1、34河 南 科 技 学 院 化 工 原 理 （ 下 ） 课 程 设 计题题目：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 化工原理课程设计35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
2、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
3、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，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。化工原理课程设计35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35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/kmolAM水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmolB平均摩尔质量M =0.0937 58.08+（1-
4、0.0937） 18.02=21.774 kg/kmolFM = 0.968 58.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmolDM =0.00629 58.08+（1-0.00629 ） 18.02=18.272 kg/kmol W原料处理量 kmol/h70/2046.511.F最小回流比 min.7DqxyR去操作回流比为 in21.35二、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 446.51 0.0937=0.968D+0.00629W联立解得 D=35.6743.48 kmol/hW=430.8366 kmol/hkmol/h
5、(1)()(1.35).67102.8VRDqFL=RD=1.35 35.67=58.698 kmol/h0937.2.18/75.0.8/25.0Fx 6/9.D 62./9/./W化工原理课程设计35 58.6947.053.98102LFV(2) 操作方程精馏段操作线方程： .5740.12Dyxx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 8FN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：Oconel根据丙酮水系统 tx(y)图可以查得：(塔顶第一块板) td05.60.968Dx
6、10.968y10.95x设丙酮为 A 物质，水为 B 物质所以第一块板上： 0.968Ay.5A.32B.B可得： ()/1.9BDBxa(加料板) ctf067.20.37F0.75Fy假设物质同上： .750Ay9Ax2B.9063Bx可得： ()/2BFBa(塔底) ctw010.69Wx0.627Wy假设物质同上： .0627Ay2A93B0.9371Bx可得： ()/.9BWBxa所以全塔平均挥发度： 331.5290.73.58DFWa精馏段平均温度： 162TC查前面物性常数（粘度表）：61.85 时， 0C.mPas水 0.1mPas丙 酮化工原理课程设计35所以 0.532
7、40.570.51mix Pas精查 85 时，丙酮-水的组成0C.175y水 0.75x水 .8y丙 酮 .3x丙 酮所以 -0.245(E=493.1=T精 ） （ ）同理可得：提留段的平均温度 0BF267.8.TC查表可得在 83.6 时 0C-0.2450.583T（ 提 ） （ ）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)/2=61.85 表 6.
8、 精馏段的已知数据位置 进料板 塔顶(第一块板)xf=0.09370 y1=xD=0.9680摩尔分数yf=0.7500 x1=0.9500MLf=20.22 MLf=56.79摩尔质量/ /kgmolMvf=43.46 Mvl=56.08温度/ 67.20 56.70在平均温度下查得 2 323971./,75/HOCHOkgkgm液相平均密度为： 21Lm其中， 1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm = 852.35 3/kgm精馏段的液相负荷 L=RD=1.3543.48=58.698kmol/hLn=LM/lm =58.69839.29/852.35=2.71 3/mh化工
9、原理课程设计35由 RTMmnPVRTVP所以 精馏段塔顶压强 10.3Ka若取单板压降为 0.7, 则进料板压强 aDF PP25.7.气相平均压强 7.10310m气相平均摩尔质量 kmolgMV /249.6气相平均密度 3/9.1.351.8RTPmvv 汽相负荷 V=（R+1)D=(1.35+1) 43.48= 102.178kmol/h47.269.105782vmnV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/ /kgol50.105 39.29平均密度/ 3m1.92 852.35体积流量/ /h2666.47 1.332提馏段的汽液体积流量
10、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=0.00629 Xf=0.0937摩尔分数Yw=0.00627 Yf=0.750Mlv =0 MLf=20.22摩尔质量/kgmolMlv=18.272 Mvf=43.46温度/ 100 67.2表 9 提馏段的汽液相负荷名称 液相 汽相化工原理课程设计35平均摩尔质量/ /kgmol30.846 19.12平均密度/ 3951.37 1.809体积流量/ /h0.684 1209.62 塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表 mN/19.0mN/6.5
11、92mD 532.6)98.01(968.0在进料板温度下查表面张力表： =17.9mN/m =64.74mN/m12mNF /.6074.).(.73.m 在塔底温度下查表面张力表： =14.3mN/m =58.4mN/m12W /1.58.)029.(.140629.m精馏段液相平均表面张力 mNm /437653. 提馏段液相平均表面张力 /9.28.10.“全塔液相平均表面张力 mN/31.463.5.652. 在塔顶的温度下查粘度表 smP.01sa5.02610lg)98(lg968.lg mDs245在进料板温度下查粘度表： P3.01sma46.02367.0.lg)9371(
12、lg97.lg mfsw4在塔底温度下查粘度表： P160.smPa249.化工原理课程设计35607.249.lg)06.1(.lg0629.lg mwsP4精馏段液相平均粘度 smam38.025.31.0提馏段液相平均粘度 P.9.4.“全塔液相平均粘度 sma308.32.1.025.1. 塔径的计算精馏段的体积流率计算：VLMlmSLvsCUsmVax 32/07.349.852601.3 /7.60图横坐标： 021.)9.134852(7.0)(21 VLs取板间距 ，板上液层高度3.THmhL6hL24：查附图： smUGCL /259.19.3485206. 086.)73.
13、0(.)(max 2020 取安全系数为 0.7，表观空塔气速：s/.7.ax估算塔径： mUVDs19.014.3 塔截面积：化工原理课程设计3522785.014mAT实际塔气速： sVUTs /94精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为： m8.4301-7-THNZ精精提留段有效高度为： .-T提提在进料板上方开一小孔，其高度为 0.8m，故精馏塔的有效高度为：7.480提精 Z3.溢流装置的计算堰长 wl可取 =0.66D=0.661.0=0.66mwl溢流堰高度 wh由 = ，选用平直堰，堰上液层高度：L321084.wnowLEh取用 E=1，则 mhow 526.528.037
14、61048.22取液上清液层高度 4.弓形降液管宽度 和截面积dWtA由 ，查图 5-7（）附图得6.0/Dlw136.0;762.0DdTt2038.5.02.;8.13. mAmWfd 用经验公式： sLHAhTf .31603760故降液管设计合理。降液管底隙高度 比 低 10mm，则：0w化工原理课程设计35= 0.01=0.05470.01=0.0447m0hw故选用凹形受液盘，深度 m5塔板布置塔板的分块因为 D800mm，故塔板采用分块式，查表 5-3 得：塔板分 3 块。边缘区宽度确定取 mWLs 035.,065. 开孔区面积 aAmDxrxxra 31.065.124.02
15、acsin822其中，2222 53.046.1arcsin1804650465.31.02mAWraL 筛孔计算及其排列选用 =3mm 碳钢筛孔直径板，取筛孔直径 =5mm0d筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 =5mm筛孔数目： 个273105.1/15.2tAna开孔率： %.0.9907. td气体通过阀孔的气速为： smAVUS /79.1352.10./4.00 3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算：(2)PTFWZHNSH-塔顶空间（不包括头盖部分）PH化工原理课程设计35-板间距THN-实际板数S-人孔数-进料板出板间距F-塔底空间（不包括底盖部分）wH已知实际塔板数为 N
16、=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0.6Tm空间高度 ，那么，全塔高度：8.0HF58.12.13)25(Z4 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 ，70SWm查得 堰长 mLw528檐 长弓形溢流管宽度 d109弓形降液管面积 24.Af降液管面积与塔截面积之比 %6.7Tf堰长与塔径之比 60.DLW降液管的体积与液相流量之比 ，即
17、液体在降液管中停留时间一般应大于 5s液体在精馏段降液管内的停留时间符合要求sLHSTf 53.8014.A液体在精馏段降液管内的停留时间符合要求SSTf 7.23.化工原理课程设计355 弓形降液管采用平直堰，堰高 1woh-板上液层深度，一般不宜超过 60-70mmLh-堰上液流高度ow堰上的液流高度可根据 Francis 公式计算=owh32)E(084.wsLE-液体的收缩系数-液相的体积流量S-堰长w精馏段=owh E0526.)5.6037E(284.02由 6.DLW.28.)(5.5.2wsL查手册知 E=1 则=0.005261=0.00526mowh=0.06-0.0052
18、6=0.0546m降液管底部离塔板距离 ,考虑液封，取 比 小 15mm0h0hw即 =0.0546-0.01=0.04460h同理，对提馏段=ow E037.)5.6137E(284.2由 .0DLW查手册得 E=1.=0.003371=0.0337mowh=0.06-0.00337=0.05663m化工原理课程设计35=0.05663-0.01=0.04663m0h6 开孔区面积计算已知 =0.12mdW进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07mc sW阀孔总面积可由下式计算 )xarsin(1802A22axrx= mWd 21.08.7()(-Ds r= 365.42
19、c所以 22022a 30.)65.012(arcsin365.18.0.21.0A m 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=5mmm3筛空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm 筛孔数目 1527.0.)1580(1580n22 tAa开孔率 （在 5-15%范围内）%7.39.)/(7.2dt气体通过筛孔的气速为 asAVu0则 精馏段 s/1.4m.62.1739J0提馏段 uoT057化工原理课程设计35六、筛板的流体力学验算1 塔板压降干板阻力 计算ch干板阻力 LVcu2015.由所选用筛板 ，查得67.3d73.0C液柱m
20、hc 025.49.8521.415气体通过液层的阻力 的计算L气体通过液层的阻力 1h21210 /0.9.1703.73.85. mskgVUFAafTs查图得： .042.68.0532.owLhh液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力液柱mgdhL 0387.5.81935.247430 气体通过每层塔板的高度 可计算：phaaLpc PghP70593.（700Pa= 设计允许值）2 液面落差对于筛板塔，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。化工原理课程设计35液沫夹带液沫夹带量，采用公式 2.36107.5fTaVhHUe由 mhLf 042.5.
21、2所以 1.06.15.37.12.36 Ve故设计中液沫夹带量 允许范围内Ve漏液对于筛板塔，漏液点气速：VLhU13.056.4min,001.2/34850.42.72=5.89m/s实际空速： sm14.0稳定系数： 5.89.in,0UK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 应服从式子dHwTdhH取 17.054.30.,5.0而 ，板上不设进口堰，则有dlpd液柱mUh.8.1.3. 220wTdlpd hHhH4106可知，本设计不会发生液泛化工原理课程设计35七、塔板负荷性能图1 精馏段塔板负荷性能图1.1 漏液线查 图知sdC0VLhU13.056
22、.4min,01.2/34850.42.72=1320.5861.30. s在操作范围内，任取几个 值，已上式计算sLsVsLm/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045sV0.2143 0.2228 0.2334 0.24191.2 液沫夹带线以 ev=0.1kg 液 /kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：2.36107.5fTav hHuLSSfTS VVAu15.038 328.064257.2.5hLf sL32.136.0s52sfTLhH化工原理课程设计351.053.216.0437.05)32.79.0(18.0475 362.336 sSSv LVLVe解
23、得 VS=0.5901-9.2282LS2/3 sLm/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045sV0.524 0.4692 0.3981 0.3386可作出液沫夹带线 21.3 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 =0.00526 作为最小液相负荷标准。owh= Eowh053.)36LE(1084.232sE=1,则 sms /027.)84.21( 32min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3.1.4 液相负荷上限线以 3s 作为液体在降液管中停留时间的下限 smHALATfSSTf
24、 /038.3.05,min 故 sTfs /.8.3max,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4。1.5 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 dH令 ， ，0547.)(wTdhHdLpdhHVLeph化工原理课程设计35， 联立得Lh1owh整理得：hHdcT )1(3/2,2, SsSdcbVa 207.)9.81()73.0.51.0()(51.022, LvA 8436.55, wThHb67.24)0.528.(3)(13.02, hlcw.1(4. 3/23, wlEd0.0215 =0.39-355.3 -1.742Vs2sL32s
25、列表计算如下sLm/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045s0.589 0.543 0.500 0.450由此表数据即可做出液泛线 5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精 馏 段 负 荷 性 能 图00.20.40.60.810 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005液 相 流 率 m3/h气相流率m3/h 严 重 漏 液 线液 沫 夹 带 线液 量 下 限液 量 上 限液 泛 线精馏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。由图查得化工原理课程设计35V
26、s，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 漏液线查 图知sdC0VLhU13.056.4min,= 21389.2.13.0s在操作范围内，任取几个 值，已上式计算sLsVsLm/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045sV0.1987 0.2083 0.220 0.22932.2 液沫夹带线以 ev=0.1kg 液 /kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：2.36107.5fTav hHuL732.054.8.SSfTS VAVuhf=2.5hL=2.5（ hw+h
27、ow） ，h w=0.0366 how=2.84/10001.074(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3则 hf=0.0915+2.395 LS2/3 HT-hf=0.4-0.0915-2.395LS2/3=0.309-2.395 LS2/31.053.218.024.5972.36 Sv Ve解得 VS=0.6455-10.398LS2/3 Ls/(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs/(m3/s) 0.572 0.509 0.429 0.362可作出液沫夹带线 2化工原理课程设计352.3 液相负荷下限线=owh06.)36LE(0284
28、.32wsE=1 sms /189.36052.)1084.7(L3min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线 3。2.4 液相负荷上限线以 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 smHALHATfSSTf /038.50638.5,5min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4。2.5 液泛线 195.0)64.825()73.0.1.0(5)(05.2, LvcAa82.3, wThHb25.4)0463.528.()(13.02, hlcw 736.1)528.0().1(08.(4. 3/23, wlEd0.195 =0.0821-252.4 -1.7362Vs2
29、sL32s列表计算如下Ls/(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs/(m3/s) 0.598 0.549 0.473 0.409由此表数据即可做出液泛线 5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：化工原理课程设计35提 馏 段 负 荷 性 能 图00.20.40.60.810 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005液 相 流 率 m3/h气相流率m3/h 严 重 漏 液 线液 沫 夹 带 线液 量 下 限液 量 上 限液 泛 线操 作 线B:在负荷性能图 B 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
30、作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max = 1.45m3/s Vs，min = 0.427m3/s故操作弹性为 Vs，max /Vs， min= 3.40化工原理课程设计35九、设计结果一览表计算数据项目 符号 单位精馏段 提留段各段平均温度 mt 61.85 83.6气相 VS m3/s 0.741 0.741平均流量液相 LS m3/s 0.00073 0.00073实际塔板数 N 块 17 7板间距 HT m 0.3 2.4塔的有效高度 Z m 3.9 2.8塔径 D m 1.0 1.0空塔气速 u m/s 1.749 1.754塔板液流形式 单流型 单流型溢流管型式 弓
31、形 弓形堰长 lw m 0.528 0.528堰高 hw m 0.0546 0.05663溢流堰宽度 Wd m 0.109 0.109溢流装置 底与受液盘距离 ho m 0.0446 0.04463板上清液层高度 hL m 0.06 0.06孔径 do mm 5.0 5.0孔中心距 t mm 15.0 15.0孔数 n 孔 1550 1550开孔面积 0Am2 0.532 0.532筛孔气速 uo m/s 11.114 13.79塔板压降 hP kPa 0.7 0.7液体在降液管中停留时间 s 14.83 5.59降液管内清液层高度 Hd m 0.231 0.197雾沫夹带 eV kg 液/k
32、g 气 0.0879 0.0641负荷上限 液沫夹带控制 液沫夹带控制负荷下限 负荷下限控制 漏液控制气相最大负荷 VSmax m3/s 0.000383 0.000383气相最小负荷 VSmin m3/s 0.00027 0.000189操作弹性 2.92 3.40公称直径 mm 500管长 mm 3000塔顶全凝器换热面积 m2 65.0 泵规格 IS50-32-160化工原理课程设计35十一、参考文献1王志魁.化工原理（第三版） M.北京：化学工业出版社，2005、12刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社，2001、53贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大
33、学出版社，2002、84夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、15化学工程手册编辑委员会.化学工程手册气液传质设备M。北京：化学工业出版社，1989、76 陈敏恒 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1989 7 姚玉英. 化工原理（下）M. 天津：天津科技出版社，1999 8 谭天恩 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1994化工原理课程设计35十二、设计小结精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短两周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。
34、本次课程设计比上次难难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为过控专业的学生，不仅要学好化工原理化工计算等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题” ，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。由于是工程上的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。在计算中，精馏段和提留段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。
