化工原理课程设计--丙酮水连续精馏塔的设计
合集下载
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
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。
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的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1密度计算
已知：混合液体密度： （ 为质量分数， 为平均相对分子质量）
混合气体密度：
已知： =57.117℃ =61.275℃ =97.737℃
=0.9564 =0.8263 =0.0784
由于 ,查图得出
验算降液停留时间
精馏段：
提馏段：
停留时间 ，故降液管可用。
⑷降液底隙高度
精馏段：
取降液底隙的流速
则
提馏段：
取降液底隙的流速
则
3.2.4塔板布置
⑴塔板的分块
因为 ，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
⑶开孔区面积计算
开孔区面积 ，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即
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。
3.3.3液沫夹带
精馏段：
故
提馏段：
故
3.3.4漏液
对于筛板塔，漏液点气速 可由下式计算
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：
式中， ，
,
为角度表示的反函数。
故
⑷筛孔计算及其排列
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用鼓泡型筛板塔， 的碳钢板， ，筛孔按正三角形排列，取中心孔距
筛孔数目：
式中： --鼓泡区面积，
--筛孔的中心孔距，
则：
开孔率：
气体通过筛孔的气速：
精馏段
提馏段
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
: = = =1.442
由 =0.0031 =0.0784
: = =
精馏段平均相对挥发度： =
提馏段平均相对挥发度： =
全塔平均相对挥发度：
已知相对适宜回流比的确定
利用解析法求最小回流比
泡点进料时 则有
适宜回流比R= =2×0.175=0.35
2.4物料衡算
由 查图得
故 液柱
⑵气体通过液层阻力 计算
由 查得
液柱
⑶液体表面张力的阻力计算
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 液柱
=
提馏段
⑴干板阻力
由 查图得
⑵气体通过液层阻力 计算
由 查得
液柱
⑶液体表面张力的阻力计算
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 液柱
3.3.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。
3.2.1体积流量的计算
已知：
精馏段：
已知：
则质量流量：
体积流量：
提馏段：
已知：
则质量流量：
体积流量：
3.2.2塔径的计算
精馏段：
由 =（安全系数） ，安全系数=0.6～0.8， = 式中C可由史密斯关联图查出。
横坐标数值：
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 , 则
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。
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%
1.2.2流程示意图
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：
=55% = =27.5%
根据附表4数据 ，利用插值法求得在 、 、 下的丙酮和水的表面张力
丙酮在塔顶、塔底、进料的表面张力
塔顶表面张力：
=
=
=
=
=
=
联立方程组：
带入数据求得：
原料表面张力：
=
=
= =
联立方程组：
代入数据求得 ：
塔底表面张力：
=
=
联立方程组：
代入数据求得：
精馏段的平均表面张力：
提馏段的平均表面张力：
3.2精馏塔的主要工艺尺寸的计算
=98% = =93.83%
=1% = =0.31%
2.1.2温度计算
由附表1中数据，利用插值法求得 、 、
进料温度 ： = =61.275℃
塔顶温度 ： = =57.117℃
塔底温度 : = =97.737℃
精馏段平均温度： = = =59.196℃
提馏段平均温度： = = =79.506
全塔平均温度: = = =72.043
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)Rmin。
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℃。
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。
可求出精馏段和提馏段的气液相摩尔组成
精馏段：
提馏段：
根据附表3中数据，利用插值法求得在 、 、 下的丙酮和水的密度
= ℃
= ℃
℃
由以上数据可求出：
精馏段平均密度 :
提馏段平均密度 :
3.1.2摩尔组成计算
3.1.3操作压力计算
塔顶操作压力
每层塔板压降
进料板操作压力
塔底操作压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
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。
已知数据：丙酮的摩尔质量 =58kg/kmol,
水摩尔质量 =60kg/kmol
=0.275 =0.9383 =0.0031
原料处理量
总物料流量衡算
塔底物料流量衡算：
解得：
塔顶产品的相对分子质量：
塔顶产品质量流量：
塔釜产品的相对分子质量：
塔釜产品质量流量：
2.5精馏段和提馏段操作线方程
已知： =0.275 =0.9383 =0.0031
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。
带入数据得出
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
2.6逐板法确定理论板数及进料位置
已知：平衡方程：
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
利用逐板法求理论板如下：
< ,所以第二块板为进料板，下面进入提馏段
因为 ,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全塔效率的计算
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。
1.1.3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：
2.1.3气相组成计算
=57.117℃ =61.275℃ =97.737℃
: = =95.64%
: = =82.63%
: =7.84%
精馏段：
液相组成 ：
气相组成 ：
提馏段：
液相组成 ：
气相组成 ：
2.2平均相对挥发度的计算
根据 =
由 =0.275 =0.8263
: = = =12.54
由 =0.9383 =0.9564
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）
式中：
注：下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分， 、 指主体部分的分子数； 、 指主体部分的分子体积； 、 为纯水、有机物的表面张力，对于丙酮q=2。
已知： =57.117℃ =61.275℃ =97.737℃
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。
2.7.1粘度计算
已知： 根据附表2中数据，利用插值法求得：
：
:
:
:
精馏段粘度： = =
提馏段粘度： =
2.7.2板效率计算
板效率可用奥康奈尔公式
式中： --塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
--塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.s
精馏段
=
所以 块
提馏段
= =
所以
全塔效率
2.8实际塔板数及加料位置的计算
查图可知：
圆整 ，横截面积 ，空塔气速
提馏段：
横坐标数值：
查图可知：
圆整 ，横截面积 ，空塔气速
精馏塔的有效高度计算：
由于 ，所以不需要开人孔，故精馏塔的有效高度为
3.2.3溢流装置的计算
塔径 ，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
取
⑵溢流堰高度
精馏段：
取
提馏段：
⑶弓形降液管宽度 和截面积
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。
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的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1密度计算
已知：混合液体密度： （ 为质量分数， 为平均相对分子质量）
混合气体密度：
已知： =57.117℃ =61.275℃ =97.737℃
=0.9564 =0.8263 =0.0784
由于 ,查图得出
验算降液停留时间
精馏段：
提馏段：
停留时间 ，故降液管可用。
⑷降液底隙高度
精馏段：
取降液底隙的流速
则
提馏段：
取降液底隙的流速
则
3.2.4塔板布置
⑴塔板的分块
因为 ，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
⑶开孔区面积计算
开孔区面积 ，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即
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。
3.3.3液沫夹带
精馏段：
故
提馏段：
故
3.3.4漏液
对于筛板塔，漏液点气速 可由下式计算
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：
式中， ，
,
为角度表示的反函数。
故
⑷筛孔计算及其排列
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用鼓泡型筛板塔， 的碳钢板， ，筛孔按正三角形排列，取中心孔距
筛孔数目：
式中： --鼓泡区面积，
--筛孔的中心孔距，
则：
开孔率：
气体通过筛孔的气速：
精馏段
提馏段
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
: = = =1.442
由 =0.0031 =0.0784
: = =
精馏段平均相对挥发度： =
提馏段平均相对挥发度： =
全塔平均相对挥发度：
已知相对适宜回流比的确定
利用解析法求最小回流比
泡点进料时 则有
适宜回流比R= =2×0.175=0.35
2.4物料衡算
由 查图得
故 液柱
⑵气体通过液层阻力 计算
由 查得
液柱
⑶液体表面张力的阻力计算
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 液柱
=
提馏段
⑴干板阻力
由 查图得
⑵气体通过液层阻力 计算
由 查得
液柱
⑶液体表面张力的阻力计算
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 液柱
3.3.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。
3.2.1体积流量的计算
已知：
精馏段：
已知：
则质量流量：
体积流量：
提馏段：
已知：
则质量流量：
体积流量：
3.2.2塔径的计算
精馏段：
由 =（安全系数） ，安全系数=0.6～0.8， = 式中C可由史密斯关联图查出。
横坐标数值：
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 , 则
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。
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%
1.2.2流程示意图
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：
=55% = =27.5%
根据附表4数据 ，利用插值法求得在 、 、 下的丙酮和水的表面张力
丙酮在塔顶、塔底、进料的表面张力
塔顶表面张力：
=
=
=
=
=
=
联立方程组：
带入数据求得：
原料表面张力：
=
=
= =
联立方程组：
代入数据求得 ：
塔底表面张力：
=
=
联立方程组：
代入数据求得：
精馏段的平均表面张力：
提馏段的平均表面张力：
3.2精馏塔的主要工艺尺寸的计算
=98% = =93.83%
=1% = =0.31%
2.1.2温度计算
由附表1中数据，利用插值法求得 、 、
进料温度 ： = =61.275℃
塔顶温度 ： = =57.117℃
塔底温度 : = =97.737℃
精馏段平均温度： = = =59.196℃
提馏段平均温度： = = =79.506
全塔平均温度: = = =72.043
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)Rmin。
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℃。
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。
可求出精馏段和提馏段的气液相摩尔组成
精馏段：
提馏段：
根据附表3中数据，利用插值法求得在 、 、 下的丙酮和水的密度
= ℃
= ℃
℃
由以上数据可求出：
精馏段平均密度 :
提馏段平均密度 :
3.1.2摩尔组成计算
3.1.3操作压力计算
塔顶操作压力
每层塔板压降
进料板操作压力
塔底操作压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
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。
已知数据：丙酮的摩尔质量 =58kg/kmol,
水摩尔质量 =60kg/kmol
=0.275 =0.9383 =0.0031
原料处理量
总物料流量衡算
塔底物料流量衡算：
解得：
塔顶产品的相对分子质量：
塔顶产品质量流量：
塔釜产品的相对分子质量：
塔釜产品质量流量：
2.5精馏段和提馏段操作线方程
已知： =0.275 =0.9383 =0.0031
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。
带入数据得出
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
2.6逐板法确定理论板数及进料位置
已知：平衡方程：
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
利用逐板法求理论板如下：
< ,所以第二块板为进料板，下面进入提馏段
因为 ,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全塔效率的计算
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。
1.1.3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：
2.1.3气相组成计算
=57.117℃ =61.275℃ =97.737℃
: = =95.64%
: = =82.63%
: =7.84%
精馏段：
液相组成 ：
气相组成 ：
提馏段：
液相组成 ：
气相组成 ：
2.2平均相对挥发度的计算
根据 =
由 =0.275 =0.8263
: = = =12.54
由 =0.9383 =0.9564
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）
式中：
注：下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分， 、 指主体部分的分子数； 、 指主体部分的分子体积； 、 为纯水、有机物的表面张力，对于丙酮q=2。
已知： =57.117℃ =61.275℃ =97.737℃
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。
2.7.1粘度计算
已知： 根据附表2中数据，利用插值法求得：
：
:
:
:
精馏段粘度： = =
提馏段粘度： =
2.7.2板效率计算
板效率可用奥康奈尔公式
式中： --塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
--塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.s
精馏段
=
所以 块
提馏段
= =
所以
全塔效率
2.8实际塔板数及加料位置的计算
查图可知：
圆整 ，横截面积 ，空塔气速
提馏段：
横坐标数值：
查图可知：
圆整 ，横截面积 ，空塔气速
精馏塔的有效高度计算：
由于 ，所以不需要开人孔，故精馏塔的有效高度为
3.2.3溢流装置的计算
塔径 ，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
取
⑵溢流堰高度
精馏段：
取
提馏段：
⑶弓形降液管宽度 和截面积