天津大学化工原理课程设计废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计打印版

天津大学2010级本科生化工原理课程设计报告化工原理课程设计报告废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计学院天津大学化工学院专业分子科学与工程班级1 班学号姓名指导教师吴松海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_9_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：金属环矩鞍填料，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）塔径计算 3）填料层高度计算 4）填料层压降计算 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5 1.2课题的意义5 1.3精馏塔的选择6 1.3.1塔设备的选择6 1.3.2填料的选择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11 3.2.2.1计算最小回流比及理论板数11 3.2.2.2计算精馏段和提馏段的物性参数15 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17 3.2.3塔高计算19 3.2.3.1填料层高度19 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 3.2.5.2孔流速计算20 3.2.5.3布液计算20 3.2.5.4布液器设计21 3.2.6接管管径计算21 3.2.6.1进料管管径的计算21 3.2.6.2 进气管管径的计算21 3.2.6.3出气管管径的计算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223.3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233.3.2再沸器23 3.3.2.1再沸器换热面积计算23 3.3.2.2再沸器的选型23 3.3.2.3总传热系数的核算23 3.3.2.4再沸量计算234、 问题与体会244.1遇到问题的解决244.2个人体会24五、生产工艺流程图24六、填料精馏塔设计条件图24附录一附录二附录三一、 前 言1.1课题的来源 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，需要用丙酮来溶解和洗涤粗晶体，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），丙酮含量颇高，故可通过精馏过程回收丙酮。盐酸四环素生产流程如下：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，用精馏的方法进行丙酮回收，既可以降低生产成本，又能减少环境污染，从而产生社会效益和经济效益。1.3精馏塔的选择 1.3.1塔设备的选择塔设备按其塔内气液接触构件的结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐级接触式汽液传质设备，而填料塔为微分接触式汽液传质设备。板式塔和填料塔的选择主要依据以下几个方面：(1)生产能力。由于板式塔和填料塔的液体流动和传质机理不同，单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。(2)分离效率。一般情况下，填料塔每米的理论级数大于板式塔，所以填料塔具有较高的分离效率。(3)压力降。填料塔由于空隙率高，压降远远小于板式塔，节约能耗，有利于热敏性物质分离。(4)操作弹性。填料塔的操作弹性主要取决于液体分布器的设计。(5)结构，制造及造价等。填料塔较板式塔结构简单，易修理，造价也低。因此，综合考虑本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用填料精馏塔。 1.3.2填料的选择填料类型有很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。散装填料又称乱堆填料，根据特点不同，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。环矩鞍填料是兼顾环形与鞍形结构特点而设计出的一种新型填料，该填料一般由金属材质制成，又称金属环矩鞍填料。环矩鞍填料将环形填料与鞍形填料的优点集于一体，其综合性能优于鲍尔环填料和阶梯环填料，是工业应用最为普遍的一种散装填料。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 9 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孔流系数取2.4 接管管径设计要求 要求气速流量控制在10-15 m/s，液体流量控制在0.5-1.0 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8-10，总传热系数600W/( 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400W/( 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： 3.1.2原料液及塔顶产品、塔釜产品的平均摩尔质量 进料： 精馏段： 提馏段：3.1.3物料恒算由物料恒算得： 解得： 3.1.4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F375.010.050.750.250.48210.5179D281.54.8680.9980.0020.99360.0064W93.695.1820.0050.9950.00160.99843.2精馏塔设计计算3.2.1操作温度A. 塔顶温度的计算： 假设，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 ： 则： 同理， 则 假设不成立。故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。利用Excel软件的计算功能，计算得，计算过程如下：T/KP10/mmHgk1x1P20/mmHgk2x2|1-x1-x2|300248.67490.3272043.03663926.325860.0346390.1847612.221401310373.31970.491212.0227646.537840.0612340.1045171.127277320544.63670.7166271.38649578.915310.1038360.0616360.448131330774.42141.0189750.975097128.93090.1696460.0377260.0128233401075.9521.4157260.701831203.72460.2680590.0238750.274294331801.11431.0540980.942607135.16170.1778440.0359870.021406330.5787.67741.0364180.958687132.0150.1737040.0368440.004469330.3782.35341.0294120.965211130.77390.1720710.0371940.002405330.4785.01181.032910.961942131.39320.1728860.0370190.001039330.35783.68171.031160.963575131.08330.1724780.0371060.000681330.36783.94761.031510.963248131.14520.1725590.0370890.000337 所以，塔顶温度B. 进料温度的计算假设，方法同上可得：即： 同理， 则 ，假设不成立故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。利用Excel软件的计算功能，计算得，计算过程如下：T/KP10/mmHgk1y1P20/mmHgk2y2|1-y1-y2|300248.67490.3272040.15774526.325860.0346390.017940.824315310373.31970.491210.23681246.537840.0612340.0317130.731475320544.63670.7166270.34548678.915310.1038360.0537770.600737330774.42141.0189750.491248128.93090.1696460.087860.4208923401075.9521.4157260.682522203.72460.2680590.1388280.1786513501463.9081.9261950.928619312.35810.4109970.2128560.1414743451258.1571.655470.798102253.16330.333110.1725170.029383461297.361.7070520.82297264.17670.3476010.1800230.002992345.81289.4431.6966360.817948261.94230.3446610.17850.003552345.91293.3971.7018380.820456263.05750.3461280.179260.000284所以，进料温度C. 塔釜温度的计算 假设，方法同上可得 （其中x1=xW，x2=1-xW）：即： 同理， 则 ，假设不成立故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。利用Excel软件的计算功能，计算得，计算过程如下：T/KP10/mmHgk1y1P20/mmHgk2y2|1-y1-y2|300248.67490.3272040.00052426.325860.0346390.0345840.964893310373.31970.491210.00078646.537840.0612340.0611360.938078320544.63670.7166270.00114778.915310.1038360.103670.895184330774.42141.0189750.00163128.93090.1696460.1693750.8289953401075.9521.4157260.002265203.72460.2680590.267630.7301053501463.9081.9261950.003082312.35810.4109970.410340.5865783601954.2592.5713940.004114466.05250.6132270.6122460.383643702564.1243.3738480.005398678.39930.8926310.8912020.1033993803311.6114.3573840.006972965.53641.2704431.268410.2753823752919.4993.8414460.006146811.5071.0677721.0660640.072213742845.5613.7441590.005991783.28671.030641.0289910.0349823732773.0733.648780.005838755.8840.9945840.9929930.001169373.22787.4563.6677050.005868761.31.0017111.0001080.005976373.12780.2573.6582330.005853758.5880.9981420.9965450.002398373.022774.5093.650670.005841756.42420.9952950.9937020.000456所以，塔釜温度3.2.2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x0.00000.00000.80000.19650.05000.00870.82000.35540.10000.00940.84000.50120.15000.01240.86000.70120.20000.01360.88000.76520.25000.01780.90000.82150.30000.01870.91000.85260.35000.02000.92000.87850.40000.02120.93000.90110.45000.02930.94000.91630.50000.03240.95000.93210.55000.03780.96000.94830.60000.05010.97000.96020.65000.06930.98000.97300.70000.08940.99000.98550.75000.12751.00001.0000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，由图可知，此平衡曲线为不正常平衡曲线，有下凹部分，因此过该点作丙酮-水气液平衡曲线的切线，得到切点坐标为，即 最小回流比：根据设计要求，取最小回流比的1.2倍 操作回流比：精馏段操作曲线： q线方程：进料方式为饱和液体进料，所以，则作过即的竖直线可得到q线提馏段操作曲线：其中 提馏段操作曲线的方程为： 各操作线如下所示： 图2.丙酮-水气液相平衡操作线图梯形图法求理论塔板数：图3梯形图法求理论塔板数1精馏段阶梯放大图：图4梯形图法求理论塔板数2 得结论：理论塔板数：30 精馏段：27 提镏段：3 第28块为加料板，第31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。 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21.6621.6621.6621.6621.66液相流量16.7926.8426.8416.7926.84气相组成0.99360.64950.01190.99360.6495液相组成0.99050.06910.00210.99050.0691气相质量分率0.99800.85660.03140.99800.8566液相质量分率0.99700.19310.00670.99700.1931气相平均摩尔质量57.823644.039018.496757.823644.0390液相平均摩尔质量57.699420.788118.104157.699420.7881气相密度2.131.550.602.091.49液相密度748.5916.2956.0832.4936.1液相粘度0.25610.28800.24700.27210.2675 3.2.2.3采用埃克特通用关联图计算泛点气速及塔径 图6.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 = 350 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0.5-0.82 D / d 核算 D=0.35 m d=0.038 3 液体喷淋密度校核精馏段：提馏段：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： 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/D为58 精馏段： 需要分段， 精馏段分为6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=1.7314 m/s 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=1.849 m/s 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。 3.2.5.2孔流速计算 其中 则： 3.2.5.3布液计算 由于： 其中： 故： 即液体分布器取48个孔。 3.2.5.4布液器设计 见附录一3.2.6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20 mm3.2.6.2 进气管管径的计算 取气体流速为12 m/s 圆整后直径取150mm3.2.6.3出气管管径的计算 取气体流速为12 m/s 圆整后直径取150 mm3.2.6.4 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26.8420.7881916.21.69210-40.80.016420出气管21.6657.82362.130.1710120.135150进气管21.6618.49670.60.1856120.140150回流管16.7957.6994748.53.59710-40.80.023925出液管26.8418.10419561.41210-40.80.0150203.3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=10 m2 选型为G400IV-16-10 3.3.1.3总传热系数的核算 3