化工原理课程设计丙酮和水Prepared on 22 November 2020设计任务书（一）设计任务拟建立一套连续板式精馏塔分离丙酮-水溶液，进料中含丙酮50%（质量分数）。

设计要求废丙酮溶媒的处理量为 12 万吨/年，塔底废水中丙酮含量不高于 6% （质量分数）。

要求产品丙酮的含量为 99% （质量分数）。

（二）操作条件1) 塔顶压力 4kPa（表压）2) 进料热状态自选3) 回流比自选4) 塔底加热蒸气的压力为（表压）5) 单板压降≤ kPa（三）塔板类型自选（四）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

(五) 设计说明书的内容1. 设计内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算；(4) 塔板数的确定；(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(7) 塔板主要工艺尺寸的计算；(8) 塔板的流体力学验算；(9) 塔板负荷性能图；(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要结构参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2. 设计图纸要求：(1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；(2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。

目录1. 设计方案简介 (1)设计方案的确定 (1)操作条件和基础数据 (1)2.精馏塔的物料衡算 (1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (1)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (1)物料衡算 (2)3.塔板数的确定 (2)理论板层数N T的求取 (2)求最小回流比及操作回流比 (2)求精馏塔的气、液相负荷 (3)求操作线方程 (3)图解法求理论板层数 (3)塔板效率的求取 (4)实际板层数的求取 (5)4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (5)操作压力计算 (5)操作温度计算 (5)平均摩尔质量的计算 (5)平均密度的计算 (6)气相平均密度计算 (6)液相平均密度计算 (6)液体平均表面张力计算 (7)液体平均黏度计算 (7)5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8)塔径的计算 (8) (8) (9)精馏塔有效高度的计算 (9)精馏塔的高度计算 (10)6.塔板主要工艺尺寸的计算 (10)溢流装置计算 (10)l w (10)溢流堰高度h w (11)弓形降液管宽度W d和截面积A f (11)降液管底隙高度h o (11)塔板布置 (12) (12) (12) (12) (12)7.筛板的流体力学验算 (13)塔板降 (13)h c计算 (13)h l计算 (13)hσ计算 (13)液面落差 (13)液沫夹带 (14)漏液 (14)液泛 (14)8.塔板负荷性能图 (15)漏液线 (15)液沫夹带线 (15)液相负荷下限线 (16)液相负荷上限线 (17)液泛线 (17)9.主要接管尺寸计算 (19)蒸汽出口管的管径计算 (19)回流液管的管径计算 (19)进料液管的管径计算 (19)釜液排出管的管径计算 (19)10.塔板主要结构参数表 (20)11.设计过程的评述和有关问题的讨论 (21)参考文献 (23)1. 设计方案简介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倍。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

操作条件和基础数据进料中丙酮含量（质量分数）w F = ；产品中丙酮含量（质量分数）w D = ；塔釜中丙酮含量（质量分数）w W = ；处理能力F= 120000吨/年；塔顶操作压力 4 kPa（表压）进料热状况泡点进料；单板压降≤；塔底加热蒸汽的压力（表压）2.精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 M A =kmol水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmo l x F =02.18/50.008.58/50.008.58/50.0+=x D =02.18/01.008.58/99.008.58/99.0+=x W =02.18/94.008.58/06.008.58/06.0+=原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F ==⨯-+⨯02.18)237.01(08.58237.0kmolM D ==⨯-+⨯02.18968.0108.58968.0）（kmol M W ==⨯-+⨯02.18)06.01(08.5806.0kmol 物料衡算每年300天，每天工作24小时，其处理能力为120000吨/年F==⨯⨯51.2724300/101200003）（ kmol/h 总物料衡算 = D + W 乙醇的物料衡算 ⨯ + 联立解得 F = kmol/h W = kmol/h 3.塔板数的确定 理论板层数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。

丙酮—水系统t —x —y 数据采用截距法求最小回流比。

在上图对角线上，自点b （,）作垂线bf 即为q 线，由a 点（,）出发作平衡线的切线的交点坐标为：，yq=,xq=,求得最小回流比为：R min =-=237.0-613.0613.0968.0944.0R = =⨯3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷L 62.19717.13942.1=⨯==RD kmol/hV =79.33617.139)142.1()1(=⨯+=+D R kmol/hL '46.80384.60562.197=+=+=F L kmol/h V '79.336==V kmol/h 3.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程为 y 40.0587.0968.079.33617.13979.33662.197+=⨯+=+=x x x V D x V L D 提馏段操作线方程为y '0263.0386.2019.079.33667.46679.33646.803''''''-=⨯-=-=x x x VW x V L W 3.1.4 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，结果见上图，求解结果为 总理论塔板数N T =15（包括再沸器） 进料板位置 N F =14 塔板效率的求取 操作温度计算：由乙醇—水的气液两相平衡图可查得组成分别为⎪⎩⎪⎨⎧===019.0237.0968.0WF D x x x 的泡点温度：由乙醇—水的气液两相平衡图可查得：塔顶和塔釜的气液两相组成为：⎪⎪⎩⎪⎪⎨⎧⎩⎨⎧==⎩⎨⎧==410.0019.0974.0968.0A A A A y x y x 塔釜：塔顶：查化工物性算图手册得：⎩⎨⎧==88.3524.1底顶αα则塔内相对挥发度：67.688.3524.1=⨯=⋅=底顶αααm 全塔液体平均粘度的计算：液相平均粘度的计算，即 i i Lm x μμlg lg ∑= 塔顶液相平均粘度的计算 由C 75.56︒=D t ，查手册得： 解出 s mPa LDm ⋅=24.0μ 塔底液相平均粘度的计算 由C 95.86︒=W t ，查手册得： 解出 s mPa LWm ⋅=39.0μ 则全塔液相平均粘度为故 s mP Lm m ⋅=⨯=10.2315.067.6μα 查奥康内尔（o'connell ）关联图得： %380=E因为筛板塔全塔效率相对值为，故精馏塔的全塔效率为 实际板层数的求取精馏段实际板层数 N 31418.0/13==精 提馏段实际板层数 N 5418.0/2==提4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力计算塔顶操作压力 3.10543.101=+=D P kpa 每层塔板压降 kPa P 7.0=∆进料板压力 127317.03.105=⨯+=F P kpa精馏段平均压力 15.1162/1273.105m =+=）（P kpa 操作温度计算丙酮-水溶液的t —x--y 图由丙酮-水溶液的t —x--y 图查得泡点温度（近似看作是操作温度）为： 塔顶温度 C 75.56︒=D t进料板温度 ℃85.61=F t精馏段平均温度为：℃（3.592/)85.6175.56=+=m t 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算由968.01==y x D ，查平衡曲线（x-y 图），得 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（x-y 图），得查平衡曲线（x-y 图），得 精馏段平均摩尔质量 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，即 07.2)15.2733.59(314.831.4915.116m =+⨯⨯==m Vm m V RT M P ρkg/3m 4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由C 75.56︒=D t ，查手册得 进料板液相平均密度的计算 由℃85.61=F t ，查手册得 进料板液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由C 75.56︒=D t ，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由℃85.61=F t ，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算 由C 75.56︒=D t ，查手册得： 解出 s mPa LDm ⋅=25.0μ 进料板液相平均粘度的计算 由℃85.61=F t ，查手册得： 解出 s mPa LWm ⋅=44.0μ 精馏段液相平均粘度为5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算5.1.1精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 23.207.2360031.4979.3363600=⨯⨯==Vm Vm s VM V ρm 3/s0025.093.843360009.3862.1973600=⨯⨯==Lm Lm s LM L ρm 3/s由 VVL Cu ρρρ-=max 式中C 由式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ计算，式中C 20由图（史密斯关系图）查得，图的横坐标为取板间距m H T 40.0=，板上液层高度m h L 06.0=，则 查图（史密斯关系图）得 070.020=C 取安全系数为，则空塔气速为 102.1574.17.07.0max =⨯==u u m/s606.1102.114.323.244=⨯⨯==u V D sπm按标准塔径圆整后为D=1.2m 塔截面积为 54.28.1414.3422=⨯==D A T πm 2 实际空塔气速为 88.054.223.2===T s A V u m/s 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为1240.0)131(1=⨯-=-=T H N Z ）（精精m 提馏段有效高度为6.14.0)15(1=⨯-=-=T H N Z ）（提提m 故精馏塔的有效高度为4.1224.10=+=+=提精Z Z Z m 精馏塔的高度计算 实际塔板数 块；33=n 进料板数 块1=F n ；由于该设计中板式塔的塔径mm D 1000≥，为安装、检修的需要，选取每6层塔板设置一个人孔，故人孔数 6=p n ；进料板处板间距 m H F 5.0=； 设人孔处的板间距m H p 6.0=；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=。