第一部分设计概述1设计题目：丙酮-水连续精馏塔的设计2工艺条件（1）生产能力：17000吨/年（料液）（2）工作日：300天，每天24小时连续运行（3）原料组成：50%丙酮，50%水（质量分率，下同）（4）产品组成：馏出液99.5%的丙酮溶液，塔底废水中丙酮含量0.05% （5）进料温度：泡点（6）加热方式：直接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降≤0.7kPa。
3设计内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算；7) 塔板负荷性能图；8) 精馏塔接管尺寸计算；9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
第二部分塔的工艺计算1查阅文献，整理有关物性数据1.1水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度表3.水和丙酮密度表4.水和丙酮的物理性质表5. 丙酮—水系统由以上数据可作出t-y（x）图如下（图—1）由以上数据作出相平衡y-x 线图相平衡线 x-y图00.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.91xy图—22精馏塔的物料衡算2.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数丙酮的摩尔质量 A M =58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02 Kg/kmol2.2及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.2368⨯58.08+（1-0.2368）⨯18.02=27.506 kg/kmol M D = 0.9856⨯58.08+ (1-0.9856 )⨯18.02=57.442 kg/kmol M W =0.00016⨯58.08+（1-0.00016）⨯18.02=18.026 kg/kmol2.3物料衡算原料处理量 F=（17000⨯1000/（300⨯24））/27.5060=85.84 kmol/h 总物料衡算85.84=D+W丙酮的物料衡算85.84⨯0.2368=0.9841D+0.00016 W 联立解得 D=20.65 kmol/hW=65.19 kmol/h3操作线方程与塔板数的确定3.1理论塔板层数N T 的求取丙酮—水可看成理想物系，可采用图解法求取理论塔板数。
3.1.1由手册查的丙酮—水物系的气液平衡数据，绘制x-y 图，见图-3图-32368.002.18/5.008.58/5.008.58/5.0=+=F x 9841.002.18/005.008.58/995.008.58/995.0=+=D x 00016.002.18/995.008.58/005.008.58/005.0=+=W x图—43.1.2求最小回流比及操作回流比由题设可得泡点进料q=1则F x = e x ，又附图可得e x =0.237, e y =0.821min D ee ex y R y x -=-=（0.984- 0.821 ）/（0.821-0.237 ）= 0.2976确定操作回流比：min(1.1~2.0)R R =令min 2R R ==0.5951由图可得R=0.5951时，精馏段与平衡线相交，无法完成设计任务。
重新选取回流比当精馏段与平衡线相切时切点为（0.9583,0.9673）（见图-4）6512.09583.09841.09673.09841.01min min =--=+R R 可解得：min R = 1.87设min 2R R ==3.743.1.3求精馏塔的气、液相负荷L ＝RD ＝3.74×20.65＝77.23 Kmol/hV ＝（R+1）×D ＝4.74×20.56＝97.45 Kmol/h V ′＝V ＝97.45 Kmol/hL ′＝L+F ＝77.23+85.84＝163.07Kmol/h 3.1.4求操作线方程： 精馏段操作线方程=+++=+1x 1y 1n R X R RD n =0.789Xn+0.208提馏段操作线方程 y m+1=1.673X m －0.00013.1.5利用图解法求理论班理论塔板数层数，可得：图—5总理论板层数N T =19块,进料板位置N F =17块，精馏段为16块，提留段为3块。
4全塔效率的估算用奥康奈尔法('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 t D 08.56 (塔顶第一块板) x D =0.9841 y 1=0.9841 x 1=0.9815设丙酮为A 物质，水为B 物质所以第一块板上：y A =0.9841 x A =0.9815 y B =0.0159 x B =0.0185可得塔顶 α1==BB x y //x y AA 1.17c t w 0100=(塔底)由 x A =0.00016 查的 y A =0.0059 因此 y B =0.9941 x B =0.99984 可得塔底 α2 ==BB x y //x y AA 37.09所以全塔平均挥发度：α= 21αα⨯ =6.58塔顶与塔釜的平均温度：T=2T T wD +=78.3℃78.3 0C 时，查前面物性常数（粘度表）：μ水=0.344mpa ·s μ丙酮=0.201mpa ·s 78.3 0C 时，查表，得丙酮-水的组成y A =0.584 x A =0.409 y B =0.416 x B =0.591所以 μ=0.344×0.591+0.201×0.409=0.286 mpa ·s所以 E T = 0.49×(6.58×0.286)-0.245=0.4197=42%5实际塔板数TTP E N N =实际塔板数 精馏段：N P 精=42.016=38.0，取整38块。
提馏段：N P 提=42.03=7.1，取整8块。
故进料板为第39块，实际总板数为46块。
全塔总效率：E T =p N N T =4619=0.413=41.3%6精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段为例 6.1操作压力计算塔顶压力p=101.3kpa 每层塔板压降Δp=0.7kpa 进料板压力 P m =101.3+0.7×39=128.7 kpa精馏段平均压力P F =（101.3+128.7）/2=115.0kpa 6.2操作温度计算依据操作压力，由t-x-y 图查的泡点温度t F = 77.1 ℃ t D =56.8℃平均温度：t m =2t t DF += (77.1+56.8)/2=66.9℃ 6.3平均摩尔质量计算6.3.1塔顶平均摩尔质量计算y 1=x D =0.9841,查平衡曲线t-y 图，得x 1=0.9815M VDm ＝0.9841×58.08+（1-0.9841）×18.02=57.44 kg/kmol M LDm ＝0.9815×58.08+（1-0.9815）×18.02=57.34 kg/kmol6.3.2进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（图—5）得y F =0.5874查平衡曲线x-y 图（图—2），得 X F =0.0417M VFm ＝0.5874×58.08+（1-0.5874）×18.02=41.55 kg/kmol M LFm ＝0.0417×58.08+（1-0.0417）×18.02=19.69 kg/kmol6.3.3精馏段平均摩尔质量计算M Vm ＝(57.44+41.55）/2=49.50 kg/kmol M Lm ＝(57.34+19.69）/2=38.52 kg/kmol6.4平均密度计算6.4.1气相平均密度计算ρVm=m Vm RT M P m =()15.2739.66314.850.490.115+⨯⨯=2.02 kg/m 3 6.4.2液相平均密度计算液相平均密度由依下式计算，即1/ρLm =i ρα/i∑塔顶液相平均密度计算由t D =56.8℃查手册的ρ水=985.2 kg/m 3 ，ρ丙酮=744.8 kg/m 3ρLDm =()2.985/005.08.744/995.01+=747.9 kg/m 3进料板液相平均密度计算由t F =77.1℃查手册的ρ水=973.6kg/m 3 ，ρ丙酮=706.1 kg/m 3 进料板液相质量分率αA =02.189583.008.580417.008.580417.0⨯+⨯⨯=0.123ρLFm =()6.973/877.01.706/123.01+=930.3 kg/m 3精馏段平均密度ρLm =（747.9+930.3）/2=839.1 kg/m 36.5液相平均表面张力液相平均表面张力依下式计算：σLm =∑iiσx6.5.1塔顶液相平均表面张力的计算由t D =56.8℃，查手册得σA =19.1 mN/m σB =66.6 mN/mσLDm =0.9841×19.1+0.0159×66.6=19.86 mN/m6.5.2进料板液相平均表面张力的计算由t F =77.1℃，查手册得σA =17.7 mN/m σB =64.3 mN/mσLFm =0.0417×17.7+0.9583×64.3=62.36 mN/m6.5.3精馏段平均表面张力为σLm =（19.86+62.36）/2=41.1 mN/m6.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算lg μLm =i μlg x i ∑塔顶液相平均粘度的计算由t D =56.8℃，查手册得μA = 0.241 mPa ·s μB =0.512 mPa ·s lg μLDm =0.9841×lg(0.241)+ 0.0159×lg(0.512) 解得μLDm = 0.244mPa ·s进料板液相平均粘度的计算由t F =77.1℃，查手册得μA = 0.209 mPa ·s μB =0.401 mPa ·s lg μLDm =0.0417×lg(0.209)+ 0.9583×lg(0.401) 解得μLFm = 0.398 mPa ·s精馏段平均粘度为μLm = (0.244+0398)/2=0.321 mPa ·s7精馏塔的塔体工艺尺寸计算 7.1塔径计算精馏段液相的气、液相体积流率为 V S =VM VM VM ρ⨯3600=02.2360049.597.45⨯⨯=0.663 m 3/sL S =LM LM LM ρ⨯3600=1.839360052.3823.77⨯⨯=0.000985m 3/s由 VVL Cρρρ-=max u 式中C=C 202.020⎪⎭⎫⎝⎛L σ,C 20由史密斯关联图查取图—6图的横坐标为：0303.0)02.21.839(663.0000985.0)(2121=⨯=V L s s V L ρρ 取板间距m 40.0=T H ，板上液层高度m h L 06.0= m h H L T 34.006.04.0=-=-查附图： sm u C C C L/716.102.202.21.8390843.00843.0)201.41(073.0)20(073.0max 2.02.02020=-==⨯=⨯==σ 取安全系数为0.7，则空塔气速为 s u u /m 201.17.0max ==空 估算塔径：838.0201.1663.04u 4=⨯⨯==ππs V D m ≈0.9m 塔截面积：22636.09.04m A T =⨯=π实际塔气速：s m A V T s /042.1636.0663.0u ===7.2精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：()()m 8.14.401-831-=⨯==T H N Z 精精提留段有效高度为：()() 2.4m .401-81-=⨯==T H N Z 提提在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ，故精馏塔的有效高度为： m 0.81.80=++=提精Z Z Z8塔板主要工艺尺寸的计算8.1溢流装置的计算因塔径D=0.9m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。