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。

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。

通过逐板计算得出理论板数11块，回流比为1.3032,算出塔效率为0.446，实际板数为25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1.2米，有效塔高6.6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。

目录第一部分设计概述 (1)一、设计题目： (1)二、工艺条件: (1)三、设计内容 (1)四、工艺流程图 (1)第二部分塔的工艺计算 (3)一、查阅文献，整理有关物性数据 (3)二、全塔物料衡算与操作方程 (7)三、全塔效率的估算 (7)四、实际塔板数 (8)五、精馏塔主题尺寸的计算 (10)1 精馏段与提馏段的汽液体积流量102 塔径的计算123 塔高的计算164 塔板结构尺寸的确定165弓形降液管176开孔区面积计算187 筛板的筛孔和开孔率18六、筛板的流体力学验算 (20)1塔板压降202液面落差20七、塔板负荷性能图 (22)1精馏段塔板负荷性能图222提馏段塔板负荷性能图25八、精馏塔的主要附属设备................................................ 错误!未定义书签。

1.塔顶全凝器设计计算292.料液泵设计计算3管径计算30九、设计结果一览表 (29)十、符号说明 (33)十一、附图 (1)十二、参考文献 (4)十三. 设计小结第一部分设计概述一、设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二、工艺条件:生产能力：90000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： R/Rmin=1.5三、设计内容1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。

2、工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。

3、主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。

4、流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。

5 、主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。

料液泵设计计算：流程计算及选型。

四、工艺流程图丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

流程示意图如下图图1：精馏装置工艺流程图第二部分塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据（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水粘度mpa0.592 0.469 0.40 0.33 0.318 0.248丙酮粘度mpa0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160表2.水和丙酮表面张力温度50 60 70 80 90 100水表面张力67.7 66.0 64.3 62.7 60.1 58.4丙酮表面张力19.5 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3表3.水和丙酮密度温度50 60 70 80 90 100相对密度0.760 0.750 0.735 0.721 0.710 0.699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 y10000 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 59.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.7 0.975 0.97956.5 1 1由以上数据可作出t-y（x）图如下由以上数据作出相平衡y-x线图（2）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 A M =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 B M =18.02 Kg/kmol平均摩尔质量M F =0.0937⨯58.08+（1-0.0937）⨯18.02=21.774 kg/kmol0937.002.18/75.008.58/25.008.58/25.0=+=F x 968.002.18/01.008.58/99.008.58/99.0=+=D x 00629.002.18/98.008.58/02.008.58/02.0=+=W xM D = 0.968⨯58.08+ (1-0.968) ⨯18.02=56.798 kg/kmolM W =0.00629⨯58.08+（1-0.00629）⨯18.02=18.272 kg/kmol774.21)24*300/(90000000=F =574.08Kmol/h 最小回流比由题设可得泡点进料q=1则F x = e x ，又附图可得e x =0.0937, e y =0.749。

min D e e e x y R y x -=- =3342.00937.0749.0749.0968.0=-- 确定操作回流比：5.1min /=R R令5013.0min 5.1==R R二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算W D F +=F D W Fx Dx Wx =+D=52.18Kmol/h W=521.9Kmol/h(2) 操作方程精馏段 111D n n x R y x R R +=+++= 0.33Xn+0.64 提馏段：因为泡点进料，所以q=1,042.0-'66.71'/16.26''1'n x n y hKmol RD L Xw WF L W n X W F L F L Xw WqF L W n X W qF L qF L n y =+==-+--++=-+--++=+代入数据 （3）由图可得当R=0.5013时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为（0.854,0.915），则： min min 0.9680.91510.9680.854R R -=+- 可解得：min R =0.8688 设R=1.5Rmin=1.3032则精馏段操作线方程：111D n n x R y x R R +=+++=0.57Xn+0.42 利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 11T N = 块 ， 进料板位置 7F N =三、全塔效率的估算用奥康奈尔法('O conenell )对全塔效率进行估算：根据丙酮—水系统t —x(y)图可以查得：c td 05.56= (塔顶第一块板) 0.968D x = 10.968y = 10.95x =设丙酮为A 物质，水为B 物质所以第一块板上： 0.968A y = 0.95A x = 0.032B y = 0.05B x = 可得： ()/ 1.59/A AAB D B By x a y x ==c t f 067.2= (加料板) 0.0937F x = 0.75F y =假设物质同上：0.750A y = 0.0937A x = 0.250B y = 0.9063B x = 可得： ()/29/A AAB F B By x a y x ==c t w 0100=(塔底) 0.00629W x = 0.00627W y =假设物质同上：0.00627A y = 0.00629A x = 0.99373B y = 0.99371B x = 可得： ()/0.997/A AAB W B By x a y x ==所以全塔平均挥发度： 33 1.59290.997 3.58D F W a a a a ==⨯⨯=精馏段平均温度： 0156.567.261.8522D F T T T C ++=== 查前面物性常数（粘度表）：61.85 0C 时， 0.53m Pa s μ=⋅水 0.51m Pa s μ=⋅丙酮所以 0.530.2430.520.7570.515m i i x Pa s μμ==⨯+⨯=⋅∑精查61.850C 时，丙酮-水的组成0.175y =水 0.757x =水 0.825y =丙酮 0.243x =丙酮所以 -0.245(E =0.493.580.515=0.42T ⨯精）（）同理可得：提留段的平均温度 0B F 210067.283.622T T T C ++=== 查表可得在83.60C 时 -0.245E =0.493.580.336=0.468T ⨯（提）（）四、实际塔板数实际塔板数T TP E N N =（1）精馏段：R 6N ==14.30.42，取整15块，考虑安全系数加一块为15块。