化工原理课程设计--丙酮水连续精馏塔的设计.docx

《化工原理课程设计--丙酮水连续精馏塔的设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计--丙酮水连续精馏塔的设计.docx（32页珍藏版）》请在优知文库上搜索。

1、吉林化工学院化工单元设计题目：年处理4万吨丙明-水连续精慎塔设计教学院石油化工学院专业班级化工1204学生姓名学生学号12110432指导老师刘艳杰2019年12月5日设计任务书一、设计题目年处理4万吨内酮-水连续精储塔设计二、设计条件生产时间8000小时,处理量4万吨/年，进料含丙酮55%塔顶操作压力常压（绝压）塔顶采纳全凝器，泡点回流塔釜为饱和蒸汽间接加热筛板塔精锚设计塔顶产品丙酮浓度不低于98%（质量分率）塔底釜液内函不高于1%（质量分率）三、设计任务完成精储塔的物料衡算、热量衡匏和设备设计计算及协助设备设计选型计算。绘制生产工艺流程图、精憎塔设计条件图。撰写设计说明书。摘要O第一章绪论

2、11.1设计方案的选择11. 2流程设计31.3主要设计任务3其次章精镭塔的工艺设计42. 1产品浓度的计算42. 2平均相对挥发度的计算52. 3最小回流比的计算的相宜回流比的确定52. 4物料衡算62. 5精馄段和提筋段操作线方程62. 6逐板法确定理论板数及进料位置62. 7全塔效率的计算72. 8实际塔板数及加料位置的计第8第三章精饲塔主要工艺尺寸的设计计算93.1物性数据计算93. 2精馄塔的主要工艺尺寸的计算113. 3精僧塔流体力学校核143. 4塔板负荷性能图16第四章热量衡算203.1 塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷204. 2公用工程的用量21第五章塔的协助设备的设计计算2

3、34.1 冷凝器和再沸器的计算及选型235. 2泵的设计选型245.3回流罐的设计26结论27结束语29参考文献30主要符号说明31附录33摘要本次化工单元设计主要是丙酮-水连续精馄塔设计，包括精馄塔的物料衡算、热量衡算、精馄塔工艺尺寸计算和塔协助设备的设计计算。精储塔设计中理论板数6块板，实际板数16块板，全塔效率为31.25%。精谭塔流体力学验证，证明白精循塔可以正常操作。由漏液线、液沫夹带线、液相负荷下限、液相负荷上限、液泛线等画出塔板负荷性能图，分别得出精饱段和提憎段的操作弹性为&25和4.364,精缁塔可在正常范围内操作。关键词：丙酮-水、连续精镭、筛板塔、工艺设计第一章绪论1.1

4、设计方案的选择1.1.1 塔设备的类型塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采纳的传质设备，依据塔内气液接触构件的结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置肯定数量的塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上的液层进行传质及传热，塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两大类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有以下儿种：泡罩塔板泡罩塔板是最早在工业上大规模应用的板型之一，有成熟的设计方法和操作阅历。气体接触良好，操作弹性范围大，而且耐油污、不易堵塞。20世纪上半叶，陵着化学工业、炼油及石油化学工业的高速发展，在生产中大量应用着蒸馈、汲取等气液两相传质操作

5、。筛孔塔板筛板塔普遍用作H2S-H20双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸储、汲取和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采纳鼓泡接触状态的。筛板塔优点：结构简洁、造价低：气流压降小、板上液面落差小板效率高。浮阀塔板浮阀塔板上开有一定形态的阀孔（圆形或矩形），孔中安有可上下浮动的阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式的浮阀塔板。浮阀塔板的优点是结构简洁、制造便利、造价低塔板开孔率大，其缺点是处理结焦、高粘度物系是，阀片易及塔板粘结，在操作过程中会发生卡死等现象，使塔板操作弹性下降。在本设计中采纳的是筛板塔。1.1.2 操作条件确定操作压力的选取精储塔操作可在

6、常压、减压和加压中进行，精储操作中压力影响特别大,当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分别不利；当压力减小时，相对挥发度将增加，对分别有利。但当压力太低时，对设备要求高，设备费用增加。因此在设计时一般采纳常压精饲。丙酮-水系统在常压下相对挥发度较大，故本设计采纳常压精储。加料热状况泡点进料，q=1.加热方式采纳间接蒸汽加热，设置再沸器。回流比的选择选择回流比，主要从经济观点动身，力求使设备费用和操作费用之和最低，一般阅历值为R=(IJ2.0)降。塔顶冷凝器的冷凝方式及冷却介质的选择塔顶冷凝温度要求不低于30C,常用的冷却剂是水和空气，工业上多用冷却水，冷却水可以是江、河及湖水，受本地气温

7、限制，冷却水一般为1()25C,故本设计选用25C的冷却水，选升温】0C,即冷却水的出口温度为35。塔釜加热介质的选择常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用最广泛的加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过变更蒸汽压力精确地限制加热速度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1007000。适用于高温加热，烟道气的缺点是是比热容及传热系数很低，加热温度限制困难，本设计选用300郎2(温度为133.3)的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不困难。1.1.3换热器的选择换热器是很多工业部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生

8、产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可作为加热器、冷却器、蒸发器和再沸器等。列管换热器是目前化工生产中应用最广泛的种换热器，它的结构简洁、坚实、制造简洁，材料广泛，处理实力大，适用性强，尤其是在高温高压下较其它换热器更为适用，是目前化工厂中主要的换热设备，列管换热器的类型主要有一下几种：固定管板式换热器浮头式换热器(3)U形管式换热器填料函式;换热器其中固定管板是换热器的优点是结构简洁、紧凑、制造成本低；管内不易结垢，即使产生污垢也便于清洗。缺点是壳程检修困难主要适用于壳体和管束温差小，管外物料比较清洁，不易结垢的场合。所以在本设计中采纳固定管板式,换热器中的列管换热器，管外走气体，管内走液体。

9、1.1.4泵的选择化工用泵主要有离心泵、往复泵、回转式泵、旋涡泵等。由于离心泵具有宽范围宽流量和宽扬程等特点，且范I制适用于轻度腐蚀性液体多种限制选择流量匀称、运转平稳、振动小，不须要特殊减震的基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采纳离心泵。1. 2流程设计1.1.1 流程叙述丙酮-水物料从储罐VO1.O1.出来，由泵Po1.O1.打入换热器Eo1.()1,经过换热器加热到61.275C后进入精储塔TO1.O1.进行分别，在塔釜的采出主要是水，其中一部分经再沸器EO1.02回到精镭塔TO1.01,一部分由产品泵PO103打入釜液冷却器E0105,冷却到30C后进入釜液储罐VO104,塔

10、顶采出丙酮，经全凝器E0103后产品进入回流罐VO1.o2,一部分由回流泵PO102再次打入精馄塔T0101,部分经产品冷却器EO104冷却到30后进入产品储罐V(Ho3。1.1.2 流程示意图图IT工艺流程图1.3主要设计任务完成精储塔的物料衡算、热量衡算和设备设计计算及协助设备设计选型计算建制生产工艺流程图、精储塔设计条件图。撰写设计说明书。其次章精值塔的工艺设计2.1 产品浓度的计算2.1.1 液相浓度计算将各项组成由质量分数换算为摩尔分数:,tf=55%xf=27.5%o=98%-ttxo=93.83%=1%XW=O.31%2.1.2 温度计算由附表1中数据，利用插值法求得%、进料温度

11、%：=r61.275C塔顶温度小=/0=57.117C塔底温度G：=6=97.737C精储段平均温度：=59.1.96C提播段平均温度：=79.506全塔平均温度:戛=61.275+57U7+97737超04332.1. 3气相组成计算ro=57.117eCr,=61.275*Cr,=97.737*Cvd:=yo=95.64%yr:=82.63%yw=7.84%.100-92.7I(X)-97.737W0-25.3-O-100yw精微段:液相组成x1.:殁生=09383;0.275=60665%气相组成v,:=69564+0.8263=89.135%22提馆段：液相组成七：1.=0003102

12、75=13.905%22气相组成为：巴上=竺驾竺独=45.235%2.2. 均相对挥发度的计算依据=由xf=0.275=0.8263at.：=ar=12.54由Xp=O.9383.V0=0.9564aD：=au=1.442由.vw.=0.0031yw=0.0784精储段平均相对挥发度：a1.=1.1.541442=6,9915提储段平均相对挥发度：*=乌把必空=19.95-2全塔平均相对挥发度：a,.=2岁!1；Z2727=378已知相对挥发度可得出平衡方程：2.3. 3最小回流比的计算的相宜回流比的确定利用解析法求最小回流比泡点进料时=x,则有相宜回流比R=2,.=2X0,175=0.352

13、.4 物料衡算已知数据：丙酮的摩尔质量WA=58kgkmo1.,水摩尔质量ff=60kgkmo1.“=0.275xn=0.9383xh.=0.00314ioo+原料处理量F=_=0.0479s8000x3600总物料流量衡算尸=。+W塔底物料流量衡算：Fxt=D.vn+Wviv解得：D=0.01.39hno1.sW=0.034kno1./s塔顶产品的相对分子质量：塔顶产品质量流量：塔釜产品的相对分子质量：塔釜产品质量流量：2.5 精储段和提馆段操作线方程已知：Zeoiia=O.175R=2Rnm=o.35XF=O.275.vo=0.9383.vw=0.0031带入数据得出精播段操作线方程：工“

14、=券&+悬=0259M,+0695提储段操作线方程：vmi=1.m-,o三8o40Q3i=2809_（）OO56VV0.01880.01882.6 6逐板法确定理论板数及进料位置己知：平衡方程：精储段操作线方程：1.“=0.259MI+0.695提偏段操作线方程：).=2.809.j-0.(X)56利用逐板法求理论板如下：().520.9383,所以其次块板为进料板，下面进入提缁段-(-1.),v113.78-12.780.9383O1S)y=2.8090.0561.-0.0056=0.152*闭8=0.01285,-13.78-12.78x0.152因为Xw=031.,所需，a，仑墀K为6块(包快再沸器)，第2块为进料板，精播段1块板，提馀段诙板a2.7 全塔效率的计算2.7.1 粘度计算己知：=59.196=79.506依据附表2中数据，利用插值法求得：精储段粘度:M=门(N%+式ITJ=O.23330.60665+03587(1-0.13905)=0.3282提偏段粘度：fi2=i,x2+/(1-X2)=0.1995X0.13905+0.3587(1-0.13905)=0.33662.7.2板效率计算板效率可用奥康奈尔公式E=0.49ws式中：a塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度