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。

由表1数据可作出t-y（x）图如下由表1数据作出相平衡y-x 线图由 x）1-（α1xαy +=， 得 ）1-y （x ）1-x （y α=由表计算得：α1=38.31 α8=5.71 α2=34.58 α9=4.20 α3=32.35 α10=3 α4=27.59 α11=2.18 α5=17.39 α12=1.60 α6=11.56 α13=1.33 α7=7.99α14=1.20所以 α=1414321α·...·α·α·α=7.055 得出相平衡方程：y =6.055x17.055x+泡点进料，所以q=1，x e =x F =0.143 代入相平衡方程，得到y e =0.541所以 R min ee e D x -y y -x ===0.143-0.5410.541-0.968 1.073初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍即 R=1.5R min =1.5×1.073 = 1.61 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷L 15.949.9061.1=⨯==RD kmol/h V =25.849.90)161.1()1(=⨯+=+D R kmol/hL '88.6472.7015.94=+=+=F L kmol/h V '25.84==V kmol/h3.1.3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 y 0.3710.617968.025.849.9025.8415.94+=⨯+=+=x x x V D x V L D 提馏段操作线方程为y '0.03163.43301.025.8462.8025.8488.64''''''-=⨯-=-=x x x VW x V L W3.1.4 捷算法求理论板层数 求最少理论塔板数N min 和N minlN min α/lg xx -1x -1x lg W WD D⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=96.3055.7/lg 0.0130.013-10.968-10.968lg =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛= N minl α/lg x x -1x -1x lg F FD D ⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=2.66055.7/lg 0.1430.143-10.968-10.968lg =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛= 捷算法求理论塔板数0.20611.611.073-1.611R R -R X min =+=+=()()0.6580.206-10.75X -10.75Y 5668。

00.5668===由 0.6581N 3.96-N 1N N -N Y min =+=+=解得 N =13.5 （包括再沸器），取14块根据式minmin11N N NN =得 9.07N N N N minmin11==， 取10块所以加料板可设在第10块。

3.2 求取塔板的效率用奥康奈尔法('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 5.56︒=D t （塔顶第一块板) 0.968D x = 10.968y = x 1=0.81 设丙酮为A 物质，水为B 物质所以第一块板上： 0.968A y = x A =0.81 0.032B y = x B =0.19 可得： 7.10/x y /x y αBB A A ）D （AB ==℃4.66=F t (加料板) x F =0.143 y F =0.541假设物质同上： y A =0.541 x A =0.143 y B =0.459 x B =0.857 可得： 7.06/x y /x y αBB AA ）F （AB ==℃90w =t (塔底) x W =0.013 y W =0.085 假设物质同上：y A =0.085 x A =0.013 y B =0.915 x B =0.987 可得： 7.05/x y /x y αBB AA ）W （AB ==所以全塔平均挥发度： α=7.055精馏段平均温度： ℃60.552T T T F D 1=+=查物性常数表(如表2)：60.550C 时， μ水=0.469 mPa ·s μ丙酮=0.231 mPa ·s所以 sm P a 0.3340.5570.2300.4430.465x ii精⋅=⨯+⨯==∑μμ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 ℃77.32T T T F W 2=+=查表可得在77.30C 时 -0.245E =0.493.580.336=0.468T ⨯（提）（）3.3求实际塔板数由T TP E N N = 得，实际塔板数为30块精馏段实际板层数 N 21.4864.0/01精==，取22块 提馏段实际板层数 N 8.54864.0/4提==，取9块4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力：101.34105.3kPa D P =+=； 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=；进料板的压力：105.3450140.32kPa F P =+⨯=； 塔底的压力：105.3462148.72kPa W P =+⨯=（1）精馏段平均压力：1122.82kPa 2D Fm P P P +== （2）提馏段平均压力：2144.52kPa 2F W m P PP +==4.2 操作温度计算塔顶温度 C 5.56︒=D t 进料板温度 ℃4.66=F t塔底温度 ℃90w =t （1）精馏段平均温度为：℃60.552T T t F D m =+=（2）提馏段平均温度为：℃77.32T T t F W 2m =+=4.3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量：由968.01==y x D ，查平衡曲线（x-y 图），得 0.81x 1=kmolkg M kmol kg M LDm VDm /0.47502.18)81.01(08.5881.0/80.5602.18)968.01(08.58968.0=⨯-+⨯==⨯-+⨯= 进料板平均摩尔质量：由143.0F =x ， 查平衡曲线（x-y 图），得415.0=F yk m o l kg M VFm /39.6902.18)415.01(08.58415.0=⨯-+⨯= k m o lkg M LFm /23.7502.18)431.01(08.58431.0=⨯-+⨯=塔底平均摩尔质量：由013.0W =x ， 查平衡曲线（x-y 图），得085.0W =ykmol kg M m V /21.4302.18)085.01(08.58085.0W =⨯-+⨯= k m o l kg M m L /18.5402.18)301.01(08.58301.0W =⨯-+⨯= （1）精馏段平均摩尔质量：k m o l kg M Vm /46.752)39.6980.56(1=+= k m o l kg M Lm /37.11)23.750.475(1=+= （2）提馏段平均摩尔质量：kmol kg M Vm /58.222)39.6946.75(2=+=kmol kg M Lm /21.152)23.7518.54(2=+=4.4 平均密度的计算 4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算， （1）精馏段气相平均密度为： 2.07)15.27360.55(314.8 6.75422.821111m1=+⨯⨯==m Vm m V RT M P ρ kg/3m （2）提馏段气相平均密度为：2.89)15.27377.3(314.858.2244.521222m2=+⨯⨯==m Vm m V RT M P ρ kg/3m4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 i i Lm a ρρ∑=1 塔顶液相平均密度：由C 5.56︒=D t ，查表2得，3/749.38m kg A =ρ 3/992.4m kg B =ρ0.99002.18032.008.58968.008.58968.0=⨯+⨯⨯=A a3/755.3092.49032.0380.968/749.1m kg LDm =+=ρ进料板液相平均密度： 由℃64.6=F t ，查表2得，3/27.847m kg A =ρ 3/0.298m kg B =ρ 进料板液相的质量分率 0.35002.18857.008.58143.008.58431.0=⨯+⨯⨯=A a 3/933.9020.098857.0840.143/727.1m kg LFm =+=ρ塔底液相平均密度：由℃90w =t ，查表2得，3/85.367m kg A =ρ 3/65.39m kg B =ρ0.04102.18.987008.58013.008.58013.0=⨯+⨯⨯=A a3W /962.4365.39987.0360.013/785.1m kg m L =+=ρ（1）精馏段液相平均密度为31/844.62)933.9055.307(m kg Lm =+=ρ （2）提馏段液相平均密度为：32/948.172)933.90962.43(m kg Lm =+=ρ4.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 ∑=i i Lm x σσ 塔顶液相平均表面张力： 由C5.56︒=D t ，查表2得，m mN A /39.19=σ m mN B /98.66=σ m mN LDm /20.9198.66320.039.19689.0=⨯+⨯=σ 进料板液相平均表面张力： 由℃64.6=F t ，查表2得，m mN A /18.23=σ m mN B /02.65=σm mN LDm /58.3302.65578.023.18431.0=⨯+⨯=σ 塔底液相平均表面张力： 由℃90W =t ，查表2得，m mN A /15.2=σ m mN B /0.16=σm mN m L /59.520.16987.05.21013.0W =⨯+⨯=σ （1）精馏段液相平均表面张力为：m mN Lm /39.62)58.3319.20(1=+=σ （2）提馏段液相平均表面张力为：m mN Lm /58.932)58.3359.52(2=+=σ4.6液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即 i i Lm x μμlg lg ∑= 塔顶液相平均粘度：由C 5.56︒=D t ，查表2得，s m P a A ⋅=602.0μ s m P a B ⋅=552.0μ )552.0l g (320.0)602.0lg(986.0lg +=LDm μ 解出 s mPa LDm ⋅=662.0μ进料板液相平均粘度： 由℃4.66=F t ，查表2得， s mP A ⋅=217.0μ s m P a B⋅=284.0μ)284.0lg(857.0)217.0lg(143.0lg +=LFm μ 解出 s m P a L W m ⋅=0.388μ 塔底液相平均粘度：由℃90=F t ，查表2得，s mP A ⋅=179.0μ s m P a B ⋅=318.0μ )318.0l g (987.0)179.0l g (013.0lg +=LFm μ 解出 s m P a L W m ⋅=0.316μ (1)精馏段液相平均粘度为：s m P a Lm ⋅=+=0.347.0)284.0662.0(μ (2)提馏段液相平均粘度为：s mPa Lm ⋅=+=0.373.02)284.0318.0(μ5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算5.1.1精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 0.1622.0736006.75425.843600=⨯⨯==VmVm s VM V ρm 3/s0.000243844.6360037.1119.943600=⨯⨯==Lm Lm s LM L ρm 3/s 由 VVL C u ρρρ-=m a x式中C 由式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ计算，式中C 20由图3（史密斯关系图）查得，图3 史密斯关系图图的横坐标为0.0307.24.6840.162432000.02121=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V L ssV Lρρ 取板间距m H T 40.0=，板上液层高度m h L 06.0=，则m h H L T 34.006.040.0=-=- 查图（史密斯关系图）得 070.020=C0.082039.62070.0202.02.020=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L C C σ s m u /1.61407.207.24.68408.0max =-=取安全系数为0.7，则空塔气速为1.13461.17.07.0max =⨯==u u m/s 0.42713.114.30.16244=⨯⨯==uV D sπm 按标准塔径圆整后为D=0.4m 塔截面积为 0.1260.4414.3422=⨯==D A T πm 2 实际空塔气速为 1.290.1260.162===T s A V u m/s5.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为8.440.0)122(）1（精精=⨯-=-=T H N Z m 提馏段有效高度为3.24.0)19(）1（提提=⨯-=-=T H N Z m 故精馏塔的有效高度为1.6123.4.8提精=+=+=Z Z Z m 5.3精馏塔的高度计算 实际塔板数 块；03=n 进料板数 块1=F n ；由于该设计中板式塔的塔径mm D 008≤，无需设置人孔 进料板处板间距 m H F 5.0=；；为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距 m H H T D 68.040.07.17.1=⨯==； 塔底空间高度 m H B 2.1= 封头高度 mm H 3751=； 裙座高度 mm H 10002=。