制藥工程原理課程設計報告.docx

制藥工程原理課程設計報告（制藥工程學院）設 計 題 目： 苯-甲苯混合液篩板精餾塔設計專 業(yè) 班級： 指 導 教師： 學 生 姓名： 設 計 地 點： 設 計 日 期： 制藥工程原理課程設計任務書一、設計題目苯-甲苯混合液篩板精餾塔設計二、設計任務及操作條件1. 年處理量：4419 kg/h2. 料液初溫：253. 料液濃度：45%（苯的質量分數）4. 塔頂產品濃度：98.5% 5. 塔底釜液含甲苯量不低于98%（以質量計）6. 每年實際生產天數：330天（一年中有一個月檢修）7. 精餾塔塔頂壓強：4KPa（表壓）8. 冷卻水溫度：259. 飽和水蒸汽壓力：2.5kgf/cm2（表壓）(1kgf/cm2=98.066KPa)10. 設備形式：篩板（浮閥）塔11. 進料熱狀況 泡點進料，q=1；12. 回流比 2.06613. 單板壓降 0.7kPa14. 廠址：貴州地區(qū)三、設計內容及要求1. 設計方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設備的型式進行簡要的論述。2. 設計計算過程： 工藝計算及主體設備的設計計算。包括工藝參數的選定、物料衡算、熱量衡算、主體設備結構和工藝尺寸的設計計算、塔板流體力學驗算等。 輔助設備的選型計算。通過計算選定典型輔助設備的規(guī)格型號（選做）。3. 圖紙： 工藝流程圖草圖。 主體設備工藝條件圖。4. 設計結果匯總。5. 設計結果評述。6. 參考文獻。目 錄設計任務書前言11.設計方案簡介21.1 工藝流程簡介21.2 操作條件21.3 主要設備簡介22.工藝流程草圖及說明23.工藝計算及主體設備設計23.1工藝計算23.2.物料衡算33.3 塔板數計算33.3.1 作圖法求Rmin33.3.2 操作線方程43.4.精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算53.4.1 操作壓力計算53.4.2操作溫度計算53.4.3 平均摩爾質量計算83.4.4 平均密度計算83.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算103.5.1塔徑的計算103.5.2有效高度的計算123.5.3 塔板的布置123.5.4 溢流堰的計算143.6 篩板的流體力學驗算163.6.1 精餾段163.6.2 提餾段183.7 塔板負荷性能圖(精餾段)203.7.1 漏液線203.7.2 液沫夾帶線203.7.3 液相負荷下限線213.7.4 液相負荷上限線223.7.5 液泛線223.8 塔板負荷性能圖(提餾段)233.8.1 漏液線233.8.2 液沫夾帶線243.8.3 液相負荷下限線253.8.4 液相負荷上限線253.8.5 液泛線254. 輔助設備的計算及選型274.1 塔頂冷凝器274.2 再沸器284.2.1 蒸餾釜熱負荷QB284.2.2 接管284.2.3 進料管284.2.4 回流管294.2.5 塔釜出料管294.2.6 塔頂蒸汽出料管294.2.7 塔釜蒸汽進口管294.2.8 法蘭304.3 筒體與封頭304.3.1 筒體壁厚304.3.2 封頭(橢圓形封頭)314.4 除沫器314.5 裙座324.6 人孔324.7 塔總體高度的設計325. 設計結果概要326.本設計方案的評價及總結33參考文獻34致謝34附圖前 言通過兩個學期對制藥工程原理的理論課學習，同學們或多或少了解了一些化工單元操作在制藥領域的應用，但只有理論知識是遠遠不夠的。更多的是要求工科的學生形成一種思維模式，提高動手能力，把理論和實踐充分結合起來，最終達到學習致用的目的。制藥工程原理課程設計是制藥工程原理課程的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生工程設計能力的一次基本訓練，它要求學生按照課程設計任務書的要求，完成一項制藥工程設備的設計工作，通過設計使學生掌握制藥工程設計的基本程序和方法，同時在以下幾個方面得到訓練、培養(yǎng)和提高：1. 綜合應用制藥工程原理課程及有關先修課程的基本知識去分析和解決實際問題的能力。2. 查閱技術資料、選用計算方法、計算公式和收集數據的能力。3. 樹立正確的設計思想，懂得工程設計應兼顧技術上的先進性、經濟上的合理性和操作上的安全可靠性。4. 用層次清楚的計算，輔以必要而簡潔的文字說明和清析的圖表來表達設計結果的能力。5. 工程制圖的能力。這次課程設計任務重，內容多，需要的不僅僅是坦然面對，而更多的還有專心與細致。1.設計方案簡介1.1 工藝流程簡介本設計方案采用了篩板精餾塔對苯-甲苯混合物進行分離，其中主要涉及的設備有預熱和加熱裝置、回流裝置、冷凝裝置、以及一系列的控制裝置，傳感器、篩孔塔板等。1.2 操作條件操作壓力：4kPa；進料熱狀況：泡點進料，q=1；單板壓降：0.7kPa；加熱方式：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽的絕對壓力P=264.6kPa回流狀態(tài)：泡點回流，即y1=xD；R=2.066操作溫度：80攝氏度以上的高溫。1.3 主要設備簡介本著簡潔、高效、易于操作的原則，本設計方案選擇了板式精餾塔。其中本方案中的篩板精餾塔與填料塔相比，因具有接觸面積大、生產能力大、操作彈性大、效率高等特點而被最終采用。2.工藝流程草圖及說明草圖見附圖1。說明：苯-甲苯混合料液經過原料預熱器加熱至泡點后，送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產品經冷卻器冷卻后，送至貯槽，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。3.工藝計算及主體設備設計3.1工藝計算1. 原料液處理量：4419kg/h；2. 原料液組成：0.45(苯質量分數)；3. 塔板形式：篩孔塔板；4. 操作壓力：4kPa(塔頂產品出料管表壓)；4kPa（塔底再沸器釜液出料管表壓）；4kPa（進料管表壓）5. 進料熱狀況：泡點進料，q=1；6. 單板壓降：0.7kPa：7. 建廠地址：貴州地區(qū)，如貴陽，大氣壓P=101.325 kPa；8. 加熱方式：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽的絕對壓力P=264.6 kPa；9. 回流狀態(tài)：泡點回流，即y1=xD；10. 塔頂餾出液組成(質量分數)：0.985；11. 塔底釜液組成(質量分數)：0.02；12. 苯的相對分子量：MA=78.11kg/kmol，甲苯的相對分子量：MB=92.13kg/kmol3.2.物料衡算已知xF(m)=0.45，xD(m)=0.985，xW(m)0.02,Fm= 4419 kg/hxF=0.4578.110.4578.11+0.5592.13=0.491xD=0.98578.110.98578.11+0.01592.13=0.987xW=0.0278.110.0278.11+0.9892.13=0.0235原料中 MF=78.110.491+92.131-0.491=85.24 kg/kmol塔頂產品MD=78.110.987+92.131-0.0.987=78.29 kg/kmol塔釜產品MW=78.110.0235+92.131-0.0235=91.88 kg/kmol F=FmMF=441985.24=51.84 kmol/hF.xF=D.xD+w.xWF=D+w1D=25.31 kmol/h，w=26.53 kmol/h3.3 塔板數計算3.3.1作圖法求Rminq線方程為：q=1即x=xF作圖得出p點坐標為xP=0.491，yP=0.735Rmin=xD-ypyp-xp2Rmin=0.987-0.7350.735-0.491=1.033由于苯-甲苯物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。操作回流比R=2Rmin=21.033=2.0663.3.2操作線方程a.精餾段操作線方程即 yn=2.0662.066+1xn-1+xD2.066+1yn=0.674xn-1+0.322b.提餾段操作線方程其中，即R=2.066+10.491-0.02350.987-0.491=2.926yn+1=2.926+12.926xn-0.02352.926yn+1=1.342xn-0.006在苯-甲苯溶液的y-x圖上作出操作線，見附圖2。3.3.3理論塔板數求取從D點開始在平衡曲線與精餾短操作線之間繪直角梯級，第八個梯級的水平線跨過f點，此后，在提餾段操作線與平衡曲線之間作梯級，直到第十六級水平線與平衡曲線交點的x值小于xw為止，共有16個梯級，即總理論塔板數為16，精餾段理論數為7，第八塊理論板為進料板，從進料板開始為提餾段，其理論塔板數為8(包括再沸器)。3.3.4實際塔板數求取xF=0.491，查苯-甲苯氣液平衡組成與溫度關系圖得tF=92.13由tF=92.13,查液體粘度共線圖得A=0.279mPa.S,B=0.286mPa.S進料液體平均粘度為L=0.2790.491+0.286(10.491) =0.283 mPa.S由L =0.283 mPa.S，查精餾塔全塔效率關聯(lián)圖得ET=54%已知ET=NT/N實精餾短實際板層數 N精=6/54%=11.1111提餾段實際板層數N提=8/54%=14.8115總實際板層數N精+N提=263.4.精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算3.4.1操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3kPa取單板壓降 P=0.7 kPa進料板壓力PF=105.3+0.711=113 kPa可得精餾段平均壓力Pm=( PD+ PF)/2=( 105.3+ 113)/2=109.2 kPa塔釜壓力Pw=113+0.715=123.5 kPa可得提餾段平均壓力Pm=( Pw+ PF)/2=( 123.5+ 113)/2=118.25 kPa3.4.2操作溫度計算a.塔頂溫度tD已知xD=0.987假設t=81，由安托因公式其中 苯： A=6.03055，B=1211.033,C=220.79 甲苯：A=6.07954，B=1344.8,C=219.482得PA0=104.164kPa得故假設溫度較小假設t=82，則得PA0=107.391kPa得PB0=41.582kPa故假設溫度較大假設t=81.6，則lgPA0=6.03055-1211.03381.6+220.79得PA0=106.170kPalgPB0=6.03055-1344.881.6+219.482得PB0=41.020kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-41.020106.170-41.020=0.987故假設溫度較適合tD=81.6b.進料溫度tF已知xF=0.491假設t=95.8，則故假設溫度較小假設t=94.5，則lgPA0=6.03055-1211.03394.5+220.79得PA0=154.717kPalgPB0=6.07954-1344.894.5+219.482得PB0=62.588kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-62.588154.717-62.588=0.464xF故假設溫度較小假設t=111.1，則lgPA0=6.03055-1211.033111.1+220.79得PA0=240.797 kPalgPB0=6.07954-1344.8111.1+219.482得PB0=102.698 kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.698240.797-102.698=0.0188xF故假設溫度較小。假設t=111.16，則lgPA0=6.03055-1211.033111.16+220.79得PA0=241.163 kPalgPB0=6.07954-1344.8111.16+219.482得PB0=102.873 kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.873241.163-102.873=0.0235=xF故假設溫度較適合tw=111.163.4.3平均摩爾質量計算a.塔頂平均摩爾質量計算塔頂產品為泡點回流y1=xD=0.987，查平衡曲線，得x1=0.980MVDR=0.98778.11+(10.987) 92.13=78.292kg/kmol MLDR=0.95378.11+(10.953) 92.13=78.39kg/kmolb.進料液平均摩爾質量計算由圖解理論板，得yF=0.660，xF=0.491MVFm=0.66078.11+(10.660) 92.13=82.88kg/kmol MLFm=0.49178.11+(10.491) 92.13=85.25kg/kmol故精餾段平均摩爾質量為MVm=(78.292+82.88)/2=80.59 kg/kmolMLm=(78.39+85.25)/2=81.82 kg/kmolc.塔釜平均摩爾質量計算由圖解理論板，得yw=0.042，xF=0.020MVwm=0.04278.11+(10.042) 92.13=91.54kg/kmolMLwm=0.02078.11+(10.020) 92.13=91.85kg/kmol故提餾段平均摩爾質量為MVm=(91.54+83.22)/2=87.38 kg/kmolMLm=(91.85+86.35)/2=89.10 kg/kmol3.4.4平均密度計算a.氣相密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算=PM/RT 精餾段氣相密度：Vm=PmMVm/RTm= 109.580.77/8.314(88.77+273.15)=2.939kg/m3 提餾段氣相密度：Vm=PmMVm/RTm= 119.387.38/8.314(103.36+273.15)=3.330kg/m3b.液相密度計算液相平均密度計算為塔頂液相平均密度計算由tD=81.6，查有機液體的相對密度得A=815 kg/m3，B=800 kg/m3LDm=814.77 kg/m3進料板液相平均密度計算由tF=93.7，查表得A=799 kg/m3，B=796 kg/m3LFm=798.955 kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(814.77+798.955)/2=806.862kg/m3釜底液相平均密度計算由tw=111.16，查表得A=780.3 kg/m3，B=780.3 kg/m3Lwm=780.3 kg/m3提餾段液相平均密度為Lm=(780.3+798.955)/2=789.628 kg/m3c.液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm=xii塔頂液相平均表面張力的計算由tD=81.6，查液體表面張力共線圖11得A=21.2mN.m-1，B=22.2mN.m-1LDm=0.98721.2+0.01322.2=21.213 mN.m-1進料管液相平均表面張力的計算由tF=93.7，查圖得A=19.4mN.m-1，B=20.5mN.m-1LFm=0.49119.4+0.50920.5=19.960 mN.m-1精餾段液面平均表面張力Lm=（21.213+19.960）/2=20.587 mN.m-1提餾段液相平均表面張力的計算由tw=111.16，查圖得A=17.3mN.m-1，B=18.8mN.m-1Lwm=0.023517.3+(1-0.0235)18.8=18.774 mN.m-1提餾段液面平均表面張力Lm=（19.960+18.774）/2=19.367 mN.m-1d.液體平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度計算由tD=81.6，查液體表面張力共線圖得A=0.301mPa.S, B=0.324mPa.S,lgLDm=0.987lg0.301+0.013lg0.324LDm=0.302mPa.s進料管液相平均粘度計算由tF=93.7，查圖得A=0.279mPa.S, B=0.286mPa.S,lgLFm=0.987lg0.279+0.013lg0.286LFm=0.256mPa.s精餾段液相平均粘度Lm=(0.302+0.256)/2=0.279mPa.S塔釜液相平均粘度計算由tw=111.16，查圖得A=0.233mPa.S, B=0.254mPa.S,lgLWm=0.0235lg0.233+0.9824lg0.254LWm=0.225mPa.S提餾段液相平均粘度Lm=(0.225+0.256)/2=0.241 mPa.S3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算3.5.1塔徑的計算a.精餾段塔徑的計算精餾段的氣相體積：V=(R+1)D=(2.066+1)25.31=77.600 Kmol/h提餾段的氣相體積：L=RD=2.06625.31=52.290 Kmol/h精餾段的氣相、液相體積流率為：Vs=V.MVm3600.Lm=77.60080.5936002.939=0.591m3/sLs=L.MLm3600.Lm=52.29081.823600808.597=0.00147其中C20由史密斯關聯(lián)圖查取，其中圖的橫坐標為：LsVsLmVm1/2=0.001470.591808.5972.93912=0.0412取板間距HT=0.40m，板上液層高度hT=0.06m，則HThT=0.400.06=0.34m查史密斯關聯(lián)圖13，得C20=0.0708c=c20Lm200.2=0.078020.587200.2=0.0785max=c.L-VV=0.0785808.597-2.9392.939=1.299取安全系數為0.7，則空塔氣速為u=0.7 umax=0.71.299=0.910 m/sD=4.Vs=40.5910.910=0.909m經圓整，取D=0.909mm塔截面積為AT=D2/4=1.02/4=0.785m2實際空塔氣速為：u=Vs/ AT= 0.591/ 0.785=0.753 m/sb.提餾段塔徑的計算提餾段的氣相體積：V=V=77.600Kmol/h提餾段的氣相體積：L=L+F=52.290+40.58=92.870Kmol/h精餾段的氣相、液相體積流率為：Vs=V.MVm3600.Lm=77.60087.3836003.330=0.566m3/sLs=L.MLm3600.Lm=52.29081.823600808.597=0.00147史密斯關聯(lián)圖的橫坐標為：LsVsLmVm12=0.001470.566789.6283.33012=0.0400取板間距HT=0.40m，板上液層高度hT=0.06m14，則HThT=0.400.06=0.34m查史密斯關聯(lián)圖13，得C20=0.0690取安全系數為0.7，則空塔氣速為u=0.7 umax=0.71.050=0.735m/s按標準塔徑圓整后，取D=1.0m塔截面積為AT=D2/4=1.02/4=0.785m2實際空塔氣速為：u=Vs/ AT= 0.566/ 0.785=0.721m/s3.5.2有效高度的計算精餾段有效高度為：Z精=(N精-1) HT=(11-1)0.4=4m提餾段有效高度為：Z提=(N提-1) HT=(15-1)0.4=5.6m故精餾的有效高度為：Z= Z精+ Z提+0.8=4+5.6+0.8=10.4m3.5.3 塔板的布置A.精餾段塔板的布置a.塔板的分塊因D=909mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊b.邊緣區(qū)寬度確定c.開孔區(qū)面積計算d.篩孔計算及其排列本例子所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm的鋼板，取篩孔直徑=5mm，篩孔按正三角形排列，取篩孔中心距t為t=3d0=3x5=15mm篩孔數目n為：n=1.155A0/t2=1.155x0.532/0.0152=2731個開孔率為:氣孔通過閥孔的氣速為：0=VsAD=0.5910.1010.532=10.99m/sB.提餾段塔板布置a.塔板的分塊因D=909mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊b.邊緣區(qū)寬度的確定c.開孔區(qū)面積d.篩孔計算及其排列本例子所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm，篩孔按照正三角形排列，取篩孔中心距t為: t=3d0=35=15mm篩孔數目為：開孔率為：氣孔通過閥孔的氣速：0=VsA0=0.566(0.1010.532)=10.53m/s3.5.4 溢流堰的計算a.精餾段的溢流堰計算因塔徑D=0.909mm，可選用單溢流方形液管，采用凹形復液盤。各項計算如下：1 堰長lw取lw=0.601D=0.6011=0.601m2 溢流堰高度hw由hw=hL- how選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算，即:how=2.841000ELhlw23=2.84100010.0014736000.60123=0.0124m取板上滴液層高度hL=60mmhw=0.06-0.0124=0.0476m3 弓形降液管寬度wd和截面積Af由lw/D=0.661查圖5-7得Af/AT=0.0722，wd/D=0.124故Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2Wd=0.124D=0.1240.909=0.113m依下式驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設計合理。4 降液管底隙高度hv則hv=0.00147360036000.6010.08=0.0031hw-hv=0.0479-0.0031=0.04480.006故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mmb.提餾段的溢流堰計算因塔徑D=0.909m，可選用單溢流弓形降液管，采用弓形受液盤，各項計算如下：1.堰長lwlw=0.601D=0.6010.909=0.546m2.溢流堰高度hw選用平直堰，堰上液層高度hw由下式計算，即取板上液層高度hl=60mm3.弓形降液管寬度wd和截面積Af由lwD=0.586查圖得wd=0.124D=0.1240.932=0.116依下式驗算液體在降液管中停留時間，即故提餾段降液管設計合理。4.降液管底隙高度hv則hv=0.00292360036000.5460.08=0.007hw-hv=0.042-0.007=0.0350.006故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mm3.6 篩板的流體力學驗算3.6.1 精餾段塔板壓降1.干板阻力hv計算干板阻力hv由下式計算，即2.氣體通過液層的阻力h1計算ua=VsAT-2Af=0.5910.785-20.0567=0.784m/sF0=uaG=0.7842.939=1.344kg12/(s.m12)查圖11-12 he=hw+how=0.650.0479+0.0121=0.039清液柱氣體通過每層塔板的壓降清液柱=0.545kPa0.7kPa所以0.7kPa為設計允許值。液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶量按下式計算，即u=VsAT-Af=0.5910.785-0.0567=0.811m/s液/Kg氣氣故在本設計中液沫夾帶量et在允許范圍內。漏液液體表面張力所產生的阻力按下式計算，即清液柱故得篩孔處操作氣速與漏液點氣速之比為故本設計中無明顯漏液。液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高Hd應服從下式關系，即苯-甲苯物系屬一般物系，取=0.5 則板上不設進口堰，hd可由下式計算，即：故在本設計中不發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.6.2 提餾段塔板壓降1 干板阻力hc計算干板阻力hc由下式計算，即， 查相關圖，得c0=0.7722 氣體通過液層的阻力h1計算ua=VsAT-2Af=0.5660.785-20.0567=0.843m/sF0=uaG=0.8433.330=1.538 kg12/(s.m12)查圖11-12 清液柱氣體通過每層塔板的壓降清液柱=0.538kPa0.7kPa所以0.7kPa為設計允許值。2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶量按下式計算，即u=VSAT-Af=0.5660.785-0.0567=0.688m/s故液/Kg氣800mm，故裙座壁厚取16mm基礎環(huán)內徑：Dbi=(1000+216)(0.20.4)103=732mm基礎環(huán)外徑：Db0=(1000+216)+(0.20.4)103=1332mm圓整Dbi=800mm，Db0=1400mm基礎環(huán)厚度，考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30。4.6 人孔人孔是安裝或者檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于放置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會造成塔體的彎曲度難以等到要求，一般每隔1020個塔板設一個人孔，本塔共26個塔板，需設置3個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設置人孔處，板間距為600mm，群坐上開一個人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。4.7 塔總體高度的設計塔的頂部空間高度：塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min，塔立體高度：=5. 設計結果概要1.工藝流程草圖（見附圖1，A3紙）2.理論塔板圖（見附圖2，A4紙）3.主體設備圖及其尺寸（見附圖3，A2紙）4.篩板塔的工藝設計計算結果總表項目符號單位計算數據精餾段提餾段操作壓力PmkPa109.2118.25操作溫度tm81.693.7流量氣相Vsm3/s0.5910.566液相Lsm3/s0.001470.00147實際塔板數N塊1115板間距HTm0.40.4塔的有效高度Zm45.6塔徑Dm0.9090.990空塔氣速um/s0.7530.721溢流裝置溢流管形式單溢流弓形堰長lwm0.5460.601堰高hwm0.04760.041溢流堰寬度wdm0.1130.116管-受液盤距離h0m0.02970.0316板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0mm5.05.0孔間距