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1、0 目录前 言 3设计题目4设计说明书符号表4流程图4物性参数5工艺计算66.1 汽液平衡数据 66.2 数据换算76.3 物料衡算76.4 理论板数计算76.4.1 板数与回流比的关系76.4.2 理论板数96.5 操作线方程9七 塔和塔主板主要工艺尺寸计算 97.1 平均分子量的计算97.1.1 塔顶的平均分子量97.1.2 进料版的平均分子量97.1.3 塔底的平均分子量107.1.4 精馏段, 提馏段的平均分子量107.2 平均密度的计算107.2.1 液相平均密度107.2.2 气相平均密度117.3 塔径的计算117.3.1 精馏段塔径127.3.2 提溜段塔径127.3.3 全塔
2、塔径137.4 填料塔层高度计算137.5 填料塔的流体力学性能137.6 持液量137.6.1 精馏段137.6.2 提溜段14八、 塔内附件选择148.1 筒体148.2 封头158.3 裙座158.4 法兰158.5 液体再分布装置选择168.6 填料支撑装置选择168.7 除沫器选择168.8 液体喷淋装置选择178.9 预热器的选择18九、辅助设备189.1 塔顶冷凝器的选择189.2 塔顶再沸器的选择199.3 管道设计与选择199.4 泵199.4.1 进料泵199.4.2 回流泵20十、塔设计计算参数汇总20十一、 参考数据20十二、 结束语21、性、一 前 言丙酮是一种重要的
3、基本有机原料之一，主要用作制造醋酸纤维素胶片薄膜、塑料和涂料的溶剂。塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备，用以实现蒸馏的他设备称为蒸馏 塔，这类塔设备的基本功能在于提供气、液两相充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够 迅速有效地进行，还要能使接触之后的气液两相及时分开，互不夹带。根据塔内气液接触部件的结构形式，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。 板式塔内沿塔高度装有若干层塔板，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔釜，并在各块板面上形 成流动的液层，气体靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气液两 相在塔内进行逐级接触，两相组成沿塔高呈阶梯式变化。填料塔则在塔体内
4、装填填料，液体由 上而下流动中在填料上分布汇合，气体则在填料缝隙中向上流动。填料为气液传质提供了较大 的气液接触面积。塔内两相浓度沿塔高连续变化。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、 塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。评价塔设备的基本性能的指针主要有： 1产量和通量：前者指单位时间处理物料量，而后者指单位塔截面上的单位时间的物料处理 量。2分离效率：对板式塔是指每层塔板所能达到的分离程度。填料塔则是单位填料层高度的分 离能力。3适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高 分离效率的能力。4流
5、体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层的压降。 除上述几项主要性能外，塔的造价的高低、安装、维修的难易以及长期运转的可靠性等因素， 也是必须考虑的实际问题。填料塔则有较小的压降，但大塔径填料塔气液分布不够好，导致分离效率较低。新型填料 的开发使用，极大改进了填料塔的使用范围, 相关填料流体力学性能和传质性能参数更为可靠 和丰富。二 设计题目 项目名称:丙酮精馏塔： 原料:85 吨/天39%（质量%）其余为水产品要求:回收率 98%塔顶产品浓度 98%三 设计说明书符号表符号名称单位F进料流量kmol/hD塔顶产品流量kmol/hW塔底产品流量kmol/hM摩尔质量kg/kmolN理论塔板数R
6、回流比P压强Pat温度c卩气体粘度Pa sV气相摩尔流量kmol/hW液相摩尔流量kmol/hXD塔顶产品浓度XW塔底产品浓度x液相摩尔分数y气相摩尔分数a组分的相对挥发度n回收率p密度kg/m3四 流程图排水五物 性参数五物性参数水的物性参数: 分子量 18压强P X1O-5/Pa温度 t/C密度P/(kg / m 3)比热容c X 10 -3P/ J /(kg - K)黏度卩 x105 /(Pa - s)汽化热H/(kj/kg)1.010999.94.212178.78-10999.74.191130.5327020998.24.183100.4234830995.74.17480.123
7、9840992.24.17465.3245050988.14.17454.9348860983.24.17846.9853070977.84.16740.6055580971.84.19535.5068090965.34.20831.48625100958.44.22028.24640:沆.!：鄭:;F洗(丙酮分子量 58.05)名 称Q分子式相对分 子质量0密度20T：vkg 1沸点101.33kPa比热容(20 C )KJ/(kg 6黏度(20 JC)niPa.表面张力Q X 1 0 1 DC)N/m.(20水q&0乙99%100*4.183.1*005-72&丙 酮，5&O备789.56
8、.5，L28+ml23显此精馏塔设计我选择常压精馏是为了操作方便，由丙酮的物性参数所起确定。规整填料性能填料类型理论板数N(1/m)比表面积a(1/m)空隙率 (%)P/Z (Mpa/m)AK125Y塑料 孔板波纹 填料0.8512598.51.4*10-40.2911.563六 化工工艺设计：6.1 汽液平衡数据丙酮汽液平衡数据表压强/kPa温度/C丙酮摩尔分数/%液相子x汽相中y101.3251000.00.092.70.010.25386.50.020.42575.80.050.62466.50.100.75563.40.150.79862.10.200.81561.00.300.830
9、60.40.400.83960.00.500.84959.70.600.85959.00.700.87458.20.800.89857.50.900.93557.00.950.96356.131.01.0气液平衡 t-x-y 图6.2.数据换算：质量分数换算到摩尔分数X =.98/588=0.938D 0.98/58.08 + 0.02/180,395080.39 + 0.6158.0818=0.1658x104、 F = 80t / d =单位换算：0.39 + 0.6158.08 186.3.物料衡算： 原料处理量： 进料浓度： 塔顶产品丙酮的摩尔分率 回收率由： F=D+Wkg / h
10、= 135.35km ol / h x 24F=135.35Kmol/hX =0.165FXD=0.938 n=98%FXF=DXD+WXWDXD/FXF=n得：塔顶流量： D=23.38kmol/h塔底流量：W=111.97kmol/h塔底产品丙酮的摩尔分率： Xw =0.0046.4.理论板数计算:6.4.1 板数和回流比关系由X、X、R可确定N,取RN作图如下:DW1.00山40叽閒一般R加大，理论板数较少,塔设备投资少，但气化量大，能耗高,操作费用少。R减少，理论 板数较多,塔设备投资大，但气化量小，能耗高，操作费用多。理论板数图a jo o 1 a 2a.3 o i o.s a. o
11、 ； o.a o.e 1 .a 1.1回流比的变化与理论板数的关系R0.470.691.332.032.856.69nt4.99.576.25.35取操作回流比为:R=2.036.4.2 理论板数q=1q 线方程: x= XF=0.1654精馏段理论板数 = 4 进料板:第5块提馏段理论板数 = 3 总理论板数 Nt=76.5 操作线方程：L 二 RD 二 2.03 x 23.38 二 47.76kmol /hV = (R +1)D = (2.03 +1) x 23.38 二 70.84kmol /hL = L + qF = 47.76 +1 x 135.35 = 182.81kmol / h
12、V = V = (R +1) D = 70.84kmol / h=(L (D) 精馏线操作线y = ( V X +( V) Xd2.031x + x 0.9383.033.03=0.6700x+0.3096提馏线操作线LW 182.81x x xV V w 70.84111.9770.84x 0.004=2.5806x-1.5806七 塔和塔板主要工艺尺寸计算7.1 平均分子量的计算：M轻组分=58.08 ，M 重组分= 18，7.1.1塔顶的平均分子量：Xd =Xd=0.938,X1=0.979，Mvdm=Xd*M 轻组分 + (1- Xd)*M 重组分=55.54g/molMldm =X1
13、*M 轻组分 +(1-X1)*M 重组分 =53.18 g/mol7.1.2 进料板的平均分子量：y3=0.807x 3= XF=0.165Mvfm= y3* M 轻组分 + (1- y3) *M 重组分=50.34 g/molMlfm= x3* M 轻组分 +(1- x3) *M 重组分 =24.61 g/mol7.1.3 塔底的平均分子量： Yw=0.567 Xw=0.004 Mvwm=Yw* M 轻组分 + (1-Yw) *M 重组分 =40.73 g/mol Mlwm=Xw* M 轻组分 +(1-Xw) *M 重组分 =18.16g/mol7.1.4 精馏段, 提馏段的平均分子量： 精馏段平均分子量 Mlm=( Mldm+ Mlfm)/2=52.94g/molMvm=( Mvdm+ Mvfm)/2=38.90g/mol提馏段平均分子量 Mlm= (Mlwm+ Mlfm)/2=45.54 g/molMvm= (Mvwm+ Mvfm)/2=21.39 g/mol7.2 平均密度的计
