化工原理课程设计丙酮和水

书

设计任务

（一）设计任务

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 50% （质量分数）。设计要求废丙酮溶媒的处理量为 12 万吨/年，塔底废水中丙酮含量不高于 6% （质量分数）。要求产品丙酮的含量为 99% （质量分数）。 （二）操作条件 1) 塔顶压力 4kPa（表压） 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选 4) 塔底加热蒸气的压力为 0.5Mpa（表压） 5) 单板压降≤0.7 kPa （三）塔板类型 自选 （四）工作日

每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

(五) 设计说明书的内容

1. 设计内容

(1) 流程和工艺条件的确定和说明

(2) 操作条件和基础数据

(3) 精馏塔的物料衡算；

(4) 塔板数的确定；

(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等） (11) 塔板主要结构参数表 (12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2. 设计图纸要求：

(1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；

(2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。

目 录

1. 设计方案简介 ……………………………………………………………………1

1.1设计方案的确定………………………………………………………………1

1.2操作条件和基础数据…………………………………………………………1

2.精馏塔的物料衡算…………………………………………………………………1 2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率………………………………………1 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量…………………………………1 2.3物料衡算………………………………………………………………………2 3.塔板数的确定………………………………………………………………………2 3.1理论板层数NT的求取 ………………………………………………………2 3.1.1 求最小回流比及操作回流比 ………………………………………2 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 …………………………………………3 3.1.3 求操作线方程 ………………………………………………………3 3.1.4 图解法求理论板层数 ………………………………………………3

3.2 塔板效率的求取……………………………………………………………4

3.3 实际板层数的求取…………………………………………………………5

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算…………………………………… 5

4.1操作压力计算………………………………………………………………5

4.2 操作温度计算………………………………………………………………5 4.3 平均摩尔质量的计算………………………………………………………5 4.4 平均密度的计算……………………………………………………………6 4.4.1 气相平均密度计算…………………………………………………6 4.4.2 液相平均密度计算…………………………………………………6 4.5液体平均表面张力计算 ……………………………………………………7 4.6液体平均黏度计算 …………………………………………………………7 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ……………………………………………………8 5.1塔径的计算 …………………………………………………………………8 …………………………………………………8

…………………………………………………9

5.2精馏塔有效高度的计算……………………………………………………9

5.3精馏塔的高度计算 ………………………………………………………10

6.塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………………………10

6.1溢流装置计算 ……………………………………………………………10

lw ……………………………………………………………10

6.1.2 溢流堰高度hw …………………………………………………11 6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af ………………………………11 6.1.4 降液管底隙高度ho ………………………………………………11 6.2塔板布置 …………………………………………………………………12 ………………………………………………………12 …………………………………………………12 …………………………………………………12 ………………………………………………12 7.筛板的流体力学验算 …………………………………………………………13 7.1塔板降 ……………………………………………………………………13

hc计算 …………………………………………………13

hl计算………………………………………13 hσ计算……………………………………13

7.2液面落差 …………………………………………………………………13

7.3液沫夹带 …………………………………………………………………14

7.4漏液 ………………………………………………………………………14

7.5液泛 ………………………………………………………………………14

8.塔板负荷性能图…………………………………………………………………15 8.1漏液线 ……………………………………………………………………15 8.2液沫夹带线 ………………………………………………………………15 8.3液相负荷下限线 …………………………………………………………16 8.4液相负荷上限线 …………………………………………………………17 8.5液泛线 ……………………………………………………………………17 9.主要接管尺寸计算 ……………………………………………………………19 9.1蒸汽出口管的管径计算 …………………………………………………19 9.2回流液管的管径计算 ……………………………………………………19 9.3进料液管的管径计算 ……………………………………………………19

9.4釜液排出管的管径计算 …………………………………………………19

10.塔板主要结构参数表 …………………………………………………………20

11.设计过程的评述和有关问题的讨论 …………………………………………21

参考文献……………………………………………………………………………23 1. 设计方案简介 1.1设计方案的确定

本设计任务为分离丙酮—水混合物提纯丙酮，采用连续精馏塔提纯流程。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，回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.2 操作条件和基础数据 进料中丙酮含量（质量分数） wF = 0.50； 产品中丙酮含量（质量分数） wD = 0.99； 塔釜中丙酮含量（质量分数） wW = 0.06； 处理能力 F= 120000吨/年； 塔顶操作压力 4 kPa（表压） 进料热状况 泡点进料；

单板压降 ≤0.7kPa；

塔底加热蒸汽的压力 0.5Mpa（表压） 2.精馏塔的物料衡算

2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

丙酮的摩尔质量 MA =58.08kg/kmol

水的摩尔质量 MB =18.02kg/kmol

xF=

0.50/58.08=0.237

0.50/58.080.50/18.020.99/58.08=0.968 0.99/58.080.01/18.020.06/58.08=0.019 0.06/58.080.94/18.02xD =xW =2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF =0.23758.08(10.237)18.0227.51kg/kmol MD =0.96858.08（10.968）18.0256.80kg/kmol MW =0.0658.08(10.06)18.0218.78kg/kmol 2.3物料衡算 每年300天，每天工作24小时，其处理能力为120000吨/年 120000103（/30024）605.84 kmol/h F=

27.51总物料衡算 605.84= D + W

乙醇的物料衡算 605.840.237= 0.968D + 0.019W

联立解得 F = 139.17 kmol/h W = 466.67 kmol/h 3.塔板数的确定 3.1理论板层数NT的求取

3.1.1 求最小回流比及操作回流比 丙酮-水是非理想物系，先根据丙酮-水平衡数据（见下表1），绘出平衡线，如下图所示。 丙酮—水系统t—x—y数据 丙酮摩尔数 沸点t/℃ x y 100 0 0 92 0.01 0.279 84.2 0.025 0.47 75.6 0.05 0.63 66.9 0.1 0.754 62.4 0.2 0.813

61.1 0.3 0.832 60.3 0.4 0.842 59.8 0.5 0.851 59.2 0.6 0.863 58.8 0.7 0.875 58.2 0.8 0.897 57.4 0.9 0.935 56.9 0.95 0.962 56.7 0.975 0.979 56.5 1 1 采用截距法求最小回流比。在上图对角线上，自点b（0.237,0.237）作垂线bf即为q线，由a点（0.968,0.968）出发作平衡线的切线的交点坐标为：，yq=0.613,xq=0.237,求得最小回流比为： 0.9680.6130.944

0.613-0.237 Rmin R =1.5Rmin =1.50.944=1.42

3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷

LRD1.42139.17197.62kmol/h

V(R1)D(1.421)139.17336.79kmol/h L'LF197.62605.84803.46kmol/h V'V336.79kmol/h 3.1.3 求操作线方程

精馏段操作线方程为 LD197.62139.17xxDx0.9680.587x0.40 VV336.79336.79 y提馏段操作线方程为 L''W803.46'466.67x0.0192.386x'0.0263 y'x'xW336.79336.79VV'3.1.4 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，结果见上图，求解结果为 总理论塔板数NT=15（包括再沸器） 进料板位置 NF=14 3.2 塔板效率的求取

操作温度计算：

xD0.968由乙醇—水的气液两相平衡图可查得组成分别为xF0.237的泡点温度：

x0.019W

由乙醇—水的气液两相平衡图可查得：

xA0.968塔顶：yA0.974塔顶和塔釜的气液两相组成为：

xA0.019塔釜：yA0.410顶1.24查化工物性算图手册得： 35.88底则塔内相对挥发度：m顶底1.2435.886.67 全塔液体平均粘度的计算： 液相平均粘度的计算，即 lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD56.75C，查手册得： 解出 LDm0.24mPas 塔底液相平均粘度的计算 由tW86.95C，查手册得： 解出 LWm0.39mPas

则全塔液相平均粘度为

故 mLm6.670.3152.10mPs

查奥康内尔（o'connell）关联图得： E038%

因为筛板塔全塔效率相对值为1.1，故精馏塔的全塔效率为 3.3 实际板层数的求取

精馏段实际板层数 N精13/0.41831

提馏段实际板层数 N提2/0.4185 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1操作压力计算 塔顶操作压力 PD101.34105.3kpa 每层塔板压降 P0.7kPa 进料板压力 PF105.30.731127kpa （105.3127）/2116.15kpa 精馏段平均压力 Pm4.2 操作温度计算 丙酮-水溶液的t—x--y图 由丙酮-水溶液的t—x--y图查得泡点温度（近似看作是操作温度）为：

塔顶温度 tD56.75C

进料板温度 tF61.85℃

（56.7561.85)/259.3℃ 精馏段平均温度为：tm4.3 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xDy10.968，查平衡曲线（x-y图），得 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（x-y图），得 查平衡曲线（x-y图），得 精馏段平均摩尔质量 4.4 平均密度的计算 4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 PmMVm116.1549.312.07kg/m3 RTm8.314(59.3273.15) Vm4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算

由tD56.75C，查手册得

进料板液相平均密度的计算

由tF61.85℃，查手册得 进料板液相的质量分率

精馏段液相平均密度为 4.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD56.75C，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由tF61.85℃，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 4.6液体平均黏度计算 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56.75C，查手册得： 解出 LDm0.25mPas

进料板液相平均粘度的计算

由tF61.85℃，查手册得： 解出 LWm0.44mPas

精馏段液相平均粘度为 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1塔径的计算 5.1.1精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 VMVm336.7949.312.23m3/s 3600Vm36002.07 Vs LsLMLm197.6238.090.0025m3/s 3600Lm3600843.93由 umaxCLV V0.2式中C由式CC20L计算，式中C20由图（史密斯关系图）查得，图的横坐

20标为

取板间距HT0.40m，板上液层高度hL0.06m，则

查图（史密斯关系图）得 C200.070

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.5741.102m/s

D4Vsu42.231.606m

3.141.102按标准塔径圆整后为D=1.2m 塔截面积为 AT4D23.1421.822.54m 4实际空塔气速为 Vs2.230.88m/s AT2.54 u5.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 （N精1）HT(311)0.4012m Z精提馏段有效高度为 （N提1）HT(51)0.41.6m Z提故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提10.4212.4m

5.3精馏塔的高度计算

实际塔板数 n33块；

进料板数 nF1块；

由于该设计中板式塔的塔径D1000mm，为安装、检修的需要，选取每6层塔板设置一个人孔，故人孔数 np6； 进料板处板间距 HF0.5m； 设人孔处的板间距Hp0.6m； 为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距 HD1.7HT1.70.400.68m； 塔底空间高度 HB1.2m 封头高度 H1375mm； 裙座高度 H21000mm。 故精馏塔的总高度为 18.93m

6.塔板主要工艺尺寸的计算

6.1溢流装置计算

因为塔径D1.8m，一般场合可选用单溢流弓形降液管【4】，采用凹形受液盘。各项计算如下：

6.1.1堰长lw

取 lW0.66D0.661.81.19m 6.1.2 溢流堰高度hw 由 hWhLhOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即 近似取E=1，则 2323 hOW2.84LhE1000lW2.840.00253600110001.190.011m 取板上清液层高度 hL60mm 故 hWhLhOW0.060.0110.049m 6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

lW0.66 D【4】

查图（弓形降液管的参数），得

故

Af0.072AT0.0722.540.183m2Wd0.12D0.121.80.216m

依式3600AfHTLh 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即

故降液管设计合理。 6.1.4 降液管底隙高度ho 取 u00.08m/s 则 h03600lWu0Lh0.002536000.026m 36001.190.08故降液管底隙高度设计合理。  选用凹形受液盘，深度hW50mm6.2塔板布置 6.2.1塔板的分块 因为D1800mm，故塔板采用分块式。查表（塔板分块数），D1800mm，则塔板分为5块。 6.2.2边缘区宽度确定

取 WsWs0.07m，Wc0.035m

6.2.3开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下式计算，即

D1.8(WdWs)(0.2160.07)0.614m 2222其中 x3.140.86520.614（0.6140.8650.614sin1）1.93m2 故 Aa21800.8656.2.4筛孔计算及其排列 本次所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 筛孔数目n为 n1.155Aa1.1550.8354143个 22t0.015开孔率为 气体通过阀孔的气速为 Vs2.2311.44m/s Aa1.190.101 u07.筛板的流体力学验算 7.1塔板降

7.1.1干板阻力hc计算

干板阻力hc由下式计算，即

由d0531.67，查图（干筛孔的流量系数）得，c00.772

11.442.23故 hc0.0510.029m液柱

0.772843.977.1.2气体通过液层的阻力hl计算

2气体通过液层的阻力hl由下式计算，即 查图（充气系数关联图）得：0.61 故 hlhL(hWhOW)0.61(0.490.011)0.037m液柱 7.1.3液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算，即 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 PhpLg0.070893.939.81579.53Pa0.7kPa（设计允许值） 7.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（D1.8m2m）和液流量（Ls0.0025m3/s）均不大，故可以忽略液面落差的影响。

7.3液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

5.71060.946故 eV342.33100.400.153.20.0095kg液/kg气0.1kg液/kg气

故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。 7.4漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即 实际孔速u011.44m/su0,min 稳定系数为 故在本次设计中无明显漏液。 7.5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即 乙醇—水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取0.6【4】，则 而 HdhphLhd 板上不设进口堰，hd可由下式计算，即 故在本次设计中不会发生液泛现象。 8.塔板负荷性能图

8.1漏液线

由 u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV

得

2.84LhE0.00560.13hWl1000W23Vs,min4.4C0AahLV4.40.7720.1011.93232.843600Ls0.00560.130.04910.0041843.932.2310001.19

整理得 Vs,min0.6622.97829.14Ls23 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2。 表2 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 1.181 1.213 1.228 1.241 由上表数据即可作出漏液线1。 8.2液沫夹带线 以eV0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下： 5.710ua由 eVLHThf6 3.2故 hf0.1231.475Ls

2323整理得 Vs5.1627.45Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。

表3

0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 4.965 4.800 4.724 4.654 由上表数据即可作出液沫夹带线2。 8.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。则 取E1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 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，由下式可得，即 故 Ls,maxAfHT40.1830.400.0183m3/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 8.5液泛线 令 Hd(HThW)

由 HdhphLhd;hphchlh;hlhL;hLhWhOW

联立得 HT(1)hW(1)hOWhchdh

忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

0.051V2A0c0L 式中 a将有关的数据代入，得

a0.0510.1011.930.772222.230.0060 843.93223故 0.006Vs0.1905159.83Ls0.956Ls或 Vs31.7526638.33Ls159.33Ls2223 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4。 表4 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 5.532 5.441 5.396 5.352 由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图可查得 故操作弹性为 9.主要接管尺寸计算 9.1塔顶蒸汽管的管径计算 由于塔顶操作压力为4kpa，故选取uv15.00m/s，则 圆整直径为dv3605mm 9.2回流液管的管径计算 冷凝器安装在塔顶，故选取uD0.35m/s，则 圆整直径为dD895mm 9.3进料液管的管径计算

由于料液是由泵输送的，故选取uF2.00m/s； 进料管中料液的体积流量

故 dF4F40.00350.047m uF3.142.00圆整直径为dF484mm 9.4釜液排出管的管径计算 釜液流出速度一般范围为0.50~1.00m/s，故选取uW0.80m/s； 塔底平均摩尔质量计算 由x2xW0.019，得：MLWm0.01958.08(10.019)18.0218.78kg/kmol 10.塔板主要结构参数表 所设计筛板的主要结果汇总于表5。 表5 筛板塔设计计算结果参数表 序 号 项 目 数 值 1 平均温度tm，℃ 59.3 2 平均压力Pm，kPa 3116.15 3 气相流量Vs，（m/s） 2.23

4 液相流量Ls，（m/s） 30.0025 5 实际塔板数 36 6 有效段高度Z，m 13.6 7 塔径D，m 1.80 8 板间距HT，m 0.40 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长lW，m 1.19 12 堰高hW，m 0.049 13 板上液层高度hL，m 0.06 14 堰上液层高度hOW，m 降液管底隙高度ho，m 0.011 15 0.026 16 安定区宽度Ws，m 0.07 17 边缘区宽度Wc，m 开孔区面积Aa，m2 0.035 18 1.93 19 筛孔直径d0，m 0.005

20 筛孔数目n 4143 21 孔中心距t，m 0.015 22 开孔率φ，% 0.101 23 空塔气速，m/s 1.102 24 筛孔气速，m/s 11.44 25 稳定系数 1.80 26 每层塔板压降P，Pa 579.53 27 负荷上限 液泛控制 28 负荷下限液沫夹带eV，（kg液/kg气） 气相负荷上限Vs，max，m3/s 气相负荷下限Vs，min，m3/s 液沫夹带控制 29 4.29 30 1.21 31 操作弹性 3.55 11.设计过程的评述和有关问题的讨论 11．1 筛板塔的特性讨论

筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有：

结构简单，易于加工，造价较低；

在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%；

踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；

气体压降较小，约比泡罩塔低30%；

但也有一些缺点，即是：

小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液； 操作弹性相对较小。 本次设计中的物系是丙酮—水体系，故选用筛板塔。 11．2 进料热状况的选取 本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。 11．3 回流比的选取 一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.1~2.0倍。本次设计中，由于最小回流比比不是很大，故选用R1.5Rmin。 11．4 理论塔板数的确定 理论塔板数的确定有多种方法，本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。利用求得的精馏段操作线、提馏段操作线及q线，在操作线和平衡线间画梯级得出理论塔板数，由此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到的理论塔板数为15块，进料板是第14块。

11．5 操作温度的求解

本次设计中，为计算方便，用精馏段平均温度作为其操作温度。

11．6 溢流方式的选择

本次设计中，由于塔径为1.8m，不超过2.0m，可选用单溢流弓形降液管，此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。 11．7 筛板的流体力学验算结果讨论 本次设计中， 气体通过每层塔板的压降：P579.53Pa0.7kPa； 液面落差忽略（塔径及液流量均不大）； 液沫夹带：eV0.0095kg液/kg气0.1kg液/kg气； 稳定系数：K1.80,且1.5K2 降液管内液层高度：0.131mHd(HThW)0.27m 综上数据表明，本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、液沫夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。

11．8 塔板负荷性能图结果讨论

由本次设计所得的数据计算得出的塔板负荷性能图中A点为本次设计中精馏塔的操作点。由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作

点并非最佳操作点，可能由于回流比取值的大小有关。 参考文献

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[2] 刘光启，马连湘，邢志有 化工物性算图手册 北京：化学工业出版社，2002

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