化工原理课程设计(丙酮水).doc

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1、目录第一部分 设计概述2一、设计题目：2二、工艺条件:2三、设计内容2四、工艺流程图2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8四、实际塔板数9五、精馏塔主题尺寸的计算91 精馏段与提馏段的汽液体积流量92 塔径的计算113 塔高的计算154 塔板结构尺寸的确定155弓形降液管166开孔区面积计算277 筛板的筛孔和开孔率27六、筛板的流体力学验算181塔板压降182液面落差19七、塔板负荷性能图201精馏段塔板负荷性能图202提馏段塔板负荷性能图23八、精馏塔的主要附属设备251.塔顶全凝器设计计算252.料液泵设计计算27九、设

2、计结果一览表28十、符号说明29十一、参考文献31十二、设计小结31第一部分 设计概述一 、设计题目： 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二 、工艺条件:生产能力：30000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：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： 自选三 、设计内容 1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2、工艺参数的确定 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主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢

3、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、主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

4、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：精馏装置流程示意图第二部分 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.

5、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998.1983.2977.8971.8965.3958.4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xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81

6、361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511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

7、kg/kmolM=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol kg/kmol最小回流比由题设可得泡点进料q=1则= ，又附图可得=0.0937, =0.749。= 确定操作回流比： 令=0.6684二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算 Kmol/hKmol/h Kmol/h(2) 操作方程精馏段 = 提馏段 = （3）由图可得当R=0.6684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=1.7376精馏段操作线方程：=利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层

8、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

9、。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 =

10、0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.35精馏段的液相负荷L=RD=1.737617.091=29.697kmol/h Ln=LM/lm=29.69739.29/852.35=1.369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=(1.736+1)17.091= 46.761kmol/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/1220.2911.332提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表8，

11、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 =0MLf=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/30.84619.12平均密度/951.371.809体积流量/0.6841209.62 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 在塔底温度下查表面张力表： =14.3mN/m =58.4mN/m 精馏段液相

12、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： 图横坐标：取板间距，板上液层高度 ：查附图： 表观空塔气速： 估算塔径：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=0.660.8=0.528m 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

13、降液管宽度和截面积 由，查图5-7（）附图得 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=0.05470.01=0.0447m 故选用凹形受液盘，深度塔板布置 塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。边缘区宽度确定 取开孔区面积 其中， 筛孔计算及其排列 选用=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 筛孔数目： 开孔率： 气体通过阀孔的气速为：3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -塔顶空间（不包括头盖部分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包

14、括底盖部分）已知实际塔板数为N=23块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：4 塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求5弓

15、形降液管采用平直堰，堰高-板上液层深度，一般不宜超过60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E-液体的收缩系数-液相的体积流量-堰长精馏段 =由 查手册知 E=1 则=0.005261=0.00526m=0.06-0.00526=0.0546m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0546-0.01=0.0446同理，对提馏段 =由 查手册得 E=1.=0.003371=0.0337m=0.06-0.00337=0.05663m=0.05663-0.01=0.04663m6开孔区面积计算 已知=0.12m进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区

16、宽度 =0.07m阀孔总面积可由下式计算x=r=所以 7 筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为 则 精馏段 提馏段 六、筛板的流体力学验算 1塔板压降 干板阻力计算 干板阻力 由所选用筛板，查得 液柱 气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力 查图得： 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 液柱 气体通过每层塔板的高度可计算： （700Pa=设计允许值）2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略

17、液面落差的影响。液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 由 所以 故设计中液沫夹带量允许范围内漏液 对于筛板塔，漏液点气速： =5.89m/s 实际空速： 稳定系数： 故在本实验中无明显漏液。液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子 取 而，板上不设进口堰，则有 液柱 可知，本设计不会发生液泛七、塔板负荷性能图 1精馏段塔板负荷性能图 1.1漏液线查图知 = 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.00060.00150.00300.0045 0.21430.22280.23340.24191.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得VS=0.5901-9

18、.2282LS2/3 0.00060.00150.00300.0045 0.5240.46920.39810.3386可作出液沫夹带线21.3液相负荷下限线液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度=0.00526作为最小液相负荷标准。=EE=1,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.1.4液相负荷上限线以3s 作为液体在降液管中停留时间的下限故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。1.5液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度令 ， 联立得 整理得： 0.0215=0.39-355.3-1.

19、74列表计算如下 0.00060.00150.00300.0045 0.5890.5430.5000.450由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min=2.922提馏段塔板负荷性能图2.1漏液线查图知 = 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.00060.00150.00300.0045 0.19870.20830.2200.

20、22932.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0366 how=2.84/10001.074(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3则hf=0.0915+2.395 LS2/3 HT-hf=0.4-0.0915-2.395LS2/3=0.309-2.395 LS2/3 解得VS=0.6455-10.398LS2/3 Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.5720.5090.4290.362可作出液沫夹带线22.3液相负荷下限线=E=1据此可作出

21、与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。2.4液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。2.5液泛线 0.195=0.0821-252.4-1.736列表计算如下Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.5980.5490.4730.409由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 1.45m3/s Vs，min= 0.4

22、27m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 3.40八、精馏塔的主要附属设备1.塔顶全凝器设计计算（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：塔顶温度：tD=56.5O C 进料板温度：tF=67.2O C 塔釜温度 ：tW=100O C 塔顶：用内插法求温度tLD=56.757O C tVD=56.837O C 冷凝器的热负荷： IVD塔顶上升气体的焓ILD塔顶镏出液的焓丙酮的蒸发潜热 水的蒸发潜热 蒸发潜

23、热与温度的关系：Tr对比温度沸点/O C 蒸发潜热 KJ/KgTc/K丙酮56.5523508.1水1002257648.15在 tVD=56.837O C 丙酮：Tr,1=0.65 Tr,2=0.649=522.4KJ/Kg同理可得：在tLD=56.757O C 水：Tr,1=0.51 Tr，2=0.576 =2384.6KJ/Kg因为 R=1.7376 D=17.091Koml/h MD=56.798Kg/KomlD1= D *MD =970.73Kg/hQC=因为四川地区夏季平均温度为35O C，所以选用35O C的冷却水，升温10O C.在于是冷凝水用量： qm2 CPC在温度为平均温

24、度40O C下查取为4.174KJ/（Kg*O C)WC=取冷凝器传热系数：K= A= =16.29O C因为QC=公称直径/mm管程数 管数管长/mm换热面积/m2公称压力/KPa5002332300065.02.52.料液泵设计计算由于是泵加料，取 ，进料管管径 设料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 弯头 料液 ， Re= 在料液面与进料孔面之间列伯努利方程mm则流量为、，查泵性能图，可得选型如下：泵规格IS50-32-160流量 扬程 8m 转速 1450r/min 汽蚀余量 2.0m 效率 48%轴功率 0.28W 配带功率 0.55W九、设计结果一览表项目符号单位计算数据精

25、馏段提留段各段平均温度61.8583.6平均流量气相VSm3/s0.3390.336液相LSm3/s0.000370.00019实际塔板数N块149板间距HTm0.32.4塔的有效高度Zm3.92.8塔径Dm0.80.8空塔气速um/s1.7491.754塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.5280.528堰高hwm0.05460.05663溢流堰宽度Wdm0.1090.109底与受液盘距离hom0.04460.04463板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔中心距tmm15.015.0孔数n孔15501550开孔面积m20.3020.302

26、筛孔气速uom/s11.11411.0517塔板压降hPkPa0.70.7液体在降液管中停留时间s14.835.59降液管内清液层高度Hdm0.2310.197雾沫夹带eVkg液/kg气0.08790.0641负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限负荷下限控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s0.0003830.000383气相最小负荷VSminm3/s0.000270.000189操作弹性2.923.40塔顶全凝器公称直径mm 500管长mm 3000换热面积m2 65.0 泵规格IS50-32-160十、符号说明英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b

27、 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液层高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体表面张力的压降所相

28、当的液柱高度 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 塔高希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标r 气相L 液相l 精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分B 难挥发组分十一、参考文

29、献1王志魁.化工原理（第三版） M.北京：化学工业出版社，2005、12刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社，2001、53贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002、84夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、15化学工程手册编辑委员会.化学工程手册气液传质设备M。北京：化学工业出版社，1989、76 陈敏恒 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1989 7 姚玉英. 化工原理（下）M. 天津：天津科技出版社，1999 8 谭天恩 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1994十二、设计小结精溜塔的设计，在化工行

30、业有较广的应用，通过短短一周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。 本次课程设计比上次难难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为过控专业的学生，不仅要学好化工原理等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题”，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。由于是工程上的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。在计算中，精馏段和提留段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。 总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。