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1、目录第一部分设计概述3一、设计题目：3二、工艺条件:3三、设计内容3四、工艺流程图3第二部分塔的工艺计算5一、查阅文献，整理有关物性数据5二、全塔物料衡算与操作方程9三、全塔效率的估算10四、实际塔板数11五、精馏塔主题尺寸的计算121 精馏段与提馏段的汽液体积流量122 塔径的计算143 塔高的计算184 塔板结构尺寸的确定185弓形降液管196开孔区面积计算207 筛板的筛孔和开孔率21六、筛板的流体力学验算221塔板压降222液面落差22七、塔板负荷性能图241精馏段塔板负荷性能图242提馏段塔板负荷性能图27八、精馏塔的主要附属设备301.塔顶全凝器设计计算302.料液泵设计计算31九
2、、设计结果一览表33十、符号说明34十一、参考文献1十二、设计小结2第一部分 设计概述一、设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二、工艺条件:生产能力：30000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三、设计内容1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2、工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效 率，实际塔板数等。3、主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布
3、置等。4、流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 、主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。四、工艺流程图丙酮水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。丙酮水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料
4、板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图图1：精馏装置流程示意图第二部分 塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据（1）水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.21
5、4.3表3.水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.8
6、3260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上数据可作出t-y（x）图如下由以上数据作出相平衡y-x线图（2）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol平均摩尔质量M=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.968)18.02=56.798kg/kmolM=0.0062
7、958.08+（1-0.00629）18.02=18.272kg/kmolkg/kmol最小回流比由题设可得泡点进料q=1则=，又附图可得=0.0937,=0.749。=确定操作回流比： 令=0.6684二、全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算Kmol/hKmol/h Kmol/h(2) 操作方程精馏段 =提馏段 =（3）由图可得当R=0.6684时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为（0.854,0.915），则： 可解得：=0.8688设=1.7376精馏段操作线方程：=利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 块 ， 进料板位置 三、全塔效率的估算用
8、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) 设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上： 可得： (加料板) 假设物质同上： 可得： (塔底)假设物质同上： 可得： 所以全塔平均挥发度： 精馏段平均温度： 查前面物性常数（粘度表）：61.85时，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83.6时 四、实际塔板数实际塔板数（1）精馏段：，取整15块，考虑安全系数加一块为15块。（2）提馏段：，取整9块，考虑安全系数加一块，为9块。故进料板为第16块，实际总板数为25块。全塔总效率： 五、精馏塔主题尺寸的计算1 精馏段与
9、提馏段的汽液体积流量精馏段的汽液体积流量 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85表6. 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.09370y1=xD=0.9680yf=0.7500x1=0.9500摩尔质量/MLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08温度/67.2056.70在平均温度下查得液相平均密度为：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852
10、.35精馏段的液相负荷L=RD=1.737617.091=29.697kmol/h Ln=LM/lm=29.69739.29/852.35=1.369由 所以 精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7, 则进料板压强气相平均压强气相平均摩尔质量 气相平均密度汽相负荷 V=（R+1)D=(1.736+1)17.091= 46.761kmol/h精馏段的负荷列于表7。表7 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/50.10539.29平均密度/1.92852.35体积流量/1220.2911.332提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表8，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果
11、列于表9。表8提馏段的已知数据位置塔釜进料板摩尔分数Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩尔质量/Mlv =0MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46温度/10067.2表9提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/30.84619.12平均密度/951.371.809体积流量/0.6841209.62 塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表在进料板温度下查表面张力表：=17.9mN/m =64.74mN/m在塔底温度下查表面张力表： =14.3mN/m =58.4mN/m精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 全塔液相平均表面张力
12、 在塔顶的温度下查粘度表 在进料板温度下查粘度表：在塔底温度下查粘度表： 精馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔径的计算精馏段的体积流率计算：图横坐标：取板间距，板上液层高度：查附图：表观空塔气速：估算塔径：塔截面积：实际塔气速：精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：3.溢流装置的计算堰长可取=0.66D=0.660.8=0.528m溢流堰高度 由=，选用平直堰，堰上液层高度：取用E=1，则取液上清液层高度弓形降液管宽度和截面积 由，查图5-7（）附图得 用经验公式： 故降液管设计合理
13、。降液管底隙高度比低10mm，则： =0.01=0.05470.01=0.0447m 故选用凹形受液盘，深度塔板布置塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。边缘区宽度确定 取开孔区面积 其中，筛孔计算及其排列 选用=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 筛孔数目： 开孔率： 气体通过阀孔的气速为：3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算：-塔顶空间（不包括头盖部分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=23块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。
