《化工原理课程设计(丙酮-水)》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计(丙酮-水)（35页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、目录第一部分 设计概述3一 、设计题目：3二 、工艺条件:3三 、设计内容3四、工艺流程图3第二部分 塔的工艺计算5一、查阅文献，整理有关物性数据5二、全塔物料衡算与操作方程9三、全塔效率的估算10四、实际塔板数11五、精馏塔主题尺寸的计算121 精馏段与提馏段的汽液体积流量122 塔径的计算143 塔高的计算184 塔板结构尺寸的确定185弓形降液管196开孔区面积计算207 筛板的筛孔和开孔率21六、筛板的流体力学验算221塔板压降222液面落差22七、塔板负荷性能图241精馏段塔板负荷性能图242提馏段塔板负荷性能图27八、精馏塔的主要附属设备301.塔顶全凝器设计计算302.料液泵设计
2、计算31九、设计结果一览表33十、符号说明34十一、参考文献1十二、设计小结2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
3、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
4、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
5、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58.0856.2508.14701.50表5. 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.7
6、5462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511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=0.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=
7、56.798 kg/kmolM=0.08+（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
8、层数 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
9、块。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
