分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺的设计说明
丙酮_水化工原理课程设计报告书
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（质量分率） 35%；产品中丙酮含量（质量分率） 99%；塔釜中丙酮含量（质量分率）不大于0.04；进料量 F=2000kg/h；操作压力塔顶压强为常压进料温度泡点；1.3工艺流程图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/kmo lx F =02.18/56.008.58/35.008.58/35.0+=0.143x D =02.18/01.008.58/99.008.58/99.0+=0.968x W =02.18/69.008.58/40.008.58/40.0+=0.0132.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.143×58.08+（1-0.143）×18.02=23.75kg/kmolMD=0.968×58.08+（1-0.968）×18.02=56.80kg/kmolMW=0.013×58.08+（1-0.013）×18.02=18.54kg/kmol 2.3 物料衡算原料进料量为2000kg/hF=2000/27.51=72.70kmol/h总物料衡算 72.70=D+W丙酮的物料衡算 72.70×0.143=0.968D+0.013W联立解得 D=9.90W=62.803.塔板数的确定3.1理论塔板数N T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。
11四、全塔效率的估算用奥康奈尔...
第一部分：设计概述一：任务书（一）、设计题目试设计一座丙酮—水连续精馏装置,要求年产纯度为98%的丙酮26000吨,塔底馏出液中含丙酮不得高于1%,原料液含丙酮36%(以上均为质量百分数)。
（二）、设计条件1、精馏塔（1）塔顶压力 4KPa（表）（2）进料热状态自选(3)回流比自选(4)塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表）(5)单板压降≤0.7KPa（6）全塔效率 E T=52%（7）塔板类型——筛板或浮阀塔板（F1型）2、换热器——配置于精馏装置中的预热器冷凝器冷却器再沸器等选一设计（1）加热介质——饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；（2）冷却介质——冷却循环水，进口温度30℃，出温度40℃；10Pa；（3）换热器允许压降≯5（4）换热器类型——标准型列管式或板式换热器。
（三）、工作日每年工作300天，每天24小时连续运行。
（四）、生产厂址海南洋浦工业开发区（五）、设计内容1、选择合适的精馏塔（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸的计算；（5）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图；（9）绘制精馏塔设计条件图；（10）对设计过程的评述和有关问题讨论。
2、选择合适的换热的（1）确定设计方案——选择换热器类型；流动空间及流速的确定。
（2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。
（六）、编写设计说明书1、封面2、目录3、总论4、装置流程——装置流程图与流程叙述5、换热器设计6、精馏塔设计7、设计评述与小结8、设计绘图——精馏装置工艺流程图；精馏塔设计条件图；换热器设计示意图。
9、参考文献二：总论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。
化工原理填料精馏塔课程设计
设计任务书一、设计题目丙酮- 水连续精馏塔设计二、设计条件⑴处理量10000kg/h ，进料含丙酮70%⑵ 塔顶操作压力常压（绝压），饱和液体进料⑸填料塔精馏设计⑹ 塔顶产品丙酮浓度不低于96%（质量分率）塔底釜液丙酮不高于10%（质量分率）三、设计任务书的要求1. 目录2. 绪论（简述选取的设计方案依据、主要设备的特征与比较）3. 设备的物料计算4. 设备的热量计算5. 设备的工艺计算6. 设备的结构计算7. 流体阻力的校核8. 辅助设备的选型9. 结束语（对本设计的评价、建议）10. 参考文献四、设计图纸内容1. 操作装置的工业流程图（3# 图纸）2. 主要设备的结构装配图（2# 图纸）目录绪论............................................... -1 - 第一章.流程的确定和说明............................ -2 -一.加料方式....................................... —2 -二.进料状况....................................... -2 -三.塔顶冷凝方式................................... -2 -四.回流方式....................................... -2 -五.加热方式....................................... —3 -六.加热器......................................... —3 - 第二章精馏塔的设计计算.............................. -4 -一.操作条件与基础数据............................. -4 -2.1.1. 操作压力..................................... -4 -2.1.2. 气液平衡关系及平衡数据....................... -4 -二.精馏塔的工艺计算............................... -5 -2.2.1. 物料横算..................................... -5 - 2.2.2. 热量衡算..................................... -8 -2.2.3. 理论塔板数的计算............................. -11 -三.精馏塔主要尺寸的设计计算....................... -13 -2.3.1. 精馏塔设计的主要依据和条件................... -13 - 2.3.2. 塔径设计计算................................. -15 -2.3.3. 填料层高度设计计算........................... -18 -第三章．附属设备及主要附件的选型计算21 -一.冷凝器......................................... -21 -二.再沸器......................................... -22 -三.塔内其他构件................................... -22 -3.3.1.接管管径的计算和选择.......................... -22 -3.32除沫器 ..................................... -24 -333.液体分布器.................................. -25 -3.3.4 .液体再分布器............................... -26 -3.3.5 .填料支撑板的选择........................... -26 -3.3.6 .塔釜设计................................... -27 -3.3.7 .塔的顶部空间高度........................... -27 -3.3.8 .手孔的设计.................................... -27 -3.3.9 .裙座的设计.................................... -27 -四.精馏塔高度计算............................... -28 -第四章.设计结果的自我总结与评价.................. -29 -一.精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表....... -29 -二.设计结果的自我总结与评价..................... -29 -附录............................................... -31 -一.符号说明...................................... -31 -二.参考文献 .................................... —32 —绪论在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。
丙酮-水-连续精馏塔的设计
第一局部设计概述1设计题目：丙酮-水连续精馏塔的设计2工艺条件〔1〕生产能力：17000吨/年〔料液〕〔2〕工作日：300天，每天24小时连续运行〔3〕原料组成：50%丙酮，50%水〔质量分率，下同〕〔4〕产品组成：馏出液99.5%的丙酮溶液，塔底废水中丙酮含量0.05% 〔5〕进料温度：泡点〔6〕加热方式：直接蒸汽加热〔7〕塔顶压力：常压〔8〕进料热状态：泡点〔9〕回流比：自选〔10〕加热蒸气压力：0.5MPa〔表压〕〔11〕单板压降≤0.7kPa。
3设计内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数确实定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算；7) 塔板负荷性能图；8) 精馏塔接管尺寸计算；9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
第二局部塔的工艺计算1查阅文献，整理有关物性数据1.1水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度表3.水和丙酮密度表4.水和丙酮的物理性质表5. 丙酮—水系统由以上数据可作出t-y〔x〕图如下〔图—1〕由以上数据作出相平衡y-x 线图相平衡线 x-y图00.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.91xy图—22精馏塔的物料衡算2.1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/kmol2.2及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.2368⨯58.08+〔1-0.2368〕⨯18.02=27.506 kg/kmol M D = 0.9856⨯58.08+ (1-0.9856 )⨯18.02=57.442 kg/kmol M W =0.00016⨯58.08+〔1-0.00016〕⨯18.02=18.026 kg/kmol2.3物料衡算原料处理量 F=〔17000⨯1000/〔300⨯24〕〕/27.5060=85.84 kmol/h 总物料衡算85.84=D+W丙酮的物料衡算85.84⨯0.2368=0.9841D+0.00016 W 联立解得 D=20.65 kmol/hW=65.19 kmol/h3操作线方程与塔板数确实定3.1理论塔板层数N T 的求取丙酮—水可看成理想物系，可采用图解法求取理论塔板数。
丙酮和水连续精馏塔的设计
化工原理设计任务书设计题目：丙酮－水二元物料板式精馏塔设计条件：常压： 1p atm =处理量： 60000吨/年进料组成： 25%丙酮，75%水（质量分率，下同）馏出液组成：0.965D X =釜液组成： 馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮塔顶全凝器 泡点回流回流比： R=1.5Rmin加料状态： 1.0q =单板压降： 0.7a kp ≤设计任务：完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。
画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。
写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
摘要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，再沸器从塔底提供气相回流。
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。
分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺的设计说明
化工原理课程设计分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工题目艺设计板式精馏塔的工艺设计系（院）专业班级学生学号指导教师职称讲师二〇一二年六月十三日目 录一、化工原理课程设计任务书 ...................................................... 1 二 任务要求 .................................................................... 1 三 主要设计容 ................................................................. 1 1、设计方案的选择及流程说明 ................................................... 1 2、工艺计算 ................................................................... 1 3、主要设备工艺尺寸设计 ....................................................... 1 4、设计结果汇总 ............................................................... 1 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 ............................................... 2 第1章 前言 ................................................................... 2 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 ............................................ 2 1.2精馏塔对塔设备的要求 ...................................................... 3 第二章流程的确定和说明 ......................................................... 3 2.1设计思路 .................................................................. 3 2.2设计流程 .................................................................. 4 第三章 精馏塔的工艺计算 ....................................................... 5 3.1物料衡算 .................................................................. 6 3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 ...................................... 6 3.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VD t 、LD t 、F t 、W t .....................7 3.1.3相对挥发度的计算 (7)3.2回流比的确定 (8)3.3热量恒算 (8)3.3.1热量示意图 (8)3.3.2加热介质的选择 (9)3.3.3热量衡算 (9)3.4板数的确 (11)q线方程 (11)3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及3.4.2全塔效率 (13)3.4.3实际塔板数 (14)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15)3.5.1操作温度的计算 (15)3.5.2操作压强的计算 (17)3.5.3塔各段气液两相的平均分子量 (17)3.5.4各段组成（摩尔百分量） (19)3.5.5精馏塔各组分密度 (19)3.5.6平均温度下液体表面力的计算 (22)3.5.7气液负荷的计算 (22)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (23)3.6.1塔径的计算 (23)3.6.2精馏塔塔有效高度的计算 (25)3.6.3溢流装置的计算 (25)3.6.4塔板布置 (29)3.7浮阀板的流体力学验算 (32)3.7.1塔板压降 (32)3.7.2淹塔 (34)3.7.3雾沫夹带 (35)3.7.4漏液 (36)3.7.5液泛 (36)3.8塔板负荷性能图 (38)3.8.1液沫夹带线关系式 (38)3.8.2液相负荷下限线关系式 (39)3.8.3漏液线系式 (39)3.8.4液相负荷限线关系式 (40)3.8.5降液管液泛线关系式 (40)第四章．附属设备 (42)1.冷凝器 (42)2.再沸器 (43)第五章结果列表 (45)一主要符号说明 (45)二精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 (47)参考文献 (48)塔图 (50)工艺流程图 (51)化工原理课程设计任务书一、设计题目分离丙酮-水混合液（混合气）的连续浮阀式精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）： 80000 万吨（开工率300天/年）；原料：原料加料量 F＝11111.1kg/h丙酮含量为 30 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求：塔顶丙酮含量不低于（不高于） 98.0 %；塔底丙酮含量不高于（不低于）2.0 %。
化工原理课程设计丙酮和水
设计任务书（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N T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)5.1.1精馏段塔径的计算 (8)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)6.1.1堰长l w (10)6.1.2 溢流堰高度h w (11)6.1.3 弓形降液管宽度W d和截面积A f (11)6.1.4 降液管底隙高度h o (11)6.2塔板布置 (12)6.2.1塔板的分块 (12)6.2.2边缘区宽度确定 (12)6.2.3开孔区面积计算 (12)6.2.4筛孔计算及其排列 (12)7.筛板的流体力学验算 (13)7.1塔板降 (13)7.1.1干板阻力h c计算 (13)7.1.2气体通过液层的阻力h l计算 (13)7.1.3液体表面张力的阻力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)9.2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。
年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计可行性研究方案
年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计可行性研究方案设计任务书一、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`の物料衡算、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 (1)第一章绪论 (2)1.1设计方案`の选择 (2)1.2流程设计 (3)1.3主要设计任务 (4)第二章精馏塔`の工艺设计 (5)2.1产品浓度`の计算 (5)2.2平均相对挥发度`の计算 (6)2.3最小回流比`の计算`の适宜回流比`の确定 (6)2.4物料衡算 (7)2.5精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.6逐板法确定理论板数及进料位置 (8)2.7全塔效率`の计算 (8)2.8实际塔板数及加料位置`の计算 (9)第三章精馏塔主要工艺尺寸`の设计计算 (10)3.1物性数据计算 (10)3.2精馏塔`の主要工艺尺寸`の计算 (16)3.3精馏塔流体力学校核 (20)3.4塔板负荷性能图 (23)第四章热量衡算 (28)4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器`の热负荷 (28)4.2公用工程`の用量 (30)第五章塔`の辅助设备`の设计计算 (31)5.1冷凝器和再沸器`の计算与选型 (31)5.2泵`の设计选型 (32)5.3回流罐`の设计 (34)结论 (35)结束语 (36)参考文献 (37)主要符号说明 (38)附录 (40)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`の物料衡算、热量衡算、精馏塔工艺尺寸计算和塔辅助设备`の设计计算.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`の操作弹性为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`の选择1.1.1塔设备`の类型塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用`の传质设备，根据塔内气液接触构件`の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`の塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上`の液层进行传质与传热，塔板是板式塔`の主要构件，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`の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`の板型之一，有成熟`の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`の高速发展，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`の冷、热塔.应用于蒸馏、吸收和除尘等.在工业上实际应用`の筛板塔中，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`の. 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`の阀孔(圆形或矩形)，孔中安有可上下浮动`の阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式`の浮阀塔板.浮阀塔板`の优点是结构简单、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`の是筛板塔.1.1.2操作条件确定⑴操作压力`の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`の相对挥发度将减小，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=1⑶加热方式采用间接蒸汽加热，设置再沸器.⑷回流比`の选择选择回流比，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)Rmin⑸塔顶冷凝器`の冷凝方式与冷却介质`の选择塔顶冷凝温度要求不低于30℃，常用`の冷却剂是水和空气，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℃`の冷却水，选升温10℃，即冷却水`の出口温度为35℃.⑹塔釜加热介质`の选择常用`の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`の加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时`の传热系数很高，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`の烟道气温度可达100～1000℃，适用于高温加热，烟道气`の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）`の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`の选择换热器是许多工业部门`の通用工艺设备，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`の一种换热器，它`の结构简单、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`の换热设备，列管换热器`の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`の优点是结构简单、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`の场合.所以在本设计中采用固定管板式换热器中`の列管换热器，管外走气体，管内走液体.1.1.4泵`の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`の基础，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`の采出主要是水，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FDW E0101FE EDP01015E0102E0103V0103V0102V010167T0101原料罐进料泵预热器丙酮-水精馏塔塔釜液冷却器塔顶产品冷却器丙酮产品罐水罐图1-1工艺流程图1.3主要设计任务⑴完成精馏塔`の物料衡算、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`の工艺设计2.1产品浓度`の计算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-- =00031.0100--w t W t =97.737℃精馏段平均温度：1t =2D F tt +=2117.57275.61+=59.196℃提馏段平均温度：2t =2W F t t +=2737.97275.61+=79.506全塔平均温度:全t =3D W F t t t ++=3737.97117.57275.61++=72.0432.1.3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 :Wy 1000737.971003.2507.92100--=-- W y =7.84%精馏段： 液相组成1x ：%665.602275.09383.02=+=+F D x x气相组成1y ：%135.8928263.09564.02=+=+F D y y 提馏段：液相组成2x ：%905.132275.00031.02=+=+F W x x 气相组成2y ：%235.4528263.00784.02=+=+F wy y 2.2平均相对挥发度`の计算根据α=AB B A x y x y 由 F x =0.275 F y =0.8263F α:A B B A x y x y =()()F F F F x y x y --11 =()()275.08263.01275.018263.0-- Fα=12.54由 D x =0.9383 D y =0.9564D α:A B B A x y x y =()()D D D D x y x y --11 =()()9383.09564.019383.019564.0-- Dα=1.442由 W x =0.0031 W y =0.0784W 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=9915.62442.154.12=+提馏段平均相对挥发度：2α=95.192357.2754.12=+全塔平均相对挥发度：78.133357.27442.1541.12α=++=全 已知相对挥发度可得出平衡方程： x xy 78.12178.13+=2.3最小回流比`の计算`の适宜回流比`の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 FD x x x x R适宜回流比R=min 2R =2×0.175=0.352.4物料衡算已知数据：丙酮`の摩尔质量 A M =58kg/kmol, 水摩尔质量B M =60kg/kmolF x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031原料处理量()s km ol F /0479.0360080001855.015855.01010434=⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡-+⨯⨯⨯=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`の相对分子质量：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`の相对分子质量：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 =0.0031310865.40139.035.0-⨯=⨯==RD L 0188.00139.0)135.0()1(=⨯+=+=D R V0528.00479.0110865.43=⨯+⨯=+=-qF L L0188.0==V V带入数据得出精馏段操作线方程：695.02593.0111+=+++=+n D n n x R xx R R y 提馏段操作线方程：0056.0809.20188.00031.0034.00188.00528.01-=⨯-=-=+m m W m m x x VWx x V L y2.6逐板法确定理论板数及进料位置已知：平衡方程：xxy 78.12178.13+=精馏段操作线方程：695.02593.01+=+n n x y 提馏段操作线方程：0056.0809.21-=+m m x y 利用逐板法求理论板如下：9383.01==D x y −−−→−平衡方程()52.09383.078.1278.139383.01-α-α111=⨯-==y y x8298.0695.052.02593.02=+⨯=y −−−→−平衡方程261.08298.078.1278.138298.02=⨯-=x261.02=x <275.0=F x ,所以第二块板为进料板，下面进入提馏段7275.00056.0261.0809.23=-⨯=y −−−→−平衡方程1623.07275.078.1278.137275.03=⨯-=x4503.00056.01623.0809.24=-⨯=y −−−→−平衡方程0561.04503.078.1278.134503.04=⨯-=x152.00056.00561.0809.25=-⨯=y −−−→−平衡方程0128.0152.078.1278.13152.05=⨯-=x0303.00056.00128.0809.26=-⨯=y −−−→−平衡方程0023.00303.078.1278.130303.06=⨯-=x因为0031.06=<W x x ,所需总理论板数为6块（包快再沸器），第2块为进料板，精馏段1块板，提馏段5块板.2.7全塔效率`の计算2.7.1粘度计算已知：196.591=t 506.792=t 根据附表2中数据，利用插值法求得：精馏提馏提馏提馏水μ：60196.59469.06050469.0592.0--=--水μ mpa 4745.0=水μ丙酮μ:60196.59312.06050231.026.0--=--丙酮μ mpa 2333.0=丙酮μ '水μ: 80506.7933.0807033.04.0'--=--水μ mpa 3857.0'=水μ'丙酮μ:80506.79991.08070199.0209.0'--=--丙酮μ mpa 1995.0'=丙酮μ精馏段粘度：()1111x x -+=水丙酮μμμ=()13905.013587.060665.02333.0-⨯+⨯=3282.0 提馏段粘度：()2'2'21x x -+=水丙酮μμμ=()3366.013905.013587.013905.01995.0=-⨯+⨯ 2.7.2板效率计算板效率可用奥康奈尔公式()245.049.0-⨯=L T E αμ式中：α--塔顶与塔底平均温度下`の相对挥发度 L μ--塔顶与塔底平均温度下`の液相粘度mpa.s 精馏段1α9915.6= 1μ=3282.0所以()399.03282.09915.049.0245.0=⨯⨯=-T E 3399.01===T T P E N N 精块 提馏段2α=95.19 2μ=3366.0所以()3073.03366.095.1949.0245.0'=⨯⨯=-T E 133073.015'=-==T T P E N N 提 全塔效率%25.31%10013316%100=⨯+-=⨯+=提精P P T T N N N E2.8实际塔板数及加料位置`の计算块提精16133=+=+=P P P N N N得出全塔共16块板（包括再沸器），进料位置是第3块板.第三章 精馏塔主要工艺尺寸`の设计计算3.1物性数据计算3.1.1密度计算 已知：混合液体密度：BBAALa a ρρρ+=1（a 为质量分数，M 为平均相对分子质量）混合气体密度：004.22TP MP T V =ρ已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ D y =0.9564 F y =0.8263 W y =0.0784%665.601=x %135.891=y %905.132=x %235.452=y 可求出精馏段和提馏段`の气液相摩尔组成精馏段：266.42)60665.01(1860665.0581=-⨯+⨯=L M ()66.5389135.011889135.0581=-⨯+⨯=V M 提馏段：56.23)45235.01(1845235.0582=-⨯+⨯=L M 10.36)45235.01(1845235.0582=-⨯+⨯=V M根据附表3中数据，利用插值法求得在D t 、W t 、F t 下`の丙酮和水`の密度F t =275.61℃WFρ--=--8.977275.61702.9838.9776070 5.982=WF ρCFρ--=--68.718275.61704.73768.7186070 01.735=CF ρ D t =117.57℃WDρ--=--2.983117.57601.9982.9835060 5.987=WD ρCDρ--=--4.737117.576056.7854.7375060 28.751=CD ρ737.97=W t ℃WWρ--=--4.958737.971003.9654.95890100 96.959=WW ρCWρ--=--92.699737.9710036.68592.69990100 41.673=CW ρ 由以上数据可求出：5.98255.0101.73555.01-+=Fρ 98.828=F ρ 5.98798.0128.75198.01-+=Dρ 89.754=D ρ96.95901.0141.67301.01-+=Wρ 89.955=W ρ 精馏段平均密度1L ρ:93.791289.75498.82821=+=+=DF L ρρρ提馏段平均密度2L ρ:43.892289.95598.82822=+=+=D WL ρρρ 3.1.2摩尔组成计算()kmol kg x x M D D LD /532.5518)9383.01(589383.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()kmol kg x x M F F LF /2918)275.01(58275.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯=()kmol kg x x M W W L W /124.1818)0031.01(580031.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯=kmol kg M M M LF LD L /266.42229532.5521=+=+=kmolkg M M M LW LF L /562.232124.182922=+=+=()()kmol kg y y M D D VD /26.56189564.019564.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()()kmol kg y y M F F VF /05.51188263.018263.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()()kmol kg y y M W W VW /14.21180784.010784.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()86.1275.6115.2734.2215.27305.51=+⨯+=VF ρ()08.2117.5715.2734.2215.27326.56=+⨯+=VD ρ()695.0737.9715.2734.2215.27314.21=+⨯+=VW ρ97.1208.286.11=+=V ρ 278.12695.086.12=+=V ρ3.1.3操作压力计算塔顶操作压力kPa P D 3.101= 每层塔板压降kPa P 7.0=∆进料板操作压力kPa P F 4.10337.03.101=⨯+= 塔底操作压力kPa P W 5.1127.0163.103=⨯+= 精馏段平均压力kPa P 35.10224.1033.101=+=精提馏段平均压力kPa P 95.10724.1035.112=+=提3.1.4混合液体表面张力计算二元有机物--水溶液表面张力可用以下公式计算（丙酮q=2）414141o so w sw mσϕσϕσ+=式中：O o W W W W V x V x x +=σ O O W W Oo O V x V x V x +=σS W SW sw V V x =ϕ so so so V Vx =ϕ ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=o q WB ϕϕlg 1=+so sw ϕϕ Q B A += ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=oq WA ϕϕlg ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛=3232441.0W W o o V q V T q Q σσ 注：下角标W 、O 、S 分别代表水、有机物及表面部分，W x 、o x 指主体部分`の分子数；W V 、o V 指主体部分`の分子体积；W σ、o σ为纯水、有机物`の表面张力，对于丙酮q=2.L L V CDCD m 20.7707720.028.75158m c====ρmL L m V CWCCW 13.8608163.041.67358====ρ mL L m V CFCCF 91.7807891.001.73558====ρ mL L m V WFWWF 32.1801832.05.92818====ρ mL L m V WDWWD 23.1801823.05.98718====ρ mL L m V WWWWW 75.1801875.096.95918====ρ已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃根据附表4数据 ，利用插值法求得在D t 、W t 、F t 下`の丙酮和水`の表面张力 丙酮在塔顶、塔底、进料`の表面张力CFσ--=--7.178.187.17275.61706070 66.18=CF σCDσ--=--8.185.198.18117.57605060 00.19=CD σCWσ--=--3.142.153.14737.9710090100 50.14=CW σ WFσ--=--3.64663.64275.61706070 78.65=WF σWDσ--=--0.667.670.66117.57605060 49.64=WD σWWσ--=--4.581.604.58737.9710090100 78.58=WW σ塔顶表面张力：()[]()[]CD D WD D CD D WD D CD WD V x V x V x V x +--=1122ϕϕ=()[]()[]20.779383.023.189383.0120.779383.023.189383.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-=41037.2-⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CD WD B ϕϕ2lg =()6253.31037.2lg 4-=⨯-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WDWD CDCD V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323223.1849.66220.7700.19117.5715.2732441.0 =77.0-Q B A +==3953.477.06253.3-=--联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCDSWDA ϕϕ2lg 1=+SCD SWD ϕϕ 带入数据求得：00634.0=SWD ϕ 994.0=SCD ϕ()()093.200.19994.049.6600634.0414141=⨯+⨯=D σ 19.19=D σ 原料表面张力：()[]()[]CFF WF F CF F WF F CF WF V x V x V x V x +--=1122ϕϕ = ()[]()[]91.78275.032.18275.0191.78275.032.18275.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-=232.0⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CF WF B ϕϕ2lg =232.0lg =6345.0-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WFWF CF CF V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323232.1873.65291.7866.18275.6115.2732441.0 752.0-=Q B A +=3865.16345.0752.0-=--=联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCFSWFA ϕϕ2lg 1=+SCF SWF ϕϕ代入数据求得 ：1832.0=SWF ϕ 8168.0=SCF ϕ()()2194.266.188168.073.651832.0414141=⨯+⨯=F σ 26.24=F σ 塔底表面张力：()[]()[]CW W WW W CW W WW W CW WW V x V x V x V x +--=1122ϕϕ =()[]()[]13.860031.075.180031.0113.860031.075.180031.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-021.69=⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CWWWB ϕϕ2lg =021.69lg 84.1= ⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WWWW CWCW V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323275.1878.58213.8650.14737.9715.2732441.0 6503.0-=Q B A +=1897.184.16503.0=+-=联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCWSWWA ϕϕ2lg 1=+SCW SWW ϕϕ代入数据求得：9426.0=SWW ϕ 0574.0=SCW ϕ()()722.250.140574.078.589426.0414141=⨯+⨯=F σ 9.54=W σ 精馏段`の平均表面张力：725.21219.1926.2421=+=+=DF σσσ提馏段`の平均表面张力：58.3929.5426.2421=+=+=WFσσσ3.2精馏塔`の主要工艺尺寸`の计算3.2.1体积流量`の计算已知： 175.0min =R 35.02min ==R R 精馏段：已知：310865.4-⨯==RD L 0188.0)1(=+=D R V 266.421=L M 66.531=V M 93.7911=L ρ 97.11=V ρ 则质量流量：L M L L 11=s kg /21.010865.4266.423=⨯⨯=-V M V V 11=s kg /0088.10188.066.53=⨯= 体积流量：111LS L L ρ=s m /107.294.79121.034-⨯==121VS V V ρ=s m /5121.097.10088.13==提馏段： 已知：0528.0=L 0188.0=V 56.232=L M 10.362=V M 43.8922=L ρ 278.12=V ρ 则质量流量：L M L L 22=s kg /244.10528.056.23=⨯=V M V V 22=s kg /6787.00188.010.36=⨯=体积流量：222LS L L ρ=s m /104.145.892244.133-⨯==222VS V V ρ=s m /5311.0278.16787.03==3.2.2塔径`の计算 精馏段：由u =（安全系数）max u ⨯，安全系数=0.6～0.8，max u =VVL Cρρρ-式中C 可由史密斯关联图查出. 横坐标数值：1111VL S S V L ρρ⨯02.0013.097.194.7915121.01074.24≈=⨯⨯=- 由于塔顶压力和进料压力都为常压，所以存在误差，则将0.013取为0.02 取板间距m H T 45.0=,m h L 05.0=则m h H L T 40.0=- 查图可知：078.020=C0783.020725.21078.0202.02.0120=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m u /57.197.197.194.7910783.0max =-⨯=s m u u /1.157.17.07.0max 1=⨯== m u V D S 77.01.114.35121.044111=⨯⨯==π圆整m D 8.01=，横截面积225024.08.0785.0m A T =⨯=，空塔气速s m A V u TS /02.15024.05121.01'1===提馏段：横坐标数值：2222VL S S V L ρρ⨯07.0278.145.8925311.0104.13=⨯⨯=- 查图可知：077.020=C0883.02058.39077.0202.02.0120=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m u /332.2278.1278.145.8920883.0max =-⨯=s m u u /6324.1332.27.07.0max 1=⨯==m u V D S 644.06324.114.35311.044222=⨯⨯==π圆整m D 8.02=，横截面积22'5024.08.0785.0m A T =⨯=，空塔气速s m A V u TS /06.15024.05311.0''22===精馏塔`の有效高度计算：()()9.0045.0131-=⨯-==T H N Z 精精 ()()4.545.01131-=⨯-==T H N Z 提提由于mm D 800=，所以不需要开人孔，故精馏塔`の有效高度为3.64.59.0=+=Z 3.2.3溢流装置`の计算塔径m D 8.0=，可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴堰长W l取48.08.06.06.0=⨯==D l W⑵溢流堰高度精馏段：321100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=W S OWl L E h m 33241055.448.03600107.21100084.2--⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=取m h OW 3106-⨯=m h h h O W L W 036.0014.005.0'''=-=-= 提馏段：32'2100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=W S OWl L E hm 014.048.03600104.11100084.2323=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=-⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A由于6.0=D l W ,查图得出056.0=T f A A 116.0=DWd 0281.05024.0056.0056.0=⨯=⨯=T f A A 0928.048.0116.0116.0=⨯=⨯=D W d 验算降液停留时间 精馏段：s L H A S T f 8.46107.245.00281.041=⨯⨯==-θ提馏段：s L H A S T f 03.9104.145.00281.032=⨯⨯==-θ 停留时间s 5>θ，故降液管可用. ⑷降液底隙高度 精馏段：取降液底隙`の流速s m u /08.00=则m u l L h W S 007.008.048.0107.24001=⨯⨯==- 006.0037.0007.0044.00>=-=-h h W提馏段：取降液底隙`の流速s m u /08.00=则m u l L h W S 03.008.048.0104.130'02=⨯⨯==- 006.0006.003.0037.0'0'≥=-=-h h W3.2.4塔板布置⑴塔板`の分块因为mm D 800≥，故塔板可采用分块式，查表可知，塔板可分为3块. ⑵边缘区宽度确定取m W S 06.0= m W C 03.0=⑶开孔区面积计算开孔区面积a A ，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π式中， ()S d W W Dx +-=2 ， m C W Dr -=2 , mr x1sin -为角度表示`の反函数.()25.006.00928.028.0=+-=x 37.003.028.0=-=r故⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π237.037.025.0sin 18037.014.325.0375.025.021222=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=- ⑷筛孔计算及其排列本设计所处理`の物系无腐蚀性，可选用鼓泡型筛板塔，mm 3=δ`の碳钢板，mm d 50=，筛孔按正三角形排列，取中心孔距mm t t 155330=⨯=⨯= 筛孔数目：2155.1tA n a=式中：a A --鼓泡区面积，2mn --筛孔`の中心孔距，m则：2015.0237.0155.1⨯=n开孔率：%1.10%100)015.0005.0(907.0%100)(907.00=⨯=⨯=t d ϕ 气体通过筛孔`の气速： 精馏段s m A V u S /39.21237.0101.05121.0001=⨯==提馏段s m A V u S /19.22237.0101.05311.00'02=⨯==3.3精馏塔流体力学校核3.3.1塔板压降 精馏段： ⑴干板阻力⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C C u h ρρ200051.0 由67.135==δd 查图得772.00=C故m h C 035.094.79197.1772.039.21051.02=⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎭⎫⎝⎛=液柱 ⑵气体通过液层阻力l h 计算()OW W L l h h h h +==ββ V a u F ρ=008.10281.05024.05121.0=-=-=f T S a A A V u516.197.108.10==F 由0F 查得64.0=β()m h l 032.0006.0044.064.0=+=液柱⑶液体表面张力`の阻力计算m gd h L L 0023.0005.081.994.79110725.21443011=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱气体通过每层塔板`の液柱高度m h P 0693.00032.00023.0035.01=++=液柱∆1P P =pa g h L P 39.58381.994.7910693.011=⨯⨯=ρ提馏段⑴干板阻力⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C C u h ρρ200'051.0 由67.1350==δd 查图得772.00=C m h C039.045.892278.1772.019.22051.02'=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⑵气体通过液层阻力l h 计算()OW W L l h h h h +==ββ' V a u F ρ=012.10281.05024.05121.0=-=-=f T S a A A V u27.1278.112.10==F 由0F 查得61.0=βm h l 0305.005.061.0'=⨯=液柱⑶液体表面张力`の阻力计算m gd h L L 0036.0005.081.945.8921058.394430'22=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱气体通过每层塔板`の液柱高度m h P 0731.00032.00023.0039.02=++=液柱pa p P 64081.945.8920731.02=⨯⨯=∆ 3.3.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计`の塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差`の影响. 3.3.3液沫夹带 精馏段：2.316111076.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ m h h L f 125.005.05.25.2=⨯== 故 气液气液kg g kg kg e V /1.0/028.0125.045.008.110725.211076.52.3361<=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯=--提馏段：2.326221076.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ m h h L f 125.005.05.25.2=⨯== 故气液气液kg g kg kg e V /1.0/1053.7125.045.0119.11058.391076.532.3361<⨯=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯=---3.3.4漏液对于筛板塔，漏液点气速min 0u 可由下式计算 精馏段：()VLL h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min 0()97.194.7910023.005.013.00056.0772.04.4-⨯+⨯= s m /75.9= 稳定系数K :min00u u K =5.12.275.939.21>==提馏段：()VLL h hC u ρρσ''min 013.00056.04.4-+=()278.145.8920036.005.013.00056.0772.04.4-⨯+⨯= s m /587.8= 稳定系数K :min00u u K =5.118.215.1019.22>==3.3.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应服从下式关系： ()W T d h H H +≤ϕ丙酮水属于不发泡物系，ϕ取6.0，则 精馏段：()()2964.0044.045.06.0=+⨯=+W T h H ϕd L p d h h h H ++= 板上不设进堰口()()液柱001.008.0153.0153.022'=⨯==u h dm h h h H d L p d 1203.0001.005.00693.01=++=++=液柱()W T d h H H +≤ϕ，故在本设计中不会发生液泛现象.提馏段：m h h h H d L p d 1241.0001.005.00731.02'=++=++=液柱 ()W T d h H H +≤ϕ'，故在本设计中不会发生液泛现象.3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线 精馏段：()VLL h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min 0 0m i nm i n 0A V u s =OW W L h h h += 321100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S OWl L E h得：11113200min 100084.213.00056.04.4V L W S W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛++= 97.194.7910023.048.03600100084.2044.013.00056.0101.0237.0801.04.4321⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯=S L ()321843.5663.308436.0S L +⨯=提馏段：222232'00min 100084.213.00056.04.4V L W S W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛++= 278.145.8920036.048.03600100084.2036.013.00056.0101.0237.0801.04.4322⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯=S L ()32202.1026648.408436.0S L +⨯=在Ls 值操作范围内取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-1表3-1 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 0.201 0.0009 0.1999 0.002 0.2115 0.001 0.2011 0.003 0.22 0.0015 0.2067 0.0040.2270.0020.21153.4.2液沫夹带线以2.361076.5⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=-f T a L V h H u e σ S Sf T S a V V A A V u 1084.20281.05024.0=-=-= ()O W W L f h h h h +⨯==5.25.2 3232088.148.036001100084.2S S OW L L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=精馏段：1.0088.1044.05.245.01084.210725.211076.52.3323621=⎪⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯⨯=--S S V L V e整理得：32112643.8033.1S S L V -=提馏段：1.0088.1036.05.245.01084.21058.391076.52.33236'21=⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯⨯=--S S V L V e整理得：3222968.9319.1S S L V -= 在操作范围内任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-2表3-2 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 1.2 0.0009 1.2261 0.002 1.161 0.001 1.2193 0.003 1.112 0.0015 1.1884 0.0041.10.0021.16083.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上高度m h OW 006.0=，作为最小液体符合标准，则321100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S OWl L E h =0.006 s m L s /103.1360048.084.21000006.03423min -⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯= 3.4.4液相负荷上限线以s 3=θ作为液体在降液管中停留时间`の下限则：ST f L H A =θs m H A L T f s /1022.4333min -⨯==3.4.5液泛线令()W T d h H H +=ϕ d L p d h h h H ++= σh h h h l c p ++= L l h h .β= OW W L h h h +=联立得：()()σββϕϕh h h h h H d c O W W T ++++=+-+11忽略σh ，将OW h 与s L 、d h 与s L 、c h 与s V `の关系带入上式，并整理得：32'2''2'S S S L d L c b V a --=式中：()⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C A a ρρ200'051.0 ='b ()W T h H 1--+βϕϕ ()20'153.0h l c W = ()323'360011084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯=-W l E d β 精馏段：将有关数据代人得 ()3451.094.79197.1772.0237.0101.0051.02'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=a='b ()2273.0044.0161.064.045.06.0=⨯--+⨯()6640007.048.0153.02'=⨯=c ()7864.148.0360064.0111084.2323'=⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯⨯⨯=-d最后整理得：3222171.524.196586.0S S S L V --=提馏段：()1497.045.892278.1772.0237.0101.0051.02'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=a ='b ()234.0036.0161.06.045.06.0=⨯--+⨯()8.73703.048.0153.02'=⨯=c ()752.148.0360061.0111084.2323'=⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯⨯⨯=-d整理得：3222703.11928.45631.12s SS L L V --=在操作范围内任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-3表3-3 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 1.231 0.0009 1.2061 0.002 1.1736 0.001 1.2025 0.003 1.1487 0.0015 1.1873 0.0041.1140.0021.1736由漏液线、液沫夹带线、液相负荷上限线、液限负荷下限线、液泛线分别画出精馏段和提馏段塔板负荷性能图如图3-1、图3-2.图3-1精馏段塔板负荷性能图图3-2提馏段塔板负荷性能图m 3/s由图3-1、图3-2可以看出得出：①在任务规定`の汽液负荷下`の操作点P （设计点）处在适宜操作区`の适中位置 ②按固定`の液气比，由图可查出塔板`の汽相负荷下限()min S V =s m /)22.0(16.03，液相负荷上限()s m V S /)96.0(32.13max = 精馏段操作弹性：()()min max S S V V =25.816.032.1= 提馏段操作弹性：()()min max S S V V =364.422.096.0=综上得出结论：精馏塔可正常操作.第四章 热量衡算4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器`の热负荷4.1.1冷凝器`の热负荷 ()()LD VD C I I D R Q -+=1式中：--VD I 塔顶上升`の蒸气焓,kJ.kg -1 --LD I 塔顶馏出液`の焓,kJ.kg -1 又()水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1 式中：丙V H ∆--丙酮`の蒸发潜热,kJ.kg -1 水V H ∆--水`の蒸发潜热,kJ.kg -1 蒸发潜热与温度`の关系:38.022121⎪⎪⎭⎫⎝⎛-∆=∆r r V V T T H H --r T 对比温度,℃ 由附表5得出沸点下蒸发潜热可求出以下数据：D t =57.117℃时，水`の蒸发潜热：509.015.648117.5715.237'22=+==C r T T T 576.015.64810015.237'11=+==C r T T T kg kJ H V /40.2386576.01509.01225738.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=∆水丙酮`の蒸发潜热：65.01.508117.5715.23722=+==C r T T T 649.01.50810015.23711=+==C r T T T kg kJ H V /43.522649.0156.0152338.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=∆丙所以()水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1()kg kJ /44.63740.23869383.0143.5229383.0=⨯-+⨯= 得出()()LD VD C I I D R Q -+=1 ()44.673771.0135.0⨯⨯+= kg kJ /84.633=4.1.2加热器热负荷及全塔热量衡算已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ 196.591=t ℃ 506.792=t ℃ 由附表6得出丙酮和水`の比热容，求出以下数据 精馏段：丙酮：()()638.9275.61117.57318.21-=-⨯=-F D P t t C kJ/(kg.℃) 水：()()401.17275.61117.57185.42-=-⨯=-F D P t t C kJ/(kg.℃) 提馏段：丙酮：()()837.87275.61737.97049.21=-⨯=-F W P t t C kJ/(kg.℃) 水：()()076.153275.61737.97198.41=-⨯=-F W P t t C kJ/(kg.℃) 已知：F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031 塔顶流出液`の比热容：()3504.298.0-1183.498.0313.211=⨯+⨯=-+=）（水丙P D D P P C x x C C kJ/(kg.℃)塔釜流出液`の比热容：()1963.410.0-1412.410.0464.212=⨯+⨯=-+=）（水丙P W W P P C x x C C kJ/(kg.℃)为了简化计算，现在以进料焓，即61.275℃时`の焓值为基准 771.0=D 168.0=W 389.1=Ft DC d C D Q P t t t P D DF∆==⎰11()s kJ /535.7275.61117.573504.2771.0-=-⨯⨯=t WC d C W Q P t t t P W WF∆==⎰22()s kJ /57.94275.61737.97193.4618.0=-⨯⨯=对全塔进行热量衡算：C WD B F Q Q Q Q Q ++=+ 0=F Q所以s kJ Q Q Q Q C W D B /502.75048.663557.94535.7=++-=++= 由于塔釜热损失为%10，则%90=η所以s kJ Q Q BB/89.833'==η式中：--B Q 加热器理想热负荷，kJ/s --'BQ 加热器实际热负荷，kJ/s --D Q 塔顶馏出液带出热量，kJ/s --W Q 塔釜馏出液带出热量，kJ/s 加热蒸气消耗量为：查得kg kJ H V /1.2168=∆水蒸气(133.3℃.300kpa)4.2公用工程`の用量4.2.1冷却水消耗量 ()12t t C Q W P CC -=介式中：--C W 冷却水消耗质量,kg/h--介P C 冷却介质在平均温度下`の比热容,kJ/(kg.℃) 1t 、--2t 冷却介质在冷凝器进出口`の温度,℃ 由于地区温度影响，选择升温10℃，即3023525221=+=+=t t t ℃此温度下水`の比热容15.4=P C kJ/(kg.℃) 带如数据得出： ()()s kg t t C Q W P C C /744.14253515.448.66312=-⨯=-=介s kg W C /744.14= s kg W h /38.0=4.2.2加热蒸气消耗量skg H Q W B h /38.01.216889.8332'==∆=热量衡算结果表见表4-1表4-1 热量衡算结果符号 skJ Q C /skJ W C /s kJ Q F / s kJ Q D / s kJ Q W / s kJ Q B /' skJ W h / 数值633.48 14.744 0 -7.535 94.557 833.89 0.38第五章 塔`の辅助设备`の设计计算5.1冷凝器和再沸器`の计算与选型5.1.1冷凝器`の计算与选型本设计中冷凝器选用列管式换热器.有机物水蒸气冷凝器设计选用`の总体传热系数一般为500～1500kcal/(h m .2.℃),本设计取 )../(7002C h m kal K ︒=../(29262h m J =℃)对于逆流操作：T :57.117℃(饱和气)−→−57.117℃（饱和液） t ：25℃−→−35℃ 117.321=∆t ℃ 117.222=∆t ℃ 所以81.26117.22117.32ln 117.22117.32ln 2121=-=∆∆∆-∆=∆t t t t t m ℃ 已知：s kJ Q C /48.633= 可求得冷凝器面积：281.2681.262926360048.633m t K Q A m C =⨯⨯=∆=m 2选择`の标准`の换热器参数见表5-1表5-1 标准换热器性能参数[4]公称直径/mm管程数 管数 管长/mm 换热器面积/m 2公称压力/MPa5001275200031.21.65.1.2再沸器`の设计选型本设计选用U 形管加热器，蒸气选择133.3℃饱和水蒸气，传热系数K=1000Kcal/(2m .h.℃)=418.kJ/(2m .h.℃). 1001=W t ℃为再沸器热体入口温度 1002=W t ℃为回流汽化上升蒸气时`の温度 3.1331=t ℃为加热蒸气`の温度3.1332=t ℃为加热蒸气冷凝为液体`の温度 3.331003.133111=-=-=∆W t t t ℃3.331003.133222=-=-=∆W t t t ℃ 3.33=∆m t ℃已知：s kJ Q B /89.833'=可求得冷凝器面积：2'78.223.334186360089.833m t K Q A m B =⨯⨯=∆=选择`の标准`の换热器参数见表5-2表5-2标准换热器性能参数[4]公称直径/mm管程数 管数 管长/mm 换热器面积/m 2公称压力/MPa325288450023.16.405.2泵`の设计选型5.2.1塔总高度计算[5]⑴塔顶封头本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=800mm ，查得由曲面高度mm h 2001=，直边高度mm h 252=，内表面积27566.0mA =，容积30796.0m V =，则封头高度： m h h H 22525200211=+=+=⑵塔顶空间设计中取塔顶间距m H H T a 9.045.022=⨯==，选取塔顶空间为1.2m ⑶塔底空间塔底空间高度B H 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头`の底边距离，取釜液停留时间为min 5，则塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m ，则m A VtL H TSB 2276.05024.00796.06089.955618.0560'=-⨯⨯=-⨯=--V 封头容积⑷进料板处间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距H F =800mm ⑸裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座壁厚取16mm.基础环内径：()()mm D bi 432106.0~2.01628003=⨯-⨯+= 基础环外径：()()mm D bo 1232106.0~2.01628003=⨯+⨯+=圆整后：mm D bi 500= mm D bo 1400= 考虑到再沸器，取裙座高2m . 塔体总高度：()211H H H H H n H n n H B D F F T F +++++--=()m 23.112225.07.03.18.0145.01116=++++⨯+⨯--=。
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化工原理课程设计分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工题目艺设计板式精馏塔的工艺设计系（院）专业班级学生学号指导教师职称讲师二〇一二年六月十三日目 录一、化工原理课程设计任务书 ...................................................... 1 二 任务要求 .................................................................... 1 三 主要设计容 ................................................................. 1 1、设计方案的选择及流程说明 ................................................... 1 2、工艺计算 ................................................................... 1 3、主要设备工艺尺寸设计 ....................................................... 1 4、设计结果汇总 ............................................................... 1 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 ............................................... 2 第1章 前言 ................................................................... 2 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 ............................................ 2 1.2精馏塔对塔设备的要求 ...................................................... 3 第二章流程的确定和说明 ......................................................... 3 2.1设计思路 .................................................................. 3 2.2设计流程 .................................................................. 4 第三章 精馏塔的工艺计算 ....................................................... 5 3.1物料衡算 .................................................................. 6 3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 ...................................... 6 3.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VD t 、LD t 、F t 、W t .....................7 3.1.3相对挥发度的计算 (7)3.2回流比的确定 (8)3.3热量恒算 (8)3.3.1热量示意图 (8)3.3.2加热介质的选择 (9)3.3.3热量衡算 (9)3.4板数的确 (11)q线方程 (11)3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及3.4.2全塔效率 (13)3.4.3实际塔板数 (14)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15)3.5.1操作温度的计算 (15)3.5.2操作压强的计算 (17)3.5.3塔各段气液两相的平均分子量 (17)3.5.4各段组成（摩尔百分量） (19)3.5.5精馏塔各组分密度 (19)3.5.6平均温度下液体表面力的计算 (22)3.5.7气液负荷的计算 (22)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (23)3.6.1塔径的计算 (23)3.6.2精馏塔塔有效高度的计算 (25)3.6.3溢流装置的计算 (25)3.6.4塔板布置 (29)3.7浮阀板的流体力学验算 (32)3.7.1塔板压降 (32)3.7.2淹塔 (34)3.7.3雾沫夹带 (35)3.7.4漏液 (36)3.7.5液泛 (36)3.8塔板负荷性能图 (38)3.8.1液沫夹带线关系式 (38)3.8.2液相负荷下限线关系式 (39)3.8.3漏液线系式 (39)3.8.4液相负荷限线关系式 (40)3.8.5降液管液泛线关系式 (40)第四章．附属设备 (42)1.冷凝器 (42)2.再沸器 (43)第五章结果列表 (45)一主要符号说明 (45)二精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 (47)参考文献 (48)塔图 (50)工艺流程图 (51)化工原理课程设计任务书一、设计题目分离丙酮-水混合液（混合气）的连续浮阀式精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）： 80000 万吨（开工率300天/年）；原料：原料加料量 F＝11111.1kg/h丙酮含量为 30 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求：塔顶丙酮含量不低于（不高于） 98.0 %；塔底丙酮含量不高于（不低于）2.0 %。
塔顶压力p＝0.101325Mpa（绝压）塔釜采用0.5Mpa（表压）饱和蒸汽间接加热2工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，冷进料，泡点回流。
三主要设计容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及精、提馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学核算（3）塔板的负荷性能图4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图引言本设计是以丙酮――水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水。
浮阀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。
通过画图计算得出理论板数为7块，回流比为0.432,算出塔效率为0.3056，实际板数为17块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米，有效塔高12.80米，浮阀数（提馏段每块50）。
通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。
本次设计过程正常，操作合适。
第1章前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。
对液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A及A-B共沸物物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。
精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
二：效率高：气液两相在塔保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。
四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
1.3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。
而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。
近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用第二章精馏塔的设计计算一.操作条件及基础数据2.1.1操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，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，相对挥发度将增大，对分离有利。
由于丙酮-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa 。
2.1.2汽液平衡时，x 、y 、t 数据 ⑴理想系统 Antoine 方程CT BA P +-= lg 式中: P ——在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg ；T ——温度 ,℃； A 、B 、C ——Antoine 常数 表2-1-2 ⑴ 丙酮的Antoine 常数名称 A B C 丙酮 6.35647 1277.03 237.23 水7.074061657.46227.02⑵非理想系统表2-1-2 ⑵ 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系注：摘自化工原理课程设计 P32表3-9二.精馏塔工艺简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
第三章精馏塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 58.08/A M kg kmol = 水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol = 原料加料量 F ＝80000t/a进料组成 x F ＝30%(质量百分数，下同) 馏出液组成 x D ＝98% 釜液组成 x w ＝2%塔顶压力 p ＝0.101325Mpa所以 'F =3800001030024⨯⨯kg/h=11111.1kg/h进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为F x 、D x 、W x ： F x =117.002.18/7008.58/3008.58/30=+D x =938.002.18/208.58/9808.58/98=+W x =0063.002.18/9808.58/208.58/2=+进料平均相对分子质量:F M =0.117×58.08+(1-0.117)×18.02=22.71kg/kmol 原料液： F=11111.122.71=489.26kmol/h 总物料： F=W+D (1)易挥发组分： F F x =D D x +W W x (2)由（1）、（2）代入数据解得：D=58.134/kmol h W=431.126/kmol h 塔顶产品的平均相对分子质量：D M =58.08×0.938+18.02×（1-0.938）=55.60kg/kmol塔顶产品质量流量：'D =D M D=55.60×58.134=3232.256kg/h 塔釜产品平均相对分子质量：W M =58.08×0.0063+18.02×（1-0.0063）=18.272kg/kmol 塔釜产品质量流量：'W =W W M =431.126×18.272=7877.534kg/h物料衡算结果表3-1-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料 塔底出料 进料 质量流量/（kg/h ） 3232.256 7877.534 11111.1 质量分数/% 98 2 30 摩尔流量/(kmol/h) 58.134 431.126 489.26 摩尔分数/%93.80.6311.73.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VD t 、LD t 、F t 、W t 查表3-1-1（1），用插法算得： 塔顶： 5.570.575.5790.095.090.0938.0--=--LD t =⇒LD t 57.12℃5.570.570.57935.0963.0938.0963.0--=--VDt =⇒VD t 57.45℃塔釜： 7.9210010001.000063.00--=--Wt =⇒W t 95.40℃进料：5.665.664.6310.0117.010.015.0--=--F t =⇒F t 65.45℃精馏段平均温度： 1t =2F VD t t +=245.6545.57+=61.45℃ 提馏段平均温度： 2t =245.6540.952+=+F W t t =80.40℃ 3.1.3.平均相对挥发度α在F t 温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为： 精馏段： 1t =61.45℃ 830.0815.0830.030.020.030.00.611.620.6145.6111--=--=--y x ⇒%39.82%,91.2511==y x 提馏段：2t =80.40℃22220.050.62480.4075.803.71%,61.11%86.5075.800.020.050.4250.624x y x y ---==⇒==---将2121,,,y y x x 分别代入xxy )1(1-+=αα得：78.40,38.1321==αα∴36.2378.4038.1321=⨯=⨯=ααα3.2回流比的确定 3.2.1回流比的确定 泡点进料：F x xq = Rmin=()()123.3610.938110.9380.271126.3610.11710.117a xd xq a xf xf --⎡⎤⎡⎤=-=-=⎢⎥⎢⎥----⎣⎦⎣⎦因为R/ Rmin=1.6 所以R= Rmin*1.6=0.432 3.3热量恒算3.3.1热量示意图（图略） 3.3.2加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。