丙酮水化工原理优秀课程设计.docx

1. 设计方案介绍
1.1设计方案确实定
本设计任务为分离丙酮—水混合物提纯丙酮，采取连续精馏塔提纯步骤。设计中采取泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采取全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其它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1.5倍。塔釜采取直接蒸汽加热，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） 小于0.04；
进料量 F=kg/h；
操作压力 塔顶压强为常压
进料温度 泡点；

1.3工艺步骤图

图1：精馏装置步骤示意图

2.精馏塔物料衡算
2.1 原料液及塔顶、塔底产品摩尔分率
丙酮摩尔质量 MA =58.08kg/kmol
水摩尔质量 MB =18.02kg/kmol
xF ==0.143
xD ==0.968
xW ==0.013

2.2 原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量
MF=0.143×58.08+（1-0.143）×18.02=23.75kg/kmol
MD=0.968×58.08+（1-0.968）×18.02=56.80kg/kmol
MW=0.013×58.08+（1-0.013）×18.02=18.54kg/kmol

2.3 物料衡算
原料进料量为kg/h
F=/27.51=72.70kmol/h
总物料衡算 72.70=D+W
丙酮物料衡算 72.70×0.143=0.968D+0.013W
联立解得 D=9.90
W=62.80

3.塔板数确实定
3.1理论塔板数NT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，先依据丙酮-水平衡数据（见下表1），绘出平衡线，以下图所表示。
表1 丙酮—水系统t—x—y数据
沸点t/℃
丙酮摩尔数
x
y
100
0
0
92
0.01
0.279
84.2
0.025
0.47
75.6
0.05
0.63
66.9
0.1
0.754
62.4
0.2
0.813
61.1
0.3
0.832
60.3
0.4
0.842
59.8
0.5
0.851
59.2
0.6
0.863
58.8
0.7
0.875
58.2
0.8
0.897
57.4
0.9
0.935
56.9
0.95
0.962
56.7
0.975
0.979
56.5
1
1

由表1数据可作出t-y（x）图以下

由表1数据作出相平衡y-x线图

由 ， 得
由表计算得：
α1=38.31
α8=5.71
α2=34.58
α9=4.20
α3=32.35
α10=3
α4=27.59
α11=2.18
α5=17.39
α12=1.60
α6=11.56
α13=1.33
α7=7.99
α14=1.20
所以 α==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

初步取实际操作回流比为理论回流比1.5倍

即 R=1.5Rmin=1.5×1.073 = 1.61
3.1.2 求精馏塔气、液相负荷
L kmol/h
V kmol/h
L kmol/h
V kmol/h

3.1.3 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
y

3.1.4 捷算法求理论板层数
求最少理论塔板数Nmin和Nminl
Nmin
Nminl
捷算法求理论塔板数

由

解得 N =13.5 （包含再沸器），取14块
依据式
得 ， 取10块
所以加料板可设在第10块。

3.2 求取塔板效率
用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：
依据丙酮—水系统t—x(y)图能够查得：
（塔顶第一块板) x1=0.81
设丙酮为A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： α=7.055
精馏段平均温度：

查物性常数表(如表2)：
表2.水和丙酮性质
温度
50
60
70
80
90
100
水粘度mPa
0.592
0.469
0.40
0.33
0.318
0.248
丙酮粘度mPa
0.26
0.231
0.209
0.199
0.179
0.160
水表面张力
67.7
66.0
64.3
62.7
60.1
58.4
丙酮表面张力
19.5
18.8
17.7
16.3
15.2
14.3
相对密度
0.760
0.750
0.735
0.721
0.710
0.699
水密度
998.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
丙酮密度
758.56
737.4
718.68
700.67
685.36
669.92

60.55时， μ水=0.469 mPa·s μ丙酮=0.231 mPa·s
所以

查85时，丙酮-水组成

所以
同理可得：提留段平均温度
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，取9块

4.精馏塔工艺条件及相关物性数据计算
4.1操作压力计算
塔顶操作压力：；
每层塔板压降：；
进料板压力：；
塔底压力：
（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.精馏塔塔体工艺尺寸计算
5.1塔径计算
5.1.1精馏段塔径计算
精馏段气、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/s

5.2精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度为
m
提馏段有效高度为
m
故精馏塔有效高度为
m
5.3精馏塔高度计算
实际塔板数
进料板数 ；
因为该设计中板式塔塔径，无需设置人孔
进料板处板间距 ；；
为利于出塔气体夹带液滴沉降，其高度应大于板间距，故选择塔顶间距
；
塔底空间高度
封头高度 ；
裙座高度 。
故精馏塔总高度为

15.33m

6.塔板关键工艺尺寸计算
6.1溢流装置计算
因为塔径0.4m，通常场所可选择单溢流弓形降液管，采取凹形受液盘。各项计算以下：
6.1.1堰长lw
取 m
6.1.2 溢流堰高度hw
由
选择平直堰，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 m
6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由
查图4（弓形降液管参数），

得
故
依式 【4】验算液体在降液管中停留时间，即

故降液管设计合理。

6.1.4 降液管底隙高度ho

取
则

故降液管底隙高度设计合理。
选择凹形受液盘，深度

6.2塔板部署
6.2.1塔板选择
因为，故塔板采取整块式。
6.2.2边缘区宽度确定
取 ，
6.2.3开孔区面积计算
开孔区面积按下式计算，即

其中

故 0.09m2
6.2.4筛孔计算及其排列
此次所处理物系无腐蚀性，可选择碳钢板，取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

筛孔数目n为
个
开孔率为

气体经过阀孔气速为
m/s

7.筛板流体力学验算
7.1塔板降
7.1.1干板阻力hc计算
干板阻力hc由下式计算，即

由，查图5（干筛孔流量系数图）
图5 干筛孔流量系数图

得，
故 m液柱

7.1.2气体经过液层阻力hl计算
气体经过液层阻力hl由下式计算，即

图6 充气系数关联图

查图6（充气系数关联图）
得：
故 m液柱
7.1.3液体表面张力阻力hσ计算
液体表面张力所产生阻力hσ由下式计算，即

气体经过每层塔板液柱高度hp可按下式计算，即

气体经过每层塔板压降为
（设计许可值）
7.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且此次塔径（）和液流量（）均不大，故能够忽略液面落差影响。

7.3液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即

故
故在此次设计中液沫夹带量eV在许可范围内。

7.4漏液
对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即

实际孔速
稳定系数为

故在此次设计中无显著漏液。

7.5液泛
为预防塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系，即

丙酮-水物系属通常物系，不易发泡，故安全系数取，则

而
板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

故在此次设计中不会发生液泛现象。

8.塔板负荷性能图
8.1漏液线
由

得
整理得
在操作范围内，任取多个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2。
表7

0.0006
0.0015
0.0020
0.0025

0.0562
0.0604
0.0623
0.0639
由上表数据即可作出漏液线，以下图所表示。

8.2液沫夹带线
认为限，求Vs—Ls关系以下：
由

故

整理得
在操作范围内，任取多个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。
表8

0.0006
0.0015
0.0020
0.0025

0.214
0.192
0.182
0.173
由上表数据即可作出液沫夹带线，以下图所表示。

8.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。则

取，则

据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷下限线3。

8.4液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间下限，由下式可得，即

故
据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷上限线4。

8.5液泛线
令
由
联立得
忽略，将和，和，和关系式代入上式，并整理得

式中

将相关数据代入，得

故
或
在操作范围内，任取多个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4。

表9

0.0006
0.0015
0.0020
0.0025

0.259
0.247
0.241
0.236
由上表数据即可作出液泛线，以下图所表示。

依据以上各线方程，可作出筛板塔负荷性能图，以下图所表示。

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图可查得

故操作弹性为

9.关键接管尺寸计算
9.1塔顶蒸汽管管径计算
因为塔顶操作压力为4kpa，故选择，则

圆整直径为
9.2回流液管管径计算
冷凝器安装在塔顶，故选择，则

圆整直径为
9.3进料液管管径计算
因为料液是由泵输送，故选择；
进料管中料液体积流量

故
圆整直径为
9.4釜液排出管管径计算
釜液流出速度通常范围为，故选择；
排出管中料液体积流量

圆整直径为
10.塔板关键结构参数表
所设计筛板关键结果汇总于表10。
表5 筛板塔设计计算结果参数表
序 号
项 目
数 值
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
26
27
28
29
30
31
平均温度tm，℃
平均压力Pm，kPa
气相流量Vs，（m3/s）
液相流量Ls，（m3/s）
实际塔板数
有效段高度Z，m
塔径D，m
板间距HT，m
溢流形式
降液管形式
堰长lW，m
堰高hW，m
板上液层高度hL，m
堰上液层高度hOW，m
降液管底隙高度ho，m
安定区宽度Ws，m
边缘区宽度Wc，m
开孔区面积Aa，m2
筛孔直径d0，m
筛孔数目n
孔中心距t，m
开孔率φ，%
空塔气速，m/s
筛孔气速，m/s
稳定系数
每层塔板压降，Pa
负荷上限
负荷下限液沫夹带eV，（kg液/kg气）
气相负荷上限Vs，max，m3/s
气相负荷下限Vs，min，m3/s
操作弹性
60.55
122.82
0.162
0.000243
30
11.6
0.40
0.40
单溢流
弓形
0.264
0.054
0.06
0.0063
0.026
0.07
0.035
0.09
0.005
462
0.015
0.101
1.29
17.82
1.65
669.98
液泛控制
液沫夹带控制
0.251
0.22
1.14

11.设计过程评述和相关问题讨论
11．1 筛板塔特征讨论
筛板塔式最早使用板式塔之一，它关键优点有：
结构简单，易于加工，造价较低；
在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%；
踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
气体压降较小，约比泡罩塔低30%；
但也有部分缺点，即是：
小孔筛板易堵塞，不易处理部分粘性较大或带固体粒子料液；
操作弹性相对较小。
此次设计中物系是丙酮—水体系，故选择筛板塔。
11．2 进料热情况选择
此次设计中选择泡点进料，原因是泡点进料操作比较轻易控制，且不受季节气温影响。
11．3 回流比选择
通常筛板塔设计中，回流比选择是最小回流比1.1~2.0倍。此次设计中，因为最小回流比比不是很大，故选择。
11．4 理论塔板数确实定
理论塔板数确实定有多个方法，此次设计中采取梯级图解法求取理论塔板数。利用求得精馏段操作线、提馏段操作线及q线，由捷算法求得理论塔板数，由此也得到了最好进料位置。此次设计中求取到理论塔板数为14块，进料板是第10块。
11．5 操作温度求解
此次设计中，为计算方便，用精馏段平均温度作为其操作温度。
11．6 溢流方法选择
此次设计中，因为塔径为0.4m，不超出2.0m，可选择单溢流弓形降液管，此种溢流方法液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。
11．7 筛板流体力学验算结果讨论
此次设计中，
气体经过每层塔板压降：；
液面落差忽略（塔径及液流量均不大）；
液沫夹带：；
稳定系数：
降液管内液层高度：
综上数据表明，此次设计结果塔板压降合理、液面落差影响极小、液沫夹带量在许可范围内、不会发生漏液及液泛现象。
11．8 塔板负荷性能图结果讨论
由此次设计所得数据计算得出塔板负荷性能图中A点为此次设计中精馏塔操作点。由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作点并非最好操作点，可能因为回流比取值大小相关。

12.参考文件
[1] 何潮洪、冯霄 化工原理（第二版）上册 北京：科学出版社，
[2] 冯霄、何潮洪 化工原理（第二版）下册 北京：科学出版社，
[3] 板式精馏塔设计，太原理工大学化工学院：化工教研室