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1、化工原理课程设计1第一部分第一部分 设计概述设计概述一一 、设计题目：、设计题目： 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二二 、工艺条件、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： 自选三三 、设计内容、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
2、工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，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
3、的冷却介质将余热带走。化工原理课程设计2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化工原理课程设计3第二部分第二部分 塔的工艺计算塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据一、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 mpa0.260.2310.2090.199
4、0.1790.160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19.518.817.716.315.214.3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58.0856.250
5、8.14701.50 表 5. 丙酮水系统 txy 数据 丙酮摩尔数沸点 t/xy 10000 920.010.279 84.20.0250.47 75.60.050.63 66.90.10.754 62.40.20.813 61.10.30.832 60.30.40.842 59.80.50.851 59.20.60.863化工原理课程设计458.80.70.875 58.20.80.897 57.40.90.935 56.90.950.962 56.70.9750.979 56.511 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 线图化工原理课程设计5（2）进料液及塔
6、顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmolAM水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmolBM平均摩尔质量0937. 002.18/75. 008.58/25. 008.58/25. 0Fx968. 002.18/01. 008.58/99. 008.58/99. 0Dx00629.002.18/98.008.58/02.008.58/02.0Wx化工原理课程设计6M =0.0937 58.08+（1-0.0937） 18.02=21.774 kg/kmolFM = 0.968 58.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmolDM=0.00629
7、58.08+（1-0.00629） 18.02=18.272 kg/kmolWkg/kmol30000000/(300 24)191.3621.774F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。Fxexexey化工原理课程设计7= minDeeexyRyx0.9680.7490.00420.7490.0937确定操作回流比： min(1.1 2.0)RR令=0.6684min2RR二、全塔物料衡算与操作方程二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算FSDWFDWFxDxWxKmol/h0.09370.00629191.3617.2050.9680
8、.00629 0.6684FWDWxqxDFxRxKmol/h0.6684 17.205 191.36202.86WLRDqFKmol/h(1)(1)(0.6684 1) 17.20528.705SVRDq F(2) 操作方程精馏段 = 111D nnxRyxRR0.40.58nx 提馏段 = 1nnWWWyxxSS7.0670.044nx （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：=0.8688minmin0.9680.915 10.9680.854R RminR设=1.7376min2
9、RR17.091/FDDWxxDFKmol hxx(1)46.788/SRDKmol h29.697/LRDKmol h化工原理课程设计8221.057/WRDqFKmol h精馏段操作线方程：=111D nnxRyxRR0.630.35nx 利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 块 ， 进料板位置 11TN 7FN三、全塔效率的估算三、全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：O conenell 根据丙酮水系统 tx(y)图可以查得：(塔顶第一块板) ctd05 .560.968Dx 10.968y 10.95x 设丙酮为 A 物质，水为 B 物质所以第一块板上： 0.968
10、Ay 0.95Ax 0.032By 0.05Bx 可得： ()/1.59/AA AB D BByxayx(加料板) ctf067.20.0937Fx 0.75Fy 假设物质同上： 0.750Ay 0.0937Ax 0.250By 0.9063Bx 可得： ()/29/AA AB F BByxayx(塔底) ctw01000.00629Wx0.00627Wy假设物质同上： 0.00627Ay 0.00629Ax 0.99373By 0.99371Bx 可得： ()/0.997/AA AB W BByxayx所以全塔平均挥发度： 331.59 29 0.9973.58DFWaa a a精馏段平均温
11、度： 0 156.567.261.8522DFTTTC查前面物性常数（粘度表）：61.85 时， 0C0.53mPa s水0.51mPa s丙酮化工原理课程设计9所以 0.53 0.2430.52 0.7570.515miixPa s精查 85时，丙酮-水的组成0C0.175y水0.757x水0.825y丙酮0.243x丙酮所以 -0.245 (E=0.49 3.58 0.515=0.42T精）（）同理可得：提留段的平均温度 0BF 210067.283.622TTTC查表可得在 83.6时 0C-0.245E=0.49 3.58 0.336=0.468T（提）（）四、实际塔板数四、实际塔板数
12、实际塔板数TT PENN（1）精馏段：，取整 15 块，考虑安全系数加一块为 15 块。R6N =14.30.42（2）提馏段：，取整 9 块，考虑安全系数加一块，为 9 块。(4N=8.550.468S 提）故进料板为第 16 块，实际总板数为 25 块。全塔总效率： T T PN -1E =0.42N化工原理课程设计10五、精馏塔主题尺寸的计算五、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
13、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)xf=0.09370y1=xD=0.9680 摩尔分数 yf=0.7500x1=0.9500MLf=20.22MLf=56.79 摩尔质量/kg kmol Mvf=43.46Mvl=56.08温度/67.2056.70在平均温度下查得 23233971.1/,735/H OCH CH OHkg mkg m液相平均密度为：22111 Lm其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.353/kg m精馏段的液相负荷 L=RD=1.737617.091=
14、29.697kmol/hLn=LM/lm=29.69739.29/852.35=1.3693/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, 则化工原理课程设计11进料板压强aDFKPPP825.111157 . 0气相平均压强575.1062825.111325.101mP气相平均摩尔质量 kmolkgMVm/105.50242.4379.56气相平均密度3/92. 11 .335314. 8105.50575.106mkgRTMPmvmm vm汽相负荷 V=（R+1)D=(1.736+1)17.091= 46.761kmo
15、l/h291.122092. 1105.50761.46vmvm nVMV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/kg kmol50.10539.29平均密度/3/kg m1.92852.35体积流量/3/mh1220.2911.332化工原理课程设计12提馏段的汽液体积流量 整理提馏段的已知数据列于表 8，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 Xw=0.00629Xf=0.0937摩尔分数Yw=0.00627Yf=0.750Mlv =0MLf=20.22摩尔质量/kg kmolMlv=18.272Mvf=43.46温度/10067.2
