xì)節(jié)問(wèn)題，否則就會(huì)差之毫厘謬以千里，這就要求們考慮問(wèn)題要全面詳細(xì)。在設(shè)計(jì)過(guò)程中，所查手冊(cè)不夠完善，數(shù)據(jù)不夠精確，也沒(méi)有考慮一些外在因素，加上時(shí)間急迫，只有短短一周時(shí)間，所以我的設(shè)計(jì)存在誤差是在所難免的。但從設(shè)計(jì)結(jié)果來(lái)看，基本達(dá)到生產(chǎn)所需的要求。15參考文獻(xiàn)1楊祖榮.化工原理（第二版） M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì)M.山東：石油大學(xué)出版社,2001.53賈紹義、柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)M.天津：天津大學(xué)出版社,2002.84夏清、陳常貴.化工原理（下冊(cè)）M.天津：天津大學(xué)出版社,2005.1氣液傳質(zhì)設(shè)備M.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,198916符號(hào)說(shuō)明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線截距c 負(fù)荷系數(shù)（無(wú)因次）c0 流量系數(shù)（無(wú)因次）D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率（無(wú)因次）E 液體收縮系數(shù)（無(wú)因次） 物沫夾帶線 kg液/kg氣F 進(jìn)料流量 kmol/hF0 閥孔動(dòng)能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊?/p>