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丙酮-水溶液直接蒸汽加热筛板精馏塔设计

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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：30000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：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、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0937.002.18/75.008.58/25.008.58/25.0=+=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 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/kmol30000000/(30024)191.3621.774F ⨯== kg/kmol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 -=- =0.9680.7490.00420.7490.0937-=-确定操作回流比：min(1.1~2.0)R R =令min 2R R ==0.6684二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算F S D W +=+F D W Fx Dx Wx =+0.09370.00629191.3617.2050.9680.006290.6684F W D W x qx D F x Rx --=⨯⨯=++⨯Kmol/h0.668417.205191.36202.86W L RD qF ==+=⨯+= Kmol/h (1)(1)(0.66841)17.20528.705S V R D q F ==+--=+⨯= Kmol/h(2) 操作方程 精馏段 111D n n x Ry x R R +=+++= 0.40.58n x + 提馏段 1n n W W Wy x x S S+=-= 7.0670.044n x - （3）由图可得当R=0.6684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min 2R R ==1.737617.091/F DD Wx x D F Kmol h x x -=⨯=+(1)46.788/S R D Kmol h =+=29.697/L RD Kmol h ==221.057/W RD qF Kmol h =+=精馏段操作线方程：111D n n x Ry x R R +=+++=0.630.35n x + 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 P a s μ=⋅丙酮所以 0.530.2430.520.7570.5i 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）（） 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。

（2）提馏段：(4N ==8.550.468S 提），取整9块，考虑安全系数加一块，为9块。

故进料板为第16块，实际总板数为25块。

全塔总效率： T T PN -1E ==0.42N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=(21.774+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℃表6. 精馏段的已知数据 位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数x f =0.09370y 1=x D =0.9680 y f =0.7500 x 1=0.9500 摩尔质量//kg kmolM Lf =20.22M Lf =56.79 M vf =43.46M vl =56.08温度/℃67.2056.70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，α 1 =0.1580 α 2 =0.8420 所以，ρlm =852.353/kg m精馏段的液相负荷L=RD=1.7376×17.091=29.697kmol/h Ln=LM/ρlm =29.697×39.29/852.35=1.3693/mh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 825.111157.0=⨯+=气相平均压强575.1062825.111325.101=+=m P气相平均摩尔质量 kmol kg M Vm /105.50242.4379.56=+=气相平均密度3/92.11.335314.8105.50575.106m kg RT M P m vm m vm =⨯⨯=⨯=ρ 汽相负荷 V=（R+1)D=(1.736+1)×17.091= 46.761kmol/h291.122092.1105.50761.46=⨯==vmvmn VM V ρ精馏段的负荷列于表7。

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丙酮_水化工原理课程设计报告书

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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。

分离 丙酮-水 混合液(混合气)的板式精馏塔化工原理课程设计word模板

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*****大学化工原理课程设计说明书专业：应用化学班级：学生姓名：学生学号：指导教师：提交时间： 2020 年 4 月 20 日成绩：化工原理课程设计任务书专业应用化学班级设计人一、设计题目分离丙酮-水混合液（混合气）的板式精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）： 8.0 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） 96 %；塔底丙酮含量不高于（不低于） 3 %。

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（A3）（三）绘制精馏塔的工艺条件图（A3）四、设计日期： 2020 年 03 月 10 日至 2020 年 04 月 20 日2沈阳化工大学化工原理课程设计前言精馏一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法。

双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。

典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。

精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝，部分凝液作为回流液返回塔顶,其余馏出液是塔顶产品。

位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。

进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。

在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。

液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。

对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。

进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。

化工原理填料精馏塔课程设计

化工原理填料精馏塔课程设计

设计任务书一、设计题目丙酮- 水连续精馏塔设计二、设计条件⑴处理量10000kg/h ，进料含丙酮70%⑵ 塔顶操作压力常压（绝压），饱和液体进料⑸填料塔精馏设计⑹ 塔顶产品丙酮浓度不低于96%（质量分率）塔底釜液丙酮不高于10%（质量分率）三、设计任务书的要求1. 目录2. 绪论（简述选取的设计方案依据、主要设备的特征与比较）3. 设备的物料计算4. 设备的热量计算5. 设备的工艺计算6. 设备的结构计算7. 流体阻力的校核8. 辅助设备的选型9. 结束语（对本设计的评价、建议）10. 参考文献四、设计图纸内容1. 操作装置的工业流程图（3# 图纸）2. 主要设备的结构装配图（2# 图纸）目录绪论............................................... -1 - 第一章.流程的确定和说明............................ -2 -一.加料方式....................................... —2 -二.进料状况....................................... -2 -三.塔顶冷凝方式................................... -2 -四.回流方式....................................... -2 -五.加热方式....................................... —3 -六.加热器......................................... —3 - 第二章精馏塔的设计计算.............................. -4 -一.操作条件与基础数据............................. -4 -2.1.1. 操作压力..................................... -4 -2.1.2. 气液平衡关系及平衡数据....................... -4 -二.精馏塔的工艺计算............................... -5 -2.2.1. 物料横算..................................... -5 - 2.2.2. 热量衡算..................................... -8 -2.2.3. 理论塔板数的计算............................. -11 -三.精馏塔主要尺寸的设计计算....................... -13 -2.3.1. 精馏塔设计的主要依据和条件................... -13 - 2.3.2. 塔径设计计算................................. -15 -2.3.3. 填料层高度设计计算........................... -18 -第三章．附属设备及主要附件的选型计算21 -一.冷凝器......................................... -21 -二.再沸器......................................... -22 -三.塔内其他构件................................... -22 -3.3.1.接管管径的计算和选择.......................... -22 -3.32除沫器 ..................................... -24 -333.液体分布器.................................. -25 -3.3.4 .液体再分布器............................... -26 -3.3.5 .填料支撑板的选择........................... -26 -3.3.6 .塔釜设计................................... -27 -3.3.7 .塔的顶部空间高度........................... -27 -3.3.8 .手孔的设计.................................... -27 -3.3.9 .裙座的设计.................................... -27 -四.精馏塔高度计算............................... -28 -第四章.设计结果的自我总结与评价.................. -29 -一.精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表....... -29 -二.设计结果的自我总结与评价..................... -29 -附录............................................... -31 -一.符号说明...................................... -31 -二.参考文献 .................................... —32 —绪论在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。

丙酮和水连续精馏塔的设计

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。