废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计(2)

1、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班级学号姓名指导教师1化工原理课程设计任务书一、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252、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_11_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，填料规格自选塔顶冷凝器：全

2、凝器三、设计计算内容1、物料衡算2、填料精馏塔计算操作条件的确定塔径的确定填料层高度的确定填料层压降的计算液体分布器设计计算接管管径的计算3、冷凝器和再沸器的计算与选型4、填料精馏塔设计图5、废丙酮溶媒回收过程工艺流程图天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告目 录一、前言 .1二、工艺设计要求 .1三、工艺过程设计计算 .23.1物料衡算 .2待处理的总物料 : .23.2精馏塔设计计算 .33.2.1操作条件的确定 . . 33.2.2塔径的计算 . . 63.2.3填料层高度的计算 . . 113.2.4填料层压降计算 . . 123.2.5液体分布器设计计算. . 133.2.6

3、接管管径的计算 . . 143.3冷凝器和再沸器计算与选型. 153.3.1冷凝器的计算与选型. . 153.3.2再沸器的计算与选型. . 16四 问题与讨论 .184.1设计中产生误差的原因 .18附录一：生产工艺流程简图 .19附录二：填料精馏塔设计条件图.20参考资料 .211天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告一、前言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） 。废丙酮溶媒的来源如下图示：盐酸原料发酵四环素碱溶解、洗涤结晶、过滤晶体丁醇母液废丁醇溶媒晶体盐酸四环素结晶、过滤溶解、洗涤丙酮母液废丙

4、酮溶媒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，如何将废丙酮回收，降低排放废水中的丙酮含量，是一项十分重要的课题。二、工艺设计要求原料液组成：组分组成（质量）丙酮75水25分离要求：产品中水分含量0.2%（质量）釜残液中丙酮含量0.5%处理能力：废丙酮溶媒处理量11 吨/天（每天按24 小时计）。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：根据设计经验自己确定。塔填料：金属环矩鞍填料，填料规格自选。设计计算内容：1、物料衡算天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告2 、填料塔设

5、计计算 操作条件确定 塔径计算 填料层高度计算 填料层压降计算 液体分布器计算 接管管径计算3 、冷凝器和再沸器计算与选型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三、工艺过程设计计算3.1 物料衡算待处理的总物料:110000.75110000.25F58+12.284kmol / h242418总物料衡算 :FDW(1)易挥发组分衡算:FxFDy DWxW（ 2）0.750.998其中 xF580.4821yD580.99360.750.250.9980.002185858180.005xW0.005580.00160.9955818由（ 1） （2）式得：DxFxW12

6、.2840.48210.0016kmol/hFxW0.99360.00165.950yDW F D 12.2845.950 6.334kmol / h平均摩尔质量：进料 MF580.4821180.517937.28g / mol塔顶 MD580.9936180.006457.74g / mol塔釜 MW580.0016180.998418.06g / mol天津大学 2010级本科生化工原理课程设计报告质量流量 : mF11000= 458.33kg / h24mD5.95057.74343.55kg / hmW6.33418.06114.39kg / h物料衡算结果列于下表表 1 物料平衡

7、表流流量质量分数摩尔分数平均摩尔股Kg/hKmol/h丙酮水丙酮水质量(M)F458.3312.2840.750.250.48210.517937.28D343.555.9500.9980.0020.99360.006457.74W114.396.3340.0050.9950.00160.998418.063.2 精馏塔设计计算操作条件的确定1 ）塔顶温度的确定查表可知丙酮和水的安托尼常数为表 2 丙酮和水的 Antoine 常数ABC丙酮16.65132940.4635.93水18.30363816.4446.13根据 Antoine方程： ln pi0AB求饱和蒸气压，并确定塔顶液相摩尔分

8、数TC设 t0 60 Cln P丙酮 / mmHg2940.4616.6513（273.15 60） 35.93解得 P丙酮860.99mmHg860.991.133 由 kyk丙酮得760x0.99360.8769x丙酮1.133天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告ln P水 / mmHg 18.30363816.44（273.1560） 46.13解得P水149.43mmHgk水149.430.1966x水0.00640.03257600.19661 xi >0.0005 需重新计算重设 t057.22 C计算步骤如上，解得：P丙酮783.68mmHgP水 131.08mm

9、Hgk丙酮1.0312k水0.1725x丙酮0.9634水0.03710xxi1 0.000040.0005所以塔顶温度为57.22C 。2）进料温度的确定设进料温度为72 Cln P丙酮 / mmHg2940.4616.6513（273.15 72） 35.93解得P丙酮1263.97mmHgk丙酮1263.971.663由 ky760得xy丙酮1.663 0.48210.8018ln P水 / mmHg18.30363816.44（273.15 72） 46.13解得 P水254.79mmHgk水254.790.335y水0.335 0.5179 0.17357601yi0.02470.0

10、005 不满足条件，需重新计算重设进料温度为72.77 Cln P丙酮 / mmHg2940.4616.6513（273.15 72.77） 35.93天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告解得P丙酮1294.18mmHgk丙酮1294.18 1.703由 ky 得760xy丙酮1.703 0.48210.8210ln P水 / mmHg18.30363816.44（273.1572.77） 46.13解得 P水263.28mmHgk水263.28y水0.346 0.5179 0.17940.3467601yi 0.00040.0005 满足条件所以进料温度为72.77 C 。3）塔底

11、温度的确定设塔底温度为 100 Cln P丙酮 / mmHg16.65132940.46（273.15 100） 35.93解得P丙酮2783.85mmHgk丙酮2783.853.663由 ky760得xy丙酮3.663 0.00160.00586ln P水 / mmHg18.30363816.44100） 46.13（ 273.15解得 P水759.94mmHgk水759.940.9999y水0.99990.9984 0.99837601yi0.004260.0005 不满足条件，需重新计算重设塔底温度为99.88Cln P丙酮 / mmHg16.65132940.46（273.15 99.

12、88） 35.93解得P丙酮2775.21mmHgk丙酮2775.213.652由 ky 得760x天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告y丙酮3.6520.00160.00584ln P水 / mmHg18.30363816.44（273.1599.88） 46.13解得 P水756.69mmHgk水756.690.9956 y水0.99560.9984 0.99407601y0.000120.0005满足条件i所以进料温度为 99.88C 。表 3 操作条件结果表塔顶温度进料温度塔底温度57.22 C72.77 C99.88 C塔径的计算1）最小回流比与操作回流比的确定常压下丙酮水

13、气液平衡数据丙酮摩尔分数丙酮摩尔分数丙酮摩尔分数丙酮摩尔分数液相 x气相 y液相 x气相 y0.00000.00000.19650.80000.00870.05000.35540.82000.00940.10000.50120.84000.01240.15000.70120.86000.01360.20000.76520.88000.01780.25000.82150.90000.01870.30000.85260.91000.02000.35000.87850.92000.02120.40000.90110.93000.02930.45000.91630.94000.03240.50000.

14、93210.95000.03780.55000.94830.96000.05010.60000.96020.97000.06930.65000.97300.98000.08940.70000.98550.99000.12750.75001.00001.0000根据丙酮和水的两相平衡数据做气液平衡相图：天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告进料条件为饱和液体进料即泡点进料为q=1，因此 xqxF0.4821。由气液平衡曲线可知 xq0.4821时 yq0.8374。由最小回流比计算公式可得：RminxDyq0.99360.83740.44yqxq0.83740.4821此回流比很小，当回

15、流比小到某一值时，两操作线的交点（夹紧点）落在平衡线上，将需要无穷多多阶梯才能到达夹紧点，由气液平衡图我们可以看出平衡线有下凹部分，且在右侧，因此夹紧点在精馏段与操作线与平衡线相切的位置。在Excel 表格中，从（xD,x D）=(0.993,0.993) 做平衡曲线的切线R min0.687 ，解得 R min 2.19通过作图法可得斜率k=0.687 ，则有 kR min 1由 R (1.1 2.0)Rmin取 R1.25Rmin 2.74因此最小回流比为 2.19，操作回流比为 2.74 。2）精馏段和提馏段的气液相负荷：该精馏塔为饱和液体进料，进料热状况参数q=1精馏段天津大学2010

16、 级本科生化工原理课程设计报告上升蒸汽量： V(R1)D( 2.741)5.950 22.253kmol / h下降液体量： LRD2.745.95016.303kmol / h精馏段操作线方程：yn 1Rxn1xD0.73xn0.266R1R 1提馏段上升蒸汽量： VV( q1)F22.253kmol / h下降液体量： LLqF16.30312.284 28.587kmol / h提馏段操作线方程：ym 1L xmW xW 1.28 xm 0.00046VV3）塔内气液相负荷和物性参数物性参数按塔顶温度近似计算。塔顶温度 t 57.22 。查表，得到丙酮和水的纯物质的物性参数：丙酮摩尔质量

17、 M A 58.03kg / kmol ，水摩尔质量M B 18.02 kg / kmol丙酮密度A 792.0 kg / m3 （ 20），水密度B 984.570 kg / m3丙酮粘度A 0.2292 mPa s ，水粘度B 0.4891 mPa s液相中， xA 0.96291， xB 0.03714 ， wA 0.998， wB 0.002平均密度L AwA BwB 792.385 kg / m3平均粘度L AxA BxB 0.2308mPa s平均摩尔质量 M L M AxA M B xB56.55kg / kmol气相中， xA 0.994 ， xB 0.006平均摩尔质量M V

18、 M A xA M BxB 57.77kg / kmol平均密度VPM101.32557.772.1312 kg / m3RT8.314(273.1557.22)物性参数，按进料温度近似计算。进料温度t 72.77 。查表，得到丙酮和水的纯物质的物性参数：丙酮密度A' 792.0kg / m3 （ 20），水密度B' 976.165 kg / m3天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告丙酮粘度'A 0.2043 mPa s ，水粘度'B 0.6904mPa s液相中， x'A 0.482 ， xB' 0.518 ， w'A 0.7

19、5 ， wB' 0.25平均摩尔质量ML'MAxA' M AxB'37.32kg / kmol'''''3平均密度LAwA BwB 838.041kg / m平均粘度L'A'xA'B' xB' 0.4560 mPa s气相中， xA' 0.82078 ， xB'0.17919平均摩尔质量M V' M AxA' M AxB'50.86kg / kmol平均密度'VPM' V101.32550.863RT8.314(273.1572

20、.75)1.7920 kg / m4）塔径确定与圆整对于散装填料，可采用埃克特通用关联图计算泛点气速uF 和塔径 D, 其泛点率的经验值为：u / uF 0.5 0.85天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告精馏段：液相质量流量WL M L L 56.55 × 16.303=921.93kg / h气相质量流量 WV M V V 57.77 × 22.253=1285.56kg / hL 792.385kg/m 3，V 2.1312kg/m 30 .50 .5横坐标 WLV921.932.13120.037WVL1285.56792.385查埃克特通用关联图，得到纵

21、坐标u 2FV0.2 0.194gLL选用 D N 38 的金属环矩鞍填料，查表得，泛点填料因子F 150又998.2 1.2597L792.385L 0.2308 mPa s，g 9.81 m / s2故uF 2.105m/s取安全系数为75%，即空塔气速u 0.75 uF 0.75 × 2.105 1.579 m/ s体积流量 VSWV1285.560.1676m 3 / sV2.1312 3600D4VS4 0.1676mu0.36761.579提馏段：液相质量流量 WL' M L' L' 37.32 × 28.587=1066.867kg /

22、 h气相质量流量 WV' M V' V ' 50.86 ×22.253=1131.788kg / h' 838.041kg/m 3，'LV 1.7920kg/m 3WL '0.51066 .8671.79200.5V0.044横坐标WV 'L1131 .788838.041查埃克特通用关联图，得到纵坐标u 2FV0.2 0.175gLL选用 D N 38 的金属环矩鞍填料，查表得，泛点填料因子F' 150天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告又水 998.21.1911L838.041'L 0.4560

23、mPa s， g 9.81 m / s2故 uF' 2.154m/s取安全系数为75%，即空塔气速u ' 0.75 u'F 0.75 × 2.154 1.616m/s体积流量VS'W 'V1131.7880.1754m3/ s'V1.79203600D '4V 'S4 0.1754 0.372mu'1.616将塔径进行圆整，D ' 400mm5）对塔径进行校核，包括泛点率校核和最小液体喷淋密度校核等。1、泛点率校核：精馏段： u4Vs40.16761.334m / s ，故u1.3340.633 ，符合要

24、求，D20.16uF2.105提馏段： u4Vs40.17541.396m / s ，可得u1.6160.750 ，符合要求。D20.16uF2.1542、最小液体喷淋密度校核：设计要求有 ( Lw) min0.08， DN38 有 a=112，故 U min(Lw ) min a 8.96 ，精馏段有WL/L921.93 / 792.3859.25 m3 /(m h) >U minU2/ 40.42/ 4D提馏段有 UWL/L1066.867 / 838.0413D2 / 40.42 / 410.13 m /(m h) >U min液体喷淋密度校核合乎要求。3、 D / d 校核

25、：DN=38，故 D / d 400/38 10.526>8 ，符合要求。综上所述，可得精馏塔塔径为400mm。填料层高度的计算1、理论板数和进料位置的确定天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告理论板数和进料位置通过简捷算法即吉利兰图法获得。在该丙酮水体系中，由前面数据可求得体系的平均相对挥发度783.68 / 131.081294.18 / 263.282775.21/ 756.694.8539，3lgxD1xW Nmin1xDxW16.279 ，lgRR min2.742.190.147R12.741查吉利兰图可得 NN m i n，故可得N13.62。求进料位置，N20.4

26、7l g xD1xFN /N min1xDxF10.47 ，求得Nm i nlg2 . 2，3横坐标不变，故仍有/2NN /5.98 ，故总理论板数为14，加料板为6（自上向下） 。2、填料层高度计算计算公式为 ZNTHETP ， NT 为理论板数，HETP 为填料的等板高度，本设计采用 DN=38金属环矩鞍填料，其等板高度为HETP 0.431m。精馏段填料高度 : Z50.431 2.16 ， Z '1.335Z2.884 ，取 Z=2.9m，提馏段填料高度： Z90.4313.88 ， Z'1.34 Z 5.194， 取 Z=5.2m ， 而8D0.4 83.2m ，故精

27、馏段不需分段，提馏段需分为2 段，每段高度为 2.6m。填料层压降计算1) 精馏段填料层压降WL0.50.5921.932.1312横坐标V0.037WV1285 .56792.385Lu 2FV0.21.5792 138 1.25972.1310 .20.08862纵坐标gL9.810.2308L792.385查埃克特通用关联图，得到p/Z 735.75 Pa / m填料层压降p 735.752.9 2.133kPa2) 提馏段填料层压降天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告WL '0.51066 .8671.79200.5V0.044横坐标'1131 .788838

28、.041WVLu 2.FV0.21.6162 138 1.19111.79200.45600. 20.07997纵坐标gL9.81838.041L查埃克特通用关联图，得到p/Z 686.7 Pa / m填料层压降p 5.2686.73.57kPa 。3) 填料层总压降p 总 2.1333.575.703kPa液体分布器设计计算1） 液体分布器的选型液体分布均匀可使整个填料面积得到充分利用，壁流、沟流大为减少。因为此塔操作弹性较低，属于简单操作，结合经济效益，故选用单层管式液体分布器。2） 分布点计算设计中，取分布点密度N160 点/ 。布液点数 n N D 21600.4231.4 32点44

29、按照分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。设计结果为：主管直径 38× 3.5 ，支管直径 18× 3.0 。采用7 根支管，支管中心间距为50mm，采用正方形排列。实际布液点数为n37。3） 布液计算由 LSd 02 u0n 和 u0 C02g H ，计算塔顶液体分布器的孔径4对丙酮水体系，取孔容系数C0 0.6 ，根据经验，取H 150mm。小孔液体流速 u0C0 2g H0.6 2 9.81 0.15 1.029m/ s塔顶回流液体积流量WL921.933.23243LS792.385 360010m / sL实际布液点数n 37天津大学2010 级本科生化工

30、原理课程设计报告4LS4 3.232 10 4孔径 d00.0033mnu037 1.029设计取 d0 3.3mm。精馏段液体再分布器与液体分布器相同，设计原则也相同，计算过程略。接管管径的计算液体流速范围0.51.0m/s ；气体流速范围1015m/s液体速度取 0.8m/ s，气体取 15m / s 。接管全部采用直管，根据公式4W，计算各接管管径：d3600u(1)进料管：进料液体流速uF 0.8m/sdF4WF4 458.330.0155m15.5mm3600 uF F36000.8 838.041圆整后，内管径dF 16mm。采用 25× 3.0 ，重量 1.63kg/m

31、 。(2) 进气管：塔釜进气流速 uV' 15m/sdV '4WV '41131.7880.2125m 212.5mm''360015 0.59083600 uVV圆整后，内管径dV' 213mm。采用 245× 7.0 ，重量 41.09kg/m 。(3) 出气管：天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告塔顶蒸汽流速 uV 15m/sdV4WV41285.560.1192m 119.2mm3600 uV V360015 2.1312圆整后，内管径dV 120mm。采用 133× 4.0 ，重量 12.75kg/m 。(

32、4) 回流管：塔顶回流液体流速 uR 0.8m/sdR4WR4 921.930.0227m 22.7mm3600 uR R36000.8 792.385圆整后，内管径dR 23mm。采用 32×3.5 ，重量 1.86kg/m 。(5) 出液管：塔釜出液流 uW 0.8m/s4WW4 (114.39 1131.788)0.0239m 23.9mmdW36000.8 957.6373600 uW W圆整后， uW 24mm。采用 32×3.5 ，重量 1.86kg/m 。3.3 冷凝器和再沸器计算与选型冷凝器的计算与选型换热面积的计算:冷却水进口温度：t1 =25，出口温度t

33、 2 35，定性温度tm 30塔顶泡点回流，即回流温度t D 57.22 ，平均温度差t m 57.22 30 27.22 ；查表得，丙酮汽化热rA 523 kJ / kg ，水的汽化热rB 2258 kJ / kg塔顶混合组分xA 0.96291 ， xB 0.03714平均汽化热r r A x A rB xB 534.13 kJ / kg天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告塔顶热流体流量Wh 1285.56 kJ / kg塔顶热负荷 QC Whr 1285.56 × 534.13 686656.16kJ / h 190737.82 J / s ；总传热系数K 400 W

34、 /( m2 C ) ；根据 QC KS · t m ，可求出换热面积换热面积 SQc190737.822tm17.52mK400 27.22冷凝器的选型:根据需要，采用列管式固定管板式热交换器. 查表，选择型号为G400IV-16-20的换热器 ,即列管公称直径为400mm管程数为4，列管数为86，管长 3000mm , 换热器公称换热面积为 20m2 ，公称压力 16kg / cm2 。总传热系数的核算:根据实际换热面积，要求传热系数为KQc190737 .82350.36W /( m2C )Stm 2027.22所以，传热系数为总传热系数K 400 W /( m2C ) 可以满

35、足换热要求。冷凝水用量计算 :查表得， t m 30时，水的比热容CPc4.174kJ / kgC根据QC Wh r WC (t 2 t1)Qc686656.16冷凝水用量 Wct1 )4.174(3516450 .79kg / hC Pc (t225)再沸器的计算与选型换热面积的计算 :塔釜加热蒸汽为p0 0.3MPa 的饱和水蒸气， p 0 0.310 62248.61 mmHg9.8113.6根据 Antoine方程： ln pi0AB，确定塔釜的蒸汽温度TCT CB46.133816.44ln p018.3036406.66 K ，Aln 2248.61天津大学2010 级本科生化工原理课程设计报告即塔釜蒸汽 t 0 133.51 塔釜温度 tW 99.88 平均温度差tm 133.51 99.88 33.63 ；查表得，丙酮汽化热rA 523 kJ / kg ，水的汽化热 rB 2258 kJ / kg塔釜混合组分xA 0.0