丙酮-水连续精馏塔设计说明书 吴熠
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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。
丙酮-水溶液筛板精馏塔设计
河南科技学院化工原理（下）课程设计题目：处理量为7万吨/年丙酮和水体系精馏分离板式塔设计学院：化学化工学院专业：化工105******指导教师：***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：70000吨/年（料液）年工作日：7200小时原料组成：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：自选三、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：精馏装置流程示意图第二部分 塔的工艺计算一.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/kmol M D = 0.968⨯58.08+ (1-0.968) ⨯18.02=56.798 kg/kmol M W =0.00629⨯58.08+（1-0.00629）⨯18.02=18.272 kg/kmol原料处理量 70000000/7200446.5121.774F == kmol/h最小回流比 min 0.675D q q qx y R y x -==-去操作回流比为 min 2 1.35R R ==二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算446.51=D+W丙酮物料衡算 446.51⨯0.0937=0.968D+0.00629W 联立解得 D=35.6743.48 kmol/h W=430.8366 kmol/h(1)(1)(1.351)35.67102.178V R D q F =+--=+⨯=kmol/hL=RD=1.35⨯35.67=58.698 kmol/h0937.002.18/75.008.58/25.008.58/25.0=+=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 x''58.698478.40537.098102.178L L F V V =+=+===(2) 操作方程精馏段操作线方程：0.5740.412D L Dy x x x V V=+=+ 利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 10块 ，进料板位置 8F N = 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N ‘=17 提馏段实际板层数N “=7三、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：3.58a ===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）（） 五、精馏塔主题尺寸的计算1 精馏段与提馏段的汽液体积流量精馏段的汽液体积流量整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知： 液相平均摩尔质量：M=(21.7474+56.798)/2=39.29kg/kmol 液相平均温度：t m =(t f +t d )/2=(67.2+56.5)/2=61.85℃在平均温度下查得23233971.1/,735/H O CH CH OH kg m kg m ρρ==液相平均密度为：22111ραραρ+=Lm其中，α1 =0.1580 α2 =0.8420 所以，ρlm =852.353/kg m精馏段的液相负荷L=RD=1.35×43.48=58.698kmol/hLn=LM/ρlm =58.698×39.29/852.35=2.713/m h由RT M m nRT ==PV RT RT V mPM ρ== 所以RTPM=ρ 精馏段塔顶压强P 101.3KPa ∆= 若取单板压降为0.7, 则进料板压强a D F KP P P 225.113177.0=⨯+=气相平均压强275.1072225.113325.101=+=m P气相平均摩尔质量 kmol kg M Vm /105.50242.4379.56=+=气相平均密度3/93.11.335314.8105.50275.107m kg RT M P m vm m vm =⨯⨯=⨯=ρ汽相负荷 V=（R+1)D=(1.35+1)×43.48= 102.178kmol/h47.266692.1105.50178.102=⨯==vmvmn VM V ρ精馏段的负荷列于表7。
丙酮和水体系精馏分离板式塔设计
河南科技学院化工原理（下）课程设计题目：处理量为6.5万吨/年丙酮和水体系精馏分离板式塔设计学院：化学化工学院专业：化学工程与工艺姓名：xxx\学号：xxxxxxxx指导教师：***板式精馏塔设计任务书一、设计题目：6.5万 吨/年 25%丙酮，75%水 体系精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（进料量）6.5万 吨／年 操作周期 7200 小时／年进料组成 25%丙酮，75%水塔顶产品组成 99%丙酮 塔底产品组成 2%丙酮2、 操作条件操作压力1p atm = 表压） 进料热状态 泡点单板压降 0.7a kp ≤3、 设备型式 筛板式4、 厂 址 新 乡 地 区三、设计内容：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）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计评述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。
丙酮-水化工原理课程设计
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 M A =58.08kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmo l x 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M F =0.143×58.08+（1-0.143）×18.02=23.75kg/kmol M D =0.968×58.08+（1-0.968）×18.02=56.80kg/kmol M W =0.013×58.08+（1-0.013）×18.02=18.54kg/kmol2.3 物料衡算原料进料量为2000kg/h F=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=9.90 W=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。
丙酮-水筛板精馏塔设计
任务书化工原理课程设计任务书专业班级设计人一、设计题目分离丙酮—水混合液（混合气）的筛板精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）：9.0 万吨（开工率300天/年）；原料：丙酮含量为40 %（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）97.5 %；塔底丙酮含量不高于（不低于） 2.0 %。
建厂地址：沈阳三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和使用的设计资料；9、结束语。
（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）四、设计日期：2013 年03 月07 日至2013 年04 月07 日前言化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足存储、运输。
加工和使用的要求，时常将这些混合物分离为较纯净的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分分离，该过程是同时进行传热传质过程。
本次设计任务为设计一定处理量的分离苯—氯苯混合物的精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%—40%），塔板效率（10%—50%），而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，浮阀塔的80％左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。
丙酮-水板式精馏塔设计说明书
目录摘要 (I)Abstract (II)引言 (1)第1章设计条件与任务 (2)1.1设计条件 (2)1.2设计任务 (2)第2章设计方案的确定 (3)第3章精馏塔的工艺设计 (4)3.1全塔物料衡算 (4)3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (4)3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.1.3物料衡算进料处理量 (4)3.1.4物料衡算 (4)3.2实际回流比 (5)3.2.1最小回流比及实际回流比确定 (5)3.2.2操作线方程 (6)3.2.3汽、液相热负荷计算 (6)3.3理论塔板数确定 (6)3.4实际塔板数确定 (7)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (8)3.5.1操作压力计算 (8)3.5.2操作温度计算 (9)3.5.3平均摩尔质量计算 (9)3.5.4平均密度计算 (10)3.5.5液体平均表面张力计算 (10)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)3.6.1塔径计算 (12)3.6.2精馏塔有效高度计算 (13)第4章塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1.1溢流装置计算 (14)4.1.2塔板设计 (15)4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 (15)4.2.1溢流装置计算 (15)4.2.2塔板设计 (16)4.3塔板的流体力学性能的验算 (16)4.3.1精馏段 (16)4.3.2提馏段 (17)4.4板塔的负荷性能图 (18)4.4.1精馏塔 (18)4.4.2提馏段 (19)第5章板式塔的结构 (21)5.1塔体结构 (21)5.1.1塔顶空间 (21)5.1.2塔底空间 (21)5.1.3人孔 (21)5.1.4塔高 (21)5.2塔板结构 (21)第6章附属设备 (21)6.1冷凝器 (21)6.2原料预热器 (22)第7章接管尺寸的确定 (23)7.1蒸汽接管 (23)7.1.1塔顶蒸汽出料管 (23)7.1.2塔釜进气管 (23)7.2液流管 (23)7.2.1进料管 (23)7.2.2回流管 (23)7.2.3塔釜出料管 (23)第8章附属高度确定 (24)8.1筒体 (24)8.2封头 (24)8.3塔顶空间 (24)8.4塔底空间 (24)8.5人孔 (24)8.6支座 (24)8.7塔总体高度 (24)第9章设计结果汇总 (25)设计小结与体会 (27)参考文献 (28)引言在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。
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。
丙酮水连续精馏塔设计方案
丙酮水连续精馏塔设计方案第一章流程的确定及说明一.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。
如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。
本设计采用高位槽进料。
二.进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。
对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。
此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。
综合考虑，设计上采用泡点进料。
三.塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。
四.回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。
对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。
如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。
在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。
本次设计为小型塔，故采用重力回流。
五.加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分是水，故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。
间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。
本次设计采用间接蒸汽加热。
六.加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。
因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。
这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。
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) (8) (9)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)lw (10)6.1.2 溢流堰高度hw (11)6.1.3 弓形降液管宽度Wd 和截面积Af (11)6.1.4 降液管底隙高度h o (11)6.2塔板布置 (12) (12) (12) (12) (12)7.筛板的流体力学验算 (13)7.1塔板降 (13)hc计算 (13)hl计算 (13)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)9.1蒸汽出口管的管径计算 (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。
丙酮和水连续精馏浮阀塔设计说明书
丙酮和水连续精馏浮阀塔设计说明书一、设计任务1.1 设计题目丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 1.2 原始数据1、塔顶产品(丙酮)：3.0 t/hr, XD =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×学号)%=48.5%4、原料处理量：根据1、2、3返算进料F 、xF 、W 、 xW5、精馏方式：学号单号直接蒸汽加热、双号间接蒸汽，44号为间接蒸汽加热 M 丙酮=58g/mol M 水=18g/mol 1.3 设计任务1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所需的仪表和装置。
2、精馏塔的工艺设计及结构设计：选定板型，确定塔径、塔高及进料板位置；选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学计算（包括塔板压降，淹塔校核及雾沫夹带量校核等）。
3、作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性。
4、确定与塔身相连的各种管路的直径。
5、计算全塔装置所用的，确定每个换热器的面积并进行初步选型，因采用直接蒸汽加热，还需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。
二、设计方案的选择及流程说明2.1 流程说明丙酮-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。
塔釜采用直接蒸汽供热，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。
2.2 设计方案2.2.1操作压力丙酮-水混合体系在常压下为液态，且丙酮在常压下的沸点为56.48℃，水在常压下的沸点为100℃，两者沸点相差较大容易分离，但丙酮与水会形成共沸物，因此常规精馏塔不能得到无水丙酮，根据设计任务可知，产品要求低于丙酮水共沸物的浓度，故可以在常压就实现精馏，高压或真空操作都会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加。
丙酮-水浮阀精馏塔设计
河西学院Hexi University化工原理课程设计题目: 丙酮-水浮阀精馏塔设计学院: 化学化工学院专业:_ 化学工程与工艺学号: 11姓名: 连亮国指导教师: 杨自嵘2016年 12 月 2 日化工原理课程设计任务书一、设计题目丙酮－水连续精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务处理量： 9万吨/年操作周期： 7200 小时/年（300天/年）原料组成： 25%的丙酮和75%的水（质量分率，下同）产品要求：馏出液99%的丙酮溶液，塔底水中丙酮含量2%回流比：R/R min=单板压降:≤2.操作条件操作压力：塔顶为常压进料热状态：泡点进料进料状况：泡点进料加热蒸汽；间接水蒸气加热3.设备型式筛板或浮阀塔板4.厂址张掖地区三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.绘制生产工艺流程图及精馏塔设计条件图7.设计评述目录1 概述 (1)设计方案的选择和论证 (2)设计思路 (2)选定设计方案的原则 (2)确定设计方案 (2)精馏方式的选定 (2)加热方式的选取 (2)操作压力的选取 (3)回流比的选择 (3)塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 (3)板式塔的选择 (3)关于附属设备的设计 (3)设计流程 (3)2.精馏塔的物料衡算 (4)有关物性数据 (4)原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (5)原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量 (6)总物料衡算处理 (6)用拉格朗日差值求温度 (6)3有关物性数据的计算 (6)精馏段和提留段平均摩尔质计算 (6)密度的计算 (7)液体表面张力计算 (8)平均表面张力计算 (9)粘度 (9)操作压力计算 (9)4.精馏塔的工艺条件的计算 (10)理论板数的确定 (10)求最小回流比及操作回流比 (11)求精馏塔的气、液相负荷 (12)求操作线方程 (12)用芬斯克方程式求理论塔板数 (12)实际板层数的求取 (14)总的塔板数 (14)E (14)全塔效率T5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)塔径的计算 (14)精馏塔有效高度的计算 (17)塔板主要工艺尺寸计算 (18)溢流装置计算 (18)塔板布置 (21)塔板的流体力学验算 (26)气体通过浮阀塔板的压降 (26)淹塔 (27)雾沫夹带验算 (28)塔板负荷性能图 (30)雾沫夹带线 (30)液泛线 (31)液相负荷上限线 (32)漏液线 (33)液相负荷下限线 (33)6.热量衡算 (36)塔顶热量 (36)冷却介质消耗量: (37)焓值衡算 (38)对全塔进行热量衡算： (39)加热水蒸汽用量: (39)7.塔的辅助设备及附件的计算与选型 (39)冷凝器 (39)再沸器 (40)塔顶回流管管径计算 (42)塔顶蒸气出口管径计算 (42)塔釜出料管径计算 (43)再沸器进料管径计算 (43)筒体与封头 (43)筒体 (43)封头 (44)除沫器 (44)裙座 (44)人孔 (45)塔总体高度的计算 (45)吊柱 (45)8. 精馏塔设计结果一览表 (45)9 设计评述 (47)参考文献 (47)致谢 (48)附图 (49)丙酮－水连续精馏塔设计连亮国摘要:本设计对丙酮和水的分离设备─浮阀精馏塔做了较为详细的叙述，本次设计是针对二元物系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，我对此塔进行了工艺设计，主要包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，对设计结果进行了汇总,并且画出了精馏塔装配图,工艺流程图和部分主要部件图。
完整word版,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。
化工原理课程设计--丙酮水连续精馏塔的设计
07 安全环保措施与节能优化 建议
安全防护措施考虑
防火防爆措施
采用防爆电器、设置可燃气体检 测报警装置、确保塔内压力稳定 等，以防止火灾和爆炸事故的发 生。
操作安全
制定严格的操作规程，对操作人 员进行专业培训，确保他们熟悉 设备的操作和维护，减少人为操 作失误。
设备安全
选用高质量的材料和可靠的制造 工艺，确保设备的稳定性和安全 性；对关键设备进行定期检查和 维护，及时发现并处理潜在的安 全隐患。
根据冷却水温度、冷却水量、蒸汽量等条件，计算冷凝器传热面积 、冷却水流速等参数。
再沸器
根据加热蒸汽量、加热温度等条件，计算再沸器传热面积、加热蒸 汽流速等参数。
辅助系统（如冷凝器、再沸器等）设计
冷凝器设计
选择合适的冷凝器类型（如列管式、板式等），确定冷却 水进出口温度、冷却水量等参数，进行传热计算和结构设 计。
产品收集
塔顶蒸出的丙酮经过冷凝器冷凝 后收集，塔底排出的水经过处理
后排放或回收利用。
操作条件选择
操作压力
根据丙酮和水的性质及工艺要求 ，选择合适的操作压力。一般来
说，常压精馏可以满足要求。
操作温度
根据丙酮和水的沸点及传质传热要 求，选择合适的操作温度。通常， 操作温度略高于丙酮的沸点。
回流比
回流比对精馏塔的分离效果和能耗 有重要影响。在保证分离效果的前 提下，应尽量降低回流比以减少能 耗。
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对设计结果进行仿真验证，分析 设计方案的可行性和经济性。
02 精馏塔工艺设计
工艺流程确定
原料预处理
将丙酮和水按一定比例混合，经 过预热器加热至适宜温度，进入
丙酮-水
年处理量31000（+学号最后两位）吨丙酮-水连续精馏塔设计（共7人，每人题目中年处理量不一样，要体现在题目中）一、设计题目年处理量31000（+学号最后两位）吨丙酮-水连续精馏塔设计二、设计条件1、产量：31000（+学号最后两位）吨/年2、原料组成：75%丙酮（+0.2*学号最后两位），25%水（质量百分比，下同）3、产品浓度：0.974、残液中丙酮含量：0.055、每年实际生产时间：7200小时/年，300天，24小时连续运行6、操作条件a) 塔顶压力常压（表压）b) 进料热状态自选：c) 回流比自选d) 加热蒸气压力0.4MPa（表压）e）单板压降0.7kPa三、设备型式设备型式为浮阀塔或筛板塔（学号单号为浮阀塔，双号为筛板塔）四、设计内容1、设计方案的确定及流程说明要求将被分离物的性质要有重点的叙述一下（与精馏相关的），对被分离物进行一下市场行情调查，如是否需求较大等。
2、精馏塔的工艺计算（1）物料衡算、能量衡算；（2）理论塔板数的计算；3、精馏塔塔径及塔板结构的计算（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。
（2）塔板的流体力学验算。
（3）塔板的负荷性能图。
（精馏段和提馏段要分开画，各画一张图，操作点要标出）4、附属设备的计算及选型5、设计结果概要或设计一览表。
6、对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
五、设计图要求1、绘制带控制点的工艺流程图2、绘制精馏塔设备图注：图均用2号图纸打印。
六、所需数据请查相关手册开题时的文献综述和最后的论文参考文献都要求15篇，至少3篇英文文献。
化工原理课程设计丙酮和水
（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w 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；⑷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) (8)95.2 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)lw (10)6.1.2 溢流堰高度hw (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ho (11)6.2 塔板布置 (12) (12) (12) (12) (12)7. 筛板的流体力学验算 (13)7.1 塔板降 (13)h e计算 (13)h i计算 (13)h b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)9.1 蒸汽出口管的管径计算 (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一水混合物提纯丙酮，采用连续精馏塔提纯流程。
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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。