废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计

化工传质与分离过程课程设计设计题目：废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计学 院： 班 级： 指导教师： 学生姓名： 成 绩： 化工传质与分离过程课程设计任务书一、设计题目 废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计 本设计项目是根据生产实际情况提出的二、设计任务及条件 1、原料液组成组分组成（质量%）丙酮75水25 2、分离要求 产品中水分含量 0.2% （质量%） 残液中丙酮含量 0.5% （质量%） 3、处理能力 废丙酮溶媒处理量_10_吨/天（每天按24小时计） 4、设计条件 操作方式：连续精馏 操作压力：常压 进料状态：饱和液体进料 回流比：根据设计经验自行确定 塔填料：金属环聚鞍填料，填料规格自选三、设计计算内容 1、物料衡算 2、填料精馏塔计算 1）操作条件的确定 2）塔径的确定 3）填料层高度的确定 4）填料层压降的计算 5）液体分布器设计计算 6）接管管径的计算 3、冷凝器和再沸器的计算与选型 4、填料精馏塔设计条件图 5、废丙酮溶媒回收过程工艺流程图目 录一、前言.5 1.1课题的来源及背景.5 1.2 课题的意义.5 1.3精馏塔的选择依据.6二、工艺设计要求.72.1进料要求.72.2分离要求.72.3液体分布器设计要求.72.4接管管径设计要求.72.5塔顶冷凝设计要求.72.6塔釜再沸器设计要求.72.7填料层设计要求.7三、工艺过程设计计算.83.1物料衡算.8 3.1.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率.8 3.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量.8 3.1.3物料恒算.8 3.1.4原料液及塔顶、塔釜产品的质量流率.8 3.1.5物料恒算表.93.2精馏塔设计计算.93.2.1操作温度.93.2.2塔径计算.12 3.2.2.1计算最小回流比及理论板数.13 3.2.2.2计算精馏段和提馏段的物性参数.14 3.2.2.3采用埃克特通用关联图计算泛点气速及塔径.16 3.2.2.4圆整塔径后验算.18 3.2.3塔高计算.18 3.2.3.1填料层高度.18 3.2.3.2填料层高度校核.19 3.2.4压降计算.19 3.2.4.1精馏段填料层压降.19 3.2.4.2提馏段填料层压降.20 3.2.4.3填料层高度和压降汇总.20 3.2.5液体分布器计算.20 3.2.5.1液体分布器的选型.20 3.2.5.3孔流速计算.20 3.2.5.4布液计算.20 3.2.5.5布液器设计.20 3.2.6接管管径计算.20 3.2.6.1进料管管径的计算.20 3.2.6.2出气管管径的计算. 20 3.2.6.3进气管管径的计算.21 3.2.6.4 回流管管径的计算.21 3.2.6.5 出液管管径的计算.21 3.2.6.6接管管径计算结果.213.3冷凝器与再沸器计算与选型223.3.1冷凝器.22 3.3.1.1冷凝器换热面积计算.22 3.3.1.2冷凝器的选型.22 3.3.1.3总传热系数的核算.22 3.3.1.4冷凝水用量计算.223.3.2再沸器.22 3.3.2.1再沸器换热面积计算.22 3.3.2.2再沸器的选型. 22 3.3.2.3总传热系数的核算.23 3.3.2.4再沸量计算.234、 问题讨论.234.1小组讨论.234.2个人体会.24附录一附录二附录三一、 前 言1.1课题的来源及背景 废丙酮溶媒来自于抗生素类药物“盐酸四环素”的生产过程。在抗生素类药物生产过程中，需要用丙酮溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废丙酮溶媒，其组成为含丙酮75%，水25%（质量分数）。1.2 课题的意义废液中由于含有大量丙酮，不能直接排放到环境中，如果进行丙酮回收，既可以降低生产费用，又能使废水排放达到生产要求。因此，将废丙酮回收，降低排放废水中的丙酮含量，从而产生社会效益和经济效益，是一个很重要的课题。1.3精馏塔的选择依据 1.3.1选择填料塔的依据塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔多推荐用于0.6-0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究，使填料塔技术得到了迅速发展。本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用填料精馏塔。 1.3.2选择金属环矩鞍填料的依据塔填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，填料塔的选择是填料塔设计的重要环节。填料类型有很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。散装填料根据特点不同，又可分为拉西环填料、鲍尔环填料、阶梯环填料及弧鞍填料、矩鞍填料、环矩鞍填料等。这次设计使用的是金属环矩鞍填料。二、 工艺设计要求2.1 进料要求 进料采用饱和液体进料，废丙酮溶媒的处理量为每天 10 吨（每天按24小时计）。其中原料液的组成为：组分组成（质量%）丙酮75水252.2 分离要求 产品中水分含量0.2%（质量%） 残液中丙酮含量0.5%（质量%）2.3 液体分布器设计要求 管式液体分布器 液位高度取 小孔孔径取 d=3mm孔流系数取 C0=0.62.4 接管管径设计要求 要求气速流量控制在1015 m/s，液体流量控制在0.51.0 m/s，计算完管径后要圆整为标准管。2.5 塔顶冷凝器设计要求 冷凝器采用冷却水作为冷流体，冷却水进口温度25，冷却水温升610，总传热系数400W/( m2)2.6 塔釜再沸器设计要求 再沸器采用0.3 MPa的饱和水蒸气为加热介质来使塔釜釜液汽化，同时蒸汽冷凝放出汽化热，总传热系数300W/( m2)，热损失为20%30%2.7 填料层设计要求 填料层分段高度 h=8D三、 工艺过程设计计算3.1物料恒算 3.1.1原料液及塔顶产品、塔釜产品的摩尔分率 丙酮的摩尔分率：0.48230.99360.0016 3.1.2原料液及塔顶产品、塔釜产品的平均摩尔质量 进料：MF37.32 g/mol 精馏段：MDg/mol 提馏段：MW18.08 g/mol 3.1.3物料恒算 由物料恒算得： 解得： D =5.42 kmol/h W=5.74 kmol/h3.1.4原料液及塔顶产品、塔釜产品的质量流率 3.1.5物料衡算表表1.物料衡算表流股流量质量分数摩尔分数kg/hkmol/h丙酮水丙酮水F416.6711.160.750.250.48230.5177D313.385.420.9980.0020.99360.0064W103.785.740.0050.9950.00160.99843.2精馏塔设计计算3.2.1操作温度 A. 塔顶温度的计算： 假设T0=330K，根据安托尼方程：其中安托尼常数：表2.丙酮和水的安东尼系数表ABC丙酮16.65132940.4635.93水18.30363816.4446.13（丙酮记为1组分，水记为2组分） 可得： 由于： 且： （其中y1即是xD=0.9936） 则： 同理， 则 假设不成立。计算结果归总于下表：表3.塔顶温度迭代运算初值表T/K330T/56.85lnP106.652 lnP204.859 P10/mmHg774.4 P20/mmHg128.9 k11.0190 k20.1696 y10.9936y20.0064x10.9751 x20.0377 |1-x1-x2|0.01282 故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。 利用Excel软件的单变量求解功能，计算得T0=330.36 K，计算过程如下：表4.塔顶温度迭代运算终值表T/K330.36T/57.21lnP106.664 lnP204.876 P10/mmHg783.9 P20/mmHg131.1 k11.0315 k20.1726 y10.9936y20.0064x10.9632 x20.0371 |1-x1-x2|0.00034 所以，塔顶温度TD=330. 36 KB. 进料温度的计算假设T=345 K，方法同上可得：表5.进料温度迭代运算初值表T/K345T/71.85lnP107.137 lnP205.534 P10/mmHg1258.2 P20/mmHg253.2 k11.6555 k20.3331 x10.4821x20.5179y10.7981 y20.1725 |1-y1-y2|0.02938 即：lnP10 = 7.137 , P10 = 1258.2 mmHg k1 = P10 / P = 1.6555 y1 = x1 k1 = 0.7981 ( 其中x1 = xF = 0.4821 ) 同理， y2 = x2 k2 = 0.1725 ( 其中x2 = 1- xF )则|1-y1-y2|= 0.02938 0.0005 ，假设不成立 故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。 利用Excel软件的单变量求解功能，计算得T0=373.02 K，计算过程如下：表6.进料温度迭代运算终值表T/K345.90T/72.75lnP107.165 lnP205.572 P10/mmHg1293.4 P20/mmHg263.1 k11.7018 k20.3461 x10.4821x20.5179y10.8205 y20.1793 |1-y1-y2|0.00028 所以，进料温度TF=345.90 KC. 塔釜温度的计算 假设T=370 K，方法同上可得 （其中x1=xW，x2=1-xW）：表7.塔釜温度迭代运算初值表T/K370T/96.85lnP107.849 lnP206.520 P10/mmHg2564.1 P20/mmHg678.4 k13.3738 k20.8926 x10.0016x20.9984y10.0054 y20.8912 |1-y1-y2|0.10340 由于|1-y1-y2|0.0005,故假设不成立。 故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。 利用Excel软件的单变量求解功能，计算得T0=373.02 K，计算过程如下：表8.塔釜温度迭代运算终值表T/K373.02T/99.87lnP107.928 lnP206.629 P10/mmHg2774.5 P20/mmHg756.4 k13.6507 k20.9953 x10.0016x20.9984y10.0058 y20.9937 |1-y1-y2|0.00046所以，塔釜温度TW=373.02 K3.2.2塔径计算 3.2.2.1计算最小回流比及理论板数表9.常压下丙酮-水气液平衡数据丙酮摩尔分数气相y丙酮摩尔分数液相x丙酮摩尔分数气相y丙酮摩尔分数液相x0.0000 0.0000 0.8000 0.1965 0.0500 0.0087 0.8200 0.3554 0.1000 0.0094 0.8400 0.5012 0.1500 0.0124 0.8600 0.7012 0.2000 0.0136 0.8800 0.7652 0.2500 0.0178 0.9000 0.8215 0.3000 0.0187 0.9100 0.8526 0.3500 0.0200 0.9200 0.8785 0.4000 0.0212 0.9300 0.9011 0.4500 0.0293 0.9400 0.9163 0.5000 0.0324 0.9500 0.9321 0.5500 0.0378 0.9600 0.9483 0.6000 0.0501 0.9700 0.9602 0.6500 0.0693 0.9800 0.9730 0.7000 0.0894 0.9900 0.9855 0.7500 0.1275 1.0000 1.0000 由上表数据绘制的常压下丙酮-水气液平衡曲线，见下图：图1.丙酮-水气液相平衡线在上取点即点(0.4823,0.4823)，q=1,即 最小回流比：根据设计要求，取最小回流比=2.017的1.5倍 操作回流比： 精馏段操作曲线： 提馏段操作曲线：其中: 则提馏段操作曲线的方程为：操作线如下所示： 得结论：理论塔板数：25 精馏段：22 提镏段：3 第23块为加料板，第26块为再沸器 3.2.2.2计算精馏段和提馏段的物性参数 表10.丙酮和水在塔顶和塔底条件下的密度表（kg/m3)状态tF=72.750CtD=57.210CtW=99.870C水气相g0.22140.11540.5956液相l976.17984.57958.47丙酮液相l729.1748.1695.4表11.丙酮和水在塔顶和塔底条件下的黏度数据表(mPa.s)tf=72.750CtD=57.210CtW=99.870C水0.39130.48910.2841丙酮0.23670.21060.1757 塔顶的物性参数： 温度：57.21 0C 气相流量： 液相流量： 气相组成： 液相组成： 气相质量分率： 液相质量分率： 气相平均摩尔质量： 液相平均摩尔质量： 气相密度： 液相密度： 液相粘度： 则 简化：1.进料、塔底的物性参数计算方法同塔顶相似。（气液相组成由梯形图读出） 2.精馏段的物料组成按塔顶组成计算，气液相平均摩尔质量也按塔顶的气液相平均摩 尔质量计算，其他物性参数由温度确定（取塔顶与进料板的平均值）。 3.提馏段的物料组成按进料板组成计算，气液相平均摩尔质量也按进料板的气液相平 均摩尔质量计算，其他物性参数由温度确定（取塔釜与进料板的平均值）。计算结果如下：表12.填料塔各段物性参数塔顶进料塔釜精馏段提馏段温度57.2172.7599.8764.9886.31气相流量28.75 28.75 28.7528.75 28.75液相流量23.33 34.49 34.49 23.33 34.49 气相组成0.9936 0.64950.01190.9936 0.6495液相组成0.9904 0.06910.00210.9904 0.0691气相质量分率0.9980 0.85660.03140.9980 0.8566液相质量分率0.9970 0.19310.00670.9970 0.1931气相平均摩尔质量57.7844.0118.5057.7844.01液相平均摩尔质量57.6520.7818.1057.6520.78气相密度2.13 1.55 0.60 2.09 1.49 液相密度748.6 916.2 956.0 832.4 936.1 液相粘度0.2561 0.2880 0.2470 0.2721 0.2675 3.2.2.3采用埃克特通用关联图计算泛点气速及塔径图3.埃克特通用关联图对于散装填料，其泛点率的经验值为精馏段：埃克特通用关联图中的横坐标：由图中读出，纵坐标值约为0.19，则 暂取金属环矩鞍填料规格DN38，之后若验证符合则不再改变将 代入纵坐标中计算，可得: 取 提馏段：埃克特通用关联图中的横坐标：由图中读出，纵坐标值约为0.21，则将 代入纵坐标中计算，可得: 取3.2.2.4圆整塔径后验算精馏段： 提馏段： 圆整塔径，取D = 400 mm 圆整后验算：1 泛点率 精馏段： 提馏段： 精馏段和提馏段的泛点率均在0.50.82 D / d 核算 D=0.4 m d=0.038 3 液体喷淋密度校核: 最小喷淋密度: 其中最小润湿速率: m2/m33.2.3塔高计算3.2.3.1填料层高度 DN38填料的等板高度给定为0.431 精馏段： 提馏段： m m 3.2.3.2填料层高度校核 对于金属环矩鞍装填料，最大填料层高度 分段效率与塔径之比h=8D 精馏段：8D=80.4=3.2 m 12 m 需要分段，123.2=3.754 精馏段分为4段 提镏段：不需要分段3.2.4压降计算 压降计算用埃克特通用关联图，不同的是先计算出横坐标和纵坐标，查，分别算提馏段、精馏段填料层压降，最后由算总压降。 3.2.4.1精馏段填料层压降 横坐标： 将u=1.736 m/s m-1代入纵坐标： 由埃克特通用关联图可得： 3.2.4.2提馏段填料层压降 横坐标： 将u=1.845 m/s m-1代入纵坐标： 由埃克特通用关联图可得： 3.2.4.3填料层高度和压降汇总 3.2.5液体分布器计算 3.2.5.1液体分布器的选型 选用管式液体分布器。 液体分布均匀使整个填料面积得到充分利用，壁流、沟流大为减少。 此塔操作弹性较低，属于简单操作，结合经济效益选此分布器。 3.2.5.3孔流速计算 其中 则： 3.2.5.4布液计算 由于： 其中： 故： 即液体分布器取67个孔。 3.2.5.5布液器设计 见附录3.2.6接管管径计算 3.2.6.1进料管管径的计算 取液体流速为0.8 m/s 圆整后直径取30 mm3.2.6.2出气管管径的计算 取气体流速为12 m/s 圆整后直径取160mm3.2.6.3进气管管径的计算 取气体流速为12 m/s 圆整后直径取160mm3.2.6.4 回流管管径的计算 取液体流速为0.8 m/s 圆整后直径取25 mm3.2.6.5 出液管管径的计算 取液体流速为0.8 m/s 圆整后直径取20 mm 3.2.6.6接管管径计算结果表13.接管管径计算结果摩尔流量(kmol/h)平均摩尔质量(g/mol)密度(kg/m3)V(m3/h)u(m/s)d(m)圆整后(mm)进料管34.4920.78916.2 2.17310-40.80.018620出气管28.7544.012.13 0.2268120.1552160进气管28.75 18.850.60.2462120.1617160回流管23.33 57.65748.64.99110-40.80.028230出液管34.4918.109561.81410-40.80.0170 203.3冷凝器与再沸器计算与选型3.3.1冷凝器 3.3.1.1冷凝器换热面积计算 3.3.1.2冷凝器的选型 查表得S=20 m2 选型为G400-16-203.3.1.3总传热系数的核算 3.3.1.4冷凝水用量计算 3.3.2再沸器 3.3.2.1再沸器换热面积计算查饱和水和水蒸气表得，99.87（近似为100）水的气化潜热为2256.7kg/kg,查询水蒸气性质表可知0.3MPa水蒸汽温度为133.3，可得 设热损失为30%: 3.3.2.2再沸器的选型 查表得S=28 m2 选型为GCH400-16-28 3.3.2.3总传热系数的核算 3.3.2.4蒸汽用量计算 查表得水在 时四、 问题讨论4.1 小组讨论 1.物料衡算中，丙酮与水的相对分子质量取值有两种，一种是丙酮取58.03，水取18.02，另一种丙酮取58，水取18。两种取值算出的结果基本一致，只是第四位有效数字不同，影响不大。2.操作温度的计算中，有采用迭代，也有采用Excel的单变量求解功能的，Excel单变量求解功能计算数据时，计算精度至设定精度之下才会停止，故两种方法计算出的温度参数会有一些差别，但相差不大。3.