丙酮水分离板式精馏塔的设计化工原料课程设计.docx

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丙酮水分离板式精馏塔的设计化工原料课程设计

《化工原理》课程设计

丙酮-水分离板式精馏塔的设计

学院药科学院

专业制药工程

班级20XX

（2）

姓名赵XXXXX

学号XXXXXXXXXX

指导教师龙XX、蒋XXX

年月日

丙酮-水分离板式精馏塔的设计

1.概述

1.1设计题目

拟建立一套连续板式精馏塔分离丙酮-水溶液，进料中含丙酮80%（质量分数）。

设计要求废丙酮溶媒的处理量为22万吨/年，塔底废水中丙酮含量不高于10%（质量分数）。

要求：

①产品丙酮的含量为98%（质量分数）；

②丙酮的回收率为_______。

（①和②条件满足其一）

1.2操作条件

1.2.1塔顶压力常压

1.2.2进料热状态泡点进料

1.2.3回流比取最小回流比的2倍

1.2.4塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）

1.2.5单板压降≤1.0kPa

1.2.6塔板类型筛板塔

1.2.7工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

2.设计内容

2.1本设计任务为分离丙酮-水混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

该物系塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底的摩尔分率：

丙酮的摩尔质量=58.08kg/kmol

水的摩尔质量=18.01kg/kmol

2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

2.2.3物料衡算

原料处理量

总物料衡算

苯物料衡算

联立解得

2.3塔板数的确定

2.3.1理论板层数的求取

丙酮—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数

2.3.1.1由手册查得丙酮—水物系的汽液平衡数据，绘出x-y图

2.3.1.2求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.553，0.553）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

=0.663=0.440

故最小回流比为

=

取操作回流比为

=2=20.244=0.488

2.3.1.3求精溜塔的气，液相负荷

L=RD=0.488×437.17=213.34kmol/h

V=（R+1）D=（0.488+1）437.17=650.51kmol/h

L′=L+F=213.34+760.84=974.18kmol/h

V′=V=650.51kmol/h

2.3.1.4求操作线方程

精馏段操作线方程为

提馏段操作线方程为

2.3.1.5逐板法求理论板层数

总理论板层数=14（包括再沸器）

进料板位置=13

2.3.2实际板层数的求取

精馏段实际板层数=12/0.52≈23

提馏段实际板层数=2/0.52≈4

2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.4.1操作压力的计算

塔顶操作压力=101.30kPa

每层塔板压降P=1.0kpa

进料板压力=101.30+1.02=103.3kpa

塔釜操作压力

提馏段平均压力

精馏段平均压力=（101.30+103.30）/2=102.30kpa

2.4.2操作温度计算

查苯—甲苯的气液平衡数据，由内插法求得

塔顶温度=57.45℃

进料板温度=59.71℃

精馏段平均温度=（57.45+59.71）/2=58.58℃

塔釜温度

提馏段平均温度

2.4.3平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由==0.938，查平衡曲线，得

=0.685

=0.938×58.08+（1-0.938）×18.01=55.59kg/kmol

=0.685×58.08+（1-0.685）×18.01=45.46kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

=0.816

=0.205

=0.816×58.08+（1-0.816）×18.01=50.70kg/kmol

=0.205×58.08+（1-0.205）×18.01=26.22kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

=（55.59+50.70）/2=53.145kg/kmol

=（45.46+26.22）/2=35.84kg/kmol

塔釜平均摩尔质量计算

提馏段平均摩尔质量

2.4.4平均密度计算

2.4.4.1气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

精馏段气相密度

提馏段气相密度：

2.4.4.2液相平均密度计算

液相平均密度依上式计算，即

塔顶液相平均密度的计算

由=57.454℃，查手册得

=747.8kg/=984.45kg/

kg/

进料板液相平均密度的计算

由=59.71℃，查手册得

=745.00kg/=983.34kg/

进料板液相的质量分率

kg/

塔釜液相平均密度的计算

由，查手册得

塔釜液相的质量分率

精馏段液相平均密度为

kg/

提馏段液相平均密度为

2.4.5液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算

塔顶液相平均表面张力的计算

由tD=57.45℃，查手册得

进料板液相平均表面张力的计算

由tF=-59.71℃,查手册得

精馏段液相平均表面张力为

塔釜液相平均表面张力的计算

由，查手册得

提馏段液相平均表面张力为

2.4.6液体平均粘度

液相平均粘度依下式计算，即

塔顶液相平均粘度的计算

由tD=57.45℃查手册得

解出

进料板液相平均粘度的计算

由tF=-59.71℃，查手册的

解出

塔釜液相平均粘度的计算

由，查手册得

解得

提馏段液相平均粘度为

精馏段液相平均粘度为

2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算

2.5.1塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

提馏段的气、液相体积流率为

由

式中C由5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为

取板间距，板上液层高度，则

-=0.40-0.06=0.34m

查图5-1得=0.072

C==0.072

取安全系数为0.70，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为D=2.4m

（2）提馏段塔径计算

由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为

取板间距，板上液层高度，则

查史密斯关联图得

取安全系数为，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为

塔截面积为

实际空塔气速为

2.5.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在进料板上方开一人孔，其高度为：

0.8m

故精馏塔的有交高度为

2.6塔板主要工艺尺寸的计算

2.6.1溢流装置计算

因塔径D＝2.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下：

2.6.1.1堰长

取=0.6D=0.62.4=1.44m

2.6.1.2溢流堰高度

由

选用平直堰，堰上液层高度由式5-7计算，即

=

近似取E=1.095，则

=

取板上清液层高度60mm

故0.06-0.0098=0.0502m

2.6.1.3弓形降液管宽度和截面积

由0.6

查图5-7得

0.0550.120

故=0.055=0.0550.4.522=0.0564

=0.122D=0.1221.0=0.122

依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即

故降液管设计合理

2.6.1.4降液管底隙高度

取

则

>0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度=50mm

2.6.2塔板布置

2.6.2.1塔板的分块

因D800mm，故塔板采用分块式。

查表5-3得，塔板分为3块

2.6.2.2边缘区宽度确定

取

2.6.2.3开孔区面积计算

开孔区面积按式计算

其中2.4/2-（0.288+0.070）=0.842m

2.4/2-0.035=1.165m

故

2.6.2.4筛孔计算及排列.

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

筛孔数目n为

开孔率为

气体通过阀孔的气速为

2.7塔板的流体力学验算

2.7.1塔板压降

2.7.1.1干板阻力计算

干板阻力由式计算

由5/3=1.67，查图5-10得，0.772

故液柱

2.7.1.2气体通过液层的阻力计算

气体通过液层的阻力由式计算

查图5-11，得0.58。

故m液柱

2.7.1.3液体表面张力的阻力计算

液体表面张力的阻力可按式计算，即

液柱

气体通过没层塔板的液柱高度可按下式计算，即

液柱

气体通过每层塔板的压降为

〈0.7kpa

2.7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

2.7.3液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

故〈0.1

2.7.4漏液

对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即

实际孔速>

稳定系数为

2.7.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即

丙酮——水物系属一般物系，取，则

而

板上不设进口堰，可由下式计算，即

液柱

液柱

故在本设计中不会发生液泛现象

2.8塔板负荷性能图

2.8.1漏液线

由

=

=

得

整理得

在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表

，0.00400.00800.01200.01600.0200

，2.2992.4132.5062.5852.656

由上表数据即可作出漏液线1

2.8.2液沫夹带线

以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下

由

=

=0.052

=

故

整理得=8.89-42.89

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表

，0.00400.00800.01200.01600.0200

，7.8097.1746.6426.1675.730

由上表数据即可作出液沫夹带线2

2.8.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。

由式5-7得

取E=1.095，则

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

2.8.4液相负荷上限线

以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式5-9得

4

故

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4

2.8.5液泛线

令

由

联立得

忽略，将与与与的关系式代入上式，并整理得

式中

将有关的数据代入，得

0.0018

144.46

0.826

故

或

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表

，0.00400.00800.01200.01600.0200

，8.1887.5106.655.503.74

由上表数据