化工原理设计丙酮水连续精馏塔的设计

课程设计报告书

题目：丙酮-水连续精馏塔的设计

学院化学与化工学院

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起始日期 2014年6月30日

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成

绩

评

定

备

注

第一章课程设计任务书 (5)

第一节设计概述 (5)

一、设计题目 (5)

二、设计要求（工艺参数） (5)

三、设计方案 (5)

四、工艺流程图 (6)

第二章设计计算与论证 (8)

第一节查阅文献、整理有关物性数据 (8)

一、相关物性 (8)

第二节物性参数计算 (10)

一.进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (10)

二、回流比的确定 (11)

第三节操作方程和理论塔板数的确定 (12)

一、全塔物料衡算与操作方程 (12)

二、图解法求理论塔板数 (13)

第四节全塔效率的估算与实际塔板数 (14)

一、全塔效率的估算 (14)

二、实际塔板数 (16)

第三章精馏塔主体尺寸的计算 (16)

第一节气液体积流量 (16)

一、精馏段与提馏段的汽液体积流量 (16)

第二节塔径的计算 (20)

一、塔径基本数据的计算 (20)

二、精馏段塔径的计算 (21)

三、提馏段塔径的计算 (22)

第三节溢流装置的计算 (24)

一、基本溢流装置的计算 (24)

二、浮阀的数目与排列 (25)

三、塔板结构尺寸的确定 (25)

第四节塔板的流体力学验算 (28)

一、阻力计算 (28)

二、淹塔校正（液乏校正） (30)

三、雾沫夹带校核 (31)

四、漏液 (32)

第四章塔板性能负荷图 (32)

第一节塔板性能计算 (32)

一、雾沫夹带线① (32)

二、液泛线② (33)

三、液相负荷上限线③ (34)

四、漏液线④ (35)

五、液相负荷下限线⑤ (35)

六、作出负荷性能图 (36)

第五章塔体辅助设备计算与选型 (38)

第一节主要接管尺寸计算 (38)

一．进料管 (38)

二．回流管 (38)

三．釜液出口管 (39)

四．塔顶蒸汽管 (39)

五．加热蒸汽管 (39)

第二节塔的辅助设备 (40)

一、塔顶全凝器 (40)

二、进料预热器 (41)

三、料液泵设计计算 (42)

第三节塔体结构计算 (43)

一．塔壁厚δ (43)

二．塔的封头确定 (43)

三．塔高 (44)

第六章设计结果汇总 (45)

一．基本数据 (45)

二．塔体概况 (46)

三、符号说明 (47)

四、附图 (49)

五、参考文献 (51)

六、心得体会 (52)

第一章课程设计任务书

第一节设计概述

一、设计题目

丙酮-水连续精馏塔的设计

二、设计要求（工艺参数）

1.塔顶产品(丙酮)：

2.5 t/h，0.98

X=(质量分率，下同)

D

η=

2.塔顶丙酮回收率：0.99

X=％

3.原料中丙酮含量：10.5

F

4.精馏方式：直接蒸汽加热，加热蒸汽绝对压强1.5atm，热损失以5%计

5.操作压力：常压

6.进料热状况:q1

=,泡点进料

7.回流比：R=2Rmin

8.塔顶全凝器，泡点回流，冷却水进口温度25℃、出口温度45℃

9. 单板压降≯0.7kPa

三、设计方案

概述

利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制

原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，直接水蒸气加热为塔底提供

气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。

在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。

在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品。

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

本设计是以丙酮――水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮－－水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。

通过图解法得出理论板数11块，回流比为1.5247,算出塔效率为0.417，实际板数为24块，进料位置为第13块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.2米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。

四、工艺流程图

工艺流程图如下图1所示

图1 工艺流程图

第二章设计计算与论证

第一节查阅文献，整理有关物性数据

一、相关物性

（1）水和丙酮的性质

表1.水和丙酮的粘度

温度50 60 70 80 90 100

0.592 0.469 0.40 0.33 0.318 0.248

水粘度

mpa·s

0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160

丙酮粘度

mpa·s

表2.水和丙酮表面张力

温度50 60 70 80 90 100

67.7 66.0 64.3 62.7 60.1 58.4

水表面

张力

19.5 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3

丙酮表

面张力

表3.水和丙酮密度

温度50 60 70 80 90 100

0.760 0.750 0.735 0.721 0.710 0.699

相对密

度

水998.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 丙酮758.56 737.4 718.68 700.67 685.36 669.92

表4.水和丙酮的物理性质

分子量沸点临界温度K 临界压强kpa 水18.02 100 647.45 22050

丙酮58.08 56.2 508.1 4701.50

表5. 丙酮—水系统t—x—y数据

沸点t/℃丙酮摩尔数x y

10000

920.01 0.279

84.20.0250.47

75.60.050.63

66.90.10.754

62.40.20.813

61.10.30.832

60.30.40.842

59.80.50.851

59.20.60.863

58.80.70.875

58.20.80.897

57.40.90.935

56.90.950.962

56.7 0.975 0.979

56.5 1 1

由以上数据可作出t-y（x）图如下

图2 丙酮t-y （x ）

第二节 物性参数计算

一.进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

丙酮的摩尔质量 A M =58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02 Kg/kmol

已知量： 表5 已知参数列表

D t/h wF % wD % η 2.5

10.5

98

0.99

进料的丙酮的摩尔分数：

塔顶的丙酮的摩尔分数：

平均摩尔质量

938

.002

.18/)98.01(08.58/98.008

.58/98.0=-+=D x 035

.002.18/105.0-108.58/105.008

.58/105.0=+=）（F x

M

F

=0.0938?58.08+（1-0.0938）?18.02=19.427 kg/kmol

M

D

= 0.938?58.08+ (1-0.938) ?18.02=55.608 kg/kmol 塔顶的摩尔流量：

D=2500×0.98

58.08

+

2500×（1?0.98）

18.02

=44.958kkkk/?

由得：进料的摩尔流量：

F=x D D

ηx F

=

44.958×0.938

0.99×0.035

=1213.213kmol/?

二、回流比的确定

因为x D、x F和q 确定后，最小回流比就确定了，用图解法可求。由上述计算知：x D=0.938；x F=0.035；

泡点进料，则q=1,从而q线方程为：x=0.035

作图如下：

图3 最小回流比求解图

由上图知：x q=0.035,y q=0.5476

由R min =

x D ?y q y q ?x q

得：R min =0.938?0.5476

0.5476?0.035=0.762

适宜回流比：R=（1.1～2.0）Rmin 取适宜回流比:R=2 Rmin=1.525

第三节操作方程和理论塔板数的确定

一、全塔物料衡算与操作方程

(1)全塔物料衡算

由于是直接水蒸气加热，因此会对塔釜产品有稀释作用，W 要考虑水蒸气用量，结果是导致提馏段操作方程有所不同。假定是恒摩尔流条件下，'0V V =,又因为是泡点进料，q=1,所以水蒸气用量:

V 0=V ′=V =(R +1)D =(1.525+1)×44.958=113.504。 以下是物料衡算：

0V F D W +=+

F D W

Fx Dx Wx =+ 得：W= 1281.759 Kmol/h x w =0.000228

M w =58.08×0.000228+(1?0.000228)×18.02=18.029

(2) 操作方程

精馏段操作线方程：y n =R R+1

x n+1+

x D R+1

=0.60391x n+1+0.371645

提馏段操作性方程：

y m+1′=

W V 0x m ′?W V 0x w =1281.759113.504x m ′?1281.759113.504

×0.000228=11.2926x m ′

?0.002575

表6 计算结果总结

摩尔分数

数值 摩尔流量kmol/h 数值 平均摩尔质量kg/kmol

数值 x D

0.938

D

44.958

M D

55.608

x F0.035 F 1213.213 M F

19.427

x W0.000228 V0 113.504 M V018.02 进料热状

况q

1 W 1281.759 M W18.029 q线方程x=x F=0.035

最小回流比Rmin 0.7623 合适回流比

R

1.5247

精馏段方程y n=0.60391x n+1+

0.371645提馏段方程y m+1

′=11.2926x m′?

0.002575

二、图解法求理论塔板数

（1）使用图解法求的得理论塔板数为NT =11块，精馏段5块，提留段5块，进料板在第6块。

图4 图解法求最小回流比

图5 局部放大图

第四节 全塔效率的估算与实际塔板数

一、全塔效率的估算

用奥康奈尔法('O conenell )对全塔效率进行估算： a.根据丙酮—水系统

t —x(y)图可以查得：

c t

d 03.57= (塔顶第一块板)

设丙酮为A 物质，水为B 物质 所以第一块板上：

可得：

相对挥发度 B

B A

A D x y x y //=α=1.634937

938282.0=D x 938282.01=y 9029

.01=x 938282.0=A y 9029.0=A x 061718.0=B y 0971

.0=B x

b.根据丙酮—水系统t —x(y)图可以查得：

进料温度为c t f 079.1= x F =0.035121 y F =0.57 设丙酮为A 物质，水为B 物质

可得： B

B A

A F x y x y //=α=33.31831

c.根据丙酮—水系统t —x(y)图可以查得：

塔底温度c t 07.99= x W =0.000228 y F =0.000229 设丙酮为A 物质，水为B 物质

B

B A

A w x y x y //=

α=1.0356 所以全塔平均挥发度 3

W F D αααα=

=30356.131831.33634937.1??=3.83524

精馏段平均温度： T 1=T D +T F

2

=

57.3+79.1

2

=68.2℃

查前面物性常数（粘度表）：68.2 0C 时 ， μ水=0.4552mPa ·s ， μ丙酮=0.2266mPa ·s

查表得68.20C 时，丙酮-水的组成 y 水=0.262 x 水=0.915 y 丙酮=0.738 x 丙酮=0.085 所以

μ精=∑x i μi= 0.915×0.4552+0.085×0.2266=0.467856mPa ·s 所以 E T(精)=0.49×（3.83524×0.467856）?0.245

=0.4246

同理可得：提留段的平均温度 T 2=

T w +T F

2

=

99.7+79.1

2

=89.4℃

查前面物性常数（粘度表）：89.4 0C 时 ， μ水=0.32mPa ·s ， μ丙酮=0.18mPa ·s

0.035121=A x 0.57=A y 47.0=B y 964879

.0=B x 000228.0=A x 000229

.0=A y 999771.0=B y 999772

.0=B x

查89.40C 时，丙酮-水的组成 y 水=0.65 x 水=0.985 y 丙酮=0.35 x 丙酮=0.015

所以μ提=∑x i μi= 0.985×0.32+0.015×0.18=0.3179 mPa ·s 所以

E T(提)=0.49×（3.83524×0.3179）?0.245

=0.466773

二、实际塔板数

实际塔板数T

T

P E N N

（1）精馏段：N R =5

0.4246=11.78 ，取整12块。 （2）提馏段：N S(提)=5

0.466773=10.71，取整11块。 故进料板为第13块，实际总板数为24块。 全塔总效率： E T =

N T ?1N P

=

11?124

=0.417

第三章 精馏塔主体尺寸的计算

第一节 气液体积流量

一、 精馏段与提馏段的汽液体积流量

精馏段的汽液体积流量

整理精馏段的已知数据列于表6(见下页)，由表中数据可知： 液相平均摩尔质量：M=(19.43+55.61)/2=37.52kg/kmol 液相平均温度：T 1=

T D +T F

2

=

57.3+79.1

2

=68.2℃

表7. 精馏段的已知数据

位置

进料板

塔顶(第一块板)

摩尔分数

x f =0.035121 y 1=x D =0.938282 y f =0.57 x 1=0.9029 摩尔质量//kg kmol M Lf =19.42695 M Lf =55.60759 M vf =40.8542

M vf =55.60758

温度/℃

79.10

57.30

在平均温度下查得

ρ水=978.890㎏/m3 , ρ丙酮=722.148㎏/m3

液相平均密度为：

2

2

111

ραραρ+=

Lm

其中，设塔顶(第一块板)丙酮的平均质量分数x 1,则有：0.9029=x 156.08

x 156.08+

1?x 1

18.02

，解

得x 1=0.872，又进料板丙酮的质量分数x 2=0.105，

所以，塔顶(第一块板)到进料板,丙酮的平均质量分数α1 =x 1+x 22

=

0.872+0.105

2

=

0.4885

同理，α2 =1-α1 =0.5115

所以，ρLm =

1

0.4885722.148+0.5115978.890

=834.0393/kg

m

精馏段的液相负荷L=RD=1.524677×44.95789=68.54625kmol/h

精馏段的液相平均分子量M=

19.426965+55.60759

2

=37.517

精馏段的液相负荷 Ln=LM/ρlm =68.54625×37.517/834.039=3.0833693/m h 由RT M m nRT =

=PV RT RT V

m

PM ρ== 所以

RT

PM =

ρ 精馏段塔顶压强 P D =101.325KPa 若取单板压降为0.7, 则

进料板压强a D F KP P P 725.109127.0=?+=

汽相平均压强=+=

2

725

.109325.101m P 105.525KPa

汽相平均摩尔质量 kmol kg M Vm /23089.482

8542

.4060758.55=+=

汽相平均密度3/793373.135

.341314.823089

.48525.105m kg RT M P m vm m vm =??=?=

ρ

汽相负荷 V=（R+1)D=(1.524677+1)×44.95789=113.5041kmol/h

h M VM V vm

vm

n /3573.3052793373

.123089

.485041.113=?=

=

ρ

精馏段的负荷列于表8。

表8 精馏段的汽液相负荷

名称

汽相 液相

平均摩尔质量//kg kmol 48.23089 37.517 平均密度/3

/kg m 1.793373 834.039

体积流量/3/m h 3052.573

3.083369

提馏段的汽液体积流量

L ′=L+F=68.54625+1213.212=1281.758 Kmol/h

V ′=V=(R+1)D=(1.524677+1)×44.95789=113.5041 Kmol/h

整理提馏段的已知数据列于表9，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。

表9提馏段的已知数据

位置 塔釜

进料板

摩尔分数 X w =0.000228 X f =0.035121 Y w =0.000229

Y f =0.57

摩尔质量/

/kg kmol

M lw =18.03166 M Lf =19.42695 M vw =18.03126

M vf=40.8542

温度/℃

99.7

79.10

液相平均温度：T 1=

T w +T F

2

=99.7+79.1

2

=89.4℃

在平均温度下查得

ρ水=965.574㎏/m3 , ρ丙酮=685.36㎏/m3

液相平均密度为：

2

2

111

ραραρ+=

Lm =1

0.017701

685.36

+0.982299965.574

=958.6363/kg m

提馏段的液相负荷L ′=W = 1281.759kmol/h 提馏段的液相平均分子量M=

18.03166+19.42695

2

=18.729305

Ln ′=L ′M/ρlm =1281.759×18.729305/958.636=25.042313/m h

精馏段塔顶压强 P D =101.325KPa 若取单板压降为0.7kPa , 则

进料板压强a D F KP P P 725.109127.0=?+=

塔釜压强P W =109.725+0.7×9=116.025KPa

汽相平均压强=+=

2

725

.109025.116m P 112.875KPa

汽相平均摩尔质量 kmol kg M Vm /44273.292

8542

.4003126.18=+=

汽相平均密度3/10255.155

.362314.844273

.29875.112m kg RT M P m vm m vm =??=?=

ρ

汽相负荷 V ′=V 0=113.504kmol/h

h M V V vm

vm

n /m 035.303010255

.144273

.29504.1133''

=?=

=

ρ

表10提馏段的汽液相负荷

名称

液相 汽相 平均摩尔质量//kg kmol 18.729 29.44273 平均密度/3

/kg m

958.636

1.10255 体积流量/3

/m h

25.04231

3030.035