分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺设计.doc
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沈阳化工大学化工原理课程设计第一章流程的确定及说明
化工原理课程设计
题目
分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺设计
板式精馏塔的工艺设计
系(院)
专业
班级
学生姓名
学号
指导教师
职称
讲师
二〇一二年六月十三日
6
化工原理课程设计
目录
一、化工原理课程设计任务书 1
二任务要求 1
三主要设计内容 1
1、设计方案的选择及流程说明 1
2、工艺计算 1
3、主要设备工艺尺寸设计 1
4、设计结果汇总 1
5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 2
第1章前言 2
1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 2
1.2精馏塔对塔设备的要求 3
第二章流程的确定和说明 3
2.1设计思路 3
2.2设计流程 4
第三章精馏塔的工艺计算 5
3.1物料衡算 6
3.1.1原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分率 6
3.1.2塔顶气相、液相,进料和塔底的温度分别为:
、、、…………………7
3.1.3相对挥发度的计算 7
3.2回流比的确定 8
3.3热量恒算 8
3.3.1热量示意图 8
3.3.2加热介质的选择 9
3.3.3热量衡算…………………………………………………………………………………9
3.4板数的确 11
3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及线方程………………………………………………11
3.4.2全塔效率 13
3.4.3实际塔板数 14
3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 15
3.5.1操作温度的计算 15
3.5.2操作压强的计算 17
3.5.3塔内各段气液两相的平均分子量 17
3.5.4各段组成(摩尔百分量) 19
3.5.5精馏塔各组分密度 19
3.5.6平均温度下液体表面张力的计算 22
3.5.7气液负荷的计算 22
3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 23
3.6.1塔径的计算 23
3.6.2精馏塔塔有效高度的计算 25
3.6.3溢流装置的计算 25
3.6.4塔板布置 29
3.7浮阀板的流体力学验算 32
3.7.1塔板压降 32
3.7.2淹塔 34
3.7.3雾沫夹带 35
3.7.4漏液………………………………………………………………………………………36
3.7.5液泛………………………………………………………………………………………36
3.8塔板负荷性能图 38
3.8.1液沫夹带线关系式………………………………………………………………………38
3.8.2液相负荷下限线关系式…………………………………………………………………39
3.8.3漏液线系式………………………………………………………………………………39
3.8.4液相负荷限线关系式……………………………………………………………………40
3.8.5降液管液泛线关系式……………………………………………………………………40
第四章.附属设备 42
1.冷凝器 42
2.再沸器 43
第五章结果列表 45
一主要符号说明……………………………………………………………………………………45
二精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表…………………………………………………47
参考文献……………………………………………………………………………………………48
塔图…………………………………………………………………………………………………50
工艺流程图…………………………………………………………………………………………51
50
化工原理课程设计任务书
一、设计题目
分离丙酮-水混合液(混合气)的连续浮阀式精馏塔
二、设计数据及条件
生产能力:
年处理丙酮-水混合液(混合气):
80000万吨(开工率300天/年);
原料:
原料加料量F=11111.1kg/h
丙酮含量为30%(质量百分率,下同)的常温液体(气体);
分离要求:
塔顶丙酮含量不低于(不高于)98.0%;
塔底丙酮含量不高于(不低于)2.0%。
塔顶压力p=0.101325Mpa(绝压)塔釜采用0.5Mpa(表压)饱和蒸汽间接加热
2工艺操作条件:
常压精馏,塔顶全凝器,塔底间接加热,冷进料,泡点回流。
三主要设计内容
1、设计方案的选择及流程说明
2、工艺计算
3、主要设备工艺尺寸设计
(1)塔径及精、提馏段塔板结构尺寸的确定
(2)塔板的流体力学核算
(3)塔板的负荷性能图
4、设计结果汇总
5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图
引言
本设计是以丙酮――水物系为设计物系,以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水。
浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备,此设计针对二元物系丙酮--水的精馏问题进行分析,选取,计算,核算,绘图等,是较完整的精馏设计过程。
通过画图计算得出理论板数为7块,回流比为0.432,算出塔效率为0.3056,实际板数为17块,进料位置为第7块,在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米,有效塔高12.80米,浮阀数(提馏段每块50)。
通过浮阀塔的流体力学验算,证明各指标数据均符合标准。
本次设计过程正常,操作合适。
第1章前言
1.1精馏原理及其在化工生产上的应用
实际生产中,在精馏柱及精馏塔中精馏时,上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。
对液态混合物精馏时,最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质,而残液是沸点高的A及A-B共沸物物质,精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区,温度最高;塔顶温度最低。
精馏结果,塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分,纯高沸点组分则留在塔底。
1.2精馏塔对塔设备的要求
精馏设备所用的设备及其相互联系,总称为精馏装置,其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类,通称塔设备,和其他传质过程一样,精馏塔对塔设备的要求大致如下:
一:
生产能力大:
即单位塔截面大的气液相流率,不会产生液泛等不正常流
动。
二:
效率高:
气液两相在塔内保持充分的密切接触,具有较高的塔板效率或传质效率。
三:
流体阻力小:
流体通过塔设备时阻力降小,可以节省动力费用,在减压操作是时,易于达到所要求的真空度。
四:
有一定的操作弹性:
当气液相流率有一定波动时,两相均能维持正常的流动,而且不会使效率发生较大的变化。
五:
结构简单,造价低,安装检修方便。
六:
能满足某些工艺的特性:
腐蚀性,热敏性,起泡性等。
1.3常用板式塔类型及本设计的选型
常用板式塔类型有很多,如:
筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。
而浮阀塔具有很多优点,且加工方便,故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛,是目前新型塔板研开发的主要方向。
近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备,浮阀塔多用
第二章精馏塔的设计计算
一.操作条件及基础数据
2.1.1操作压力
精馏操作按操作压力可分为常压,加压和减压操作,精馏操作中压力影响非常大。
当压力增大时,混合液的相对挥发度将减小,对分离不利;当压力减小时,相对挥发度将增大,对分离有利。
由于丙酮-水体系对温度的依赖性不强,常压下为液态,为降低塔的操作费用,操作压力选为常压101.325kPa。
2.1.2汽液平衡时,x、y、t数据
⑴理想系统
Antoine方程
式中:
——在温度T时的饱和蒸汽压mmHg;
T——温度,℃;
A、B、C——Antoine常数
表2-1-2⑴丙酮的Antoine常数
名称
A
B
C
丙酮
6.35647
1277.03
237.23
水
7.07406
1657.46
227.02
⑵非理想系统
表2-1-2⑵常压下丙酮-水气液平衡与温度关系
丙酮/%(mol分率)
温度/℃
丙酮/%(mol分率)
温度/℃
丙酮/%(mol分率)
温度/℃
液相
气相
液相
气相
液相
气相
0.00
0.00
100.0
0.20
0.815
62.1
0.80
0.898
58.2
0.01
0.253
92.7
0.30
0.830
61.0
0.90
0.935
57.5
0.02
0.425
86.5
0.40
0.839
60.4
0.95
0.963
57.0
0.05
0.624
75.8
0.50
0.849
60.0
1.00
1.00
56.13
0.10
0.755
66.5
0.60
0.859
59.7
0.15
0.798
63.4
0.70
0.874
59.0
注:
摘自化工原理课程设计P32表3-9
二.精馏塔工艺简介
连续精馏装置主要包括精馏塔,蒸馏釜(或再沸器),冷凝器,冷却器,原料预热器及贮槽等.
原料液经原料预热器加热至规定温度后,由塔中部加入塔内.蒸馏釜(或再沸器)的溶液受热后部分汽化,产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升,与板上回流液接触进行传质,从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高,至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体,冷凝的液体一部分作为塔顶产品,另一部分由塔顶引入塔内作为回流液,蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
原料
预热器
精馏塔
冷凝器
贮槽
冷却器
贮槽
再沸器
残液贮槽
第三章精馏塔的工艺计算
3.1物料衡算
3.1.1原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分率
丙酮的摩尔质量
水的摩尔质量
原料加料量F=80000t/a
进料组成xF=30%(质量百分数,下同)
馏出液组成xD=98%
釜液组成xw=2%
塔顶压力p=0.101325Mpa
所以=kg/h=11111.1kg/h
进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、、:
=
=
=
进料平均相对分子质量:
=0.117×58.08+(1-0.117)×18.02=22.71kg/kmol
原料液:
F==489.26kmol/h
总物料:
F=W+D……………
(1)
易挥发组分:
F=D+W…………
(2)
由
(1)、
(2)代入数据解得:
D=58.134W=431.126塔顶产品的平均相对分子质量:
=58.08×0.938+18.02×(1-0.938)=55.60kg/kmol
塔顶产品质量流量:
=D=55.60×58.134=3232.256kg/h
塔釜产品平均相对分子质量:
=58.08×0.0063+18.02×(1-0.0063)=18.272kg/kmol
塔釜产品质量流量:
=W=431.126×18.272=7877.534kg/h
物料衡算结果
表3-1-1
(1)物料衡算结果表
塔顶出料
塔底出料
进料
质量流量/(kg/h)
3232.256
7877.534
11111.1
质量分数/%
98
2
30
摩尔流量/(kmol/h)
58.134
431.126
489.26
摩尔分数/%
93.8
0.63
11.7
3.1.2塔顶气相、液相,进料和塔底的温度分别为:
、、、
查表3-1-1
(1),用内插法算得:
塔顶:
57.12℃
57.45℃
塔釜:
95.40℃
进料:
65.45℃
精馏段平均温度:
===61.45℃
提馏段平均温度:
==80.40℃
3.1.3.平均相对挥发度α
在温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为:
精馏段:
=61.45℃
⇒
提馏段:
=80.40℃
将分别代入得:
∴3.2回流比的确定
3.2.1回流比的确定
泡点进料:
Rmin=
因为R/Rmin=1.6所以R=Rmin*1.6=0.432
3.3热量恒算
3.3.1热量示意图(图略)
3.3.2加热介质的选择
常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。
饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。
由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高,可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。
燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100~1000℃,适合于高温加热。
烟道气的缺点是比热容及传热系数较低,加热温度控制困难。
本设计选用300kPa(温度为133.3℃)的饱和水蒸气做加热介质。
水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管,不但成本会相应降低,塔结构也不会复杂。
(1)冷却剂的选择
常用的冷却剂是水和空气,应因地制宜地加以选用。
受当地气温限制,冷却水一般为10~25℃.如需冷却到较低温度,则需采用低温介质,如冷冻盐水、氟利昂等。
本设计建厂地区为沈阳,沈阳市夏季最热月份日平均气温为25℃。
故选用25℃的冷却水,选升温10℃,即冷却水的出口温度为35℃。
3.3.3热量衡算
已求得:
57.12℃57.40℃95.40℃65.45℃
精馏段平均温度:
===61.45℃
提馏段平均温度:
==80.40℃
温度下:
=135.91kJ/(kmol·K);=76.04kJ/(kmol·K);
=135.91×0.938+76.04×(1-0.938)
=132.20kJ/(kmol·K);
温度下:
=143.46kJ/(kmol·K);=76.40kJ/(kmol·K);
=143.46×0.0063+76.40×(1-0.0063)
=76.82kJ/(kmol·K)
温度下:
=525kJ/kg;=2812.5kJ/kg;
=525×0.938+2812.5×(1-0.938)
=666.83kJ/kg
塔顶:
=58.08×0.938+18.02×(1-0.938)
=55.60kg/kmol
(1)0℃时塔顶气体上升的焓
塔顶以0℃为基准,
=83.248×132.2×330.27+83.248×666.83×55.60
=6721230.57kJ/h
(2)回流液的焓
57.40℃温度下:
=135.91kJ/(kmol·K);=76.04kJ/(kmol·K);
=135.91×0.938+76.04×(1-0.938)
=132.20kJ/(kmol·K)
=25.114×132.20×330.55=1097449.92kJ/h
(3)塔顶馏出液的焓
因馏出口与回流口组成一样,所以
=58.134×132.20×330.27=1097449.40kJ/h
(4)冷凝器消耗的焓
=6721230.57-1097449.40-2538228.92=3085552.25kJ/h
(5)进料口的焓
温度下:
=135.66kJ/(kmol·K);=75.68kJ/(kmol·K);
=135.66×0.117+75.68×(1-0.117)
=82.70kJ/(kmol·K)
所以=489.26×82.70×338.60=13700366.16kJ/h
(6)塔底残液的焓
=431.126×76.82×368.55=12206044.05kJ/h
(7)再沸器
塔釜热损失为10%,则η=0.9
设再沸器损失能量,
加热器的实际热负荷
=3085552.25+12206044.05+2538228.92-13700366.16=4129459.064
=4588287.85kJ/h
(8)热量衡算结果
表3-3-1
(1)热量衡算表
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
再沸器
平均比热
/
82.70
—
132.20
76.82
—
热量Q/
13700366.16
3085552.52
2538228.92
12206044.05
4588287.85
3.4板数的确定
3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及线方程
精馏段操作线方程:
提馏段操作线方程:
气液平衡方程:
由于塔顶为全凝器,从塔顶最上一层塔板(序号为1)上升的蒸汽全部冷凝成饱和温度下的液体,故镏出液和回流液的组成均为离开第一层理论版的气相组成y,即=0.938,根据理论板的概念,自第一层塔板下降的液相组成x1与y1互成平衡,则从第二层理论板上升的气相组成y2与x1符合精馏段操作线方程关系,由x1可求的y2,即同理则第三层理论塔板为进料板
进行提馏段理论塔板的计算
由于所以此塔理论板数为5(不含再沸器),第三层为进料板,精馏段塔板数为2,提馏段塔板数为3。
W=437.126kmol/h
3.4.2全塔效率
由进料组成
表3-4-2)不同温度下丙酮-水黏度(mPa·s)
温度℃
60
70
80
90
100
0.233
0.215
0.198
0.185
0.171
0.470
0.406
0.355
0.315
0.283
全塔的平均温度:
=76.26℃
由表2-2-3
(1),利用内插法计算得:
丙酮:
0.204mPa·s
水:
0.374mPa·
因为
所以,mPa·s
mPa·s
mPa·s
全塔液体平均黏度:
mPa·s
已知℃,由表2-1-2
(2),利用内插法计算得:
因此:
x=4.87%y=61.54%已求得23.36
全塔效率=30.56%
3.4.3.实际塔板数
实际塔板数:
=17块(不含塔釜)第7块理论板为加料版
表3-4-3丙酮-水在不同温度下的密度
溫度℃
=57.12
0.741
0.985
=95.40
0.685
0.962
=65.45
0.727
0.980
见《化工原理书》附录五P361及附录三P359
经查表得泡点温度℃
℃
在此温度下查文献得:
则进料液再该温度下的平均粘度为:
则板效率E由计算0.3871
则实际塔板数:
第14块理论板为加料版
3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.5.1操作温度的计算
表3-5-1
(1)丙酮-水在不同温度下的密度
溫度℃
=57.12
0.741
0.985
=95.40
0.685
0.962
=65.45
0.727
0.980
1.)塔顶温度计算
查附表(丙酮和水的平衡数据)丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为0.90和0.95时,其沸点分别为57.5℃、57.0℃塔顶温度为,则由内插法:
,
℃
同理
2.)进料板温度
查附表(丙酮和水的平衡数据)丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为0.117
℃
3.)塔釜的温度
查附表(丙酮和水的平衡数据)丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为0.00和0.02时,其沸点分别为100℃和99.3℃设塔顶温度为,则由内插法:
,,
℃
则精馏段的平均温度:
℃
提馏段的平均温度:
℃
3.5.2操作压强
塔顶压强:
PD=101.325kpa取每层塔板压降:
ΔP=0.6kpa
则进料板压力:
塔釜压力:
则精馏段的平均操作压强:
提馏段的平均操作压强:
3.5.3气液两相的平均分子量
丙酮的摩尔质量
水的摩尔质量
由公式得
1.)对于塔顶对于液相平均分子量:
对于气体平均分子量:
2.)对于进料板,对于液相平均分子量:
3.)对于塔釜对于液相平均分子量:
4.)平均温度下的平均分子质量
平均温度液相组分气相组分
精馏段61.450.25910.8239提馏段80.400.03710.6111
故平均温度下各段气相的平均相对分子质量
精馏段
提馏段
平均温度下各段液体的平均相对分子质量
精馏段
提馏段
3.5.4各段摩尔组成(百分含量)
平均温度下各段组成(摩尔百分量),经查附表(丙酮和水的平衡数据)
平均温度液相组分气相组分
精馏段61.450.25910.8239
提馏段80.400.03710.6111
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