化工原理课程设计分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工题目艺设计板式精馏塔的工艺设计系（院）专业班级学生学号指导教师职称讲师二〇一二年六月十三日目 录一、化工原理课程设计任务书 ...................................................... 1 二 任务要求 .................................................................... 1 三 主要设计容 ................................................................. 1 1、设计方案的选择及流程说明 ................................................... 1 2、工艺计算 ................................................................... 1 3、主要设备工艺尺寸设计 ....................................................... 1 4、设计结果汇总 ............................................................... 1 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 ............................................... 2 第1章 前言 ................................................................... 2 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 ............................................ 2 1.2精馏塔对塔设备的要求 ...................................................... 3 第二章流程的确定和说明 ......................................................... 3 2.1设计思路 .................................................................. 3 2.2设计流程 .................................................................. 4 第三章 精馏塔的工艺计算 ....................................................... 5 3.1物料衡算 .................................................................. 6 3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 ...................................... 6 3.1.2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 .....................7 3.1.3相对挥发度的计算 (7)3.2回流比的确定 (8)3.3热量恒算 (8)3.3.1热量示意图 (8)3.3.2加热介质的选择 (9)3.3.3热量衡算 (9)3.4板数的确 (11)q线方程 (11)3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及3.4.2全塔效率 (13)3.4.3实际塔板数 (14)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15)3.5.1操作温度的计算 (15)3.5.2操作压强的计算 (17)3.5.3塔各段气液两相的平均分子量 (17)3.5.4各段组成（摩尔百分量） (19)3.5.5精馏塔各组分密度 (19)3.5.6平均温度下液体表面力的计算 (22)3.5.7气液负荷的计算 (22)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (23)3.6.1塔径的计算 (23)3.6.2精馏塔塔有效高度的计算 (25)3.6.3溢流装置的计算 (25)3.6.4塔板布置 (29)3.7浮阀板的流体力学验算 (32)3.7.1塔板压降 (32)3.7.2淹塔 (34)3.7.3雾沫夹带 (35)3.7.4漏液 (36)3.7.5液泛 (36)3.8塔板负荷性能图 (38)3.8.1液沫夹带线关系式 (38)3.8.2液相负荷下限线关系式 (39)3.8.3漏液线系式 (39)3.8.4液相负荷限线关系式 (40)3.8.5降液管液泛线关系式 (40)第四章．附属设备 (42)1.冷凝器 (42)2.再沸器 (43)第五章结果列表 (45)一主要符号说明 (45)二精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 (47)参考文献 (48)塔图 (50)工艺流程图 (51)化工原理课程设计任务书一、设计题目分离丙酮-水混合液（混合气）的连续浮阀式精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）： 80000 万吨（开工率300天/年）；原料：原料加料量 F＝11111.1kg/h丙酮含量为 30 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求：塔顶丙酮含量不低于（不高于） 98.0 %；塔底丙酮含量不高于（不低于）2.0 %。
塔顶压力p＝0.101325Mpa（绝压）塔釜采用0.5Mpa（表压）饱和蒸汽间接加热2工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，冷进料，泡点回流。
三主要设计容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及精、提馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学核算（3）塔板的负荷性能图4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图引言本设计是以丙酮――水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水。
浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮－－水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。
通过画图计算得出理论板数为7块，回流比为0.432,算出塔效率为0.3056，实际板数为17块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米，有效塔高12.80米，浮阀数（提馏段每块50）。
通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。
本次设计过程正常，操作合适。
第1章前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。
对液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A及A-B共沸物物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。
精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
二：效率高：气液两相在塔保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。
四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
1.3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。
而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。
近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用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注：摘自化工原理课程设计 P32表3-9二.精馏塔工艺简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
第三章精馏塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 58.08/A M kg kmol = 水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol = 原料加料量 F ＝80000t/a进料组成 x F ＝30%(质量百分数，下同) 馏出液组成 x D ＝98% 釜液组成 x w ＝2%塔顶压力 p ＝0.101325Mpa所以 'F =3800001030024⨯⨯kg/h=11111.1kg/h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 =117.002.18/7008.58/3008.58/30=+D x =938.002.18/208.58/9808.58/98=+W x =0063.002.18/9808.58/208.58/2=+进料平均相对分子质量:F M =0.117×58.08+(1-0.117)×18.02=22.71kg/kmol 原料液： F=11111.122.71=489.26kmol/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=58.134/kmol h W=431.126/kmol h 塔顶产品的平均相对分子质量：D M =58.08×0.938+18.02×（1-0.938）=55.60kg/kmol塔顶产品质量流量：'D =D M D=55.60×58.134=3232.256kg/h 塔釜产品平均相对分子质量：W M =58.08×0.0063+18.02×（1-0.0063）=18.272kg/kmol 塔釜产品质量流量：'W =W W M =431.126×18.272=7877.534kg/h物料衡算结果表3-1-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料 塔底出料 进料 质量流量/（kg/h ） 3232.256 7877.534 11111.1 质量分数/% 98 2 30 摩尔流量/(kmol/h) 58.134 431.126 489.26 摩尔分数/%93.80.6311.73.1.2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3-1-1（1），用插法算得： 塔顶： 5.570.575.5790.095.090.0938.0--=--LD t =⇒LD t 57.12℃5.570.570.57935.0963.0938.0963.0--=--VDt =⇒VD t 57.45℃塔釜： 7.9210010001.000063.00--=--Wt =⇒W t 95.40℃进料：5.665.664.6310.0117.010.015.0--=--F t =⇒F t 65.45℃精馏段平均温度： 1t =2F VD t t +=245.6545.57+=61.45℃ 提馏段平均温度： 2t =245.6540.952+=+F W t t =80.40℃ 3.1.3.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 =61.45℃ 830.0815.0830.030.020.030.00.611.620.6145.6111--=--=--y x ⇒%39.82%,91.2511==y x 提馏段：2t =80.40℃22220.050.62480.4075.803.71%,61.11%86.5075.800.020.050.4250.624x y x y ---==⇒==---将2121,,,y y x x 分别代入xxy )1(1-+=αα得：78.40,38.1321==αα∴36.2378.4038.1321=⨯=⨯=ααα3.2回流比的确定 3.2.1回流比的确定 泡点进料：F x xq = Rmin=()()123.3610.938110.9380.271126.3610.11710.117a xd xq a xf xf --⎡⎤⎡⎤=-=-=⎢⎥⎢⎥----⎣⎦⎣⎦因为R/ Rmin=1.6 所以R= Rmin*1.6=0.432 3.3热量恒算3.3.1热量示意图（图略） 3.3.2加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。