化工原理课程设计丙酮水连续精馏塔的设计

吉林化工学院

化工单元设计

题目：年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计

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

指导教师刘艳杰

2014年12月5日

设计任务书

一、设计题目

年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计

二、设计条件

⑴生产时间8000小时,处理量4万吨/年，进料含丙酮55%

⑵塔顶操作压力常压（绝压）

⑶塔顶采用全凝器，泡点回流

⑷塔釜为饱和蒸汽间接加热

⑸筛板塔精馏设计

⑹塔顶产品丙酮浓度不低于98%（质量分率）

塔底釜液丙酮不高于1%（质量分率）

三、设计任务

⑴完成精馏塔的物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算。

⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图。

⑶撰写设计说明书。

目录

摘要 0

第一章绪论 (1)

1.1设计方案的选择 (1)

1.2流程设计 (2)

1.3主要设计任务 (3)

第二章精馏塔的工艺设计 (4)

2.1产品浓度的计算 (4)

2.2平均相对挥发度的计算 (5)

2.3最小回流比的计算的适宜回流比的确定 (5)

2.4物料衡算 (6)

2.5精馏段和提馏段操作线方程 (6)

2.6逐板法确定理论板数及进料位置 (7)

2.7全塔效率的计算 (7)

2.8实际塔板数及加料位置的计算 (8)

第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (9)

3.1物性数据计算 (9)

3.2精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (15)

3.3精馏塔流体力学校核 (19)

3.4塔板负荷性能图 (22)

第四章热量衡算 (27)

4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷 (27)

4.2公用工程的用量 (29)

第五章塔的辅助设备的设计计算 (30)

5.1冷凝器和再沸器的计算与选型 (30)

5.2泵的设计选型 (31)

5.3回流罐的设计 (33)

结论 (34)

结束语 (35)

参考文献 (36)

主要符号说明 (37)

附录 (39)

摘要

本次化工单元设计主要是丙酮-水连续精馏塔设计，包括精馏塔的物料衡算、热量衡算、精馏塔工艺尺寸计算和塔辅助设备的设计计算。精馏塔设计中理论板数6块板，实际板数16块板，全塔效率为31.25%。精馏塔流体力学验证，证明了精馏塔可以正常操作。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，分别得出精馏段和提馏段的操作弹性为8.25和4.364，精馏塔可在正常范围内操作。

关键词：丙酮-水、连续精馏、筛板塔、工艺设计

第一章绪论

1.1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用的传质设备，根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。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上的液层进行传质与传热，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几种：

⑴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经验。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，随着化学工业、炼油与石油化学工业的高速发展，在生产中大量应用着蒸馏、吸收等气液两相传质操作。

⑵筛孔塔板

筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。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，很少采用鼓泡接触状态的。筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上液面落差小板效率高。

⑶浮阀塔板

浮阀塔板上开有—定形状的阀孔(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单、制造方便、造价低塔板开孔率大，其缺点是处理结焦、高粘度物系是，阀片易与塔板粘结，在操作过程中会发生卡死等现象，使塔板操作弹性下降。

在本设计中采用的是筛板塔。

1.1.2操作条件确定

⑴操作压力的选取

精馏塔操作可在常压、减压和加压中进行，精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增加，对分离有利。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用常压精馏。丙酮-水系统在常压下相对挥发度较大，故本设计采用常压精馏。

⑵加料热状况

泡点进料，q=1

⑶加热方式

采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

⑷回流比的选择

选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，一般经验值为。

R=(1.1～2.0)R

min

⑸塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

塔顶冷凝温度要求不低于30℃，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，受本地气温限制，冷却水一般为10～25℃，故本设计选用25℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。

⑹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，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热速度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100～1000℃，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，加热温度控制困难，本设计选用300KPa（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，塔结构也不复杂。

1.1.3换热器的选择

换热器是许多工业部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，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一种换热器，它的结构简单、坚固、制造容易，材料广泛，处理能力大，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：

⑴固定管板式换热器⑵浮头式换热器⑶U形管式换热器⑷填料函式换热器

其中固定管板是换热器的优点是结构简单、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。所以在本设计中采用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。

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，且范围适用于轻度腐蚀性液体多种控制选择流量均匀、运转平稳、振动小，不需要特别减震的基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采用离心泵。

1.2流程设计

1.2.1流程叙述

丙酮-水物料从储罐V0101出来，由泵P0101打入换热器E0101，经过换热器加热到61.275℃后进入精馏塔T0101进行分离，在塔釜的采出主要是水，其中一部分经再沸器E0102回到精馏塔T0101，一部分由产品泵P0103打入釜液冷却器E0105,冷却到30℃后进入釜液储罐V0104，塔顶采出丙酮，经全凝器E0103后产品进入回流罐V0102，一部分由

回流泵P0102再次打入精馏塔T0101，一部分经产品冷却器E0104冷却到30℃后进入产品储罐V0103。

1.2.2流程示意图

V0101

P0101

原料罐进料泵

图1-1工艺流程图

1.3主要设计任务

⑴完成精馏塔的物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算。

⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图。

⑶撰写设计说明书。

第二章 精馏塔的工艺设计

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：

F x =55% F x =18/4558/5558

/55+=27.5%

D x =98% ????→?换算为摩尔分数D x =18

/258/9858

/98+=93.83%

W x =1% W x =18

/9958/158

/1+=0.31%

2.1.2温度计算

由附表1中数据，利用插值法求得D t 、W t 、F t

进料温度F t ：

30.020.00.611.62--=20.0275.01

.62--F t F t =61.275℃

塔顶温度D t ：957.09.100.575.57--=90

.09383.05

.57--D t D t =57.117℃

塔底温度W t : 01.007

.92100-- =0

0031.0100--w t W t =97.737℃

精馏段平均温度：1t =2D F t

t +=2117.57275.61+=59.196℃

提馏段平均温度：2t =2W F t t +=2

737

.97275.61+=79.506

全塔平均温度:全t =3

D W F t t t ++=3737

.97117.57275.61++=72.043

2.1.3气相组成计算 D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ D y :

3.965.930.575.57--=3

.961000

.57117.57--D y D y =95.64%

F y :

830.0815.00.611.62--=3

.961000

.61275.61--F y F y =82.63%

W y :

W

y 1000737

.971003.2507.92100--=-- W y =7.84%

精馏段： 液相组成1x ：

%665.602

275

.09383.02=+=+F D x x

气相组成1y ：%135.892

8263

.09564.02=+=+F D y y 提馏段：

液相组成2x ：

%905.132

275

.00031.02=+=+F W x x 气相组成2y ：%235.4528263

.00784.02=+=+F w y y

2.2平均相对挥发度的计算

根据α=

A

B B A x y x y 由 F x =0.275 F y =0.8263

F α:

A B B A x y x y =()()F

F F F x y x y --11 =()()275.08263.01275.018263.0-- F α=12.54

由 D x =0.9383 D y =0.9564

D α:

A B B A x y x y =()()D

D D D x y x y --11 =()()9383.09564.019383.019564.0-- D α=1.442 由 W x =0.0031 W y =0.0784

W α:

A B B A x y x y =()()W W W W x y x y --11=()()0031

.00784.010031.010784.0-- 357.27αW =

精馏段平均相对挥发度：1α=

9915.62

442

.154.12=+

提馏段平均相对挥发度：2α=95.192

357

.2754.12=+

全塔平均相对挥发度：78.133

357

.27442.1541.12α=++=全

已知相对挥发度可得出平衡方程： x x

y 78.12178.13+=

2.3最小回流比的计算的适宜回流比的确定

利用解析法求最小回流比 泡点进料时F q x x =则有

()()()()175.0275.01.93830-178.31275.09383.01-13.7811-1α1-α1min =???

???--=??????--=

F D F

D x x x x R

适宜回流比R=min 2R =2×0.175=0.35

2.4物料衡算

已知数据：丙酮的摩尔质量 A M =58kg/kmol, 水摩尔质量B M =60kg/kmol

F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031

原料处理量()s kmol F /0479.03600

80001855.015855.01010434=????

???-+

???=

总物料流量衡算W D F +=

塔底物料流量衡算：W D F Wx Dx Fx +=

解得：s kmol D /0139.0= s kmol W /034.0= 塔顶产品的相对分子质量：

kmol kg M D /532.55)9383.01(189383.058=-?+?= 塔顶产品质量流量：

s kg D M D D /7719.00139.0532.55'=?=?= 塔釜产品的相对分子质量：

kmol kg M W /124.18)0031.01(180031.058=-?+?= 塔釜产品质量流量：

s kg W M W W /618.0034.0124.18'=?=?=

2.5精馏段和提馏段操作线方程

已知： 175.0min =R 35.02min ==R R F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031

310865.40139.035.0-?=?==RD L 0188.00139.0)135.0()1(=?+=+=D R V 0528.00479.0110865.43=?+?=+=-qF L L

0188.0==V V

带入数据得出