1、 PAGE PAGE 19丙酮水連續精餾塔設計方案第一章 流程的確定及說明一.加料方式二.進料狀況對分離有利，省加熱費用，但其受環境影響較大；而泡點進料時進料溫度受季節、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料時，基于恒三.塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高，用水冷凝。四.回流方式五.加熱方式間接蒸汽加熱。六.加熱器U塔內，即再沸器。這樣釜液部分汽化，維持了原有濃度，減少理論塔板數。第二章 精餾塔的設計計算一.操作條件及基礎數據操作壓力當壓力增大時，混合液的相對揮發度將減小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發度將增大，對分離有利。由于丙酮-水體系對

2、溫度的依賴性不強，常壓下為液態，為降低塔的操作費用， 操作壓力選為常壓101.325kPa。汽液平衡時，x、y、t理想系統方程Blg P A T CP 在溫度TT溫度 ,；A、B、CAntoine 常數表2-1-2 丙酮的Antoine 常數名稱A丙酮6.35647水7.07406B 1277.031657.46C 237.23227.02非理想系統mol分率）丙酮(molmol分率）溫度率)溫度溫度液相氣相液相氣相液相氣相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42

3、586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0得出丙酮水的溫度-組成相圖如下一 精餾工藝計算餾出液流量 D進料D流量F組成xD組成 x W釜 液 W物料衡算組成xW物料衡算圖（如圖）物料衡算F =10000kg/h，xF=70%,xD=96.0%,x=10.0%WM=58.08kg/kmol, M丙酮=18.02kg/kmol進料液、餾出液、釜殘液的摩爾分數分別為 xF70 /58.08、x、x：D

4、Wx=F70/58.0830/18.096 /58.08xD=96/58.084/18.02 0.4200.882x=10 /58.08W10/58.0890/18.02 0.033F進料平均相對分子質量:M=0.42058+(1-0.420)18=34.8kg/kmolF10000原料液：34.84=287.36kmol/h總物料：F=W+D（1）易揮發組分：Fx=Dx+Wx（2）FDW由（1）、（2）代入數據解得：D=130.99kmol/h塔頂產品的平均相對分子質量：M=580.882+18（1-0.882）=53.28kg/kmolD塔頂產品質量流量：D =MD=53.28130.99

5、=6976.74kg/hD塔釜產品平均相對分子質量：M=580.033+18（1-0.033）=19.32kg/kmolW塔釜產品質量流量：W =WM=156.3719.32=3021.06kg/hW3.物料衡算結果表 2-2-1(1) 物料衡算結果表塔頂出料塔底出料進料質量流量/（kg/h）6976.743021.0610000質量分數/%961070摩爾流量/(kmol/h)130.99156.37287.36摩爾分數/%88.23.342.0塔頂氣相、液相，進料和塔底的溫度分別為：t、t、t、tVDLDFW查表 2-1-2（1），用內插法算得：0.882-0.80t58.2塔頂：0.90

6、-0.80LD-57.5t57.63LD0.935-0.88257.5 t0.935 - 0.898 57.5-VD58.2t58.50VD塔釜：0.02 0.033 86.5 tWt81.860.020.0586.575.8W進料：0.50 - 0.40 60.0 -60.4 60.320.420-0.40tF60.4F精餾段平均溫度：t1=tVD t 2=58.50 60.32 =59.412W提餾段平均溫度：t=ttFW 81.86 60.32 =71.09222平均相對揮發度在t溫度下丙酮和水的飽和蒸汽壓分別為：F精餾段：t=59.41159.41-59x 0.70y 0.874116

7、4.14%, 86.52%59.7-590.60-0.700.859-0.87411提餾段：t=71.09271.0966.50 x 22 x 7.53%, 69.03%75.8066.500.050.100.6240.75522將x ,x ,y ,y 分別代入y得： 3.47, 27.361212 12 121 1)x123.473.47回流比的確定xqx=0.420Fy=9.740.420=0.8758q1 1)xq1 (9.74 0.420 x yRD=0.882 0.87= 0.014minyxq0.87 0.420該種方法算得最小回流比太小，不適用。舍去。從同組同學數據中得到最小回流

8、比R=0.08969一般操作回流比取最小回流比的 1.12 倍，本設計取 1.8 倍。R=1.8=1.8 0.08969=0.16minL=RD=0.16130.99=20.96kmol/hL =L+qF=20.96+1287.36=308.32kmol/hV =V=（R+1）D=（0.16+1）130.99=151.95kmol/h熱量衡算熱量示意圖（圖略）加熱介質的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應用最廣泛的加熱 的飽和水蒸氣做加熱介質。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應降低，塔結構也不會復雜。冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應因地制宜地加以選用。

9、受當地氣溫限制，冷卻水1025.2510，35。熱量衡算已求得：t57.63t58.50t81.86t60.32LDVDWFt精餾段平均溫度：t 1 =t提餾段平均溫度：t=W2t2F =59.14tF 71.092t溫度下: CLD=135.91kJ/(kmolK)；Cp 2=76.04kJ/(kmolK)；CC x C xpDp1Dp2D=135.910.882+76.04(1-0.882)=128.82kJ/(kmolK)；t溫度下： C=140.77kJ/(kmolK)；C=76.27kJ/(kmolK)；Wp1p2CC xC xpWp1Wp2W=140.770.033+76.27(1

10、-0.033)=78.40kJ/(kmolK)t溫度下：=525kJ/kg；=2812.5kJ/kg；LD12 x x1D2D=5250.882+2812.5（1-0.882）=794.93kJ/kg塔頂：MMx M xD1D2D=580.882+18(1-0.882)=53.28kg/kmol（1）0時塔頂氣體上升的焓QV塔頂以 0為基準， QV VCtpD V MD回流液的焓 QRt58.50VD=151.95128.8257.63+151.95794.9353.28=7563731.70kJ/hCp1=135.88kJ/(kmolK)；Cp2 =75.99kJ/(kmolK)；C p C

11、 p1 xD C p 2 1 xD =135.880.882+75.99(1-0.882)=128.81kJ/(kmolK)Q LCt= 20.96128.8157.40=154971.83kJ/hRpVD塔頂餾出液的焓QD因餾出口與回流口組成一樣，所以Q DCt=130.99128.8157.63=972380.73kJ/hDpLD冷凝器消耗的焓QCQQCVQQR=7563731.70-154971.83-972380.73=6436379.14kJ/h進料口的焓QFt溫度下：C=135.81kJ/(kmolK)；C=75.95kJ/(kmolK)；Fp1p2CC xC xpp1Fp2F=1

12、35.810.42+75.95(1-0.42)=101.09kJ/(kmolK)所以 Q F Ct=287.36101.0960.32=1745395.23kJ/hFpF(6)塔底殘液的焓QWQ W CWpt=156.37101.0981.86=1293997.31kJ/hW再沸器QB塔釜熱損失為 10%，則=0.9設再沸器損失能量Q損加熱器的實際熱負荷 ，QQBBQQQQ損DQQBCWQQF=6436379.14+1293997.31+972380.73-1745397.23=6957359.95Q =7730399.94kJ/hB熱量衡算結果表 2-2-2（1） 熱量衡算表項目進料冷凝器塔

13、頂餾出液塔底殘再沸器平均比熱/kJ kmol 1 K 101.09128.81101.09熱量Q/kJ h11745395.23 6436379.14972380.73理論塔板數計算板數計算7730399.94本次設計采用圖解法精餾段操作線方程：R LD 0.16Rx0.160.882ynR1n1 DR 10.16 1n1 0.138x0.16 1n1 0.76提餾段操作線方程：R V W151.95156.37 0.9717R1x0.971710.033xWyxWn1Rn R0.9717xn 2.029xn 0.034因為飽和液體進料（即泡點進料），所以 q=1.x 0.033Wx 0.42

14、0Fx 0.033Wx 0.420FT2-2-3 理論板數圖解法x0.882D進料板N4精餾段2.9塊，提餾段1.9塊。F塔板效率506050607080901000.260.2330.2150.1980.1850.1710.54940.4700.4060.3550.3150.283溫度丙酮水全塔的平均溫度：tt57.6381.86t D 2 W 2=59.75，由表 2-2-3（1），利用內插法計算得：丙酮：59.75 50 丙酮 0.234mPas60500.2330.26丙酮水：59.75 0.549水 0.477 mPa60500.4700.549水因為Lx iLi所以， LD0.88

15、20.2340.477 0.263mPas0.0330.2340.477 0.469mPasLW0.420.2340.477 0.375mPasF全塔液體平均黏度：2 LD LW2L 0.263 0.4692 0.366mPas三.精餾塔主要尺寸的設計計算精餾塔設計的主要依據和條件表 2-3-1（1）丙酮-水在不同溫度下的密度溫度丙酮g ml/ g ml1水t=57.63Dt=81.86Wt=60.32F0.7420.6960.7360.9870.9700.983見化工原理書附錄五P361 及附錄三P359塔頂條件下的流量和物性參數MM xMx=580.882+18(1-0.882)=53.2

16、8kg/kmolD1D2D1x1 x0.9610.96 1 D 20.742 =1.3343mL/g L1 =0.7495g/mL=749.5kg / m3 pM 101.325 =1.963kg / m3V1RT8.314273.15 57.63VM1L M1DV =53.28151.95=8095.896kg/hL 53.2820.96=1116.749kg/h進料條件下的流量和物性參數MM xMx=580.42+18(1-0.42)=34.8kg/kmolF1F2F pM F 101.325=1.2718kg / m3V2RT8.314 273.15 60.32x1 x0.42010.4

17、20 L21 F 20.736 =1.1607mL/g0.983=0.8616g/mL=861.6kg /m3L 2V VM2V =34.8151.95=5287.86kg/hL22ML 34.820.96=729.408kg/hFM34.8308.32=10729.536kg/hF塔底條件下的流量和物性參數MM x M x=580.033+18(1-0.033)=19.32kg/kmolw1w2w pMW 101.32519.32=0.6612kg / m3V3RT8.314 273.15 81.861x1 x0.03310.033 W L31 W 20.696 0.970=1.0443mL

18、/g=0.9576g/mL=957.6kg /m3L3V M3L M3WV =19.32151.95=2935.674kg/h19.32=5956.742kg/h精餾段的流量和物性參數1.9631.27183V1V2V 2 2=1.6174kg / m L1 LL2 749.5 861.62=805.55kg / m3V V8095.896 5287.86V 1 22 2=6691.878kg/hL L1116.749 729.408L1 22 2=923.0785kg/h提餾段的流量和物性參數VV2V2 1.2718 0.66122749.5 957.6=0.9665kg / m3LL222

19、=853.55kg / m3V V5287.86 2935.674V 2 23 2=4111.767kg/h 10729.536 5956.742L 2 23 2=8343.139kg/h體積流量1塔頂：V V1a1v1V8095.896 1.9635287.86 1.1456m3 / s2進料：V2a2v 21.2718 1.1549m3 / s3塔底：V V3a3v32935.6740.6612 1.2333m3 / s 精餾段：Va提餾段：Vaa1 V2Va2VaVaa 2 V Va2 1.14561.15492 1.15491.23332 1.15025m3 / s 1.1941m3

20、/ s塔徑設計計算填料選擇材質及尺寸進行綜合考慮，應盡量選用技術資料齊全，使用性能成熟的新型塔填 既能滿足生產要求，又能使設備的投資和操作費用最低或較低。填料是填料塔中汽液接觸的基本構件，其性能的優劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設計的重要環節。對填料的基本要求有比表面積和孔隙率較大，堆積密度較小，有足夠的機械強度，有良好的化學穩定行及液體的濕潤性，價格低廉等。根據現有數據，本設計選用 25252.5mm 瓷質亂堆拉西環填料。塔徑設計計算表 2-3-2（1）填料尺寸性能填料名稱外徑 高 厚d H （mm mm mm ）堆積個數n（個/ m3 ）堆積密度D(kg /

21、m3 )比表面a（m2 / m3）空隙率（%）金屬鮑爾環25 25 2.5490005051900.78uSuS1L 1V V L923.07851.61741=0.0066691.878 805.55 u2由圖查得縱坐標為V 0.2 0.263已知填料因子 450m1tgLt精餾段平均溫度：t 1 = VD F =59.14=805.55kg /m3 ,L 982.332kg /m3 L 0.8203水 0.366mPas0.263g L0.20.263g L0.2VL0.2639.81805.554500.82031.61740.3660.2f/ s對于散裝填料，其泛點速率經驗值u/u0.

22、5 0.85 ，取 0.7，則 u=0.7F2.081=1.457m/s4VS u41.150253.141.4574VS u41.150253.141.457(2)提餾段：1 28343.1390.9665121V =0.068VL4111.767 853.55 u2由圖查得縱坐標為f0.2 0.163g已知填料因子 450m1ttLLW提餾段平均溫度：t2=WF 71.09=853.55kg /m3,L 971.540kg / m3 L水0.879L 0.366mPas0.163g 0.20.163g 0.2LVL0.1639.81853.554500.96650.3660.2f1.959

23、m / s對于散裝填料，其泛點速率經驗值u/u0.5 0.85，取0.7，則Fu=0.71.959=1.3713m/s4VS u41.19413.144VS u41.19413.141.3713(3)全塔塔徑圓整后：全塔塔徑為 1.0m圖2-3-2填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關聯圖填料層高度設計計算等板高度設計計算查表可得 HETP=0.46所以填料層高度 H=0.464.8=2.208用上述方法計算出填料層高度后，還應留出一定安全系數。根據設計經驗，填料層的設計高度一般為Z 1.2 1.5Z ，本次取Z 1.5Z 。Z m ；Z m ；Z 1.5Z 1.5 2.208 3.312m填料層

24、壓強降計算（1）精餾段動能因子F V1.457V1.61741.853m/s1.6174kg / m3 12V液體負荷l 3600FVL 36001.8531.61741.6174805.55 10.53m3m2 /h用精餾段動能因子Fl 10200.25，算出l 10.530.2216kPa/m。則精餾段的壓降：精p精精p Z Z 0.216 0.46 2.91.5 0.4322kPa（2）提餾段 VF u V1.348m/skg /m3120.96650.96650.96650.9665V液體負荷l 3600FVL 36001.3481853.55 5.590m3 /m2 /h用提餾段動能

25、因子Fl 5100.179，算出l 5.590.168kPa/m。則提餾段的壓降：p提p提 Z Z 0.168 0.46 1.91.5 0.2202kPa全塔填料層總壓降：精提 0.4322 0.2202 0.6524kPa填料層持液量的計算精餾段由上可知：動能因子 F 1.853m / kg /m312 ，液體負荷 l 15m3m2 /h由l 分別10m3 / m2 /h和15m3 / m 2 /h的持液量h值，利用內插法求得l 為10.53m3 /m2 /時的hLL值為5.28 10 2 m 3 / m 3由上可知：動能因子 F 1.348m/skg /m312，液體負荷 l 59m3/

26、m2/h由l 分別3m3 / m2 /h和 6m3 / m2 /h的持液量h值，利用內5.59m3 /m2 /時的hLL值為3.53102 m 3 / m 3精餾段提餾段全塔1.853精餾段提餾段全塔1.8531.3480.22160.1680.43220.22020.65241.3340.8742.2085.28 1023.53 102氣體動能因子F/（m/s氣體動能因子F/（m/s(kg/m3)2每米填料層壓降 /mZ持液量h持液量h/ m3LZ/mm3*大學化工原理課程設計第三章 附屬設備及主要附件的選型計算第三章附屬設備及主要附件的選型計算一冷凝器本次設計冷凝器選用殼程式冷凝器。對于蒸

27、餾塔的冷凝器，一般選用列管式、空氣冷凝螺旋板式換熱器。因本次設計冷熱流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時排出冷凝液。冷凝水循環與氣體方向相反，即逆流式。當氣體流入冷凝器時，使其液膜厚度減薄，傳熱系數增大，利于節省面積，減少材料費用。沈陽最熱月平均氣溫 t=25。冷卻劑用深井水，冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結垢，t=38。2泡點回流溫度tVD tLD 57.12計算冷卻水流量tQCG C CtQCp2 t 16436379.14 664363.914 kg/h1 35 冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式tt tmlnDtVDt1t 1LD2ttLD2

28、=27.75Q KAtCmQ648706.23CA K tCm13.91m21680 27.751.2， A 1.2A 16.7m2表 3-1公稱直徑/mm 273管程數管子數量38管長/mm 2000換熱面積/ m2公稱壓力MPa5255.66- - PAGE 27 -標準圖號 JB1145-71-2-39設備型號G273-25-3二再沸器UK=600kcal/(m2 h)=2520kJ/(m2 h)， =513kcal/kg間接加熱蒸汽量G QB B7730399.94513.4 3596.366kg /h再沸器加熱面積t81.86為再沸器液體入口溫度；w1t81.86為回流汽化為上升蒸汽

29、時的溫度；w2t 59.415 為加熱蒸汽溫度；t1t 59.415 為加熱蒸汽冷凝為液體的溫度；t2用潛熱加熱可節省蒸汽量從而減少熱量損失t t t11 81.86 59.415 29.445 ttt81.8659.41529.44522w2t 28.39mBQA ktBQm7730399.94 1680 28.39 162.08m2三塔內其他構件接管管徑的計算和選擇塔頂蒸汽管從塔頂只冷凝器的蒸汽導管，尺寸必須適合，以免產生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔德真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度W1220m/s，本次設計W15m/s。PP4VPV144VPV148095.8963600

30、3.14151.963P圓整后dP表 3-3-1（1） 塔頂蒸汽管參數表內徑ds22外徑dsRH11H/(kg/m)23214378 4P1975-3。回流管7.10冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應提高， 對于重力回流， 一般取速度 WRW 0.5m / s。R為 0.20.5m ， 本次設計取4LRL141116.7494LRL141116.74936003.140.5749.5R圓整后dR表 3-3-1（2） 回流管參數表內徑ds外徑dsRHH內管/(kg/m)221112413803.5P1975-3。進料管本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時W

31、FW=2.0m/s。F1.11可取 1.52.5m/s，本次設計取4F 3600W FL244F 3600W FL241000036003.142.0861F圓整后d53mmF表 3-3-1（3） 進料管參數表內徑ds22外徑dsRH11H/(kg/m)2533923.5P1975-3。塔釜出料管1.11塔釜流出液體的速度WW一般可取 0.51.0m/s，本次設計取WW 0.9m / s。WL3WL343023.263600 3.14 0.6957.6W圓整后dW表 3-3-1（4） 塔頂蒸汽管參數表內徑ds22外徑dsRH11H/(kg/m)2513803.5P1975-3。除沫器1.11除

32、沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，以降低有價值的產品的損失， 并改善塔后動力設備的操作。近年來，在國內石油化工設備中，廣泛應用絲網除沫器。除沫器的直徑取決于氣體量及選定的氣體速度。影響氣體速度的因素很多，如霧沫夾帶量，氣、液體的密度，液體的表面張力和粘度以及絲網的比表面積等。其中，氣體和液體的密度對氣體速度的影響最大。氣速計算L1 L1 V1V1K式中 K0.107； 、L1V1塔頂氣體和液體密度（kg/m3）749.531.9631.963W749.531.9631.963K 2.09m / sWK41.1543.142.09除沫器直徑計算：WK41.1543.142.09式中，V 為

33、氣體體積處理量， m 3 / sVV 1 1.154m3 /mV3600V 1液體分布器采用蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填料表面很好地潤濕，結構簡單， 制造和維修方便，噴灑比較均勻，安裝簡單。回流液分布器流量系數 0.820.85，本次設計 0.82，H0.06m。2gH則小孔中液體流速W 2gHL 0.82229.810.06 0.89m /s小孔輸液能力Q Q= fW 得1 4.13104 m2 /s3600749.53600L1Q4.13104小孔總面積f 5.66104m2W0.820.89f W5.66104 0.89所以，小孔數4 d 3.144 4 103 40.1，即為

34、41 個小孔。式中，d410mm，4mm噴灑器球面中心到填料表面距離計算h r cot gr 22W 2 sin 2 式中 r噴灑圓半徑， r D 75 100 500 75 175mm 0.175m22 噴灑角，即小孔中心線與垂直軸線間的夾角， 40, 409.81 0.1752h0.175cot40 2 0.892 sin2 0.529m 529mm進料液分布器采用蓮蓬頭由前知 W=0.89m/sF10000Q 3.22103 m2 /s取 d=4mm， 0.853600L 23600861Q3.22103f 4.25103m2W0.850.89f W4.25103 取 40n 4 d 3

35、.144 4103 301.2 ，即為 27 個小孔。h0.175cot40 9.81 0.175220.892 sin2 0.529m 529mm蓮蓬頭的直徑范圍為( y 1 D),1 100mm3553.4填料支撐板的選擇本次設計選用分塊式氣體噴射式支撐板。100%于 1200mm145m3 / m 2 h 主要設計參考：表 3-3-5（1） 分塊式氣體噴射式支撐板的設計參考數據塔徑 D/(mm)板外徑D分塊數近似重量/N300294228P2685-36。表 3-3-5（2） 支撐圈尺寸塔徑/(mm)D1/(mm)D2/(mm)厚度/(mm)重量/N300297P2735-41。341.

36、2塔釜設計15min，0.5塔底高（h）：塔徑（d）=1:2塔底液料量LWV 1.233m3 /sS提塔底體積L1.233W 2.466m3因為VWW d 2 h 410.50.5h 2d所以VW d 3232VW323.14d32VW323.14h 2d 2 1.162 2.324m塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取 1.21.5m，本設計取 1.2m。手孔的設計手孔是指手和手提燈能伸入的設備孔口，用于不便進入或不必進入設備即能清理、檢查或修理的場合。手孔又常用作小直徑填料塔裝卸填料之用，在每段填料層得上下方各設置一個手孔。裙座的設計D 400mmD孔 200mm 大小的圓孔。塔底常用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。考慮到工藝中采用直立式再沸器，裙座高度取0.3m Db1 820mm ,Db 21100mm四精餾塔高度計算表3