丙酮-水精餾課程設計

1、目錄1 設計方案的確定.12 精餾塔的物料衡算12.1 原料液及塔板數(shù)的摩爾分率.12.2 原料液及塔板數(shù)產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.12.3 物料衡算.13 塔板數(shù)的確定.13.1 理論塔板數(shù)NT的求取.13.1.1 求最小回流比及操作回流比.23.1.2 求精餾塔的氣、液相負荷.23.1.3 求操作線方程.23.1.4 采用圖解法求理論塔板數(shù).33.2 實際板層數(shù)的求取.33.2.1 液相的平均粘度.33.2.2 精餾段和提餾段的相對揮發(fā)度.33.2.3 全塔效率ET和實際塔板數(shù)34 精餾段的工藝條件及有關的物料衡算.44.1 操作壓力的計算.44.2 操作溫度的計算.44.3 平均摩爾質(zhì)量的計算

2、.54.4 平均密度的計算.54.4.1氣相平均密度計算54.4.2液相平均密度計算54.5. 液體平均表面張力的計算64.6. 液體平均粘度的計算65 精餾塔的塔體工藝的計算.75.1 塔徑的計算75.2 精餾塔有效高度的計算86 塔板主要工藝尺寸的計算86.1 溢流裝置的計算.86.1.1 堰長lw86.1.2 溢流堰高度hw86.1.3 弓形降液管Wd和截面積Af96.1.4 降液管底隙高度ho96.2 塔板布置.106.2.1 塔板的分塊.106.2.2 邊緣寬度的確定.106.2.3 開孔面積的計算.106.2.4 篩孔計算及排列.107 塔板的流體力學驗算.117.1 塔板壓降.1

3、17.2 干板阻力的計算.117.2.1 氣體通過液層的阻力的計算.117.2.2 液體表面張力的阻力的計算117.3 液面落差.127.4 液沫夾帶127.5 漏液127.6 液泛128 塔板負荷性能圖138.1 漏液線138.2 液面夾帶線148.3 液相負荷下限線148.4 液相負荷上限線158.5 液泛線159 篩板設計計算結果1710 精餾塔接管尺寸計算1810.1 塔頂蒸氣出口管的直徑.1810.2 回流管的直徑.1810.3 進料管的直徑.1910.4 塔底出料管的直徑.1911 對設計過程的評述和有關問題的討論.1912 參考文獻.1913 主要符號說明.19符號說明：英文字母

4、Aa- 塔板的開孔區(qū)面積，m2 n-篩孔數(shù)目Af- 降液管的截面積, m2 P-操作壓力 kPaAo- 篩孔區(qū)面積, m2 PP-氣體通過每層篩板的壓降AT-塔的截面積 m2 t-篩孔的中心距C-負荷因子 無因次 uo-液體通過降液管底隙的速度C20-表面張力為20mN/m的負荷因子 Wc-邊緣無效區(qū)寬度do-篩孔直徑 Wd-弓形降液管的寬度D-塔徑 mWs-破沫區(qū)寬度ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣 Z-板式塔的有效高度ET-總板效率 -液體在降液管內(nèi)停留時間R-回流比 -粘度Rmin-最小回流比 -密度M-平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol -表面張力tm-平均溫度 -液體密度校正系數(shù)g-重力加

5、速度 9.81m/s2下標Fo-篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2) max-最大的hl-進口堰與降液管間的水平距離 mmin-最小的hc-與干板壓降相當?shù)囊褐叨?mL-液相的hd-與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨?mV-氣相的hf-塔板上鼓層高度 mhL-板上清液層高度 mh1-與板上液層阻力相當?shù)囊鹤⒏叨?mho-降液管的義底隙高度 mhow-堰上液層高度 mhW-出口堰高度 mhW-進口堰高度 mh-與克服表面張力的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨?mH-板式塔高度 mHB-塔底空間高度 mHd-降液管內(nèi)清液層高度 mHD-塔頂空間高度 mHF-進料板處塔板間距 mHP-人孔處塔板間距

6、 mHT-塔板間距 mH1-封頭高度 mH2-裙座高度 mK-穩(wěn)定系數(shù)lW-堰長 mLh-液體體積流量 m3/hLs-液體體積流量 m3/s擬建立一套連續(xù)板式精餾塔分離丙酮-水溶液，進料中含丙酮85（質(zhì)量分數(shù)）。設計要求廢丙酮溶媒的處理量為25萬噸/年，塔底廢水中丙酮含量不高于12（質(zhì)量分數(shù)）。要求：產(chǎn)品丙酮的含量為97（質(zhì)量分數(shù)）；操作條件塔頂壓力 常壓（101.3kPa） 進料熱狀態(tài) 泡點進料 回流比 1.5 加熱蒸氣壓力 0.5MPa（表壓） 塔板類型 篩板塔1.4工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行。【設計計算】1 設計方案的確定本設計任務為分離醇丙酮水的混合物，對于二元混

7、合物的分離，應采用連續(xù)常壓精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至貯罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔底采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯罐。2 精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率丙酮的摩爾質(zhì)量：M丙酮=58.092kg/kmol水的摩爾質(zhì)量：M水=18.013kg/kmol 2.2原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.3物料衡算原料量處理量 總物料衡算 丙酮的物料衡算聯(lián)立解得 3塔板數(shù)的確定3

8、.1理論塔板數(shù)NT的求取丙酮水屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。氣液平衡關系表溫度t/丙酮摩爾分數(shù)溫度t/丙酮摩爾分數(shù)液相x/%氣相y/%液相x/%氣相y/%1000060.44083.992.7125.360.05084.986.5242.559.76085.975.8562.459.07087.466.51075.558.28089.963.41579.357.59093.562.12081.557.09596.361.03083.056.131001003.1.1由手冊查得丙酮水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)（見上表），繪出xy圖，見下圖。3.1.2求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流

9、比。由a（0.909,0.909）點出發(fā)作平衡線的切線，此切線與q線（q=1，xq=xF=0.637）交與d點，d點坐標為（xq，yq）。xq=xF=0.637，在圖上讀出yq=0.85故最小回流比為取操作回流比為3.1.3求精餾塔的氣、液相負荷3.1.4求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為3.1.5圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù)，求解結果為總理論塔板數(shù) NT=7（包括塔釜）進料板位置 NF=53.2實際塔板數(shù)求取精餾段實際塔板數(shù) N精=4/0.39=6.35=11提餾段實際塔板數(shù) N提=3/0.39=4.7=84精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進行計算。

10、4.1.操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.3kPa每層塔板壓降 P=0.9kPa進料板壓力 PF=101.3+0.9×11=111.2kPa精餾段平均壓力 Pm=（101.3+111.2）/2=106.25kPa4.2.操作溫度計算依據(jù)操作壓力，塔頂和塔釜溫度通過結合相平衡數(shù)據(jù)和相平衡圖，用內(nèi)插法計算得出，計算結果如下塔頂溫度 tD=57.99進料板溫度 tF=60精餾段平均溫度 tm=（57.99+60）/2=58.994.3平均摩爾計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.909，查平衡曲線，得x1=0.909MVDm=0.909×58.09+（1-0.909）1

11、8.013=54.44kg/kmolMLDm=0.909×58.09+（1-0.909）18.013=54.44kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論塔板，得yF=0.850查平衡曲線圖，得xF=0.570MVFm=0.85×58.09+（1-0.85）×18.013=52.08kg/kmolMLFm=0.57×58.09+（1-0.57）×18.013=40.86kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（54.44+52.08）/2=53.26kg/kmolMLm=（54.44+40.86）/2=47.65kg/kmol4.4平均密度

12、計算4.4.1氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm=4.4.2液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/Lm=ai/i塔頂液相平均密度的計算由tD=57.99，查手冊得丙酮=747.05kg/m3 水=984.1kg/m3進料板液相平均密度的計算由tF=60，查手冊得丙酮=744.7kg/m3 水=983.2kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率精餾段液相平均密度為Lm=（763.79+780.68）/2=772.24kg/m3 4.5液體平均表面張力依下式計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm=xii塔頂液相平均表面張力的計算由tD=57.99，查手冊得丙酮=19.13mN/m 水=6

13、6.07mN/mLDm=0.909×19.13+0.091×66.07=23.04mN/m進料板液相平衡表面張力的計算由tF=60，查手冊得丙酮=19.13mN/m 水=66.07mN/mLFm=0.57×19.13+0.43×66.07=39.31mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm=（23.40+39.31）/2=31.35mN/m4.6液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度的計算由tD=57.99，查手冊得丙酮=0.231mPa·s 水=0.468mPa·slgLDm=0.909lg（0.

14、231）+0.091lg（0.468）解出LDm=0.246mPa·s進料板液相平均粘度的計算由tF=60，查手冊得丙酮=0.231mPa·s 水=0.468mPa·slgLFm=0.57lg（0.231）+0.43lg（0.468）解出LFm=0.313mPa·s精餾段液相平均粘度為Lm=（0.246+0.313）/2=0.279mPa·s5精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1.塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為由 式中C由計算，其中C20根據(jù)史密斯關聯(lián)圖查取，圖的橫坐標為取板間距0.60m，板上液層高度hL=0.05m，那么HT-hL=0.60

15、-0.05=0.55m查史密斯關聯(lián)圖得C20=0.125取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后為D=2m塔截面積為實際空塔氣速為5.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（11-1）×0.5=5m提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（8-1）×0.5=3.5m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8mZ=Z精+Z提+0.8=5+3.5+0.8=9.3m6塔板主要工藝尺寸的計算6.1溢流裝置計算因塔徑D=2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：6.1.1堰長lw取 lw=0.7D=0.7×2=1.4m6.1.

16、2溢流堰的高度hw由 hw=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW由弗蘭西斯公式計算，即近似取E=1，則取板上清液層高度 hL=60mm故 hW=0.06-0.013=0.047m6.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查弓形降液管的參數(shù)圖（下有附圖），得 Af=0.0925AT=0.0925×3.14=0.29m2Wd=0.155×2=0.31m依公式驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設計合理。6.1.4降液管底隙高度hO取 u0=0.1m/s則 hW-h0=0.047-0.028=0.019m>0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度

17、hw=45mm6.2塔板布置6.2.1塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查下表得，塔板數(shù)為5塊。 塔板分塊數(shù)塔徑，mm 8001200 14001600 18002000 22002400塔板分塊數(shù) 3 4 5 66.2.2邊緣區(qū)寬度確定取 Ws=Ws=0.065m Wc=0.06m6.2.3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下式計算，即其中6.2.4篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用=4mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=8mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3d0=2.5×8=20mm篩孔數(shù)目n為個開孔率為氣體通過閥孔的氣速為7篩板的流體力學驗算7.1塔板壓降7

18、.1.1干板阻力hc計算干板阻力hc有下式計算，即由d0/=8/4=2，查圖（2）得，C0=0.755故 7.1.2氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1有下式計算，即h1=hL查充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得=0.5故 m液柱7.1.3液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算，即液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計算，即hP=hC+hl+hhP=0.074+0.03+0.0021=0.1061m液柱氣體通過每層塔板的壓降為PP=hPLg=0.1061×772.24×9.81=803Pa<0.9kPa（設計允許值）7.2液面落差對于篩板塔，液

19、面落差很小，故可忽略液面落差的影響。7.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即hf=2.5hL=0.125m故=0.018kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故在本設計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。7.4漏液對篩板塔，漏液點氣速u0，min可由下式計算，即 實際孔速u0=18.09m/s>u0，min穩(wěn)定系數(shù)為故在本設計中無明顯漏液7.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從下式的關系，即丙酮水物系屬一般物系，取=0.5，則而 Hd=hP+hL+hd板上不設進口堰，hd可由下式計算，即=0.00153m液柱Hd=0.106+0.05+0.00153=0.158m液柱Hd（HT

20、+hW）故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象8塔板負荷性能圖8.1漏液線由 得 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，計算結果列于下表。Ls，m3/s 0.0006 0.0025 0.0054 0.0078 Vs，m3/s 2.0414 2.1191 2.2009 2.2557由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。8.2液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VSLS關系如下：由 故 整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，計算結果列于下表。LS，m3/s 0.0006 0.0025 0.0054 0.0078VS，m3/s 9.6761 9.3679 9.0309 8

21、.7978由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線28.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準，由下式得取E=1，則8.4液相負荷上限線以=25s作為液體在液降管中停留時間的下限，由下式得故 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線48.6液泛線令 由 聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系式代入上式，并整理得式中 將有關的數(shù)據(jù)代入，得 故 或 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表Ls，m3/s 0.0006 0.0025 0.0054 0.0078Vs，m3/s 10.1613 9.9632 9.7047

22、9.4872由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖所示在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，作出操作線，由圖可看出，該篩板塔的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由上圖查得VS，max=8.89m3/s VS，min=2.10m3/s故操作彈性為9各種接管尺寸確定9.1進料管進料體積流量取適宜的輸送速度uf=2.0m/s，故經(jīng)圓整選取熱扎無縫鋼管（GBT17395-2008），規(guī)格為：108×8mm實際管內(nèi)流速：9.2釜殘液出料管通過查表，并通過內(nèi)差法得Tw=96.7，查手冊，并用內(nèi)差法得水=956.18kg/m3，由于在塔釜，w=水=9

23、56.18kg/m3釜殘液的體積流量為：取適宜的輸送速度uw=1.50m/s經(jīng)圓整選取熱扎無縫鋼管（GBT17395-2008），規(guī)格為：35×2.5mm實際管內(nèi)流速：9.3回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度uL=0.5m/s，那么經(jīng)圓整選取熱扎無縫鋼管（GBT17395-2008），規(guī)格為：108×8mm實際管內(nèi)流速：9.4塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度uV=20m/s，那么經(jīng)圓整選取熱扎無縫鋼管（GBT17395-2008），規(guī)格為：340×5mm實際管內(nèi)流速：9.5水蒸氣進口管通過查表和內(nèi)差法處理得塔釜的Tw=9

24、6.7，其氣相密度通入塔的水蒸氣體積流量取適宜速度u0=25m/s，那么經(jīng)圓整選取熱扎無縫鋼管（GBT17395-2008），規(guī)格為：325×5mm實際管內(nèi)流速為：所設計篩板的主要結果匯總于下表。序號 項 目 數(shù) 值1 平均溫度tm， 58.992 平均壓力Pm，kPa 106.253 氣相流量VS，（m3/s） 5.674 液相流量LS，（m3/s） 0.00395 實際塔板數(shù) 196 有效段高度Z，m 9.37 塔徑，m 2.08 板間距，m 0.69 溢流形式 單溢流10 降液管形式 弓形11 堰長，m 1.412 堰高，m 0.04713 板上液層高度，m 0.0614 堰上

25、液層高度，m 0.00615 降液管底隙高度，m 0.02816 安定區(qū)寬度，m 0.06517 邊緣區(qū)寬度，m 0.06018 開孔區(qū)面積，m2 2.1619 篩孔直徑，m 0.00820 篩孔數(shù)目，m 623721 孔中心距，m 0.0222 開孔率， 14.5123 空塔氣速，m/s 1.8124 篩孔氣速，m/s 18.0925 穩(wěn)定系數(shù) 1.8326 每層塔板壓降，Pa 80327 負荷上限 液沫夾帶控制28 負荷下限 漏液控制29 液沫夾帶eV，（kg液/kg氣） 0.01830 氣相負荷上限，m3/s 8.8931 氣相負荷下限，m3/s 2.0132 操作彈性 4.4210對設計過程的評述和有關問題的討論10.1 對設計過程的評述本設計進行丙酮和水的分離，采用直徑