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1、吨/年体系精馏分离板式塔设计第一部分 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：70000吨/年（料液）年工作日：7200小时原料组成：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 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4、
2、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。丙酮水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板
3、，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.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=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmolM=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol
4、 原料处理量 kmol/h最小回流比 去操作回流比为 二、全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 446.51=D+W丙酮物料衡算 446.510.0937=0.968D+0.00629W联立解得 D=35.6743.48 kmol/h W=430.8366 kmol/hkmol/hL=RD=1.3535.67=58.698 kmol/h(2) 操作方程精馏段操作线方程：利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 10块 ，进料板位置 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N=17 提馏段实际板层数N“=7三、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
5、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 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=(21.7474+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/
6、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 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.35精馏段的液相负荷L=RD=1.3543.48=58.698kmol/h Ln=LM/lm=58.69839.29/852.35=2.71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
7、汽相负荷 V=（R+1)D=(1.35+1)43.48= 102.178kmol/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/2666.471.332提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表8，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
8、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 3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -
9、塔顶空间（不包括头盖部分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=24块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：4 塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间
10、一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液层深度，一般不宜超过60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E-液体的收缩系数-液相的体积流量-堰长精馏段 =由 查手册知 E=1 则=0.005261=0.00526m=0.06-0.00526=0.0546m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0546-0.01=0.0446同理，对提馏段 =由 查手册得 E=1.=0.003371=0.0337m=0.06-0.00337=0.05663m=0.05663-0.
11、01=0.04663m6开孔区面积计算 已知=0.12m进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07m阀孔总面积可由下式计算x=r=所以 7 筛板的筛孔和开孔率因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为 则 精馏段 提馏段 六、筛板的流体力学验算 1塔板压降 2液面落差七、塔板负荷性能图 1精馏段塔板负荷性能图 1.1漏液线 1.2液沫夹带线 1.3液相负荷下限线.1.4液相负荷上限线1.5液泛线 根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min=2.922提馏段塔板负荷性能图2.1漏液线 = 值，已上式计算 2.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0366 how=2.84/10001.074(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3则hf=
