丙酮水分离板式精馏塔的设计化工原料课程设计Word文档格式.docx
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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
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
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
塔釜液相平均粘度的计算
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
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
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
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
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
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
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
=0.052
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
,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
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
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
或
,8.1887.5106.655.503.74
由上表数据
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- 丙酮 水分 板式 精馏塔 设计 化工原料 课程设计