废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计

1、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

2、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3操作条件的确定3塔径的计算63.2.3填料层高度的计算11填料层压降计算12液体分布器设计计算13接管管径的计算143.3冷凝器和再沸器计算与选型15冷凝器的计算与选型15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21

3、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

4、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 2、填料塔设计计算 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: + 总物料衡算: (1)易挥发组分衡算: （2）其中 由（1） （2）式得：平均摩尔质量：进

5、料 塔顶 塔釜 质量流量: =物料衡算结果列于下表表1 物料平衡表流 股流量质量分数摩尔分数平均摩尔质量()Kg/hKmol/h丙酮水丙酮水F458.3312.284 0.750.250.48210.517937.28D343.555.9500.9980.0020.99360.006457.74W114.396.3340.0050.9950.00160.998418.063.2 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

6、方程：求饱和蒸气压，并确定塔顶液相摩尔分数设解得 由得解得 >0.0005 需重新计算重设计算步骤如上，解得：所以塔顶温度为57.22。2）进料温度的确定设进料温度为解得 由得解得 不满足条件，需重新计算重设进料温度为解得 由得解得 满足条件所以进料温度为。3）塔底温度的确定设塔底温度为解得 由得解得 不满足条件，需重新计算重设塔底温度为解得 由得解得 满足条件 所以进料温度为。表3 操作条件结果表塔顶温度进料温度塔底温度塔径的计算1）最小回流比与操作回流比的确定常压下丙酮水气液平衡数据丙酮摩尔分数液相x丙酮摩尔分数气相y丙酮摩尔分数液相x丙酮摩尔分数气相y0.0000 0.0000 0

7、.1965 0.8000 0.0087 0.0500 0.3554 0.8200 0.0094 0.1000 0.5012 0.8400 0.0124 0.1500 0.7012 0.8600 0.0136 0.2000 0.7652 0.8800 0.0178 0.2500 0.8215 0.9000 0.0187 0.3000 0.8526 0.9100 0.0200 0.3500 0.8785 0.9200 0.0212 0.4000 0.9011 0.9300 0.0293 0.4500 0.9163 0.9400 0.0324 0.5000 0.9321 0.9500 0.0378

8、0.5500 0.9483 0.9600 0.0501 0.6000 0.9602 0.9700 0.0693 0.6500 0.9730 0.9800 0.0894 0.7000 0.9855 0.9900 0.1275 0.7500 1.0000 1.0000 根据丙酮和水的两相平衡数据做气液平衡相图： 进料条件为饱和液体进料即泡点进料为q=1，因此。由气液平衡曲线可知时。由最小回流比计算公式可得：此回流比很小，当回流比小到某一值时，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

9、相切的位置。在Excel表格中，从（xD,xD）=(0.993,0.993)做平衡曲线的切线通过作图法可得斜率k=0.687，则有，解得由 取因此最小回流比为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精馏段上升蒸汽量：下降液体量：精馏段操作线方程：提馏段上升蒸汽量：下降液体量：提馏段操作线方程：3）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t57.22。查表，得到丙酮和水的纯物质的物性参数：丙酮摩尔质量58.03，水摩尔质量18.02丙酮密度792.0（20），水密度984.570丙酮粘度0.2292 ，水粘

10、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 平均摩尔质量 56.55气相中，0.994，0.006平均摩尔质量 57.77平均密度2.1312 物性参数，按进料温度近似计算。进料温度t72.77。查表，得到丙酮和水的纯物质的物性参数：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平均摩尔质量 37.32平均密度838.041平均粘度0.4560气相中，0.82078，0.17919平均摩尔质量 50.86平均密度1.7920

11、4） 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和塔径D,其泛点率的经验值为：精馏段：液相质量流量56.55×16.303=921.93气相质量流量57.77×22.253=1285.56792.385kg/m³，2.1312kg/m³横坐标查埃克特通用关联图，得到纵坐标0.194选用的金属环矩鞍填料，查表得，泛点填料因子150 又 1.25970.2308， 9.81故 2.105m/s取安全系数为75%，即空塔气速 0.750.75×2.1051.579体积流量 提馏段：液相质量流量37.32×28.587=1

12、066.867气相质量流量50.86×22.253=1131.788 838.041kg/m³， 1.7920kg/m³横坐标查埃克特通用关联图，得到纵坐标0.175选用的金属环矩鞍填料，查表得，泛点填料因子150又 1.19110.4560，9.81故2.154m/s取安全系数为75%，即空塔气速 0.750.75×2.1541.616m/s体积流量 0.372m将塔径进行圆整，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：，故，符合要求，提馏段：，可得，符合要求。2、最小液体喷淋密度校核：设计要求有，有

13、a=112，故，精馏段有>提馏段有>液体喷淋密度校核合乎要求。3、校核：DN=38，故400/3810.526>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，查吉利兰图可得，故可得。求进料位置，横坐标不变，故仍有，求得，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，为理论板数，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 m。精馏段填料高度:，取Z=2.9m，提馏段填料高度

14、：，取Z=5.2m，而，故精馏段不需分段，提馏段需分为2段，每段高度为2.6m。填料层压降计算1) 精馏段填料层压降横坐标纵坐标0.08862查埃克特通用关联图，得到p/Z735.75填料层压降p2)提馏段填料层压降横坐标纵坐标查埃克特通用关联图，得到p/Z686.7填料层压降p。3) 填料层总压降p总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

15、：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） 布液计算由和，计算塔顶液体分布器的孔径对丙酮水体系，取孔容系数0.6，根据经验，取H150mm。小孔液体流速1.029塔顶回流液体积流量实际布液点数n37孔径0.0033m设计取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，气体取。 接管全部采用直管，根据公式，计算各接管管径：(1) 进料管： 进料液体流速0.8m/s0.0155m15

16、.5mm圆整后，内管径16mm。采用25×3.0，重量1.63kg/m。(2) 进气管：塔釜进气流速15m/s0.2125m212.5mm圆整后，内管径213mm。采用245×7.0，重量41.09kg/m。(3) 出气管：塔顶蒸汽流速15m/s0.1192m119.2mm圆整后，内管径120mm。采用133×4.0，重量12.75kg/m。(4) 回流管：塔顶回流液体流速0.8m/s0.0227m22.7mm圆整后，内管径23mm。采用32×3.5，重量1.86kg/m。(5) 出液管：塔釜出液流0.8m/s0.0239m23.9mm圆整后，24mm。

17、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：=25 ，出口温度35，定性温度30 塔顶泡点回流，即回流温度57.22， 平均温度差 57.223027.22； 查表得，丙酮汽化热523，水的汽化热2258 塔顶混合组分0.96291，0.03714平均汽化热 534.13塔顶热流体流量 1285.56 塔顶热负荷1285.56×534.13686656.16190737.82； 总传热系数 400 ； 根据·，可求出换热面积换热面积17.52冷凝器的选型:根据需要，采用列管式固定管板式

18、热交换器.查表，选择型号为G400IV-16-20的换热器,即列管公称直径为管程数为4，列管数为86，管长,换热器公称换热面积为，公称压力。总传热系数的核算:根据实际换热面积，要求传热系数为 所以，传热系数为总传热系数K400 可以满足换热要求。冷凝水用量计算:查表得，30时，水的比热容根据 冷凝水用量 再沸器的计算与选型换热面积的计算:塔釜加热蒸汽为p00.3MPa的饱和水蒸气，2248.61 根据Antoine方程：，确定塔釜的蒸汽温度406.66 K，即塔釜蒸汽133.51塔釜温度99.88平均温度差133.5199.8833.63；查表得，丙酮汽化热523，水的汽化热2258塔釜混合组

19、分 0.0016，0.9984平均汽化热 2255.30；被加热流体流量22.253×18.06401.89塔釜热损失为20，塔釜热负荷·r/(120)401.89×2255.30/0.8314716.15J/s；总传热系数K300 W/(·）；根据·，可求出换热面积换热面积31.30。再沸器的选型：根据需要，采用立式热虹吸式再沸器，查表，选择型号为GCH800-10-35的换热器，即列管公称直径为800mm，管数为205，管长1500mm，换a热器公称换热面积为35 m2，公称压力10kg/cm2。总传热系数的核算：根据实际换热面积，要求传热系数为268.25所以，传热系数为总传热系数K300 W/(·）可以满足换热要求。蒸汽用量计算：