精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 (1)目录 (1)1设计概述 01.1工艺条件 01.2设计方案的确定 02塔体设计计算 (1)2.1有关物性数据 (1)2.2物料衡算 (3)2.3塔板数的确定 (4)2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (8)2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (11)2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (14)2.7塔板流体力学验算 (18)2.8负荷性能图 (22)2.9精馏塔接管尺寸计算 (27)3精馏塔辅助设备的设计和选型 (31)3.1原料预热器的设计 (32)3.2回流冷凝器的设计和选型 (34)3.3釜塔再沸器的设计和选型 (38)3.4泵的选择 (40)3.5筒体与封头 (41)1设计概述1.1工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。

所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16%即每天生产99%的丙酮905.54kg。

（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降≤0.7kPa1.2设计方案的确定（1）、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。

母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。

塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器，进料输送采用离心泵，回流液采用高位槽输送。

（2）、进料状态：泡点进料。

（3）、加热方式：间接蒸汽加热。

（4）、加热及冷却方式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。

优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容大，易于输送。

（5）、流程示意图图1-1连续精馏筛板塔流程示意图2塔体设计计算2.1有关物性数据1、丙酮和水的物性常数表1-1 水的黏度和表面张力温度黏度MPa表面张力50 0.592 67.760 0.469 66.070 0.400 64.380 0.33 62.790 0.318 60.1100 0.248 58.4表1-2 丙酮的黏度和表面张力温度黏度MPa表面张力50 0.260 19.560 0.231 18.870 0.209 17.780 0.199 16.390 0.179 15.2100 0.160 14.3表1-3 丙酮和水的密度温度丙酮水相对密度50 758.56 998.1 0.76060 737.4 983.2 0.75070 718.68 977.8 0.73580 700.67 971.8 0.72190 685.36 965.3 0.710100 669.92 958.4 0.699表1-4 丙酮和水的物理性质分子量沸点临界温度K 临界压强kpa丙酮58.08 56.2 508.1 4701.50水18.02 100 647.45 22050表1-5 丙酮-水系统t-x-y 数据表丙酮摩尔数沸点t/℃ 液相x/% 气相y/%100 0 092 0.01 0.27984.0 0.025 0.4775.6 0.05 0.6366.9 0.1 0.75462.4 0.2 0.81361.1 0.3 0.83260.3 0.4 0.84259.8 0.5 0.85159.2 0.6 0.86358.8 0.7 0.87558.2 0.8 0.89757.4 0.9 0.93556.9 0.95 0.96256.7 0.975 0.979 56.5 1 12.2物料衡算1、原料液、塔顶及塔底液中丙酮的摩尔分率丙酮的摩尔质量 A M =58.08kg/kmol ；水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol则=-+=-+=02.18/)3512.01(08.58/3512.008.58/3512.0/)1(//B F A F A F F M M M x ωωω0.144 =-+=-+=02.18/)99.01(08.58/99.008.58/99.0/)1(//B D A D A D D M M M x ωωω0.968=-+=-+=02.18/)0516.01(08.58/0516.008.58/0516.0/)1(//B W A W A W W M M M x ωωω0.017 2、原料液、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量=-+=B F A F F M x M x M )1(0.144×58.08+(1-0.144)×18.02=23.79（kg/kmol ）=-+=B D A D D M x M x M )1(0.968×58.08+(1-0.968)×18.02=56.80(kg/mol)B W A W W M x M x M )1(-+==0.017×58.08+0.983×18.02=18.70(kg/mol)3、物料衡算塔顶产品 80.56454.905⨯=D =3.99（kmol/h ） 总物料衡算 D+W=F ，即3.99+W=F丙酮物料衡算 F W D Fx Wx Dx =+，即0.968D+0.017W=0.144F联立解得 F=29.9(kmol/h)，W=25.91(kmol/h)2.3塔板数的确定1、理论塔板数T N 的求取丙酮-水属非理想溶液体系，故采用图解法求取理论塔板数1）x-y 图查手册得丙酮-水的气液平衡数据，如表5所示，根据表5绘制x-y 图0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.000.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00 BXY0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00图1-2 丙酮-水的x-y 图2）回流比该精馏分离工艺的进料方式为泡点进料，故q=1,在图一中对角线上，自点e(0.144,0.144)作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为xe=0.144,ye=0.775,故最小回流比为：=--=--=144.0775.0775.0968.0min e e e D x y y x R 0.31 操作回流比一般为最小回流比的1.1-2.0倍，取操作回流比为最小回流比的2倍，则操作回流比：R=0.31×2=0.623）气相及液相负荷精馏段的气相和液相负荷==RD L 0.62×3.99=2.47（kmol/h ）=+=D R V )1( 1.62×3.99=6.46（kmol/h ）提馏段的气相及液相负荷=+=qF L L ' 2.47+29.9=32.37（kmol/h ）==--=V F q V V )1(' 6.46（kmol/h ）4）操作线方程精馏段： 597.0382.0968.046.699.346.647.2+=⨯+=+=x x x V D x V L y D 提馏段： 079.001.50198.046.691.2546.637.32''-=⨯-=-=x x x V W x V L y W 5）图解法求理论塔板数，如图二所示，总理论塔板数为5块（包括塔釜），第4块为进料板。

精馏段为3块，提馏段1块。

0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.000.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00 BXY0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00图1-3 图解法图2、实际塔板数的求取1）塔内精馏段和提温度的求0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.005660646872768084889296100t /℃y (X)x yx w x F x D图1-4 t-x-y 图据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及气相组成t F =64.40℃ F y =0.792t D =56.78℃ D y =0.970t W =90.18℃ W y =0.321精馏段平均温度为t 1=2F D t t +=60.59℃ 提馏段平均温度为t 2=2F W t t +=73.48℃ 2）全塔效率 E T 的求取选用全塔效率估算L T E μlg 616.017.0-=公式计算。

式中的L μ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

精馏段： 平均温度为60.59℃ ,在此平均温度下查化工原理附录得：μA =0.235mPa.s,μB =0.469mPa.s 。

lg0.4690.144)-(1lg0.235144.0lg L ⨯+⨯=μ=-0.372)372.0(616.017.0lg 616.017.0-⨯-=-=L T E μ=0.399提馏段： 平均温度为73.48℃ ,在此平均温度下查化工原理附录得：μA =0.211mPa.s,μB =0.399mPa.s 。

lg0.3990.144)-(1lg0.211144.0lg L ⨯+⨯=μ=-0.343 )343.0(616.017.0lg 616.017.0-⨯-=-=L T E μ=0.3813）实际塔板数的确定 精馏段 52.7399.03===T T E N N 精 精馏段的实际塔板数为8块。