丙酮水连续精馏塔设计方案

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1、丙酮水连续精馏塔设计方案第一章流程的确定及说明一.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。二.进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前

2、段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。综合考虑，设计上采用泡点进料。三.塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。四.回流方式31回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为

3、小型塔，故采用重力回流。五.加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。六.加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章精馏塔的设计计算一.操作条件及基础数据2.1.1操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操

4、作，精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于丙酮-31水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa。2.1.2汽液平衡时，x、y、t数据⑴理想系统Antoine方程式中:——在温度T时的饱和蒸汽压mmHg；T——温度,℃；A、B、C——Antoine常数表2-1-2⑴丙酮的Antoine常数名称ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02⑵非理想系统表2-1-2⑵常压下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮／％

5、（mol分率）温度／℃丙酮／％(mol分率)温度／℃丙酮／％（mol分率）温度／℃液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0得出丙酮—水的温度-组成相图如下31一．精馏工艺计算釜液流量W组成馏出

6、液流量D组成进料流量F组成2.2.1物料衡算1.物料衡算图（如图）2．物料衡算已知：=10000kg/h，质量分数：=70%,=96.0%,=10.0%=58.08kg/kmol,=18.02kg/kmol进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、、：==31=进料平均相对分子质量:=0.420×58+(1-0.420)×18=34.8kg/kmol原料液：F==287.36kmol/h总物料：F=W+D……………（1）易挥发组分：F=D+W…………（2）由（1）、（2）代入数据解得：D=130.99kmol/hW=156.37kmol/h塔顶产品的平均相对分子质量：=58×0.882+

7、18×（1-0.882）=53.28kg/kmol塔顶产品质量流量：=D=53.28×130.99=6976.74kg/h塔釜产品平均相对分子质量：=58×0.033+18×（1-0.033）=19.32kg/kmol塔釜产品质量流量：=W=156.37×19.32=3021.06kg/h3.物料衡算结果表2-2-1(1)物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）6976.743021.0610000质量分数/%961070摩尔流