丙酮-水连续精馏塔设计说明书 吴熠

课程设计报告书丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院专业化学工程与工艺学生姓名吴熠学生学号 201230361316指导教师江燕斌课程编号 137137课程学分 3起始日期 2014.12.30目录目录 (III)第1部分设计任务书 (5)1.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 (5)1.2设计条件 (5)1.3设计任务 (5)第2部分设计方案及工艺流程图 (6)2.1设计方案 (6)2.2工艺流程图 (6)第3部分设计计算与论证 (7)3.1精馏塔的工艺计算 (7)3.1.1全塔物料衡算 (7)3.1.2实际回流比 (8)3.1.3理论塔板数确定 (8)3.1.4实际塔板数确定 (9)3.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算 (10)3.1.6塔的塔体工艺尺寸计算 (13)3.2塔板工艺尺寸的计算 (16)3.2.1溢流装置计算 (16)3.2.2塔板布置及浮阀排列 (17)3.3塔板的流体力学性能的验算 (21)3.3.1阻力计算 (21)3.3.2液泛校核 (21)3.3.3雾沫夹带 (22)3.3.4雾沫夹带验算 (23)3.4塔板负荷性能图 (24)3.4.1精馏段塔板负荷性能计算过程 (24)3.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程 (25)3.5接管尺寸的确定 (27)3.5.1液流管 (27)3.5.2蒸气接管 (27)3.6附属设备 (28)3.6.1冷凝器 (28)3.6.2原料预热器 (28)3.6.3塔釜残液冷凝器 (29)3.6.4冷却器 (29)3.7塔的总体结构 (30)3.7.1人孔及手孔 (30)3.7.2封头 (30)3.7.3裙座 (30)3.7.4塔高 (30)3.7.5壁厚 (31)第4部分设计结果汇总 (32)第5部分小结与体会 (34)第6部分参考资料 (34)第1部分设计任务书1.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计1.2设计条件在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮-水混合物。

生产能力和产品的质量要求如下：任务要求(工艺参数)：1.塔顶产品(丙酮)：3.0 t/hr, x D=0.98(质量分率)2.塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率)3.原料中丙酮含量：质量分率=(4.5+1*33)%=37.5%4.原料处理量：根据1、2、3返算进料F、x F、W、 x W5.精馏方式：直接蒸汽加热操作条件：①常压精馏②进料热状态q=1③回流比R=3R min④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 1.5atm冷却水进口温度25℃、出口温度45℃，热损失以5%计⑤单板压降≯0.7kPa1.3设计任务1.确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。

2.计算冷凝器和再沸器热负荷。

塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置3.塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。

4.作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。

5.塔的附属设备选型, 计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。

第2部分设计方案及工艺流程图2.1设计方案本设计任务为分离丙酮-水二元混合物。

对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。

含丙酮37.5%（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。

通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。

塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点56.2°C），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。

2.2工艺流程图第3部分 设计计算与论证3.1精馏塔的工艺计算3.1.1全塔物料衡算3.1.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 丙酮（36C H O ）的摩尔质量：58.08/A M kg kmol = 水（2H O ）的摩尔质量：M B =18.015kg/kmol 则各部分的摩尔分数为：11 (3.1) (3.2) D AD D ABF AF F AB W Aw M D w w M M w M F w w M M w M W x x x --=+=+=1 (3.3)W W ABw w M M -+3.1.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量(1-) (3.4)(1-) (3.5)(1-) D D A D B F F A F B W W A W B M x M x M M x M x M M x M x M =+=+=+ (3.6)3.1.1.3塔顶产品物质的量D =W D /M D （3.7） 3.1.1.4物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）：F = W + D （3.8） 轻组分（丙酮）衡算：(3.9)F W D Fx Wx Dx =+回收率计算：η=Dx D /Fx F (3.10)求解得到：F=325.8745kmol/h D=53.9504kmol/h W=271.9241kmol/h x D =0.9383 x W =0.0018805 x F =0.15693.1.2实际回流比3.1.2.1最小回流比及实际回流比确定根据101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水t-x-y和x-y图，泡点进料，所以q=1，q线为过x F=0.1569的竖直线。

本平衡具有下凹部分，在相平衡图上过（x D，x D）点作平衡线的切线，得切点(x q，y q)=（0.7836，0.8875）据R min=x D−y qy q−x q得Rmin=0.4887初步取实际操作回流比为理论回流比的3倍：R=Rmin×3=1.46613.1.2.2操作线精馏段操作线方程：y n+1=RR+1X+1R+1x d=0.5945 Xn +0.3805提馏段操作线方程：y n+1=ws x n−wsx w=3.0438Xn-0.0038183.1.2.3汽、液相热负荷计算（1）精馏段：L1=RD=79.0967kmol/hV1=(R+1)D=133.0471kmol/h（2）提馏段：据F + S= D + W，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/hx W=0.00125453.1.3理论塔板数确定在平衡曲线即x-y曲线图上做操作线，在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线焦点，直到阶梯与平衡线交点小于0.0012545为止，由此，得到理论板8块（塔釜算一块板），进料板为第5块理论板。

如下CAD作图：3.1.4实际塔板数确定板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。

板效率可用奥康奈尔公式计算：E T=0.49(αμ)−0.245注：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度μ——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa∗sL据液相组成在3.1图中查得温度，再计算出精馏段与提馏段的均温查得液相组成。

具体过程如下：=(64.98+56.61)/2=60.795 0C精馏段均温：t1提馏段均温：t=(64.98+98.92)/2=81.95 0C2其中，x B=1−x A，y B=1−y A相对挥发度：α=y A/x Ay B/x B3=9.2825全塔平均挥发度：αm=√αD×αF×αW在数据手册中查得对应温度下的黏度：精馏段：丙酮：μA1=0.2292mPa ∗s ，水：μB1=0.4638mPa ∗s ； 提馏段：丙酮：μA2=0.1951mPa ∗s ，水：μB2=0.3478mPa ∗s 液相黏度：精馏段：μl1=x A ×μA1+(1−x A )×μB1=0.3578mPa ∗s 提馏段：μl2=x A ×μA2+(1−x A )×μB2=0.3430mPa ∗s 塔板效率：精馏段：E T1=0.49(αμ)−0.245=0.4089 提馏段：E T2=0.49(αμ)−0.245=0.2662 实际塔板数： 精馏段：N P1=N T1E T1=10 提馏段：N P2=N T2E T2=15精馏段实际塔板数为N P1=10块。

提馏段实际塔板数为N P2=15块。

全塔所需要的实际塔板数：N P =N P1+N P2=25块，进料板位于第11块。

全塔效率： E T =NT N P=0.323.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算 3.1.5.1操作压力计算 塔顶操作压力；P D=101.325kpa 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=；进料板的压力： P F =P D +0.7×10=108.325kpa 塔底操作压力：P W =P D +0.7×25=118.825kpa 精馏段平均压力：P M1=P D +P F2=104.825kpa 提馏段平均压力： P M2=P W +P F2=113.575kpa3.1.5.2操作温度计算塔顶温度：t d =56.61℃； 进料板温度：t f =64.98℃； 塔釜温度：t w =98.92℃ 精馏段平均温度：t m1=t d +t f 2=60.80℃ 提馏段平均温度：t m2=t f +t w 2=81.95℃3.1.5.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量：M ldm =55.6080kg/kmolM vdm =56.3893kg/kmol 进料板平均摩尔质量：M lfm =24.3012kg/kmol M vfm =49.0934kg/kmol 塔底平均摩尔质量：M lwm =18.0653kg/kmolM vwm =19.4161kg/kmol精馏段平均摩尔质量：M LM1=M ldm +M lfm2=39.9546kg/kmolM VM1=M Vdm +M Vfm=52.7414kg/kmol提馏段平均摩尔质量：M LM2=M lwm +M lfm2=21.1833kg/kmolM VM2=M Vwm +M Vfm2=34.2548kg/kmol3.1.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即ρVM1=P M1×M VM1R ×T M1=2.6212kg/m³ρVM2=P M2×M VM2R ×T M2=1.7026kg/m³液相平均密度计算：1(3.32)i i Lmαρρ=∑注：i α——为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由t d =56.61℃，查手册得3745kg/m A ρ=，3985.5kg/m B ρ= αD =0.98ρldm =1αρa ⁄+(1−α)pb⁄=748.654kg/m³ 进料板平均密度计算：由t F =64.98℃，查手册得3742.5kg/m A ρ=，3980.5kg/m B ρ=αF =0.375ρlfm =1αρa⁄+(1−α)ρb ⁄=875.289kg/m³塔底平均密度计算：由t W =98.92℃，查手册得3705kg/m A ρ=，3958.4kg/m B ρ= αW =0.0012545×58.080.0012545×58.08+(1−0.0012545)×18.015=0.004033ρLWm =1αWρA+(1−αW )/ρB=957.013kg/m 3精馏段平均密度：ρlm1=ρldm +ρlfm2=811.972kg/m³ 提馏段平均密度：ρlm2=ρlwm +ρlfm2=916.151kg/m³3.1.5.5液体平均表面张力计算对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：σlm=∑x i σi（1）塔顶表面张力：由t D =56.61℃，查表得：σA1=19.03mN/m ；σB1=66.57mN/m求得：σldm =21.9632mN/m （2）进料板表面张力：由t F =64.98℃，查表得：σA2=18.29mN/m σB2=65.21mN/m求得：σlfm =57.8483mN/m（3）塔釜表面张力：由t W =98.92℃ 查表得：σA3=14.4mN/m σB3=58.6mN/m 求得：σlwm =58.5445mN/m （4) 精馏段平均表面张力：σlm1=39.9058mN/m （5）提馏段平均表面张力：σlm2=58.1964mN/m 3.1.5.6平均黏度计算 ①液体平均黏度计算：lg lg (3.38)Lm i i x μμ=∑ 塔顶平均黏度：由t d =56.61℃，查手册，得到：μA1=0.241mPa ∗s μB1=0.52mPa ∗s 求得：μldm =0.2527mPa ∗s 进料板平均黏度：由t f =64.65℃，查手册，得到：μA2=0.22mPa ∗s μB2=0.435mPa ∗s求得：μlFm =0.3909mPa ∗s塔底平均黏度：由t w =98.85℃，查手册，得到：，μA3=0.17mPa ∗sμB3=0.27mPa∗s求得：μlWm=0.2698mPa∗s 精馏段液体平均黏度：μlm1=μldm+μlFm2=0.3218mPa∗s提馏段液体平均黏度：μlm2=μlwm+μlFm2=0.3304mPa∗s②气体平均黏度计算：lgμVm=∑y i lgμi塔顶平均黏度：由t d=56.61℃，查手册，得到：μA1=0.0784mPa∗sμB1=0.1007mPa∗s求得：μVdm=0.07923mPa∗s 进料板平均黏度：由t f=64.65℃，查手册，得到：μA2=0.07874mPa∗sμB2=0.1058mPa∗s求得：μVFm=0.08413mPa∗s 塔底平均黏度：由t w=98.85℃，查手册，得到：，μA3=0.0907mPa∗sμB3=0.1172mPa∗s求得：μVWm=0.1162mPa∗s 精馏段液体平均黏度：μVm1=μVdm+μVFm2=0.08168mPa∗s提馏段液体平均黏度：μVm2=μVwm+μVFm2=0.1002mPa∗s3.1.6塔的塔体工艺尺寸计算3.1.6.1塔径计算（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为：V s=VM VM3600ρVM=0.7436m3/sL s=LM LM3600ρLM=0.001081m3/s查史密斯关联图，横坐标为：L S1v s1×√(ρlm1ρvm1)=0.02559取板间距0.4m T H =，板上液层高度h L =0.06m 则： H T −h L =0.34m 查图得：200.075C =C =C 20×(σlm20)0.2=0.08611u max =C √(ρL −ρVρV)=1.5131m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u =0.7×u max =1.0592m/s D =√(4Vuπ)=0.9454按标准塔径圆整后为：D =1.0m 截塔面积为：A T =π4D 2=0.7854m 2实际空塔气速：u =VS A T=0.9468m/s（2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为：V s2=SM VM23600ρVM2=0.7436m/sL s2=LM LM23600ρLM2=0.002601m 3/s查史密斯关联图，横坐标为： L S2v s2×√(ρlm2ρvm2)=0.08114取板间距0.4m T H ，板上液层高度h L =0.06m 则： H T −h L =0.34m 查图得：C 20=0.072C =C 20×(σlm2)0.2=0.08915u max=C √(ρL −ρVρV)=2.0661m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为：u =0.6×u max =1.2396m/s D =√(4Vuπ)=0.8739按标准塔径圆整后为： D =1.0m 截塔面积为：A T =π4D 2=0.7854m 2 实际空塔气速： ：u =VS A T=0.9468m/s3.1.6.2精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度 Z 1=(N P1−1)H T =3.6m 提馏段有效高度Z 2=(N P2−1)H T =5.6m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m ，故精馏塔有效高度:z =z 1+z 2+0.8=10m3.2塔板工艺尺寸的计算3.2.1溢流装置计算 3.2.1.1 精馏段因塔径D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，凹型受液盘，不设进堰口。