丙酮-水的填料塔分离毕业设计论文

1、精馏塔的工艺条件及有关物性数据目录1. 设计方案简介 11.1 设计的方案11.2设计工艺 11.3设计内容 12. 工艺计算 12.1 .1 水和丙酮物性数据 12.1.2全塔物料衡算22.1.3塔板数的确定22 .1.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 22.2填料塔的工艺尺寸的计算 32.2.1 塔径的计算32.2.2塔高的计算52.2.3塔板压降计算72.2.4塔板负荷性能图83. 辅助设备的计算及选型 83.1 填料支承设备93.2填料压紧装置 93.3液体再分布装置 94. 设计一览表 95. 后记 106. 参考文献 107. 主要符号说明 108. 附图（工艺流程简图、主体

2、设备设计条件图）1. 设计方案简介1.1设计的方案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50%、水50% （质量分数）。为使废丙酮溶媒重复使用，拟建立一套板式精馏塔，以对废丙酮溶媒进行精馏。得到含水量w 0.5%的丙酮溶液；或者丙酮回收率为98%。设计要求废丙酮溶媒的处理量为31000 吨/年，塔底废水中丙酮含量w0.05%（质量分数）。1.2设计工艺生产能力31000吨/年（料液）年工作日300天原料组成50%酮，50%水 （质量分率，下同）产品组成馏出液 99.5%丙酮，釜液0.5%丙酮操作压力塔顶压强为常压进料温度泡点进料状况泡点加热

3、方式直接蒸汽加热回流比：自选1.3设计内容1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2 、 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效 率，实际塔板数等。3 、主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 、流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 、主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。2. 工艺计算2.1基础物性数据（1）水和丙酮的性质表1水和丙酮的粘度温度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.水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面 张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3表3水和丙酮密度温度5060708090100相对密 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.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.

5、4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮一水系统t x y数据沸点t/C丙酮摩尔数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由以上数据可作出t-y (x)图如下t-y(x)yx)由以上数据作出相平衡y-x线图相平衡线0.98/58.080.02

6、/18.022.1.2全塔物料衡算与操作方程(1)进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量M A =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量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均摩尔质量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根据总物料衡算和易挥发组分的物料衡算公式F=D+W FxF 二 DxD - WX/156.486=D+W156.4860.237=D 0.984+W 0.00016D=37.67W=118.81塔板数的确定 最小回流比：10.90.80.70.50.406相平衡线000. 10.20.30.40.50.60.70.80.9x设进料温度是泡点温度，则q=1, xF=Xq从表5.丙酮一水系统tx y数据可得 xq=0.237 时，

8、yq =0.815X D 一 y eRminD- =0.984-0.815/0.815-0.237=0.304ye Xe确定操作回流比：（1.12.0甩为方便计算：R=2 Rmin =0.6082.1.2全塔物料衡算与操作方程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精馏段:方程：提馏段：LWyn 1 = VXn VXw=2.96X-0.00031ynXn 1=0.38X+0.61R 1理论塔板数的确定：相平衡线b点为精馏段操作线的在丫轴的截距b=0.61ab为精馏段

9、操作线。D 点坐标(0.237,0.700)cd为提馏段操作线由图可知：精馏段塔板数：13提馏段塔板数：4、全塔效率的估算用奥康奈尔法(Oconenell)对全塔效率进行估算: 根据丙酮一水系统t x(y)图可以查得：td =56.5c (塔顶第一块板)Xd =0.968yi -0.968为=0.95设丙酮为A物质，水为B物质假设物质同上：yA =0.00627xA = 0. 0 0 6 2 9yB =0. 9 9 373 xB =0.99371所以第一块板上: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假设物质同上：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所以全塔平均挥发度：a t3 aaFaW二31. 5 厂2 厂0. 9 9 7 3. 5 8精馏段平均温度：= Td Tf二5651.85 C2 2查前面物性常数(粘度表)：61.85 0c时，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时，丙酮-水的组成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：提留段的平均温度T2 = Tb Tf J00 67.2 =83.60C2 2四、实际塔板数N实际塔板数NtP -Et(1)精馏段:13Nr=23.6，取整24块，考虑安全系数加一块为24块。0.55(2)提馏段:NS(提)=3 =5.26，取整6块，考虑安全系数加一块，为 6块。 (0.57故进

12、料板为第25块，实际总板数为30块。全塔总效率：Et =1 = 0. 5 7Np4.5.1操作压力计算塔顶操作压力：Pd =101.3+4=105.3kpa设定每层塔板压降 P=0.7kpa进料板压力：PF =105.3+4*24=201.3kpa塔底的压力：PW =105.3+4*30=225.3kpa精馏段平均压力：(105.3+201.3) /2=153.3提馏段平均压力：(201.3+225.3) /2=213.3气相平均压力：Pm= (105.3+115.3) /2=110.34.5.2操作温度计算：塔顶温度：td=565C 进料板温度：tf =845C 塔底温度：tw=963C精馏

13、段平均温度：tm1 =70.5C提馏段平均温度：tm2 =90.4C平均摩尔质量计算塔顶平均质量：M LDm =0.984*46+0.016*18=45.552kg/kmolMVDm =0.987*46+0.013*18=45.636 kg/kmol进料板平均摩尔质量：MLFm =0.237*46+0.763*18=24.636 kg/kmolM VFm =0.815*46+0.185*18=52.16 kg/kmol塔底平均摩尔质量：M LWm =0.016*46+0.984*18=18.448 kg/kmolM LWm =0.3*46+0.7*18=26.4 kg/kmol精馏段平均摩尔质

14、量：MLm1= (45.552+24.636) /2=35.094 kg/kmolMVm1= (45.636+52.16) =48.898 kg/kmol提馏段平均摩尔质量:MLm2= (24.636+18.448) =21.542 kg/kmolMVm2= (52.16+26.4) =38.83 kg/kmol平均密度计算 气相平均密度计算:理想气体状态方程:液相平均密度计算td=56.5 tf=845C?vmPmM vmRTm=2.18查表，a 仁0.16a 2=0.88=716kg/m312液体平均粘度的计算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）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 气液相体积流率：VMvmV；Mv 二 0.385m2 / s3600 泡Lm = 0.00051m3/sLs 3600 j计算：液相品质流量 WL -L Ml =803.65kg/h气相品质流量 WG -V M2961.75kg/h(3)计算得泛点气速填料类型理论板数 N, 1/m比表面积at, 1/m空隙率% P/Z, Mpa/mAK1

16、25X塑料孔板波纹填料0.855098.51.4*10 40.3321.563表7-2-1规整填料性能1/8i U atlg_Gr其中：u f为泛点气速 m/sg :重力加速度 9.81 m/s2:空隙率卩l：液体黏度，mPas气液相密度 Kg/m3Wg, Wl :气液相质量流量，218 汇 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求得泛点气速:uf =1.432m/s取安全系数u.7uf则空塔速度u=1.002WG2961.75v =

17、Pvm30.377m /s，2.18 3600v D2u，得4=0.48m ,所以 D=0.69 ： 0.7mjiu4塔截面积:舛 0.72 =0.385m24实际塔气速:U亠鮎97m s舛 0. 38 53.溢流装置的计算堰长lwa:填料比表面积1/mA，K :常数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，选用平直堰，堰上液层咼度：howE1000取用E=1，则how二竺 i 3600 o.。0051 10000.4620.00622m取液上清液层高度弓形降液管宽度Wd和截面积At由 lw/D =0.66，

18、查图5-7 ()附图得用经验公式:”0. 00 7會=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故降液管设计合理。降液管底隙高度h。hoLh3600lWUo取 uo=0.08m/s则 h0 =0.0089h -ho =0.06380.0089 = 00549m 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm塔板布置塔板的分块因为D 700mm,故塔板采用分块式，查表 5-3得：塔板分3块hw = 0.07 - 0

19、.00622 =0.0638m边缘区宽度确定取 WS =Ws =0.070m,W = 0.035m开孔区面积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筛孔计算及其排列选用S =3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径 d0=5mm筛孔数目：n =1.155Aa/t2 = 1.155 0.302 = 1550.27个0.01

20、5筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d=5mm开孔率:二 0.907S.005 孑2.015 丿= 10.1%气体通过阀孔的气速为: = 0.374/ 0.101 0.302 =12.26m/s3塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z=Hpt（N2S）H + STH + FH+JHHp-塔顶空间（不包括头盖部分）Ht -板间距N-实际板数S-人孔数Hf-进料板出板间距Hw-塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=30块，板间距Ht=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗， 可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。取人孔两板之间的间距 Ht =0.6m，则塔顶空间Hp=

21、1m，塔底空间Hw=1.5m,进料板空间高度Hf = 0.8m，那么，全塔高度:Z =(32 -2) 0.3 1.11.2 1.5 =12.8m塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm,所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度Wc=35mm,破沫区宽度70mm， 查得堰长檐长Lw =528mm弓形溢流管宽度 Wd = 109mm弓形降液管面积Af = 0.04m2A降液管面积与塔截面积之比=7.62%AT堰长与塔径之比 山=0.660D5s降液管的体积与液相流量之比.，即液体在降液管中停留时间一般应大于 液体在精馏段降液管内的停留时间Af川丁Lst0.04 0.30.00144= 8.3s

22、 5s符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间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hw二h, -dwhL -板上液层深度，一般不宜超过60-70mmhow -堰上液流高度堰上的液流高度可根据Fran cis公式计算L 2 hw=0.00284E（）3E-液体的收缩系数LS-液相的体积流量Lw -堰长精馏段hw = 0.00284E(3600 0.000370.652)3-0.00526E由 Lw =0.66DLs(Lw)253600 0.000370.5282.5“57查手册知 E=1 则 how =0.00526x1=0.00

23、526m hw =0.06-0.00526=0.0546m降液管底部离塔板距离h。,考虑液封，取h。比hw小15mm 即 h =0.0546-0.01=0.0446同理，对提馏段213.76 3 how=0.00284E()3 =0.00337E0.65由 Lw =0.66D查手册得E=1.hw =0.00337X1=0.0337mhw =0.06-0.00337=0.05663mh0 =0.05663-0.01=0.04663m6开孔区面积计算已知 Wd=0.12m进取无效边缘区宽度Wc =0.035m破沫区宽度 Ws =0.07m阀孔总面积可由下式计算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筛板的筛孔和开孔率 因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用二=3mm碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm筛孔数目1158000 Aa怦0) 0.30215= 1550.271 550开孔率0.9072(t/d)0.90732= 10.07%（在5-15%范围内）

25、气体通过筛孔的气速为U0精馏段0.339U0J=11.114m/s0.1007 0.462提馏段UT11.0517m/s0.1007 0.302六、筛板的流体力学验算1塔板压降干板阻力hc计算干板阻力九=0.015由所选用筛板查得 C0 二 0.773hc =o. 0 511. 104 7 732. 1夕14 0. 0m液柱气体通过液层的阻力hL的计算气体通过液层的阻力hL二-h1UaVs0.3740.978m/s片-Af0.385 -0.00293F0 =U7V =0.978 .278 = 1.444kg12/ s m2查图得：2 =0.70I% 二叽二 hw % 0.05532 0.004

26、68 =0.042液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力仙 4 汉 4 0. 4 37 31 Q”、h L0.0 04m 液柱 PLgd071 4 9. 8 10. 0 05.气体通过每层塔板的高度hp可计算：hp = hc+ n +占 0. 0 7 17 5 Pp 二hp，Lg 巧93Pa ：700P（700Pa=计允许值）液面落差所以可忽略液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大， 的影响。液沫夹带液沫夹带量，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广 11.114310.40.105 丿= 0.016 ： 0.1故设计中液沫夹带量ev允许范围内漏液对于筛板塔，漏液点气速：5时=4.4j（0.0056 + 0.13hL Wl/Pv0.0040714/2.18=4.40.7720.00560.13-0.042=5.17m/s实际空速：U11.114m s稳定系数：K = U。a 1.5U 0,min故在本实验中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子出乞:Ht hw取 =0.5, Ht hw =0.50.3 0.05470 =0.177而出=hp +h +hd，板上不设进口堰，则有hd =0.153(U0 $ =0

28、.153汇(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，本设计不会发生液泛七、塔板负荷性能图1精馏段塔板负荷性能图1.1严重漏液线查C0S图知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在操作范围内，任取几个Ls值，已上式计算VSLs m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s0.2

29、5700.26700.27910.28901.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下: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可作出液沫夹带线 2(3)液相负荷下限线液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度how =0.00526作为最小液相负荷标准。咨皿)11000Lw=0.0053 EE=1,则Lsmirr 0 0 0530 10000. 0 0n032 s /2. 8 4how据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.(4)液相负荷上限线以二=3s作为液体在降液管中停留时间的下限AfHTLSAfHT0.0293 0.04s,max3= 0.0

31、0391m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4(5)液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度Hd令 Hd =(Ht +hw)=半(0.4+ 0.05470)出 *+% +hdhhhhvhi， hL hw how联立得Ht 川声-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列表计算如下由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下:由图可以看出,*液沫夹带线严重漏液线豈 液相负荷下限线 fe；液相负荷上限线 液泛线在负荷性能图A上，作出操作点A ,连接0A ,即可作出操作线 该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得33Vs，max=