化工原理课程设计丙酮水连续精馏塔的设计Word文档下载推荐.docx

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塔底釜液丙酮不高于1%（质量分率）

三、设计任务

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。

绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图。

撰写设计说明书。

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。

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：

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。

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。

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。

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。

在本设计中采用的是筛板塔。

1.1.2操作条件确定

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。

加料热状况

泡点进料，q=1

加热方式

采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

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。

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℃。

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。

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：

固定管板式换热器

浮头式换热器

U形管式换热器

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。

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。

1.2.2流程示意图

图1-1工艺流程图

1.3主要设计任务

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%

=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

2.1.3气相组成计算

=57.117℃

=61.275℃

=95.64%

=82.63%

=7.84%

精馏段：

液相组成

气相组成

提馏段：

2.2平均相对挥发度的计算

根据

由

=0.275

=0.8263

=12.54

=0.9383

=0.9564

=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：

已知相对挥发度可得出平衡方程：

2.3最小回流比的计算的适宜回流比的确定

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

已知数据：

丙酮的摩尔质量

=58kg/kmol,

水摩尔质量

=60kg/kmol

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：

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

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：

精馏方程

<

所以第二块板为进料板，下面进入提馏段

提馏

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

2.7.1粘度计算

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

全塔效率

2.8实际塔板数及加料位置的计算

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

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：

=57.117℃

=0.9564

=0.8263

可求出精馏段和提馏段的气液相摩尔组成

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

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。

=57