廢丙酮溶媒回收過程填料精餾塔設(shè)計2

./WORD完美格式《化工原理課程設(shè)計報告天津大學化工學院.《化工原理》課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目廢丙酮溶媒回收過程填料精餾塔設(shè)計本設(shè)計項目是根據(jù)生產(chǎn)實際情況提出的二、設(shè)計任務(wù)及條件1、原料液組成組分組成〔質(zhì)量%丙酮75水252、分離要求產(chǎn)品中水分含量≤0.2%〔質(zhì)量%殘液中丙酮含量≤0.5%〔質(zhì)量%3、處理能力廢丙酮溶媒處理量___11___噸/天〔每天按24小時計4、設(shè)計條件操作方式：連續(xù)精餾操作壓力：常壓進料狀態(tài)：飽和液體進料回流比：根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗自行確定塔填料：金屬環(huán)聚鞍填料,填料規(guī)格自選塔頂冷凝器：全凝器三、設(shè)計計算內(nèi)容1、物料衡算2、填料精餾塔計算⑴操作條件的確定⑵塔徑的確定⑶填料層高度的確定⑷填料層壓降的計算⑸液體分布器設(shè)計計算⑹接管管徑的計算3、冷凝器和再沸器的計算與選型4、填料精餾塔設(shè)計圖5、廢丙酮溶媒回收過程工藝流程圖.目錄30047一、前言126795二、工藝設(shè)計要求111488三、工藝過程設(shè)計計算2100843.1物料衡算215904待處理的總物料:251283.2精餾塔設(shè)計計算3320403.2.1操作條件的確定3212983.2.2塔徑的計算6157133.2.3填料層高度的計算11119493.2.4填料層壓降計算12170763.2.5液體分布器設(shè)計計算13103823.2.6接管管徑的計算14174403.3冷凝器和再沸器計算與選型15126003.3.1冷凝器的計算與選型15299373.3.2再沸器的計算與選型1626999四問題與討論18273374.1設(shè)計中產(chǎn)生誤差的原因1812375附錄一：生產(chǎn)工藝流程簡圖194238附錄二：填料精餾塔設(shè)計條件圖2029940參考資料21.一、前言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75%,水25%〔質(zhì)量分數(shù)。廢丙酮溶媒的來源如下圖示：鹽酸原料發(fā)酵四環(huán)素堿溶解、洗滌結(jié)晶、過濾晶體丁醇母液廢丁醇溶媒晶體鹽酸四環(huán)素結(jié)晶、過濾溶解、洗滌丙酮母液廢丙酮溶媒廢液中由于含有大量丙酮,不能直接排放到環(huán)境中,如果進行丙酮回收,既可以降低生產(chǎn)費用,又能使廢水排放達到生產(chǎn)要求。因此,如何將廢丙酮回收,降低排放廢水中的丙酮含量,是一項十分重要的課題。二、工藝設(shè)計要求原料液組成：組分組成〔質(zhì)量％－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－－丙酮75水25分離要求：產(chǎn)品中水分含量≤0.2%〔質(zhì)量％釜殘液中丙酮含量≤0.5%處理能力：廢丙酮溶媒處理量11噸/天〔每天按24小時計。設(shè)計條件：操作方式：連續(xù)精餾。操作壓力：常壓。進料狀態(tài)：飽和液體進料?；亓鞅龋焊鶕?jù)設(shè)計經(jīng)驗自己確定。塔填料：金屬環(huán)矩鞍填料,填料規(guī)格自選。設(shè)計計算內(nèi)容：1、物料衡算2、填料塔設(shè)計計算操作條件確定塔徑計算填料層高度計算填料層壓降計算液體分布器計算接管管徑計算3、冷凝器和再沸器計算與選型4、填料精餾塔設(shè)計條件圖5、廢丙酮溶媒回收過程工藝流程圖三、工藝過程設(shè)計計算3.1物料衡算待處理的總物料:+總物料衡算:<1>易揮發(fā)組分衡算:〔2其中由〔1〔2式得：平均摩爾質(zhì)量：進料塔頂塔釜質(zhì)量流量:=物料衡算結(jié)果列于下表表1物料平衡表流股流量質(zhì)量分數(shù)摩爾分數(shù)平均摩爾質(zhì)量<>Kg/hKmol/h丙酮水丙酮水F458.3312.2840.750.250.48210.517937.28D343.555.9500.9980.0020.99360.006457.74W114.396.3340.0050.9950.00160.998418.063.2精餾塔設(shè)計計算操作條件的確定1塔頂溫度的確定查表可知丙酮和水的安托尼常數(shù)為表2丙酮和水的Antoine常數(shù)ABC丙酮16.65132940.4635.93水18.30363816.4446.13根據(jù)Antoine方程：求飽和蒸氣壓,并確定塔頂液相摩爾分數(shù)設(shè)解得由得解得>0.0005需重新計算重設(shè)計算步驟如上,解得：所以塔頂溫度為57.22。2進料溫度的確定設(shè)進料溫度為解得由得解得不滿足條件,需重新計算重設(shè)進料溫度為解得由得解得滿足條件所以進料溫度為。3塔底溫度的確定設(shè)塔底溫度為解得由得解得不滿足條件,需重新計算重設(shè)塔底溫度為解得由得解得滿足條件所以進料溫度為。表3操作條件結(jié)果表塔頂溫度進料溫度塔底溫度3.2.2塔徑的計算1最小回流比與操作回流比的確定常壓下丙酮—水氣液平衡數(shù)據(jù)丙酮摩爾分數(shù)液相x丙酮摩爾分數(shù)氣相y丙酮摩爾分數(shù)液相x丙酮摩爾分數(shù)氣相y0.00000.00000.19650.80000.00870.05000.35540.82000.00940.10000.50120.84000.01240.15000.70120.86000.01360.20000.76520.88000.01780.25000.82150.90000.01870.30000.85260.91000.02000.35000.87850.92000.02120.40000.90110.93000.02930.45000.91630.94000.03240.50000.93210.95000.03780.55000.94830.96000.05010.60000.96020.97000.06930.65000.97300.98000.08940.70000.98550.99000.12750.75001.00001.0000根據(jù)丙酮和水的兩相平衡數(shù)據(jù)做氣液平衡相圖：進料條件為飽和液體進料即泡點進料為q=1,因此。由氣液平衡曲線可知時。由最小回流比計算公式可得：此回流比很小,當回流比小到某一值時,兩操作線的交點〔夾緊點落在平衡線上,將需要無窮多多階梯才能到達夾緊點,由氣液平衡圖我們可以看出平衡線有下凹部分,且在右側(cè),因此夾緊點在精餾段與操作線與平衡線相切的位置。在Excel表格中,從〔xD,xD=<0.993,0.993>做平衡曲線的切線通過作圖法可得斜率k=0.687,則有,解得由取因此最小回流比為2.19,操作回流比為2.74。2精餾段和提餾段的氣液相負荷：該精餾塔為飽和液體進料,進料熱狀況參數(shù)q=1精餾段上升蒸汽量：下降液體量：精餾段操作線方程：提餾段上升蒸汽量：下降液體量：提餾段操作線方程：3塔內(nèi)氣液相負荷和物性參數(shù)物性參數(shù)按塔頂溫度近似計算。塔頂溫度t＝57.22℃。查表,得到丙酮和水的純物質(zhì)的物性參數(shù)：丙酮摩爾質(zhì)量＝58.03,水摩爾質(zhì)量＝18.02丙酮密度＝792.0〔20℃,水密度＝984.570丙酮粘度＝0.2292,水粘度＝0.4891液相中,＝0.96291,＝0.03714,＝0.998,＝0.002平均密度＝＋＝792.385平均粘度＝＋＝0.2308平均摩爾質(zhì)量＝＋＝56.55氣相中,＝0.994,＝0.006平均摩爾質(zhì)量＝＋＝57.77平均密度2.1312物性參數(shù),按進料溫度近似計算。進料溫度t＝72.77。查表,得到丙酮和水的純物質(zhì)的物性參數(shù)：丙酮密度＝792.0〔20℃,水密度＝976.165丙酮粘度＝0.2043,水粘度＝0.6904液相中,＝0.482,＝0.518,＝0.75,＝0.25平均摩爾質(zhì)量＝＋＝37.32平均密度＝＋＝838.041平均粘度＝＋＝0.4560氣相中,＝0.82078,＝0.17919平均摩爾質(zhì)量＝＋＝50.86平均密度1.7920塔徑確定與圓整對于散裝填料,可采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計算泛點氣速和塔徑D,其泛點率的經(jīng)驗值為：精餾段：液相質(zhì)量流量＝＝56.55×16.303=921.93氣相質(zhì)量流量＝＝57.77×22.253=1285.56＝792.385kg/m3,＝2.1312kg/m3橫坐標查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖,得到縱坐標＝0.194選用的金屬環(huán)矩鞍填料,查表得,泛點填料因子＝150又＝1.2597＝0.2308,＝9.81故＝2.105m/s取安全系數(shù)為75%,即空塔氣速＝0.75＝0.75×2.105＝1.579體積流量提餾段：液相質(zhì)量流量＝＝37.32×28.587=1066.867氣相質(zhì)量流量＝＝50.86×22.253=1131.788＝838.041kg/m3,＝1.7920kg/m3橫坐標查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖,得到縱坐標＝0.175選用的金屬環(huán)矩鞍填料,查表得,泛點填料因子＝150又1.1911＝0.4560,＝9.81故＝2.154m/s取安全系數(shù)為75%,即空塔氣速＝0.75＝0.75×2.154＝1.616m/s體積流量＝0.372m將塔徑進行圓整,＝400mm5對塔徑進行校核,包括泛點率校核和最小液體噴淋密度校核等。1、泛點率校核：精餾段：,故,符合要求,提餾段：,可得,符合要求。2、最小液體噴淋密度校核：設(shè)計要求有,有a=112,故,精餾段有>提餾段有>液體噴淋密度校核合乎要求。3、校核：DN=38,故＝400/38＝10.526>8,符合要求。綜上所述,可得精餾塔塔徑為400mm。3.2.3填料層高度的計算1、理論板數(shù)和進料位置的確定理論板數(shù)和進料位置通過簡捷算法即吉利蘭圖法獲得。在該丙酮—水體系中,由前面數(shù)據(jù)可求得體系的平均相對揮發(fā)度,,查吉利蘭圖可得,故可得。求進料位置,,橫坐標不變,故仍有,求得,故總理論板數(shù)為14,加料板為6〔自上向下。2、填料層高度計算計算公式為,為理論板數(shù),為填料的等板高度,本設(shè)計采用DN=38金屬環(huán)矩鞍填料,其等板高度為m。精餾段填料高度:,,取Z=2.9m,提餾段填料高度：,,取Z=5.2m,而,故精餾段不需分段,提餾段需分為2段,每段高度為2.6m。3.2.4填料層壓降計算1>精餾段填料層壓降橫坐標縱坐標0.08862查埃克特通用關(guān)聯(lián)圖,得到Δp/Z＝735.75填料層壓降Δp＝2>提餾段填料層壓降橫坐標縱坐標查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖,得到Δp/Z＝686.7填料層壓降Δp＝。3>填料層總壓降Δp總＝3.2.5液體分布器設(shè)計計算1液體分布器的選型液體分布均勻可使整個填料面積得到充分利用,壁流、溝流大為減少。因為此塔操作彈性較低,屬于簡單操作,結(jié)合經(jīng)濟效益,故選用單層管式液體分布器。2分布點計算設(shè)計中,取分布點密度N＝160點/㎡。布液點數(shù)按照分布點幾何均勻與流量均勻的原則,進行布點設(shè)計。設(shè)計結(jié)果為：主管直徑ф38×3.5,支管直徑ф18×3.0。采用7根支管,支管中心間距為50mm,采用正方形排列。實際布液點數(shù)為n＝37。3布液計算由和,計算塔頂液體分布器的孔徑對丙酮－水體系,取孔容系數(shù)＝0.6,根據(jù)經(jīng)驗,取ΔH＝150mm。小孔液體流速1.029塔頂回流液體積流量實際布液點數(shù)n＝37孔徑0.0033m設(shè)計?。?.3mm。精餾段液體再分布器與液體分布器相同,設(shè)計原則也相同,計算過程略。3.2.6接管管徑的計算液體流速范圍0.5~1.0m/s；氣體流速范圍10~15m/s液體速度取,氣體取。接管全部采用直管,根據(jù)公式,計算各接管管徑：<1>進料管：進料液體流速＝0.8m/s0.0155m＝15.5mm圓整后,內(nèi)管徑＝16mm。采用ф25×3.0,重量1.63kg/m。<2>進氣管：塔釜進氣流速＝15m/s0.2125m＝212.5mm圓整后,內(nèi)管徑＝213mm。采用ф245×7.0,重量41.09kg/m。<3>出氣管：塔頂蒸汽流速＝15m/s0.1192m＝119.2mm圓整后,內(nèi)管徑＝120mm。采用ф133×4.0,重量12.75kg/m。<4>回流管：塔頂回流液體流速＝0.8m/s0.0227m＝22.7mm圓整后,內(nèi)管徑＝23mm。采用ф32×3.5,重量1.86kg/m。<5>出液管：塔釜出液流＝0.8m/s0.0239m＝23.9mm圓整后,＝24mm。采用ф32×3.5,重量1.86kg/m。3.3冷凝器和再沸器計算與選型3.3.1冷凝器的計算與選型換熱面積的計算:冷卻水進口溫度：=25℃,出口溫度＝35℃,定性溫度＝30℃塔頂泡點回流,即回流溫度＝57.22℃,平均溫度差Δ＝57.22－30＝27.22℃；查表得,丙酮汽化熱＝523,水的汽化熱＝2258塔頂混合組分＝0.96291,＝0.03714平均汽化熱＝＋＝534.13塔頂熱流體流量＝1285.56塔頂熱負荷＝＝1285.56×534.13＝686656.16＝190737.82；總傳熱系數(shù)＝400；根據(jù)＝·Δ,可求出換熱面積換熱面積17.52冷凝器的選型:根據(jù)需要,采用列管式固定管板式熱交換器.查表,選擇型號為G400IV-16-20的換熱器,即列管公稱直徑為管程數(shù)為4,列管數(shù)為86,管長,換熱器公稱換熱面積為,公稱壓力?？倐鳠嵯禂?shù)的核算:根據(jù)實際換熱面積,要求傳熱系數(shù)為所以,傳熱系數(shù)為總傳熱系數(shù)K＝400可以滿足換熱要求。冷凝水用量計算:查表得,＝30℃時,水的比熱容根據(jù)＝＝冷凝水用量3.3.2再沸器的計算與選型換熱面積的計算:塔釜加熱蒸汽為p0＝0.3MPa的飽和水蒸氣,2248.61根據(jù)Antoine方程：,確定塔釜的蒸汽溫度406.66K,即塔釜蒸汽＝133.51℃塔釜溫度＝99.88℃平均溫度差Δ＝133.51－99.88＝33.63℃；查表得,丙酮汽化熱＝523,水的汽化熱＝2258塔釜混合組分＝0.0016,＝0.9984平均汽化熱＝＋＝2255.30；被加熱流體流量＝＝22.253×18.06＝401.89塔釜熱損失為20％,塔釜熱負荷＝·r/<1－20％>＝401.89×2255.30/0.8＝314716.15J/s；總傳熱系數(shù)K＝300W/<㎡·℃；根據(jù)＝·Δ,可求出換熱面積換熱面積31.30。再沸器的選型：根據(jù)需要,采用立式熱虹吸式再沸器,查表,選擇型號為GCH800-10-35的換