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指导教师江燕斌课程编号课程学分起始日期目录 \ "" \ \ \第部分设计任务书设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计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)：.塔顶产品(丙酮)：, (质量分率).塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率).原料中丙酮含量：质量分率(*).原料处理量：根据、、返算进料、、、.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冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计⑤单板压降≯设计任务.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。
.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.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）。
.作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。
.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。
第部分设计方案及工艺流程图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（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°），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。
工艺流程图第部分设计计算与论证精馏塔的工艺计算全塔物料衡算原料液、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 -+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) 塔顶产品物质的量 D =W D /M D （） 物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）： （）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 () 求解得到：x D =0.9383x W=0.0018805x F =0.1569实际回流比最小回流比及实际回流比确定根据下，丙酮水的汽液平衡组成关系绘出丙酮水和图，泡点进料，所以，线为过x F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)（，）据R min=x D−y qy q−x q得初步取实际操作回流比为理论回流比的倍：×操作线精馏段操作线方程：y n+1=RR+1X+1R+1x d提馏段操作线方程：y n+1=ws x n−wsx w汽、液相热负荷计算（）精馏段：L1=RD=79.0967kmol/hV1=(R+1)D=133.0471kmol/h（）提馏段：据，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/hx W=0.0012545理论塔板数确定在平衡曲线即曲线图上做操作线，在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与线焦点，直到阶梯与平衡线交点小于为止，由此，得到理论板块（塔釜算一块板），进料板为第块理论板。
如下作图：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：精馏段均温：()提馏段均温：()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，进料板位于第块。
全塔效率：E T =NT N P=0.32塔的工艺条件及有关物性数据计算 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=113.575kpa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℃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/kmolM 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 2=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 Vfm=34.2548kg/kmol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 VM1M1=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⁄³ 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 +ρlfm=811.972kg/m³提馏段平均密度：ρlm2=ρlwm +ρlfm2=916.151kg/m³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（）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 （）进料板表面张力：由t F =64.98℃，查表得：σA2=18.29mN/mσB2=65.21mN/m求得：σlfm =57.8483mN/m（）塔釜表面张力：由t W =98.92℃ 查表得：σA3=14.4mN/mσB3=58.6mN/m求得：σlwm =58.5445mN/m （)精馏段平均表面张力：σlm1=39.9058mN/m （）提馏段平均表面张力：σlm2=58.1964mN/m 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 ∗sμB1=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 ∗sμB2=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+μVFm=0.08168mPa∗s提馏段液体平均黏度：μVm2=μVwm+μVFm=0.1002mPa∗s塔的塔体工艺尺寸计算塔径计算（）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×(σlm 20)0.2=0.08611u max=C √(ρL −ρVρV)=1.5131m/s取安全系数为，则空塔气速为：u =0.7×u max =1.0592m/s D =√(4Vuπ)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（）提馏段提馏段的气、液相体积流率为：V s2=SMVM23600ρVM2=0.7436m/sL s2=LM LM23600ρLM2=0.002601m 3/s 查史密斯关联图，横坐标为：LS2v 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，则空塔气速为：u =0.6×u max =1.2396m/s D =√(4Vuπ)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，故精馏塔有效高度:z =z 1+z 2+0.8=10m塔板工艺尺寸的计算溢流装置计算 精馏段因塔径，可选用单溢流弓形降液管，凹型受液盘，不设进堰口。