选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，一般经验值为R=(1.1～2.0)Rmin 。
⑸塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择
塔顶冷凝温度要求不低于30℃，常用的冷却剂是水和空气，工业上多用冷却水，冷却水可以是江、河及湖水，受本地气温限制，冷却水一般为10～25℃，故本设计选用25℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。
⑹塔釜加热介质的选择
常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用最广泛的加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热速度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100～1000℃，适用于高温加热，烟道气的缺点是是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难，本设计选用300KPa（温度为133.3）的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 1.1.3换热器的选择
换热器是许多工业部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可作为加热器、冷却器、蒸发器和再沸器等。
列管换热器是目前化工生产中应用最广泛的一种换热器，它的结构简单、坚固、制造容易，材料广泛，处理能力大，适用性强，尤其是在高温高压下较其它换热器更为适用，是目前化工厂中主要的换热设备，列管换热器的类型主要有一下几种：
⑴固定管板式换热器 ⑵浮头式换热器 ⑶U形管式换热器 ⑷填料函式换热器 其中固定管板是换热器的优点是结构简单、紧凑、制造成本低；管内不易结垢，即使产生污垢也便于清洗。 缺点是壳程检修困难主要适用于壳体和管束温差小，管外物料比较清洁，不易结垢的场合。所以在本设计中采用固定管板式换热器中的列管换热器，管外走气体，管内走液体。 1.1.4泵的选择
化工用泵主要有离心泵、往复泵、回转式泵、旋涡泵等。由于离心泵具有宽范围宽流量和宽扬程等特点，且范围适用于轻度腐蚀性液体多种控制选择流量均匀、运转平稳、振动小，不需要特别减震的基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采用离心泵。
1.2流程设计
1.2.1流程叙述
丙酮-水物料从储罐V0101出来，由泵P0101打入换热器E0101，经过换热器加热到61.275℃后进入精馏塔T0101进行分离，在塔釜的采出主要是水，其中一部分经再沸器E0102回到精馏塔T0101，一部分由产品泵P0103打入釜液冷却器E0105,冷却到30℃后进入釜液储罐V0104，塔顶采出丙酮，经全凝器E0103后产品进入回流罐V0102，一部分由
3
回流泵P0102再次打入精馏塔T0101，一部分经产品冷却器E0104冷却到30℃后进入产品储罐V0103。
1.2.2流程示意图
7DE0102V0102塔顶产品冷却器FE01015丙酮产品罐预热器W6T0101FEEDE0103V0103丙酮-水精馏塔P0101塔釜液冷却器水罐V0101原料罐进料泵
图1-1工艺流程图
1.3主要设计任务 ⑴完成精馏塔的物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算。 ⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图。
⑶撰写设计说明书。
4
第二章 精馏塔的工艺设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1液相浓度计算
将各项组成由质量分数换算为摩尔分数：
55/58=27.5% xF=55% xF=
55/58?45/1898/58?????xD==93.83% xD=98% ?换算为摩尔分数98/58?2/181/58=0.31% xW=1% xW=
1/58?99/182.1.2温度计算
由附表1中数据，利用插值法求得tD、tW、tF
62.1?61.0t?62.1=F tF=61.275℃
0.20?0.300.275?0.2057.5?57.0t?57.5塔顶温度tD：=D tD=57.117℃
10.9?0.9570.9383?0.90t?100100?92.7塔底温度tW: =w tW=97.737℃
0?0.010.0031?061.275?57.117t?t精馏段平均温度：t1=FD==59.196℃
22t?t61.275?97.737提馏段平均温度：t2=FW==79.506
22t?t?t61.275?57.117?97.737全塔平均温度:t全=FWD==72.043
332.1.3气相组成计算 进料温度tF：
tD=57.117℃ tF=61.275℃ tW=97.737℃
yD:
57.5?57.057.117?57.0= yD=95.64% 100y?96.393.5?96.3D62.1?61.061.275?61.0= yF=82.63%
0.815?0.830100yF?96.3100?92.7100?97.737? yW=7.84%
0?25.30?100yWxD?xF0.9383?0.275??60.665% 22yF:
yW:
精馏段： 液相组成x1：
5
气相组成y1：提馏段：
yD?yF0.9564?0.8263??89.135% 22xW?xF0.0031?0.275??13.905% 22y?yF0.0784?0.8263??45.235% 气相组成y2：w22液相组成x2：
2.2平均相对挥发度的计算
根据?=
yAxB yBxA由 xF=0.275 yF=0.8263
αF:
yAxByF?1?xF?0.8263?1?0.275? α=12.54
= =FyBxA?1?yF?xF?1?0.8263?0.275由 xD=0.9383 yD=0.9564
αD:
yAxByD?1?xD?0.9564?1?0.9383? α=1.442
= =yBxA?1?yD?xD?1?0.9564?0.9383D由 xW=0.0031 yW=0.0784
αW:
yAxByW?1?xW?0.0784?1?0.0031? α?27.357
==WyBxA?1?yW?xW?1?0.0784?0.003112.54?1.442?6.9915
212.54?27.357提馏段平均相对挥发度：α2=?19.95
212.541?1.442?27.357?13.78 全塔平均相对挥发度：α全?313.78x已知相对挥发度可得出平衡方程： y?
1?12.78x精馏段平均相对挥发度：α1=
2.3最小回流比的计算的适宜回流比的确定
利用解析法求最小回流比 泡点进料时xq?xF则有
Rmin?
???0.175 1?xDα?1-xD??1?0.938313.78?1-0.9383?????α-1???13.78-1??x1?x1?0.275??0.275?F??F6
适宜回流比R=2Rmin=2×0.175=0.35
2.4物料衡算
已知数据：丙酮的摩尔质量 MA=58kg/kmol, 水摩尔质量MB=60kg/kmol
xF=0.275 xD=0.9383 xW=0.0031
4?104?103??0.55?1?0.55原料处理量F?????58?18??8000?3600?0.0479kmol/s 总物料流量衡算F?D?W
塔底物料流量衡算：FxF?DxD?WxW
解得：D?0.0139kmol/s W?0.034kmol/s 塔顶产品的相对分子质量：
MD?58?0.9383?18?(1?0.9383)?55.532kg/kmol 塔顶产品质量流量：
D'?MD?D?55.532?0.0139?0.7719kg/s 塔釜产品的相对分子质量：
MW?58?0.0031?18?(1?0.0031)?18.124kg/kmol 塔釜产品质量流量：
W'?MW?W?18.124?0.034?0.618kg/s
2.5精馏段和提馏段操作线方程
已知： Rmin?0.175 R?2Rmin?0.35 xF=0.275 xD=0.9383 L?RD?0.35?0.0139?4.865?10?3 V?(R?1)D?(0.35?1)?0.0139?0.0188
L?L?qF?4.865?10?3?1?0.0479?0.0528
V?V?0.0188
带入数据得出
7
xW=0.0031