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1、化工原理课程设计丙酮连续精馏塔的设计丙酮连续精馏塔的设计设计者设计者 谢汶级谢汶级学号学号 201262361339201262361339指导老师指导老师 江燕斌江燕斌专业名称专业名称 化学工程与工艺化学工程与工艺所属院系所属院系 化学与化工学院化学与化工学院上交日期上交日期 2015.01.102015.01.101丙酮丙酮水连续蒸馏精馏塔课程任务设计书水连续蒸馏精馏塔课程任务设计书成绩评定：成绩评定：2目录一、设计任务.41.1 设计题目.41.2 原始数据.41.3 设计任务.4二、设计方案的选择及流程说明 .42.1 流程说明.42.2 设计方案.5三、工艺参数设计与计算 .63.1
2、 物料衡算63.2 操作条件和回流比 73.3 实际塔板数及全塔效率计算 9四、精馏塔主题尺寸的计算 .114.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量114.2 塔径的计算134.3 塔的有效高度的计算及排板 16五、塔板的流体力学验算 .20六、塔板负荷性能图.22七、精馏塔的主要接管尺寸 .287.1 进料管.287.2 回流液管.287.3 釜液出口管.297.4 塔顶蒸汽管.297.5 加热蒸汽管.29八、塔的辅助设备设计.2938.1、塔釜液与进料换热器 .298.2、塔顶冷却器-.308.3、再沸器.318.4、全凝器.31九、 塔总体结构.329.1 塔壁厚选择.329.2 压力试验3
3、29.3 塔封头的确定.329.4 法兰的确定.339.5 人孔数.339.6 塔高的计算339.7 支座33十、设计结果总览及设备模型 .3410.1 结果总览表3410.2 装配图35十一、设计心得及参考文献 .3711.1 设计心得3711.2 参考文献384一、设计任务一、设计任务1.11.1 设计题目设计题目丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计1.21.2 原始数据原始数据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学号)%=48.5% 4、原料处理量：根据 1、2、3
4、返算进料 F、xF、W、 xW 5、精馏方式：学号单号直接蒸汽加热、双号间接蒸汽，44 号为间接蒸汽加热M丙酮=58g/mol M水=18g/mol1.31.3 设计任务设计任务1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程图，表明所需的设备、管线及有关观测 或控制所需的仪表和装置。 2、精馏塔的工艺设计及结构设计：选定板型，确定塔径、塔高及进料板位置； 选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学计算（包括塔板 压降，淹塔校核及雾沫夹带量校核等）。 3、作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性。 4、确定与塔身相连的各种管路的直径。 5、计算全塔装置所用的，确定每个换热器的面积并进行初步选型，因
5、采用直接 蒸汽加热，还需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。二、设计方案的选择及流程说明二、设计方案的选择及流程说明2.12.1 流程说明流程说明丙酮-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。塔釜采用直接蒸 汽供热，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5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
6、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。2.22.2 设计方案设计方案2.2.12.2.1 操作压力操作压力丙酮-水混合体系在常压下为液态，且丙酮在常压下的沸点为 56.48，水 在常压下的沸点为 100，两者沸点相差较大容易分离，但丙酮与水会形成共 沸物，因此常规精馏塔不能得到无水丙酮，根据设计任务可知，产品要求低于 丙酮水共沸物的浓度，故可以在常压就实现精馏，高压或真空操作都会引起操 作上的其他问题以及设备费用的增加。因此，本设计选用常压操作。2.2.22.2.2 进料状况进料状况进料状况分为低于泡点的冷液体进料、泡点进料、气液混合物进料、饱和 蒸
7、汽进料和过热蒸汽进料五种方式。其中，泡点进料时操作比较容易控制且不 受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制 造比较方便。故本设计的进料方式选用泡点进料。2.2.32.2.3 塔板选型塔板选型几种有代表性的溢流式塔板为泡罩塔板、筛板、浮阀塔板。浮阀塔兼有泡 罩塔板和筛板的特点，其具有的优点为：生产能力大，操作弹性大，塔板效率 高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩 塔的 6080，而为筛板塔的 120130） 。 本设计选用 F1 型浮阀塔板（重阀） 。F1 型浮阀塔板的结构简单，制造方 便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度 2mm
8、的薄板冲制，每阀质量约为 33g。6新型水吸收新型水吸收- -精馏丙酮回收工艺流程精馏丙酮回收工艺流程三、工艺参数设计与计算三、工艺参数设计与计算3.13.1 物料衡算物料衡算 由间接加热及已知数据得：hmol/k02.541802.010000.3 5898.010000.3D得:xD =0.938318）1（5858x98.0DDD xx得：xF =0.226118）1（5858x485.0F FFxx有塔顶丙酮回收率公式 =得：F=6123.08Kg/hrFD FxxDFD xx D 485.099.098.03000h/kmol39.22618515.008.6123 58485.00
9、8.6123F由物料衡算得：DWFhDF/kmol37.17202.5439.226W得：xW =DWFDxWxFx3D1090.2WDxFFx故：xD =0.9383（摩尔分率） xF =0.2261（摩尔分率） xw=2.9010- 3（摩尔分率）73.23.2 操作条件和回流比操作条件和回流比3.2.13.2.1 回流比及操作线方程回流比及操作线方程常压精馏 P=1atm、进料热状态 q=1 、回流比 R=2RMi；泡点回流 加热蒸汽间接加热蒸汽的绝对压强 3atm、冷却水进口温度 25、出口温度 45、热损 失以 5%计、单板压降 0.7kPa、设备型式：设备型式为筛板塔或浮阀塔由图得
10、：；2261.0qx7036.0qy最小回流比: 4915.02261.07036.07036.09383.0minqqqD xyyxR回流比：取9830.04915.00.20.2minRR精馏段操作线：hkmolDRDLV/1217.107)1(4732.04957.011xRxxRRyD提馏段操作线：hkmolDRDFqFLWLV/1217.107)1()(004666.06091.2xxWqFRDWxWqFRDqFRDyW3.2.23.2.2 理论塔板数理论塔板数图表如下：8绿色为最小回流比情况下的精馏线，蓝色为实际精馏线、黄色为最小回流比情 况下提馏线，紫色为实际提馏线。黄绿交点为（
11、Xq，Yq）即 （0.2261，0.7036）蓝紫交点（0.2261，0.5853）9由图可知：其中进料层为第 7 层、其中精馏段所需理论塔板1019TN数为 6 层，提馏段所需理论塔板数为 3 层。3.33.3 实际塔板数及全塔效率计算实际塔板数及全塔效率计算3.3.13.3.1 全塔效率全塔效率查 t-x-y 图可知：tD=56.6102 tW=97.4711 tF=62.9508精馏段平均温度：7805.592精馏FD mttt提馏段平均温度：2110.802提馏WF mttt精馏段平均温度对应的摩尔浓度5959.0精馏mx提馏段平均温度对应的摩尔浓度03386.0提馏mx查表物性表得：
12、 5959.0精馏mx03386.0精馏mx对应的smPas3078.0a0.0003078P=精馏msmPas3371.0a0.0003371P=提馏m平均相对挥发度：由 x-y 图可得：10xD=0.9383 时 y*D=0.9579 xW=2.9010-3时 y*W=0.08154xF=0.2261 时 y*F=0.80061.4962 )1()1(* DDDD Dyxxy5247.30 )1()1(* WWWW Wyxxy7428.13 )1()1(* F*F FFF yxxy5345.4)(5.0 F精馏Dm4816.20)(5.0 FW提馏m全塔效率:4534.0)(49.0245
13、.0 精馏m精馏精馏mE3065.0)(49.0245.0 提馏m提馏提馏mE3.3.23.3.2 实际塔板数实际塔板数实际塔板数TT PENN（1）精馏段：NR=取整 14 块，考虑安全系数加一块为 15 块。23.134534.06（2）提馏段：NS=，取整 10 块，考虑安全系数加一块，为 1179.93065.03块。故进料板为第 16 块，实际总板数为 27 块。全塔总效率： 3333.0271101NTPTNE11四、精馏塔主题尺寸的计算四、精馏塔主题尺寸的计算4.14.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.14.1.1 精馏段精馏段的汽液体积流量的汽
14、液体积流量整理精馏段的已知数据列于下表，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(27.04+55.53)/2=41.29kg/kmol液相平均温度：tm 精馏=(tf+td)/2=(62.95+56.61)/2=59.78精馏段的已知数据表位置进料板塔顶(第一块板)xf=0.2261xD=0.9383摩尔分数 yf=0.8006yD=0.9579MLf=27.04MLD=55.53 摩尔质量/kg kmol Mvf=50.02MvD=56.32温度/62.9556.61在平均温度下查得 tm 精馏=59.78时 Xm 精馏=0.5959查表得液相平均密度为：lm 精馏=772.51kg/m3精
15、馏段的液相负荷 L=RD=0.983054.02=53.10kmol/h精馏段的液相体积流量 Lv=LM/lm=53.1041.29/772.51=2.843/mh由 RTMmnRT PVRTRTVmPM所以 RTPM精馏段塔顶压强P101.3KPa若取单板压降为 0.7, 则进料板压强aDFKPPP8.111157.0气相平均压强paPmK6.10628.111325.101精馏12气相平均摩尔质量 kmolkgMVm/17.53202.5032.56气相平均密度3/05.293.332314.817.536.106mkgRTMPmvmm vm汽相负荷 V=（R+1)D=(0.9830+1)54.02=107.12kmol/hhVMVvmvm V/m33.277805.217.5312.1073精馏段的负荷列于下表精馏段的汽液相负荷表名称汽相液相平均摩尔质量/kg kmol53.1741.29平均密度/3/kg m2.05772.51体积流量/3/mh2778.332.844.1.24.1.2 提馏段的汽液体积流量提馏段的汽液体积流量提馏段平均温度为：80.21 Xm=0.03046液
