每小时处理2100kg醋酸水溶液设计书

每小时处理 2100kg 醋酸水溶液设计书一、设计任务简介，其中醋酸的浓度是 8（摩尔分率），用乙醚为萃取剂，要求最后的萃余液中醋酸的摩尔分率低于 0.5 。已知 25时，乙醚的密度为 741kg/m3, 水相密度是 997kg/m3，水相粘度 uc 0.897 10-3 pas，界面力 =0.013N/m 。二、设计方案简介三、下表为萃取塔设备选择的条件设备类型考虑因喷洒填料筛板转盘往复筛板脉动离心萃取混合-澄素塔塔塔塔筛板器清器理论级数0000多工艺条00件处理量大两相流比00大物系性密度差小00质粘度高00设备费用安装场地界面力大000腐蚀性强000有固体悬00浮物制造成本00000操作费用00维修费用0000面积有限高度有限00注：适用； O可以；不适用。针对题目的要求，我们选用了转盘塔作为萃取设备。转盘塔的结构如下图所示：萃取条件：处理量： 2100kg/h原料组成： 8，原料液的平均分子量是21.2kg/kmol分离要求：萃余液中醋酸的摩尔分率低于0.5 操作温度： 25操作压力：常压三、萃取剂的选择根据物系的情况，采用溶剂C作为萃取剂，在所涉及的浓度围，水与 C 组分基本不互溶，可以近似视为完全不互溶物系。在操作条件下， 在所涉及的浓度围A 组分在两相间的平衡关系为：y1.102 x式中 y 溶质 A 在萃取相中的摩尔分率x 溶质 A 在萃余相中的摩尔分率四、流程选择考虑到过程的经济性， 需要对萃取剂 C进行回收，循环使用， 同时由于 C 组分基本不溶于水，故采用下图所示的萃取过程原则流程图。原料液送入萃取塔，经过萃取后，萃取相含有大量的萃取剂 C 和溶质 A 组分，将该股物流送入精馏塔，经精馏过程脱除萃取剂 C，使萃取剂 C 和溶质 A 组分得以分离，萃取剂返回萃取塔循环使用， 精馏塔顶得到溶质 A 作为产品，萃取塔底得到的萃余相中含有水和少量的溶质 A，送入下一道工序进行处理。五、溶剂用量确定由于原料液中溶质的浓度较低， 在萃取过程中， 可以近似认为萃取相和萃余相的流量基本不变， 所以可依全塔物料衡算方程及相平衡方程计算过程的溶剂用量。如图所示，全塔的物料衡算方程为 :E(y 0-y 1)=R(x 0-x 1)当萃取剂用量不断减少时， 排除的萃取相中溶质A的浓度不断升高， 当萃取相出口中溶质A 的浓度 y0 达到与原料液中溶质浓度x0 呈平衡浓度 y0 时，萃取剂用量最小，故将上式中的y0 用 y0 代替，且取溶剂的入口浓度y1 0.002 （摩尔分率）则可得过程的最小溶剂比为：Ex0x10.08 0.005R miny0y10.61071.56 0.08 0.002取实际溶剂比为最小溶剂比的 1.2, 则实际溶剂比为 E1.2 0.61070.7328R于是得萃取剂用量为E 0.73282100（kmol/L ）72.621.2 96911（kg/h ）根据塔的物料衡算，可得该萃取塔的操作线方程为：RRyE x( E x1y1 ) 1.3646 x (1.3646 0.005 0.002) 1.3646 x4.83210 3利用操作线方程，可以求得萃取相出口溶质的摩尔分率为：y11.3646 x4.832103 1.3646 0.08 4.832 10 3 0.1043根据分散相及连续相的选择原则，本例选择萃取相作为分散相，而萃余相（原料液）作为连续相。六、萃取塔的工艺设计对于本物系，在一直径为1.4m，转盘直径 0.7m ，固定环直径 1.05m ，转盘间距为 0.23m 的转盘萃取塔中进行实验，测得该条件下的真实传质单元高度为0.95m 。1、物性数据所涉及的物性数据如下表所示。2、萃取塔直径先假定该萃取塔的直径为，根据转盘萃取塔的尺寸比例关系得转盘直径DR0.5D0.7m固定环直径DS0.75D1.05m转盘间距HT1 D0.23m6物性数据参数密度3粘度 / （ pa s）界面力 / （ N/m）/ （kg/ m）连续相9970.9025103分散相13390.81430.02510（ 1） 分散相得滞留分率计算分散相得滞留分率，先求得两相得表观流速比为：L uD VD 3.44uCVC则依据 f( L28L) 0.5 3L 有4(1 L)临界滞留分率(3.44 283.44) 0.1533.44f4(13.44)0.4146（ 2） 特性速度根据该转盘塔的结构尺寸，可知(D S -D R )/D=(1.05-0.7)0.25 1/ 241.40.91.02.30.92.6故取式 uKCVgD SH TD R中常数 K1 0.012 ，K1CDRN R2DRD RD转盘塔的转数N R根据经验取0.8,于是按式V0.91.02.30.92.6uK CK1gDSH TD R得特性速度为DRNR2DRD RDCuK0.1166 （m/s）（ 3） 液泛速度依据 uCfuk (1 2 f )(1f ) 2和 uDf2uk f2 (1f ) 得液泛速度为uCf 0.006825uDf 0.02347取连续相得表观流速为液泛气速的60，则有uC 0.6uCf =0.0040954(vCvD )DTuDf )gf (uCff=0.50.7,取 f 0.5所以 D=1.35 (m)圆整后，取塔径为1.35m。于是，实际上，塔连续相的流速为uC4VC3.80 10 3 (m/s)DT2分散相的流速为4VDuD0.01306 (m/s)DT23、塔高计算DS2（ 1）轴向扩散系数由式 EC 0.5uC H T 0.012DRN R HT计算连续相（萃余D相）的扩散系数得EC uC H T o.50.012( D R N R )(DS ) 2 2.045 10 3 (m2 / s)uCDT分散相扩散系数ED (1 3)EC2 EC 4.09110 3（ 2）传质单元数采用平均推动力法计算过程得传质单元数Vx0 x0x00.080.10430.013111.56Vx1 x1x10.0050.0023.718 10 31.56( x0y0 ) (x1y1 )Vxm my0m7.453103x0lnmy1x1m表观传质单元数 (NTU )ox 0.080.00510.067.45310 3（ 3）塔高计算采用 Miyauchi 和 Vermeulen 法计算塔高度，当 1 时有扩散单元高度H oxp H oxExEy H oxECED0.952.04510 34.091 10 3uxuyuCuD3.8010 31.80140.01306H 0 H oxp ( NTU )oxp 18.12m于是可求得真实传质单元数为NoxH 018.1219.07H ox0.95由式mERf x(NTU ) ox6.8 0.5( NTU )ox6.8 1.5( NTU )ox6.8 0.5f y6.8 0.5( NTU )oxuxHPexExu yHPeyEy10.050.5(NTU )0ox.5 Pe00.25分别求得 、 f x 、 f y 、 Pex 、Pey 和萃取因子mE 1.567261.1432R990.7fx( NTU ) ox6.8 0.5 0.9620( NTU )ox6.8 1.5(NTU )ox6.8 0.5 1.036fy ( NTU )ox6.8 0.5萃余相贝克来数 Pexux H uC H 03.80 10 3 18.1233.67ExEC2.045 10 3萃取相贝克来数Peyu y HuD H 00.0130618.1257.84Ey ED4.09110 3所以，总贝克来数Pe0(11) 1(0.962011) 122.89f x Pexf y Pey33.67 1.14321.03657.8410.050.50.091.1432 0.5( NTU )0.5 P0.25 (119.070.522.890.25 )0.9944ox e0H oxdH18.120.7565mPe0ln22.89 0.9944 ln1.143211111.1432H oxpH oxH oxd 0.95 0.75651.7065HH oxp ( NTU )oxp 1.7065 10.0617.17m所得 H为塔高得第一次试算值， 因为 HH 0 ，需重设 H 0 17.17m 重新返回计算，经第二次迭代后得到H 17.17m 。（ 4）澄清高度计算塔两相的相对速度为 :uDuC0.013063.80 103uS1 f0.41460.03799m/ sf1 0.4146截面收缩系数CRDS2(1.0520.5625( )DT1.4utuS0.037990.06754m / sCR0.5625利用 Klee Treybal方法由 ut 计算液滴直径 d p ，先判断液滴平均直径是否大于临界值。当 d pd pc 时，4.960.280.10.184.96 3420.28 (0.9025 103 )0.1 0.0250.18utc0.550.550.1455m / sc997转盘塔在操作条件下，ut 1/24(D S -D R )/D 1/24K1.02.1K10.0120.0225uDf ,uCf 液泛时分散相及连续相速度，m/ s；3VC 连续相体积流量，m / s ；H萃取塔塔高， m；萃取因子，mE ；Rm分配常数；E、R萃取相、萃余相流量；Pex 萃余相贝克来数Ex 萃余相扩散系数，m2 / sPey 萃取相贝克来数Ey 萃取相扩散系数，m2 / s