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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 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-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2-1-2 ⑴ 丙酮的Antoine 常数 名称 A B C 丙酮 6.35647 1277.03 237.23 水 7.07406 1657.46 227.02 ⑵非理想系统 表2-1-2 ⑵ 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系 丙酮／％（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 0.00 0.00 100.0 0.20 0.815 62.1 0.80 0.898 58.2 0.01 0.253 92.7 0.30 0.830 61.0 0.90 0.935 57.5 0.02 0.425 86.5 0.40 0.839 60.4 0.95 0.963 57.0 0.05 0.624 75.8 0.50 0.849 60.0 1.00 1.00 56.13 0.10 0.755 66.5 0.60 0.859 59.7 0.15 0.798 63.4 0.70 0.874 59.0 得出丙酮—水的温度-组成相图如下 精馏工艺计算 2.2.1物料衡算 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、、： = = = 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/h W=156.37kmol/h 塔顶产品的平均相对分子质量：