废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计 (2)

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 25 2 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 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 0 目 录 一 前言 1 二 工艺设计要求 1 三 工艺过程设计计算 2 3 1 物料衡算 2 待处理的总物料 2 3 2 精馏塔设计计算 3 3 2 1 操作条件的确定 3 3 2 2 塔径的计算 6 3 2 3 填料层高度的计算 11 3 2 4 填料层压降计算 12 3 2 5 液体分布器设计计算 13 3 2 6 接管管径的计算 14 3 3 冷凝器和再沸器计算与选型 15 3 3 1 冷凝器的计算与选型 15 3 3 2 再沸器的计算与选型 16 四 问题与讨论 18 4 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 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 0 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 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 1 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 58247 01 F hkmol 284 1245 01 总物料衡算 1 WD 易挥发组分衡算 2 Fxyx 其中 481 025 87 0 Fx 936 0182 59 0 Dy 6 19 5 Wx 由 1 2 式得 hkmolxyFDW 950 16 093 482 hkol 52 1 平均摩尔质量 进料 lgM 37 289 084 5F 塔顶 moD 456193 塔釜 l W 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 2 质量流量 2410 Fmhkg 3 58 D479 k 1 9 06W 物料衡算结果列于下表 表 1 物料平衡表 流量 质量分数 摩尔分数流 股 Kg h Kmol h 丙酮 水 丙酮 水 平均摩尔 质量 M F 458 33 12 284 0 75 0 25 0 4821 0 5179 37 28 D 343 55 5 950 0 998 0 002 0 9936 0 0064 57 74 W 114 39 6 334 0 005 0 995 0 0016 0 9984 18 06 3 2 精馏塔设计计算 3 2 1 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 A B C 丙酮 16 6513 2940 46 35 93 水 18 3036 3816 44 46 13 根据 Antoine 方程 求饱和蒸气压 并确定塔顶液相摩尔分数CTpi 0ln 设 Ct 60 93 560 1273465 1 l 丙 酮 mHgP 解得 9 8 丙 酮 由 得3 760 丙 酮kxyk 1 丙 酮x 13 4605 173806 8 ln 水 mHgP 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 3 解得 mHgP43 19 水 6 07水k 0325 196 4 水x 0 0005 需重新计算 ix 重设 Ct 2 50 计算步骤如上 解得 mHgP68 73 丙 酮 mHgP08 13 水 012 丙 酮k725水k 94 丙 酮x 水x 0 i 所以塔顶温度为 57 22 C 2 进料温度的确定 设进料温度为 72 93 572 1346065 1 ln 丙 酮 mHgP 解得 9 163 丙 酮 由 得 702丙 酮kxyk 8014 丙 酮y 13 46725 3 86 ln 水 mHgP 解得 79 25 水 35 064水k 5 09 0 水y 不满足条件 需重新计算1 iy 重设进料温度为 C 7 2 93 57 25 146063 1 ln 丙 酮 mHgP 解得 8 194 丙 酮 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 4 由 得703 168 294 丙 酮kxyk 2 丙 酮y 13 467 25 1386 8 ln 水 mHgP 解得 2 63 水 4 07水k 9 0 4 0 水y 满足条件51 iy 所以进料温度为 C 2 3 塔底温度的确定 设塔底温度为 10 93 510 27346 651 ln 丙 酮 mHgP 解得 85 273 丙 酮 由 得 60丙 酮kxyk 05861 丙 酮y 13 460 1273 ln 水 mHgP 解得 94 75 水 06水k 98 9 水y 不满足条件 需重新计算5 21 iy 重设塔底温度为 C 8 9 93 58 5 12734606 1 ln 丙 酮 mHgP 解得 2 75 丙 酮 由 得 360丙 酮kxyk 0581 丙 酮y 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 5 13 468 95 127306 18 ln 水 mHgP 解得 69 75 水 5 0水k 0 0 水y 满足条件0121 iy 所以进料温度为 C 8 9 表 3 操作条件结果表 塔顶温度 进料温度 塔底温度C 2 57 7 2C 8 9 3 2 2 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 y 0 0000 0 0000 0 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 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 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 6 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4821 0 Fqx 线可知 时 4821 0 qx8374 0 qy 由最小回流比计算公式可得 4 0821 374 096min qxyDR 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相切的位置 在 Excel 表格中 从 x D 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687 01min Rk 19 2min R 由 取min 0 2 1 R 4 25 1i 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 hkmolDRV 253 90 174 2 1 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 7 下降液体量 hkmolRDL 30 1695 742 精馏段操作线方程 2 11 nnn xxy 提馏段 上升蒸汽量 hkmolFqV 53 下降液体量 klL 87 24106 提馏段操作线方程 28 1 mWmxVxy 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 t 57 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 02AMkolg BMkmolg 丙酮密度 792 0 20 水密度 984 570 3m 3 丙酮粘度 0 2292 水粘度 0 4891 A sPa B sPa 液相中 0 96291 0 03714 0 998 0 002xBxAwB 平均密度 792 385L Aw3 mkg 平均粘度 0 2308 xBsPa 平均摩尔质量 56 55LMABxkol 气相中 0 994 0 006AxBx 平均摩尔质量 57 77VABxkmlg 平均密度 2 1312 2 571 3 4 80RTP 3 物性参数 按进料温度近似计算 进料温度 t 72 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 A 3 mkg B 3 mkg 丙酮粘度 0 2043 水粘度 0 6904 sPa sPa 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 8 液相中 0 482 0 518 0 75 0 25 Ax Bx Aw B 平均摩尔质量 37 32 LMA Bxkmolg 平均密度 838 041 B 3 平均粘度 0 4560 L A x sPa 气相中 0 82078 0 17919 B 平均摩尔质量 50 86 VMA x Bkmolg 平均密度 1 7920 75 21 3 4 8860 RTP 3 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 uF85 0 uF 精馏段 液相质量流量 56 55 16 303 921 93LWMhkg 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 9 气相质量流量 57 77 22 253 1285 56VWMhkg 792 385kg m 2 1312kg m L V 横坐标 037 85 79216 1853 0 LV 查埃克特通用关联图 得到纵坐标 0 1942 0LVFgu 选用 的金属环矩鞍填料 查表得 泛点填料因子 15038NDF 又 1 2597385 792L 0 2308 9 81 smPa g2 sm 故 2 105m sFu 取安全系数为 75 即 空塔气速 0 75 0 75 2 105 1 579Fs 体积流量 mWVS 167 0312 583 uDS 59 4 提馏段 液相质量流量 37 32 28 587 1066 867 L Mhkg 气相质量流量 50 86 22 253 1131 788 VW 838 041kg m 1 7920kg m L V 横坐标 04 1 83792 1605 5 LV 查埃克特通用关联图 得到纵坐标 0 1752 0 2LVFgu 选用 的金属环矩鞍填料 查表得 泛点填料因子 15038ND F 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 10 又 1 1911 041 8329L 水 0 4560 9 81 smPa g2 s 故 2 154m s Fu 取安全系数为 75 即 空塔气速 0 75 0 75 2 154 1 616m s Fu 体积流量 smWVS 1754 036792 18 3 0 372m 4 uDS 将塔径进行圆整 400mm 5 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 smDVus 34 16 0742 63 015 24 Fu 提馏段 可得 符合要求 s 957 2 最小液体喷淋密度校核 设计要求有 有 a 112 故 精馏段08 min Lw3N96 8 minin aLwU 有 25 94 79214 22 DWU 3hm in 提馏段有 1 0 086 22 L 3 min 液体喷淋密度校核合乎要求 3 校核 d DN 38 故 400 38 10 526 8 符合要求 D 综上所述 可得精馏塔塔径为 400mm 3 2 3 填料层高度的计算 1 理论板数和进料位置的确定 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 11 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 8539 436 7 21 58 26 1 9408 13 6 7 min lg 7WDxN 14 07 2941i R 查吉利兰图可得 故可得 求进料位置 min7N13 62N 横坐标不变 故仍有 求得min lg 112 DFxN min0 472N 故总理论板数为 14 加料板为 6 自上向下 5 98 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TZNHEP THETP 用 DN 38 金属环矩鞍填料 其等板高度为 m 431 0 精馏段填料高度 取 Z 2 9m 16 243 058 25 Z 提馏段填料高度 取 Z 5 2m 而89 Z9 故精馏段不需分段 提馏段需分为 2 段 每段高度为 2 6m mD2 384 0 3 2 4 填料层压降计算 1 精馏段填料层压降 横坐标 037 85 79216 1853 0 LVW 纵坐标 0 08862 2 02 02 385 921 LVFgu 查埃克特通用关联图 得到 p Z 735 75 mPa 填料层压降 p k13 975 3 2 提馏段填料层压降 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 12 横坐标 04 1 83792 1605 5 LVW 纵坐标 079 56 8 2 22 0 2 LVFgu 查埃克特通用关联图 得到 p Z 686 7 mPa 填料层压降 p k57 368 5 3 填料层总压降 p 总 0 7 31 2 3 2 5 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 N 160 点 布液点数 点324 1 016422 Dn 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 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 n 37 3 布液计算 由 和 计算塔顶液体分布器的孔径udLS 024 HgC 20 对丙酮 水体系 取孔容系数 0 6 根据经验 取 H 150mm 小孔液体流速 1 029gu 20 15 08926 sm 塔顶回流液体积流量 3 7LSW 42 3 实际布液点数 n 37 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 13 孔径 0 0033m 029 1374400 nuLdS 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 3 2 6 接管管径的计算 液体流速范围 0 5 1 0m s 气体流速范围 10 15m s 液体速度取 气体取 sm 8 0s 15 接管全部采用直管 根据公式 计算各接管管径 uWd3604 1 进料管 进料液体流速 0 8m sFu 0 0155m 15 5mm 041 83 360543604 Fd 圆整后 内管径 16mm 采用 25 3 0 重量 1 63kg m F 2 进气管 塔釜进气流速 15m s Vu 0 2125m 212 5mm 5908 1360743604 VWd 圆整后 内管径 213mm 采用 245 7 0 重量 41 09kg m V 3 出气管 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 14 塔顶蒸汽流速 15m sVu 0 1192m 119 2mm 132 53606843604 VWd 圆整后 内管径 120mm 采用 133 4 0 重量 12 75kg m V 4 回流管 塔顶回流液体流速 0 8m sRu 0 0227m 22 7mm 385 792 036143604 RWd 圆整后 内管径 23mm 采用 32 3 5 重量 1 86kg m R 5 出液管 塔釜出液流 0 8m sWu 0 0239m 23 9mm 637 958 036 14 3604 Wud 圆整后 24mm 采用 32 3 5 重量 1 86kg m Wu 3 3 冷凝器和再沸器计算与选型 3 3 1 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 1t2tmt 塔顶泡点回流 即回流温度 57 22 Dt 平均温度差 57 22 30 27 22 mt 查表得 丙酮汽化热 523 水的汽化热 2258ArkgJ BrkgJ 塔顶混合组分 0 96291 0 03714xBx 平均汽化热 534 13rArkgJ 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 15 塔顶热流体流量 1285 56hWkgJ 塔顶热负荷 1285 56 534 13 686656 16 190737 82 CQr hkJ sJ 总传热系数 400 K 2Cm 根据 可求出换热面积CSt 换热面积 17 52 2 7408193mctQ2 冷凝器的选型 根据需要 采用列管式固定管板式热交换器 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40 m30 面积为 公称压力 202 16ckg 总传热系数的核算 根据实际换热面积 要求传热系数为 36 502 70819 mctSQK 2CW 所以 传热系数为总传热系数 K 400 可以满足换热要求 2CW 冷凝水用量计算 查表得 30 时 水的比热容mt kgJPc 174 根据 CQrWh 12tC 冷凝水用量 hkgtPc 79 16450 23 74 685 12 3 3 2 再沸器的计算与选型 换热面积的计算 塔釜加热蒸汽为 p0 0 3MPa 的饱和水蒸气 2248 61 6 138 900pmHg 根据 Antoine 方程 确定塔釜的蒸汽温度CTBAi ln 406 66 K 61 248ln30 18 46l0pABCT 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 16 即塔釜蒸汽 133 51 0t 塔釜温度 99 88 W 平均温度差 133 51 99 88 33 63 mt 查表得 丙酮汽化热 523 水的汽化热 2258ArkgJ BrkgJ 塔釜混合组分 0 0016 0 9984xBx 平均汽化热 2255 30 rArkgJ 被加热流体流量 22 253 18 06 401 89CWMV h 塔釜热损失为 20 塔釜热负荷 r 1 20 401 89 2255 30 0 8 314716 15J s hQC 总传热系数 K 300 W 根据 可求出换热面积hSmt 换热面积 31 30 52 301476ht 2m 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 52 31476mhtSQK 2CmW 所以 传热系数为总传热系数 K 300 W 可以满足换热要求 蒸汽用量计算 查表得 水的汽化热 r 2258 kJ kg 根据 hQCW 蒸汽用量 501 762kg h 258 360 1147 hr 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 17 四 问题与讨论 4 1 设计过程中出现偏差的原因 1 本计算过程中 应用了理论板和恒摩尔流假设 恒摩尔气流是指在精馏塔中 从精 馏段或提馏段每层塔板上升的气相摩尔流量各自相等 同样 恒摩尔液流是指每层塔板下 降的液相 摩尔流量分别相等 这一假定的主要条件是两组分的摩尔汽化热相等 同时气 液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略 塔设备保温良好 热损失可以忽略 而实际 过程中是不满足该条件的 故会使结果产生一定偏差 2 本计算过程中 确定回流比的方法有两种 一种是经验公式法 一种是作图法 本 次计算采用的是作图法 由于水 丙酮物系是非正常曲线 采用做切线的方法求最小回流比 由于 Excel 作切线的不精确性 是结果产生了较大偏差 3 在塔径的确定中 查埃克特关联图时 由于图较小 图中的标识线较小 使得读数 时 精度不能得到保证 距离准确值相差较大 4 本计算中 计算填料层高度和理论板数时 采用简捷法 该精馏塔的操作线与汽液 平衡曲线过于接近 作图法会产生更大误差 但用吉利兰图 相对挥发度要符合一定条件 并且体系符合吉利兰图条件 故该计算中用此方法得出的结果会产生一定偏差 但圆整后 基本符合要求 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 18 附录一 生产工艺流程简图 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 19 附录二 填料精馏塔设计条件图 天津大学 2010 级本科生 化工原理 课程设计报告 20 参考资料 1 贾绍义 柴诚敬 化工原理设计 天津大学出版社 2 贾绍义 柴诚敬 化工传质与分离过程 第二版 化学工业出版社 3 柴诚敬 张国亮 化工流体流动与传热 第二版 化学工业出版社