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)3.3.2.除沫器 (24)3.3.3.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。

塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。

前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。

填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。

填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。

填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。

液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。

气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。

填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。

当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。

壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。

因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。

液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。

填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。

填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。

本次课程设计就是针对丙酮-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型。

由于数据有限，本次填料选取数据较为完整的陶瓷拉西环。

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。

第二章 精馏塔的设计计算一.操作条件及基础数据 2.1.1操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精馏操作中压力影响非常大。

当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。

由于丙酮-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa 。

2.1.2汽液平衡时，x 、y 、t 数据⑴理想系统 Antoine 方程CT BA P +-= lg 式中: P ——在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg ；T ——温度 ,℃； A 、B 、C ——Antoine 常数表2-1-2 ⑴ 丙酮的Antoine 常数 名称 A B C 丙酮 6.35647 1277.03 237.23 水7.074061657.46227.02⑵非理想系统表2-1-2 ⑵ 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系得出丙酮—水的温度-组成相图如下三． 精馏工艺计算2.2.11. 物料衡算图（如图）2．物料衡算已知：'F =10000kg/h ， 质量分数：'F x =70%, 'D x =96.0%, 'W x =10.0%丙酮M =58.08kg/kmol, 水M =18.02kg/kmol进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为F x 、D x 、W x ： F x =0.4200.18/3008.58/7008.58/70=+D x =0.88202.18/408.58/9608.58/96=+W x =330.002.18/9008.58/1008.58/10=+进料平均相对分子质量:F M =0.420×58+(1-0.420)×18=34.8kg/kmol 原料液： F=34.8410000=287.36kmol/h 总物料： F=W+D (1)易挥发组分： F F x =D D x +W W x (2)由（1）、（2）代入数据解得： D=130.99kmol/h W=156.37kmol/h 塔顶产品的平均相对分子质量：D M =58×0.882+18×（1-0.882）=53.28kg/kmol 塔顶产品质量流量：'D =D M D=53.28×130.99=6976.74kg/h 塔釜产品平均相对分子质量：W M =58×0.033+18×（1-0.033）=19.32kg/kmol 塔釜产品质量流量：'W =W W M =156.37×19.32=3021.06kg/h3.物料衡算结果表2-2-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料 塔底出料 进料 质量流量/（kg/h ）6976.74 3021.06 10000质量分数/% 96 10 70 摩尔流量/(kmol/h)130.99 156.37 287.36 摩尔分数/% 88.2 3.3 42.04.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查表2-1-2（1），用内插法算得： 塔顶： 58.2-57.558.20.80-0.900.80-0.882-=LD t =⇒LD t 57.63℃ 58.2-57.557.50.898-0.9350.882-0.935VDt -==⇒VD t 58.50℃ 塔釜： 8.755.865.8605.002.00.03302.0--=--Wt =⇒W t 81.86℃ 进料：60.460.4-60.00.40-0.4200.40-0.50-=F t =⇒F t 60.32℃精馏段平均温度： 1t =2F VD t t +=260.3258.50+=59.41℃ 提馏段平均温度： 2t =260.3286.182+=+F W t t =71.09℃ 5.平均相对挥发度α在F t 温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为： 精馏段： 1t =59.41℃0.874-0.859.87400.70-0.600.7059-59.759-59.4111-=-=y x ⇒%52.68%,64.1411==y x 提馏段： 2t =71.09℃%03.96%,53.7755.0624.0755.010.005.010.050.6680.5750.6671.092222==⇒--=--=--y x y x将2121,,,y y x x 分别代入xxy )1(1-+=αα得：36.72,47.321==αα∴9.7436.7247.321=⨯=⨯=ααα6.回流比的确定由于是泡点进料，F q x x ==0.420qqq x x y )1(1-+=αα=420.0)174.9(1420.074.9⨯-+⨯=0.8758qq q D x y y x R --=min =420.087.087.0882.0--= 0.014该种方法算得最小回流比太小，不适用。