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1、精选优质文档-倾情为你奉上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
2、压强为常压进料温度 泡点； 1.3工艺流程图图1：精馏装置流程示意图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 MA =58.08kg/kmol 水的摩尔质量 MB =18.02kg/kmolxF =0.143xD =0.968xW =0.0132.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.14358.08+（1-0.143）18.02=23.75kg/kmol MD=0.96858.08+（1-0.968）18.02=56.80kg/kmol MW=0.01358.08+（1-0.013）18.02=18.54kg/kmol2.3 物料衡算原料进料
3、量为2000kg/hF=2000/27.51=72.70kmol/h总物料衡算 72.70=D+W丙酮的物料衡算 72.700.143=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NT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。表1 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.5
4、0.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511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 ， 得 由表计算得：1=38.318=5.712=34.589=4.203=32.3510=34=27.5911=2.185=17.3912=1.606=11.5613=1.337=7.9914=1.20所以 =7.055得出相平衡方程：y =泡点进料，所以q=1，xe=xF=0.143代入相平衡方程，得到ye=0.541所以 Rmin 1.073初步取实际
5、操作回流比为理论回流比的1.5倍即 R=1.5Rmin=1.51.073 = 1.613.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 L kmol/h V kmol/h L kmol/h V kmol/h3.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程为 y提馏段操作线方程为 y3.1.4 捷算法求理论板层数求最少理论塔板数Nmin和Nminl NminNminl捷算法求理论塔板数由 解得 N =13.5 （包括再沸器），取14块根据式 得 ， 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()对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统tx(y)图可以查得：（塔顶第一块板) x1=0.81设丙酮为A
6、物质，水为B物质所以第一块板上： xA=0.81 xB=0.19可得： (加料板) xF =0.143 yF=0.541假设物质同上： yA=0.541 xA =0.143 yB=0.459 xB=0.857可得： (塔底) xW=0.013 yW=0.085假设物质同上：yA=0.085 xA =0.013 yB=0.915 xB=0.987可得： 所以全塔平均挥发度： =7.055精馏段平均温度： 查物性常数表(如表2)：表2.水和丙酮的性质温度5060708090100水粘度mPa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mPa0.260.2310.2090.199
7、0.1790.160水表面张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水密度998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮密度758.56737.4718.68700.67685.36669.9260.55时， 水=0.469 mPas 丙酮=0.231 mPas所以 查85时，丙酮-水的组成 所以 同理可得：提留段的平均温度 查表可得在77.3时 3.3求实际塔板数由 得，实际塔板数为30块精馏段实际板层数 N，取22块提馏段实际板层数 N
8、，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：；每层塔板压降：；进料板的压力：；塔底的压力：（1）精馏段平均压力：（2）提馏段平均压力：4.2 操作温度计算塔顶温度 进料板温度 塔底温度 （1）精馏段平均温度为： （2）提馏段平均温度为： 4.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量：由，查平衡曲线（x-y图），得 进料板平均摩尔质量：由 ， 查平衡曲线（x-y图），得 塔底平均摩尔质量：由 ， 查平衡曲线（x-y图），得 （1）精馏段平均摩尔质量： （2）提馏段平均摩尔质量： 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
9、段气相平均密度为： kg/（2）提馏段气相平均密度为： kg/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：由，查表2得， 进料板液相平均密度：由，查表2得， 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度：由，查表2得， （1）精馏段液相平均密度为（2）提馏段液相平均密度为：4.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力：由，查表2得， 进料板液相平均表面张力：由，查表2得， 塔底液相平均表面张力：由，查表2得， （1）精馏段液相平均表面张力为：（2）提馏段液相平均表面张力为：4.6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
10、度：由，查表2得， 解出 进料板液相平均粘度：由，查表2得， 解出 塔底液相平均粘度： 由，查表2得， 解出 (1)精馏段液相平均粘度为： (2)提馏段液相平均粘度为：5.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 m3/s m3/s由 式中C由式计算，式中C20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 取板间距，板上液层高度，则 查图（史密斯关系图）得 取安全系数为0.7，则空塔气速为 m/s m按标准塔径圆整后为D=0.4m塔截面积为 m2实际空塔气速为 m/s5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 m提馏段有效高度为
11、 m故精馏塔的有效高度为 m5.3精馏塔的高度计算实际塔板数 进料板数 ；由于该设计中板式塔的塔径，无需设置人孔进料板处板间距 ；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 ；塔底空间高度 封头高度 ；裙座高度 。故精馏塔的总高度为 15.33m6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算因为塔径0.4m，一般场合可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1堰长lw取 m6.1.2 溢流堰高度hw由 选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即 近似取E=1，则 0.0063m取板上清液层高度 故 m6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查图4（弓
