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1、华南理工大学课程设计说明书 课程设计报告书丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 学 院 化学与化工学院 专 业 化学工程与工艺 学生姓名 吴熠 学生学号 201230361316 指导教师 江燕斌 课程编号 137137 课程学分 3 起始日期 2014.12.30 34教师评语教师签名：日期：成绩评定备注目 录目 录III第1部分 设计任务书51.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计51.2设计条件51.3设计任务5第2部分 设计方案及工艺流程图62.1设计方案62.2工艺流程图6第3部分 设计计算与论证73.1精馏塔的工艺计算73.1.1全塔物料衡算73.1.2实际回流比83.1.3理论塔板数
2、确定83.1.4实际塔板数确定93.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算103.1.6塔的塔体工艺尺寸计算133.2塔板工艺尺寸的计算163.2.1溢流装置计算163.2.2塔板布置及浮阀排列173.3塔板的流体力学性能的验算213.3.1阻力计算213.3.2液泛校核213.3.3雾沫夹带223.3.4雾沫夹带验算233.4塔板负荷性能图243.4.1精馏段塔板负荷性能计算过程243.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程253.5接管尺寸的确定273.5.1液流管273.5.2蒸气接管273.6附属设备283.6.1冷凝器283.6.2原料预热器283.6.3塔釜残液冷凝器293.6.4冷却器2
3、93.7塔的总体结构303.7.1人孔及手孔303.7.2封头303.7.3裙座303.7.4塔高303.7.5壁厚31第4部分 设计结果汇总32第5部分 小结与体会34第6部分 参考资料34第1部分 设计任务书1.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计1.2设计条件在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮-水混合物。生产能力和产品的质量要求如下：任务要求(工艺参数)：1.塔顶产品(丙酮)：3.0 t/hr, xD=0.98(质量分率)2.塔顶丙酮回收率：=0.99(质量分率)3.原料中丙酮含量： 质量分率=(4.5+1*33)%=37.5% 4.原料处理量：根据1、2、3返算进料F、xF、W、
4、 xW5.精馏方式：直接蒸汽加热操作条件：常压精馏进料热状态q=1回流比 R=3Rmin加热蒸汽 直接加热蒸汽的绝对压强 1.5atm冷却水进口温度25、出口温度45，热损失以5%计单板压降 0.7kPa1.3设计任务1.确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。2.计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置3.塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。4.
5、作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。5.塔的附属设备选型, 计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。第2部分 设计方案及工艺流程图2.1设计方案本设计任务为分离丙酮-水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮37.5%（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点56.2C），塔釜为直接蒸汽加
6、热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。2.2工艺流程图第3部分 设计计算与论证3.1精馏塔的工艺计算3.1.1全塔物料衡算3.1.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数丙酮（）的摩尔质量：水（）的摩尔质量：MB=18.015kg/kmol则各部分的摩尔分数为：3.1.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量3.1.1.3塔顶产品物质的量D=WD/MD （3.7） 3.1.1.4物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）：F = W + D （3.8）轻组分（丙酮）衡算：回收率计算：=DxD/FxF (3.10) 求解得到：F=325.8745kmol/h D=53.9504kmol/h W=271
7、.9241kmol/h xD=0.9383 xW=0.0018805 xF=0.15693.1.2实际回流比3.1.2.1最小回流比及实际回流比确定根据101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水t-x-y和x-y图，泡点进料，所以q=1，q线为过xF=0.1569的竖直线。本平衡具有下凹部分，在相平衡图上过（xD，xD）点作平衡线的切线，得切点(xq，yq)=（0.7836，0.8875）据Rmin=xD-yqyq-xq 得 Rmin=0.4887初步取实际操作回流比为理论回流比的3倍：R=Rmin3=1.46613.1.2.2操作线精馏段操作线方程： yn+1=RR+1X
8、+1R+1xd=0.5945 Xn +0.3805提馏段操作线方程： yn+1=wsxn-wsxw=3.0438Xn-0.0038183.1.2.3汽、液相热负荷计算（1）精馏段：L1=RD=79.0967kmol/h V1=R+1D=133.0471kmol/h（2）提馏段： 据F + S= D + W ，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/h xW=0.00125453.1.3理论塔板数确定在平衡曲线即x-y曲线图上做操作线，在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线焦点，直到阶梯与平衡线交点小于0.0012545为止，由此，得到理论板8块
9、（塔釜算一块板），进料板为第5块理论板。 如下CAD作图：3.1.4实际塔板数确定板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：ET=0.49()-0.245注：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa*s据液相组成在3.1图中查得温度，再计算出精馏段与提馏段的均温查得液相组成。具体过程如下：液相组成xA气相组成yA温度/0C相对挥发度进料0.15690.775764.9818.5832塔顶0.93830.957856.611.4925塔底0.0012550.0349798.9228.
10、8380精馏段0.45170.828160.805.8476提馏段0.03170.535381.9535.1864精馏段均温：t1=(64.98+56.61)/2=60.795 0C提馏段均温：t2=(64.98+98.92)/2=81.95 0C相对挥发度：=yA/xAyB/xB 其中，xB=1-xA ，yB=1-yA全塔平均挥发度：m=3DFW=9.2825在数据手册中查得对应温度下的黏度：精馏段：丙酮：A1=0.2292mPa*s，水：B1=0.4638mPa*s；提馏段：丙酮：A2=0.1951mPa*s，水：B2=0.3478mPa*s液相黏度：精馏段：l1=xAA1+1-xAB1=
11、0.3578mPa*s提馏段：l2=xAA2+1-xAB2=0.3430mPa*s塔板效率：精馏段：ET1=0.49()-0.245=0.4089提馏段：ET2=0.49()-0.245=0.2662实际塔板数：精馏段：NP1=NT1ET1=10提馏段：NP2=NT2ET2=15精馏段实际塔板数为NP1=10块。提馏段实际塔板数为NP2=15块。全塔所需要的实际塔板数：NP=NP1+NP2=25块，进料板位于第11块。全塔效率： ET=NTNP=0.32 3.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算3.1.5.1操作压力计算 塔顶操作压力；PD=101.325kpa每层塔板压降：；进料板的压力：
12、PF=PD+0.710=108.325kpa 塔底操作压力：PW=PD+0.725=118.825kpa精馏段平均压力：PM1=PD+PF2=104.825kpa 提馏段平均压力： PM2=PW+PF2=113.575kpa3.1.5.2操作温度计算塔顶温度：td=56.61； 进料板温度：tf=64.98；塔釜温度：tw=98.92精馏段平均温度：tm1=td+tf2=60.80 提馏段平均温度：tm2=tf+tw2=81.95 3.1.5.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量：Mldm=55.6080kg/kmol Mvdm=56.3893kg/kmol进料板平均摩尔质量：Mlfm=24.3
13、012kg/kmol Mvfm=49.0934kg/kmol塔底平均摩尔质量：Mlwm=18.0653kg/kmol Mvwm=19.4161kg/kmol精馏段平均摩尔质量：MLM1=Mldm+Mlfm2=39.9546kg/kmolMVM1=MVdm+MVfm2=52.7414kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=21.1833kg/kmolMVM2=MVwm+MVfm2=34.2548kg/kmol3.1.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即VM1=PM1MVM1RTM1=2.6212kg/mVM2=PM2MVM2RTM2=1.7026kg/m液相平均密度计算：注：为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由td=56.61，
