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
2、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 23.1 物料衡算 2待处理的总物料: .23.2 精馏塔设计计算 33.2.1 操作条件的确定 33.2.2 塔径的计算 63.2.3 填料层高度的计算 .113.2.4 填料层压降计算 .123.2.5 液体分布器设计计算 .133.2
3、.6 接管管径的计算 .143.3 冷凝器和再沸器计算与选型 .153.3.1 冷凝器的计算与选型 .153.3.2 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
4、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 20
5、10 级本科生化工原理课程设计报告 12、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:+ 58247.01F hkmol/284.1245.01总物料衡算: (1)WD易挥发组分衡算: （2）Fxyx其中 481.025.87.0Fx 936.0182.59.0Dy6.19.5.Wx由（1） （2）式得：hkmolxyFDW /950.16.093.482. hkol/52.1平均摩尔质量：进料 lgM
6、/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: =2410Fmhkg/3.58D479.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( )MF 458.33 12.284 0.75 0.25 0.4821 0.5179 37.28D 343.55 5.950 0.998 0.002 0.9936 0.0064 57.74W 114.39 6.334 0.005 0.995 0.0016 0.9984 18.063.
7、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CTpi0ln设 Ct6093.560.1273465.1/l ）（丙 酮 mHgP解得 9.8丙 酮由 得3.760丙 酮kxyk1.丙 酮x13.4605.173806.8/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 032
8、5.196.4水x0.0005 需重新计算ix重设 Ct2.50计算步骤如上，解得：mHgP68.73丙 酮 mHgP08.13水012丙 酮k725水k94.丙 酮x.水x0i所以塔顶温度为 57.22 。C2）进料温度的确定设进料温度为 7293.572.1346065.1/ln ）（丙 酮 mHgP解得 9.163丙 酮由 得.702丙 酮kxyk8014.丙 酮y13.46725.3.86./ln ）（水 mHgP解得 79.25水35.064水k 5.090水y不满足条件，需重新计算1iy重设进料温度为 C7.293.57.25.146063.1/ln ）（丙 酮 mHgP解得 8.
9、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kxyk2.丙 酮y13.467.25.1386.8/ln ）（水 mHgP解得 2.63水4.07水k 9.0.4.0水y满足条件51iy所以进料温度为 。C.23）塔底温度的确定设塔底温度为 1093.510.27346.651./ln ）（丙 酮 mHgP解得 85.273丙 酮由 得.60丙 酮kxyk05861.丙 酮y13.460.1273/ln ）（水 mHgP解得 94.75水.06水k 989.水y不满足条件，需重新计算5.21iy重设塔底温度为 C8.993.58.5.1273
10、4606.1/ln ）（丙 酮 mHgP解得 2.75丙 酮由 得.360丙 酮kxyk0581.丙 酮y天津大学 2010 级本科生化工原理课程设计报告 513.468.95.127306.18/ln ）（水 mHgP解得 69.75水5.0水k 00.水y满足条件0121iy所以进料温度为 。C8.9表 3 操作条件结果表塔顶温度 进料温度 塔底温度C2.577.2C8.93.2.2 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 y0.0000 0.0000 0.1965 0.8000 0.0
11、087 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.
12、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4821.0Fqx线可知 时 。4821.0qx8374.0qy由最小回流比计算公式可得：4.0821.374.096minqxyDR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，
13、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687.01minRk 19.2minR由 取min)0.21(R4.25.1i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
14、7下降液体量： hkmolRDL/30.1695.742精馏段操作线方程：211 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 mWmxVxy3）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 18.02AMkolg/ BMkmolg/丙酮密度 792.0 （20），水密度 984.5703m3丙酮粘度 0.2292 ，水粘度 0.4891 AsPaBsPa液相中， 0.96291， 0.03714， 0.
15、998， 0.002xBxAwB平均密度 792.385LAw3/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 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 976.165A3/mkgB3/mkg丙酮粘度 0.2043 ，水粘度 0.6904 sPasPa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
16、.518， 0.75， 0.25AxBxAwB平均摩尔质量 37.32LMA Bxkmolg/平均密度 838.041B 3平均粘度 0.4560LAx sPa气相中， 0.82078， 0.17919 B平均摩尔质量 50.86VMAxBkmolg/平均密度 1.7920)75.21.3(4.8860RTP 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 56.5516.303=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 57.7722.253=12
17、85.56VWMhkg/792.385kg/m， 2.1312kg/mLV横坐标 037.85.79216.18530 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 ， 9.81smPag2/sm故 2.105m/sFu取安全系数为 75%，即空塔气速 0.75 0.752.1051.579Fs/体积流量 mWVS /167.0312.583uDS.59.4提馏段：液相质量流量 37.3228.587=1066.867LMhkg/气相质量流量 50.8622.253=1
18、131.788VW838.041kg/m， 1.7920kg/mLV横坐标 04.1.83792.1605.5. LV查埃克特通用关联图，得到纵坐标 0.1752.02LVFgu选用 的金属环矩鞍填料，查表得，泛点填料因子 15038NDF天津大学 2010 级本科生化工原理课程设计报告 10又 1.1911041.8329L水0.4560 ， 9.81smPag2/s故 2.154m/sFu取安全系数为 75%，即空塔气速 0.75 0.752.1541.616m/s Fu体积流量 smWVS /1754.036792.18 3 0.372m.4 uDS将塔径进行圆整， 400mm5）对塔径
19、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 /34.16.074263.015.24Fu提馏段： ，可得 ，符合要求。s 9572、最小液体喷淋密度校核：设计要求有 ， 有 a=112，故 ，精馏段08.)(minLw3N96.8)(mininaLwU有 25.94/.79214/22 DWU)/(3hmin提馏段有 1.0/.086/22L )/(3min液体喷淋密度校核合乎要求。3、 校核：/dDN=38，故 400/3810.5268，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
20、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 ，minlg.7WDxN14.07.2941iR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minlg112.DFxN/min0.472N，故总理论板数为 14，加料板为 6（自上向下） 。/5.982、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TZNHEPTHETP用 DN=3
21、8 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，16.243.058.25Z提馏段填料高度： ， ，取 Z=5.2m，而89Z9.，故精馏段不需分段，提馏段需分为 2 段，每段高度为 2.6m。mD2.384.03.2.4 填料层压降计算1) 精馏段填料层压降横坐标 037.85.79216.18530 LVW纵坐标 0.08862 2.02.02 385.921.LVFgu查埃克特通用关联图，得到 p/Z735.75 mPa/填料层压降 p k13.975.32)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.
22、83792.1605.5. LVW纵坐标 079.568. 2.22.0.2 LVFgu查埃克特通用关联图，得到 p/Z686.7 mPa/填料层压降 p 。k57.368.53) 填料层总压降p 总 0.7.31.23.2.5 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 N160 点/。布液点数 点324.1.016422Dn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 383.5，支管直径 18
23、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udLS024HgC20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 1.029gu20 15.08926. sm/塔顶回流液体积流量 3.7LSW42./3实际布液点数 n37天津大学 2010 级本科生化工原理课程设计报告 13孔径 0.0033m029.1374400nuLdS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 0.51.0m/s；气体
24、流速范围 1015m/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/sFu0.0155m15.5mm041.83.360543604Fd圆整后，内管径 16mm。采用 253.0，重量 1.63kg/m。F(2) 进气管：塔釜进气流速 15m/sVu0.2125m212.5mm5908.1360743604 VWd圆整后，内管径 213mm。采用 2457.0，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/sVu0.119
25、2m119.2mm132.53606843604VWd圆整后，内管径 120mm。采用 1334.0，重量 12.75kg/m。V(4) 回流管：塔顶回流液体流速 0.8m/sRu0.0227m22.7mm385.792.036143604RWd圆整后，内管径 23mm。采用 323.5，重量 1.86kg/m。R(5) 出液管：塔釜出液流 0.8m/sWu0.0239m23.9mm637.958.036)14(3604Wud圆整后， 24mm。采用 323.5 ，重量 1.86kg/m。Wu3.3 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
26、 ，出口温度 35，定性温度 301t2tmt塔顶泡点回流，即回流温度 57.22，Dt平均温度差 57.223027.22；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 1285.56534.13686656.16 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 17.522.7408193mct
27、Q2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 36.502.70819mctSQK)/(2CW所以，传热系数为总传热系数 K400 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.)(123.3.2 再沸器的计算与
28、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 6.138.900pmHg根据 Antoine 方程： ，确定塔釜的蒸汽温度CTBAiln406.66 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 133.510t塔釜温度 99.88W平均温度差 133.5199.8833.63；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 22.25318.06
29、401.89CWMV h/塔釜热损失为 20，塔釜热负荷 r/(120)401.892255.30/0.8 314716.15J/s；hQC总传热系数 K300 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 268.2552.31476mhtSQK)/(2CmW所
30、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：查表得，水的汽化热 r2258 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。
31、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
