丙酮-水的填料塔分離畢業(yè)設(shè)計(jì)論文

1、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)目錄1. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 11.1 設(shè)計(jì)的方案11.2設(shè)計(jì)工藝 11.3設(shè)計(jì)內(nèi)容 12. 工藝計(jì)算 12.1 .1 水和丙酮物性數(shù)據(jù) 12.1.2全塔物料衡算22.1.3塔板數(shù)的確定22 .1.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 22.2填料塔的工藝尺寸的計(jì)算 32.2.1 塔徑的計(jì)算32.2.2塔高的計(jì)算52.2.3塔板壓降計(jì)算72.2.4塔板負(fù)荷性能圖83. 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 83.1 填料支承設(shè)備93.2填料壓緊裝置 93.3液體再分布裝置 94. 設(shè)計(jì)一覽表 95. 后記 106. 參考文獻(xiàn) 107. 主要符號(hào)說明 108. 附圖（工藝流程簡(jiǎn)圖、主體

2、設(shè)備設(shè)計(jì)條件圖）1. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.1設(shè)計(jì)的方案在抗生素類藥物生產(chǎn)過程中，需要用丙酮溶媒洗滌晶體，洗滌過濾后產(chǎn)生廢丙酮溶媒， 其組成為含丙酮50%、水50% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。為使廢丙酮溶媒重復(fù)使用，擬建立一套板式精餾塔，以對(duì)廢丙酮溶媒進(jìn)行精餾。得到含水量w 0.5%的丙酮溶液；或者丙酮回收率為98%。設(shè)計(jì)要求廢丙酮溶媒的處理量為31000 噸/年，塔底廢水中丙酮含量w0.05%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。1.2設(shè)計(jì)工藝生產(chǎn)能力31000噸/年（料液）年工作日300天原料組成50%酮，50%水 （質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成餾出液 99.5%丙酮，釜液0.5%丙酮操作壓力塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度泡點(diǎn)進(jìn)料狀況泡點(diǎn)加熱

3、方式直接蒸汽加熱回流比：自選1.3設(shè)計(jì)內(nèi)容1、確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。2 、 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效 率，實(shí)際塔板數(shù)等。3 、主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 、流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 、主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型。2. 工藝計(jì)算2.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)（1）水和丙酮的性質(zhì)表1水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.31

4、80.248丙酮粘 度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面張力溫度5060708090100水表面 張力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面張力19.518.817.716.315.214.3表3水和丙酮密度溫度5060708090100相對(duì)密 度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水 ：998.1983.2977.81971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性質(zhì)分子量沸點(diǎn)臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa水18.02100647.

5、4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮一水系統(tǒng)t x y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/C丙酮摩爾數(shù)xy10000920.010.27984.20.025p.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.2p.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上數(shù)據(jù)可作出t-y (x)圖如下t-y(x)yx)由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖相平衡線0.98/58.080.02

6、/18.022.1.2全塔物料衡算與操作方程(1)進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)酮的摩爾質(zhì)量M A =58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量Mb =18.02 Kg/kmolXw0.0005 / 58.080.0005 /58.080.9995 /18.02二 0.00016Xf0.5/58.080.5/58.080.5/18.02= 0.2370.98/58.08Xd二 0.984均摩爾質(zhì)量Mf=0.237 58.08+ (1-0.237)18.02=27.514kg/kmolM D= 0.984 58.08+ (1-0.984)18.02=57.439 kg/kmolM w=0.0001

7、6 58.08+ (1-0.00016)18.02=18.026 kg/kmolF=31000000/(300 x 24) / 27.514=156.486kg/kmol根據(jù)總物料衡算和易揮發(fā)組分的物料衡算公式F=D+W FxF 二 DxD - WX/156.486=D+W156.4860.237=D 0.984+W 0.00016D=37.67W=118.81塔板數(shù)的確定 最小回流比：10.90.80.70.50.406相平衡線000. 10.20.30.40.50.60.70.80.9x設(shè)進(jìn)料溫度是泡點(diǎn)溫度，則q=1, xF=Xq從表5.丙酮一水系統(tǒng)tx y數(shù)據(jù)可得 xq=0.237 時(shí)，

8、yq =0.815X D 一 y eRminD- =0.984-0.815/0.815-0.237=0.304ye Xe確定操作回流比：（1.12.0甩為方便計(jì)算：R=2 Rmin =0.6082.1.2全塔物料衡算與操作方程L=RD=0.60837.67=22.90kmol/h L =L+F=22.90+156.486=179.39V = (R+1) D=V=1.60837.67=60.57精餾段:方程：提餾段：LWyn 1 = VXn VXw=2.96X-0.00031ynXn 1=0.38X+0.61R 1理論塔板數(shù)的確定：相平衡線b點(diǎn)為精餾段操作線的在丫軸的截距b=0.61ab為精餾段

9、操作線。D 點(diǎn)坐標(biāo)(0.237,0.700)cd為提餾段操作線由圖可知：精餾段塔板數(shù)：13提餾段塔板數(shù)：4、全塔效率的估算用奧康奈爾法(Oconenell)對(duì)全塔效率進(jìn)行估算: 根據(jù)丙酮一水系統(tǒng)t x(y)圖可以查得：td =56.5c (塔頂?shù)谝粔K板)Xd =0.968yi -0.968為=0.95設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)假設(shè)物質(zhì)同上：yA =0.00627xA = 0. 0 0 6 2 9yB =0. 9 9 373 xB =0.99371所以第一塊板上:yA = 0. 9 6 8xA = 0. 9 5yB = 0.032xB =0. 0 5可得：yA / xA“ “aAB(D)匸59Y

10、b / Xbtf =67.20c(加料板)xF =0.0937y 0.75假設(shè)物質(zhì)同上：yA = 0.750xA = 0. 0 9 3 7 yB = 0. 2 5 0xB = 0.9063可得：aYa / Xa29aAB(F)29Yb/Xbtw =100C(塔底)Xw =0.00629yW =0.00627可得：aAB(w) = 丫人a = 0.997yB /xb所以全塔平均揮發(fā)度：a t3 aaFaW二31. 5 廠2 廠0. 9 9 7 3. 5 8精餾段平均溫度：= Td Tf二5651.85 C2 2查前面物性常數(shù)(粘度表)：61.85 0c時(shí)，丄水二0.53mPa s丙酮二0. 51

11、Fha s所以卩精=送 X 片=0. 53 0. 24 3 9. 52=0. 7 5 Pa 0. 5查85 0C時(shí)，丙酮-水的組成y7x -0.175 x* = 0. 7 5 7y丙酮-0. 8 2 5x丙酮-0. 2 4 3所以Et(精)=0.49(3.58 0.515)0.245=0.55同理可得：提留段的平均溫度T2 = Tb Tf J00 67.2 =83.60C2 2四、實(shí)際塔板數(shù)N實(shí)際塔板數(shù)NtP -Et(1)精餾段:13Nr=23.6，取整24塊，考慮安全系數(shù)加一塊為24塊。0.55(2)提餾段:NS(提)=3 =5.26，取整6塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為 6塊。 (0.57故進(jìn)

12、料板為第25塊，實(shí)際總板數(shù)為30塊。全塔總效率：Et =1 = 0. 5 7Np4.5.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：Pd =101.3+4=105.3kpa設(shè)定每層塔板壓降 P=0.7kpa進(jìn)料板壓力：PF =105.3+4*24=201.3kpa塔底的壓力：PW =105.3+4*30=225.3kpa精餾段平均壓力：(105.3+201.3) /2=153.3提餾段平均壓力：(201.3+225.3) /2=213.3氣相平均壓力：Pm= (105.3+115.3) /2=110.34.5.2操作溫度計(jì)算：塔頂溫度：td=565C 進(jìn)料板溫度：tf =845C 塔底溫度：tw=963C精餾

13、段平均溫度：tm1 =70.5C提餾段平均溫度：tm2 =90.4C平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均質(zhì)量：M LDm =0.984*46+0.016*18=45.552kg/kmolMVDm =0.987*46+0.013*18=45.636 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：MLFm =0.237*46+0.763*18=24.636 kg/kmolM VFm =0.815*46+0.185*18=52.16 kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量：M LWm =0.016*46+0.984*18=18.448 kg/kmolM LWm =0.3*46+0.7*18=26.4 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)

14、量：MLm1= (45.552+24.636) /2=35.094 kg/kmolMVm1= (45.636+52.16) =48.898 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量:MLm2= (24.636+18.448) =21.542 kg/kmolMVm2= (52.16+26.4) =38.83 kg/kmol平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算:理想氣體狀態(tài)方程:液相平均密度計(jì)算td=56.5 tf=845C?vmPmM vmRTm=2.18查表，a 仁0.16a 2=0.88=716kg/m312液體平均粘度的計(jì)算td=56.5查表得：卩 1=0.535卩 2=1.245Lg 卩 mD=0.9

15、84*lg0.535=0.016*lg1.245=-0.266卩 mD=0.542mP - stf =84.5C查表得：卩仁0.325卩 2=0.190a mf = 0.216平均粘度 U =0.524+0.216/2=0.374）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算； 氣液相體積流率：VMvmV；Mv 二 0.385m2 / s3600 泡Lm = 0.00051m3/sLs 3600 j計(jì)算：液相品質(zhì)流量 WL -L Ml =803.65kg/h氣相品質(zhì)流量 WG -V M2961.75kg/h(3)計(jì)算得泛點(diǎn)氣速填料類型理論板數(shù) N, 1/m比表面積at, 1/m空隙率% P/Z, Mpa/mAK1

16、25X塑料孔板波紋填料0.855098.51.4*10 40.3321.563表7-2-1規(guī)整填料性能1/8i U atlg_Gr其中：u f為泛點(diǎn)氣速 m/sg :重力加速度 9.81 m/s2:空隙率卩l(xiāng)：液體黏度，mPas氣液相密度 Kg/m3Wg, Wl :氣液相質(zhì)量流量，218 匯 0.370.21 = 0.3321.563J-80365 1 18 8 12961.75丿 1716 丿叮2 二a_kwl/wg1/4P VM , P LM :igUf29.81 0.9853 716求得泛點(diǎn)氣速:uf =1.432m/s取安全系數(shù)u.7uf則空塔速度u=1.002WG2961.75v =

17、Pvm30.377m /s，2.18 3600v D2u，得4=0.48m ,所以 D=0.69 ： 0.7mjiu4塔截面積:舛 0.72 =0.385m24實(shí)際塔氣速:U亠鮎97m s舛 0. 38 53.溢流裝置的計(jì)算堰長(zhǎng)lwa:填料比表面積1/mA，K :常數(shù)Kg/h1可取 lw =0.66D=0.66X 0.7=0.462m2.84fl y3溢流堰高度hw由hw = hL - hw，選用平直堰，堰上液層咼度：howE1000取用E=1，則how二竺 i 3600 o.。0051 10000.4620.00622m取液上清液層高度弓形降液管寬度Wd和截面積At由 lw/D =0.66，

18、查圖5-7 ()附圖得用經(jīng)驗(yàn)公式:”0. 00 7會(huì)=O.Wd =0.152 0= 70.rr1Af6 ; x 0. 0 76 2 0.m3 8 5 0. 02 9 33600- 3600 O.293 0.5 = 28.73s 5SLh0.00053600故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h。hoLh3600lWUo取 uo=0.08m/s則 h0 =0.0089h -ho =0.06380.0089 = 00549m 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度hw=50mm塔板布置塔板的分塊因?yàn)镈 700mm,故塔板采用分塊式，查表 5-3得：塔板分3塊hw = 0.07 - 0

19、.00622 =0.0638m邊緣區(qū)寬度確定取 WS =Ws =0.070m,W = 0.035m開孔區(qū)面積A/ 2八 o12丄兀r. xAa =2 xjr x +arcs in180 rx_.：W 二07 一 0.1088 0.0-0.1712m其中,r =D =WL 二0 3=50. mi 52 2人=2疋 0.1712心0.3152 -0.17122十二 0.31520.1712arcs in1800.3152=0.204m篩孔計(jì)算及其排列選用S =3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑 d0=5mm篩孔數(shù)目：n =1.155Aa/t2 = 1.155 0.302 = 1550.27個(gè)0.01

20、5篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d=5mm開孔率:二 0.907S.005 孑2.015 丿= 10.1%氣體通過閥孔的氣速為: = 0.374/ 0.101 0.302 =12.26m/s3塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：Z=Hpt（N2S）H + STH + FH+JHHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）Ht -板間距N-實(shí)際板數(shù)S-人孔數(shù)Hf-進(jìn)料板出板間距Hw-塔底空間（不包括底蓋部分）已知實(shí)際塔板數(shù)為N=30塊，板間距Ht=0.3由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗， 可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，因?yàn)榘鍞?shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。取人孔兩板之間的間距 Ht =0.6m，則塔頂空間Hp=

21、1m，塔底空間Hw=1.5m,進(jìn)料板空間高度Hf = 0.8m，那么，全塔高度:Z =(32 -2) 0.3 1.11.2 1.5 =12.8m塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm,所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度Wc=35mm,破沫區(qū)寬度70mm， 查得堰長(zhǎng)檐長(zhǎng)Lw =528mm弓形溢流管寬度 Wd = 109mm弓形降液管面積Af = 0.04m2A降液管面積與塔截面積之比=7.62%AT堰長(zhǎng)與塔徑之比 山=0.660D5s降液管的體積與液相流量之比.，即液體在降液管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間Af川丁Lst0.04 0.30.00144= 8.3s

22、 5s符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間Af *HtLst0.04 0.3 =5.17S 5S 符合要求0.00232弓形降液管采用平直堰，堰高h(yuǎn)w二h, -dwhL -板上液層深度，一般不宜超過60-70mmhow -堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Fran cis公式計(jì)算L 2 hw=0.00284E（）3E-液體的收縮系數(shù)LS-液相的體積流量Lw -堰長(zhǎng)精餾段hw = 0.00284E(3600 0.000370.652)3-0.00526E由 Lw =0.66DLs(Lw)253600 0.000370.5282.5“57查手冊(cè)知 E=1 則 how =0.00526x1=0.00

23、526m hw =0.06-0.00526=0.0546m降液管底部離塔板距離h。,考慮液封，取h。比hw小15mm 即 h =0.0546-0.01=0.0446同理，對(duì)提餾段213.76 3 how=0.00284E()3 =0.00337E0.65由 Lw =0.66D查手冊(cè)得E=1.hw =0.00337X1=0.0337mhw =0.06-0.00337=0.05663mh0 =0.05663-0.01=0.04663m6開孔區(qū)面積計(jì)算已知 Wd=0.12m進(jìn)取無效邊緣區(qū)寬度Wc =0.035m破沫區(qū)寬度 Ws =0.07m閥孔總面積可由下式計(jì)算2272XAa=2x-r -x 0 r

24、 arcsi n()_180rD1x= -(Ws Wd)(0.07 0.1088) = 0.2212m22r=Wc = 0.40.035 = 0.365m2所以Aa =20.22120.3652 -0.2212200.3652 arcsi n(02212 )= 0.302m2_18000.365篩板的篩孔和開孔率 因乙醇-水組分無腐蝕性，可選用二=3mm碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm篩孔數(shù)目1158000 Aa怦0) 0.30215= 1550.271 550開孔率0.9072(t/d)0.90732= 10.07%（在5-15%范圍內(nèi)）

25、氣體通過篩孔的氣速為U0精餾段0.339U0J=11.114m/s0.1007 0.462提餾段UT11.0517m/s0.1007 0.302六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1塔板壓降干板阻力hc計(jì)算干板阻力九=0.015由所選用篩板查得 C0 二 0.773hc =o. 0 511. 104 7 732. 1夕14 0. 0m液柱氣體通過液層的阻力hL的計(jì)算氣體通過液層的阻力hL二-h1UaVs0.3740.978m/s片-Af0.385 -0.00293F0 =U7V =0.978 .278 = 1.444kg12/ s m2查圖得：2 =0.70I% 二嘰二 hw % 0.05532 0.004

26、68 =0.042液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力仙 4 漢 4 0. 4 37 31 Q”、h L0.0 04m 液柱 PLgd071 4 9. 8 10. 0 05.氣體通過每層塔板的高度hp可計(jì)算：hp = hc+ n +占 0. 0 7 17 5 Pp 二hp，Lg 巧93Pa ：700P（700Pa=計(jì)允許值）液面落差所以可忽略液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大， 的影響。液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式e = 5.7 106.二Ua Ht -hf 丫由 hf =2.5hL =2.5 0.042 = 0.105m所以ev7 10”40.4373*3.

27、2廣 11.114310.40.105 丿= 0.016 ： 0.1故設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev允許范圍內(nèi)漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速：5時(shí)=4.4j（0.0056 + 0.13hL Wl/Pv0.0040714/2.18=4.40.7720.00560.13-0.042=5.17m/s實(shí)際空速：U11.114m s穩(wěn)定系數(shù)：K = U。a 1.5U 0,min故在本實(shí)驗(yàn)中無明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子出乞:Ht hw取 =0.5, Ht hw =0.50.3 0.05470 =0.177而出=hp +h +hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd =0.153(U0 $ =0

28、.153匯(0.08 律 0.001m 液柱Hd =hp hl hd = 0.08 0.06 0.0 0 1 0.1 4 14 HT hw可知，本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛七、塔板負(fù)荷性能圖1精餾段塔板負(fù)荷性能圖1.1嚴(yán)重漏液線查C0S圖知Uo,min =4.4.0.00560.13hL 二hTLV=4.40 . 7 7 20 . 005 60 . 1 3二0.0 4 20.00 407 1 4 / 2.1 82/ ,/2Vs, mi 0. 1 36 3+2 44；6.)8 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，已上式計(jì)算VSLs m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s0.2

29、5700.26700.27910.28901.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:hf-2.5hL= 2.5 0.054xlx1000(3600Ls1(0.486 丿 j5.7 10VSVSuSS2.618VSgAt -Af0.385-0.00293= 0.13675 2.625L：32Ht -hf =0.16325 -2.625Ls35.7 10-41.08 10 JVS20.732(0.279 2.32LS*5.7 1040.4373 10-2.152Vs2-.0.16325-2.625Ls3= 0.1J解得 Vs = 1.532-8.665Ls2/3l_s

30、 m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s1.4711.4191.3521.296可作出液沫夾帶線 2(3)液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how =0.00526作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。咨皿)11000Lw=0.0053 EE=1,則Lsmirr 0 0 0530 10000. 0 0n032 s /2. 8 4how據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.(4)液相負(fù)荷上限線以二=3s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AfHTLSAfHT0.0293 0.04s,max3= 0.0

31、0391m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4(5)液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度Hd令 Hd =(Ht +hw)=半(0.4+ 0.05470)出 *+% +hdhhhhvhi， hL hw how聯(lián)立得Ht 川聲-1 hC 1)how hc hd 見 整理得：aVf-cL； -d/30.051(A0C0)26、0.051)2?L(0.101 0.53 0.773)2 18M。0911b 二 Ht-1九=0.5 0.298 (0.5 0.7-1) 0.05470=0.1600.1532(Iwh。)0.1532(0.462 0.0463)-334.38d =2.84 10 ”E(1J(3600)2/3 =1.74l w3Ls m /s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s1.6291.4981.3281.1660.0911V： =0.160-334.38 Lt-1.74 L：3列表計(jì)算如下由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下:由圖可以看出,*液沫夾帶線嚴(yán)重漏液線豈 液相負(fù)荷下限線 fe；液相負(fù)荷上限線 液泛線在負(fù)荷性能圖A上，作出操作點(diǎn)A ,連接0A ,即可作出操作線 該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得33Vs，max=