廢丙酮溶媒回收過(guò)程填料精餾塔設(shè)計(jì)2

./WORD完美格式《化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告天津大學(xué)化工學(xué)院.《化工原理》課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目廢丙酮溶媒回收過(guò)程填料精餾塔設(shè)計(jì)本設(shè)計(jì)項(xiàng)目是根據(jù)生產(chǎn)實(shí)際情況提出的二、設(shè)計(jì)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(shí)計(jì)4、設(shè)計(jì)條件操作方式：連續(xù)精餾操作壓力：常壓進(jìn)料狀態(tài)：飽和液體進(jìn)料回流比：根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)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(jì)計(jì)算內(nèi)容1、物料衡算2、填料精餾塔計(jì)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(jì)算⑸液體分布器設(shè)計(jì)計(jì)算⑹接管管徑的計(jì)算3、冷凝器和再沸器的計(jì)算與選型4、填料精餾塔設(shè)計(jì)圖5、廢丙酮溶媒回收過(guò)程工藝流程圖.目錄30047一、前言126795二、工藝設(shè)計(jì)要求111488三、工藝過(guò)程設(shè)計(jì)計(jì)算2100843.1物料衡算215904待處理的總物料:251283.2精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算3320403.2.1操作條件的確定3212983.2.2塔徑的計(jì)算6157133.2.3填料層高度的計(jì)算11119493.2.4填料層壓降計(jì)算12170763.2.5液體分布器設(shè)計(jì)計(jì)算13103823.2.6接管管徑的計(jì)算14174403.3冷凝器和再沸器計(jì)算與選型15126003.3.1冷凝器的計(jì)算與選型15299373.3.2再沸器的計(jì)算與選型1626999四問(wèn)題與討論18273374.1設(shè)計(jì)中產(chǎn)生誤差的原因1812375附錄一：生產(chǎn)工藝流程簡(jiǎn)圖194238附錄二：填料精餾塔設(shè)計(jì)條件圖2029940參考資料21.一、前言在抗生素類(lèi)藥物生產(chǎn)過(guò)程中,需要用丙酮溶媒洗滌晶體,洗滌過(guò)濾后產(chǎn)生廢丙酮溶媒,其組成為含丙酮75%,水25%〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)。廢丙酮溶媒的來(lái)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(guò)濾晶體丁醇母液廢丁醇溶媒晶體鹽酸四環(huán)素結(jié)晶、過(guò)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(jìn)行丙酮回收,既可以降低生產(chǎn)費(fèi)用,又能使廢水排放達(dá)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(xiàng)十分重要的課題。二、工藝設(shè)計(jì)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?dú)堃褐斜俊?.5%處理能力：廢丙酮溶媒處理量11噸/天〔每天按24小時(shí)計(jì)。設(shè)計(jì)條件：操作方式：連續(xù)精餾。操作壓力：常壓。進(jìn)料狀態(tài)：飽和液體進(jìn)料?；亓鞅龋焊鶕?jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)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(jì)計(jì)算內(nèi)容：1、物料衡算2、填料塔設(shè)計(jì)計(jì)算操作條件確定塔徑計(jì)算填料層高度計(jì)算填料層壓降計(jì)算液體分布器計(jì)算接管管徑計(jì)算3、冷凝器和再沸器計(jì)算與選型4、填料精餾塔設(shè)計(jì)條件圖5、廢丙酮溶媒回收過(guò)程工藝流程圖三、工藝過(guò)程設(shè)計(jì)計(jì)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(jìn)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?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?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(jì)計(jì)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?jǐn)?shù)設(shè)解得由得解得>0.0005需重新計(jì)算重設(shè)計(jì)算步驟如上,解得：所以塔頂溫度為57.22。2進(jìn)料溫度的確定設(shè)進(jìn)料溫度為解得由得解得不滿(mǎn)足條件,需重新計(jì)算重設(shè)進(jìn)料溫度為解得由得解得滿(mǎn)足條件所以進(jìn)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(mǎn)足條件,需重新計(jì)算重設(shè)塔底溫度為解得由得解得滿(mǎn)足條件所以進(jìn)料溫度為。表3操作條件結(jié)果表塔頂溫度進(jìn)料溫度塔底溫度3.2.2塔徑的計(jì)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?jǐn)?shù)液相x丙酮摩爾分?jǐn)?shù)氣相y丙酮摩爾分?jǐn)?shù)液相x丙酮摩爾分?jǐn)?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(jìn)料條件為飽和液體進(jìn)料即泡點(diǎn)進(jìn)料為q=1,因此。由氣液平衡曲線(xiàn)可知時(shí)。由最小回流比計(jì)算公式可得：此回流比很小,當(dāng)回流比小到某一值時(shí),兩操作線(xiàn)的交點(diǎn)〔夾緊點(diǎn)落在平衡線(xiàn)上,將需要無(wú)窮多多階梯才能到達(dá)夾緊點(diǎn),由氣液平衡圖我們可以看出平衡線(xiàn)有下凹部分,且在右側(cè),因此夾緊點(diǎn)在精餾段與操作線(xiàn)與平衡線(xiàn)相切的位置。在Excel表格中,從〔xD,xD=<0.993,0.993>做平衡曲線(xiàn)的切線(xiàn)通過(guò)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(fù)荷：該精餾塔為飽和液體進(jìn)料,進(jìn)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(xiàn)方程：提餾段上升蒸汽量：下降液體量：提餾段操作線(xiàn)方程：3塔內(nèi)氣液相負(fù)荷和物性參數(shù)物性參數(shù)按塔頂溫度近似計(jì)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(jìn)料溫度近似計(jì)算。進(jìn)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(duì)于散裝填料,可采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計(jì)算泛點(diǎn)氣速和塔徑D,其泛點(diǎn)率的經(jīng)驗(yàn)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(biāo)查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖,得到縱坐標(biāo)＝0.194選用的金屬環(huán)矩鞍填料,查表得,泛點(diǎn)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(biāo)查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖,得到縱坐標(biāo)＝0.175選用的金屬環(huán)矩鞍填料,查表得,泛點(diǎn)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(jìn)行圓整,＝400mm5對(duì)塔徑進(jìn)行校核,包括泛點(diǎn)率校核和最小液體噴淋密度校核等。1、泛點(diǎn)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(jì)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(jì)算1、理論板數(shù)和進(jìn)料位置的確定理論板數(shù)和進(jìn)料位置通過(guò)簡(jiǎn)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(duì)揮發(fā)度,,查吉利蘭圖可得,故可得。求進(jìn)料位置,,橫坐標(biāo)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(jì)算計(jì)算公式為,為理論板數(shù),為填料的等板高度,本設(shè)計(jì)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(jì)算1>精餾段填料層壓降橫坐標(biāo)縱坐標(biāo)0.08862查?？颂赝ㄓ藐P(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(biāo)縱坐標(biāo)查埃克特通用關(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(jì)計(jì)算1液體分布器的選型液體分布均勻可使整個(gè)填料面積得到充分利用,壁流、溝流大為減少。因?yàn)榇怂僮鲝椥暂^低,屬于簡(jiǎn)單操作,結(jié)合經(jīng)濟(jì)效益,故選用單層管式液體分布器。2分布點(diǎn)計(jì)算設(shè)計(jì)中,取分布點(diǎn)密度N＝160點(diǎn)/㎡。布液點(diǎn)數(shù)按照分布點(diǎn)幾何均勻與流量均勻的原則,進(jìn)行布點(diǎn)設(shè)計(jì)。設(shè)計(jì)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(shí)際布液點(diǎn)數(shù)為n＝37。3布液計(jì)算由和,計(jì)算塔頂液體分布器的孔徑對(duì)丙酮－水體系,取孔容系數(shù)＝0.6,根據(jù)經(jīng)驗(yàn),取ΔH＝150mm。小孔液體流速1.029塔頂回流液體積流量實(shí)際布液點(diǎn)數(shù)n＝37孔徑0.0033m設(shè)計(jì)?。?.3mm。精餾段液體再分布器與液體分布器相同,設(shè)計(jì)原則也相同,計(jì)算過(guò)程略。3.2.6接管管徑的計(jì)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(jì)算各接管管徑：<1>進(jìn)料管：進(jìn)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(jìn)氣管：塔釜進(jìn)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(jì)算與選型3.3.1冷凝器的計(jì)算與選型換熱面積的計(jì)算:冷卻水進(jìn)口溫度：=25℃,出口溫度＝35℃,定性溫度＝30℃塔頂泡點(diǎn)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(fù)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(hào)為G400IV-16-20的換熱器,即列管公稱(chēng)直徑為管程數(shù)為4,列管數(shù)為86,管長(zhǎng),換熱器公稱(chēng)換熱面積為,公稱(chēng)壓力?？倐鳠嵯禂?shù)的核算:根據(jù)實(shí)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(mǎn)足換熱要求。冷凝水用量計(jì)算:查表得,＝30℃時(shí),水的比熱容根據(jù)＝＝冷凝水用量3.3.2再沸器的計(jì)算與選型換熱面積的計(jì)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(fù)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(hào)為GCH800-10-35的換