丙酮水溶液筛板精馏塔设计.docx
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丙酮水溶液筛板精馏塔设计.docx
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丙酮水溶液筛板精馏塔设计
河南科技学院化工原理(下)课程设计
/题目:
\\
处理量为7万吨/年丙酮和水体系精馏
分离板式塔设计
学院:
化学化工学院
专业:
化工105
姓名:
胡勐豪
指导教师:
乔梅英
第一部分设计概述
、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仙酮,75%水(质量分率,下同)\
/产品组成:
馏出液99%丙酮,釜液2仙酮、、、
/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、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
丙酮一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。
丙酮一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
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
MA=Kg/kmol
水的摩尔质量
/MB=Kg/kmol
XW
0.02/58.08
-0.00629
0.02
/58.080.98/18.02
Xf
0.25/58.08
0.0937
0.25/58.080.75/18.02
XD
0.99/58.08
0.968
0.99/58.080.01/18.02
平均摩尔质量
Mf=()=21.774kg/kmol
Md==56.798kg/kmol
MW=()=18.272kg/kmol
70000000/7200
原料处理量F446.51kmol/h
\21.774
xDyq
最小回流比Rmin-q0.675
yqXq
去操作回流比为R2Rmin1.35
二、全塔物料衡算与操作方程
(1)全塔物料衡算
=D+W
丙酮物料衡算联立解得D=kmol/h
W=kmol/h
V(R1)D(1q)F(1.351)35.67102.178kmol/h
L=RD=kmol/h
L'LF58.698478.40537.098
V'V102.178
(2)操作方程精馏段操作线方程:
LD
yxxD0.574x0.412VV
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Nf8
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(O'conenell)对全塔效率进行估算:
根据丙酮一水系统t—x(y)图可以查得:
td56.50c(塔顶第一块板)Xd0.968如0.968为0.95
设丙酮为A物质,水为B物质
可得:
aAB(D)
tf67.20c(加料板)
yA/xA
AA1.59
yB/xb
xF0.0937
yF0.75
假设物质同上:
yA0.750xA0.0937
yB0.250xB0.9063
可得:
aAB(F)1a12Xa29
yB/Xb
tw1000c(塔底)Xw0.00629
假设物质同上:
yA0.00627xA0.00629
yW0.00627
yB0.99373Xb0.99371
可得:
aAB(w)仏0.997
yB/Xb
所以全塔平均挥发度:
a3aDaFaW
31.59290.9973.58
精馏段平均温度:
T1TdTf
56.567.2
61.850C
12
2
查前面物性常数(粘度表)
:
0c时,水
0.53mPas
丙酮0.51mPas
精
xij0.530.2430.520.7570.515mPas
所以
所以第一块板上:
yA0.968Xa0.95yB0.032Xb0.05
查85°C时,丙酮-水的组成
y水0・175x水0.757y丙酮0.825x丙酮0.243
所以Et(精)=0.49(3.580.515)-0・245=0.42
同理可得:
提留段的平均温度T2TBTf10067・283.60C
22
查表可得在°C时Et(提)=0.49(3.580.336)°245=0.468
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=+/2=kmol
液相平均温度:
tm=(tf+td)/2=+/2=°C
表6.精馏段的已知数据
位置
进料板
塔顶(第块板)
摩尔分数
xf=
y1=XD=
yf=
X1=
、摩尔质量/kg/kmol
MLf=
MLf=
Mvf=
Mvl=
温度/C
在平均温度下查得H2O971.1kg/m3,CH3CH2OH735kg/m3
液相平均密度为:
1
Lm
1_2
12\
其中,a1=a2=
所以,plm=kg/m3精馏段的液相负荷L=RD=x=h
3、
Ln=LM/plm=x=m/h
亠mr〒m
由PVnRTRTPMRTRT
MV
所以
PM
RT
精馏段塔顶压强P101.3KPa
若取单板压降为,则
进料板压强PFPD0.717113.225KPa
气相平均压强pm101.325113.225107.275
2
气相平均摩尔质量MVm56.7943.4250.105kg/kmol
2
气相平均密度
vm
PmMvm
RTm
107.27550.105
8.314335.1
3
1.93kg/m
汽相负荷V=(R+1)D=+1)x=h
VM
vm
vm
102.17850.105
1.92
2666.47
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/kmol
3
平均密度/kg/m
体积流量/m/h
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=Yw=
Xf=
Yf=/
摩尔质
量
Mlv=0
MLf=
/kg/kmol
Mlv=
Mvf=
温度/c
100\
表9提馏段的汽液相负荷
名称
液相\/
汽相
平均摩尔质量/kg/kmol
平均密度/kg/m3
体积流里/m/h
2塔径的计算
在塔顶的温度下查表面张力表119.0mN/m266.595mN/m
mD0.96819(10.968)66.59520.523mN/m
在进料板温度下查表面张力表:
i=m2=m
mF0.093717.9(10.0937)64.7460.35mN/m
在塔底温度下查表面张力表:
1=m2=m
mW0.0062914.3(10.00629)58.458.12mN/m
精馏段液相平均表面张力
一’50.52360.35
m
2
提馏段液相平均表面张力
"60.3558.12
40.4373mN/m
2
全塔液相平均表面张力
-20.52360.35
59.24mN/m
在塔顶的温度下查粘度表
lgmD0.968lg
mD0.245mP
在进料板温度下查粘度表:
5812
46.331mN/m
0.24mP
0.24(1
0.23mP
lgmf0.0937lg0.23
s20.51mPa
0.968)lg0.51
0.46mPa
(1
0.610
0.0937)lg0.460.367
mw0.431mPs
在塔底温度下查粘度表:
0.160mPs
20.249mPas
lgmw
0.00629lg0.160(10.00629)lg0.2490.607
mw0.249mPs
精馏段液相平均粘度
0.4310.245
0.338mPas
提馏段液相平均粘度
0.4310.249
全塔液相平均粘度
m
2
0.339mPas
0.2450.431
也0.308mPas
1.塔径的计算
精馏段的体积流率计算:
VMvm
102.17850.105
3600LM
36001.92
2
0.741m/s
Ls
LMlm
3600lm
图横坐标:
58.69838.1485
3600852.349
3
0.00073m/s
Umax
—(
Vs
-)12
V
0.00073
0.741
(沁"
1.92
0.021
取板间距Ht
0.3
板上液层咼度
hL0.06m
Ht
hL
0.30.06
0.24m
C200.052
:
查附图:
Umax0.05986
CC20(Gk)0'20.052(40.4373)°.20.05986
2020
晚349「921.259m/s
1.92
取安全系数为,
表观空塔气速:
U0.7Umax0.8813m/s
估算塔径:
'0.9991m
3.14U
塔截面积:
2
At10.785m
4
实际塔气速:
U
Vs
At
0.741
0.944m/s
0.785
精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为:
Z精
N精-
■1H-
17-10.34.8m
提留段有效高度为:
z提
N提-
■1Ht
7-10.31.8m
在进料板上方开一小孔,其高度为,故精馏塔的有效高度为:
ZZ精Z提0.87.4m
3.溢流装置的计算
⑴堰长lw
可取lw==X=
23
⑵溢流堰高度hw
284l
由hw=hi_hw,选用平直堰,堰上液层高度:
h°w-—E」
1000Lw
2.48,36000.000373
取用E=1,则how10.00526m
10000.528
取液上清液层高度hw0.060.0052600547m
⑶弓形降液管宽度Wd和截面积A
由Iw/D0.66,查图5-7()附图得
A
0.00762;Wd
0.136
AT
D
Wd
0.1360.8
0.1088m;Af0.02620.503
0.0383m2
用经验公式:
3600AfHt36000.03830.3--31.05s5s
Lh0.000373600
故降液管设计合理。
⑷降液管底隙高度h。
比hw低10mm,则:
h0=hw—=—=0.0447m
故选用凹形受液盘,深度hw50mm
塔板布置
⑴塔板的分块
因为D>800mm,故塔板采用分块式,查表5-3得:
塔板分3块⑵边缘区宽度确定
取WsWs0.065m,WL0.035m
⑶开孔区面积Aa
Aa
2
:
22x,rx
ra180
.xresin
r
x
D
1
W-
0.124
0.065
0.311m
2
2
其中,
D
1
r
——
WL—
0.035
0.465m
2
2
:
2
2
0.4652
0.311
Aa
2
0.311
0.465
0.2212
aresin
180
0.465
2
2
0.532m
⑷筛孔计算及其排列
选用S=3mm碳钢筛孔直径板,取筛孔直径d0=5mm
筛孔按正三角形排列,取孔中心距t=3d°=5mm
筛孔数目:
开孔率:
n1.155Aa/t
2
0.907
气体通过阀孔的气速为:
\U0%
1.1550.532
0.015
2731个
2
0.005
0.015
10.1%
0.741/0.1010.532
13.79m/s
3塔高的计算
塔的高度可以由下式计算:
ZHP(N2S)HtSHtHfHw
Hp--塔顶空间(不包括头盖部分)
Ht--板间距
N---实际板数
S---人孔数
Hf--进料板出板间距
Hw--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=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Ht0.6m,则塔顶空间Hp=1m,塔底空间Hw=,进料板空间高
度Hf0.8m,那么,全塔高度:
Z(252)0.31.11.21.511.58m
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Ws70mm,
查得堰长檐长Lw
528mm
弓形溢流管宽度Wd
109mm
弓形降液管面积Af
2
0.04m
降液管面积与塔截面积之比
Af
AT
7.62%
堰长与塔径之比山0.660
\D
降液管的体积与液相流量之比液体在精馏段降液管内的停留时间
,即液体在降液管中停留时间一般应大于5s
晋攀8.3s5s符合要求
液体在精馏段降液管内的停留时间
T00窗5・17S5S符合要求
5弓形降液管
采用平直堰,堰高hwh1how
hL--板上液层深度,一般不宜超过60--70mm
how--堰上液流高度
堰上的液流高度可根据Francis公式计算
L2/
how=0.00284E(-^)3
Lw
E--液体的收缩系数
LS--液相的体积流量
Lw--堰长
精馏段
how=0.00284E(
3600°.0003乍
0.65
0.00526E
由Lw0.66Ls25
D(Lw).
查手册知E=1则
h°w=X1=0.00526m
36000.00037
25
0.528
6.57
hw=0.0546m降液管底部离塔板距离h0,考虑液封,取%比hw小15mm
即g=同理,对提馏段
2
13.76|
how=0.00284E()30.00337E
0.65
由Lw0.66
D
查手册得E=1.
how=X1=0.0337m\
hw=0.05663mh°0.04663m开孔区面积计算已知Wd=0.12m
进取无效边缘区宽度Wc=破沫区宽度Ws=
阀孔总面积可由下式计算
Aa
2x、r
22
x
0r2arcsin(—)
1800r
Dx=
2
-(Ws
Wd)
1
(0.070.1088)0.2212m
D
r=
Wc
0.4
0.0350.365m
2
所以
Aa
20.2212.,0.36520.22122
7筛板的筛孔和开孔率
、02212
00.3652arcsin()180°0.365
因丙酮-水组分无腐蚀性,可选用3mm碳钢板,取筛空直径do=5mm
筛空按正三角排列,孔中心距t=3d0=35=15mm1158000Aan
筛孔数目
t2
(1158000)0.3021550.271550
152
0.302m2
开孔率
0.907
2
(t/d)
0.907
10.07%(在5--15%范围内)
气体通过筛孔的气速为u0
Vs
Aa
则精馏段Uoj
0.339
提馏段UoT
11.114m/s
0.10070.462
0.336
11.0517m/s
0.10070.302
六、筛板的流体力学验算
1塔板压降
⑴干板阻力hc计算
干板阻力he0.015也
C0
由所选用筛板d0I
1.67,杳得C。
0.773
.2#
he0.05111.1%.7731.9%52.3490.0250m液柱
⑵气体通过液层的阻力hL的计算
气体通过液层的阻力hLhi
Ua
Vs
AtAf
0.339
0.503
0.730m/s
0.0383
FoUa..V
0.703
..1.921.012kg12/sm/2
查图得:
0.70
hLhL
hwhow
0.055320.004680.042
⑶液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力
440.4373103
hLgd0852.359.810.0050.00387m液柱
气体通过每层塔板的高度hp可计算:
2液面落差
hphehh0.0710
PphpLg593Fa700Fa
(700Pa=S计允许值)
对于筛板塔,液面落差很小,由于塔径和液流量均不大,所以可忽略液面落差的影响。
液沫夹带
3.2
液沫夹带量,采用公式e5.7106UaHthf
由hf2.5hL2.50.0420.105m
所以eV需
32
11114.
0.0160.1
0.40.105
故设计中液沫夹带量
e允许范围内
漏液
对于筛板塔,漏液点气速:
U0,min4.40.0056
0.13hLhLV
/4.40.772■
0.00560.130.0420.0040852.34/2.01
=5.89m/s
实际空速:
U。
11.114ms
稳定系数:
KU°1.891.5
U0,min
故在本实验中无明显漏液。
液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液高度Hd应服从式子
HdHThw
取0.5,Ht
hw0.50.30.054700.177
而Hdhphl
hd,板上不设进口堰,则有
\2
hd0.153U。
2
0.1530.080.001m液柱
Hdhphlhd0.080.060.0010.1414HThw
可知,本设计不会发生液泛
七、塔板负荷性能图
1精馏段塔板负荷性能图
漏液线
查C0~d/图知
U0,min4.4J0.00560.13hLhJV
4.40.772.0.00560.130.0420.0040852.34/2.01
2312
=0.10363.867158.103Ls3
在操作范围内,任取几个Ls值,已上式计算Vs
Lsm3/s
Vsm3/s
液沫夹带线
以©▼=液氷9气为限,求Vs-Ls关系如下:
3.2
5.7106ua
ev
LHthf
ATAf
Vs
0.5030.0383
2.152VS
hf
2.5hL
2.50.0547
2.843600Ls3
1
10000.528
0.136752.553L:
3
Hthf0.163252.553L:
3
3.2
5.7106
40.4373103
2.152Vs
0.1
5.7106VS
41.08100.732(0.2792.32L$3)
0.163252.553Ls3
13!
Lsm/s
3
Vsm/s
解得VS=
可作出液沫夹带线2
液相负荷下限线
液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布,将导致塔板效率下降,对于平直
堰,取堰上液层高度how=作为最小液相负荷标准。
u2.843600L.2门心“l
how=E(-)0.0053E
1000Lw
3
E=1,则Ls,min(0.005里1000)20.00027m3/s
2.84
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.
液相负荷上限线
3s作为液体在降液管中停留时间的下限
AH
5,LS,min竺0^3830.00383m3/s
^故Ls,max
迪0^^3830.00383m3/s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。
液泛线
为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内,须维持的液层高度
Hd
令Hd(Hthw)
0.40.05470
HdhphLhd
hphehLm
hlhL,hL九%联立得
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