化工原理课程设计废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计.doc

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1、化工原理课程设计设计题目：废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计学 院：_ 药学院_班 级：_10级制药1班_指导教师：_ 顾薇_学生姓名：_ 朱晴晴_成 绩：_一、前言31.1项目来源及开发意义31.2精馏塔的选择依据31.2.1塔型31.2.2填料类型4二、设计工艺要求42.1进料要求42.2分离要求42.3塔顶冷凝器设计要求42.4塔釜再沸器设计要求52.5液体分布器设计要求52.6接管管径设计要求5三、工艺过程设计计算53.1物料横算确定塔顶、塔釜、进料流量及摩尔分率53.1.1塔顶、塔釜、进料摩尔分率53.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53.1.3物料衡算63.2填料精馏塔计算

2、63.2.1操作条件的计算63.2.2塔径的确定83.2.3填料层高度的确定133.2.4填料层压降的计算133.2.5液体分布器设计计算143.2.6接管管径的确定143.3冷凝器和再沸器的计算与选型163.3.1冷凝器163.3.2再沸器17四设计方案讨论18一、前言塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备，用以实现蒸馏的塔设备称为蒸馏塔，这类塔设备的基本功能在于提供气、液两相充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行，还要能使接触之后的气液两相及时分开，互不夹带。根据塔内气液接触部件的结构形式，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。板式塔内沿塔高度装有若干层塔板，液体

3、靠重力作用由顶部逐板流向塔釜，并在各块板面上形成流动的液层，气体靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气液两相在塔内进行逐级接触，两相组成沿塔高呈阶梯式变化。填料塔则在塔体内装填填料，液体由上而下流动中在填料上分布汇合，气体则在填料缝隙中向上流动。填料为气液传质提供了较大的气液接触面积。塔内两相浓度沿塔高连续变化。填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，热填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，是传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料。本次课程设计就是针对丙酮水体系而进行的常压二元填料塔的设计及相

4、关设备选型。1.1项目来源及开发意义化工生产中所处理的原料，中间产品，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质，生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。填料塔是一种非常重要的气液传输设备，在制药化工生产中有着广泛的应用。用于丙酮水的二元物料分离具有很大的发展空间，具有实践意义。1.2精馏塔的选择依据1.2.1塔型评价塔设备的基本性能的指针主要有：1 产量和通量：前者指单位时间处理物料量，而后者指单位塔截面上的单位时间的物料处理量。2 分离效率：对板式塔是指每层塔板所能达到的分离程度。填料塔则是单位填料层高度的分离能力

5、。3 适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高分离效率的能力。4 流体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层的压降。 除上述几项主要性能外，塔的造价的高低、安装、维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须考虑的实际问题。根据生产任务，若按年工作日365天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10.05kmol/h由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率。1.2.2填料类型塔填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，填料塔的选择是填料塔设计的重要环节。填料类型有

6、很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。散装填料根据特点不同，又可分为拉西环填料、鲍尔环填料、阶梯环填料及弧鞍填料、矩鞍填料、环矩鞍填料等。这次设计使用的是金属环矩鞍填料。二、设计工艺要求2.1进料要求进料采用饱和液体进料，废丙酮溶媒的处理量为每天_9_吨（每天按24小时计）。其中原料液的组成为：组分组成（质量%）丙酮75水252.2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%）2.3塔顶冷凝器设计要求冷凝器采用冷却水作为冷流体，冷却水进口温度25，冷却水温升810，总传热系数600W/( m2)2.4塔釜再沸器设计要求再沸器采用0.3 MPa的饱和

7、水蒸气为加热介质来使塔釜釜液汽化，同时蒸汽冷凝放出汽化热，总传热系数400W/( m2)，热损失为20%30%2.5液体分布器设计要求要求选用管式液体分布器，孔间距为3mm，孔流速计算的系数为0.6，再分布器设计同液体分布器设计要求相同。2.6接管管径设计要求要求气速流量控制在1015 m/s，液体流量控制在0.51.0 m/s，计算完管径后要圆整为标准管。三、工艺过程设计计算3.1物料横算确定塔顶、塔釜、进料流量及摩尔分率3.1.1塔顶、塔釜、进料摩尔分率丙酮的摩尔质量 MA=58.08kg/kmol水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmolxF=0.75/58.08/(0.75/58.0

8、8+0.25/18.02)=0.482xD=0.998/58.08/(0.998/58.08+0.002/18.02)=0.994xW=0.005/58.08/(0.005/58.08+.0995/18.02)=0.001563.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.48258.08+（1-0.482）18.02=37.33kg/kmolMD=0.99458.08+(1-0.994) 18.02=57.84kg/kmolMW=0.0015658.08+(1-0.00156) 18.02=18.08kg/kmol3.1.3物料衡算废丙酮溶媒的处理量为9吨/天（每天按24小时算计）原

9、料处理量 F=9000/(37.3324)=10.05kmol/h总物料衡算 10.05=D+W丙酮物料衡算 10.050.482=0.994D+0.00156W联立解得 D=4.87kmol/h W=5.18kmol/h全塔物料衡算数据如下：F10.05kmol/hX0.482D4.87kmol/hX0.994W5.18kmol/hX0.001563.2填料精馏塔计算3.2.1操作条件的计算3.2.1.1确定塔顶、塔釜、进料温度（用试差法，试差精度=0.0005）丙酮水系统的饱和蒸汽压数据安托尼方程：lnp=A-安托尼常数：丙酮 A=16.6513 B=2940.46 C=35.93水 A=

10、18.3036 B=3816.44 C=46.13计算塔顶的温度，设塔顶的温度T=330.325klnp=16.6513-=6.66315p=783.01355= X=0.96479lnp=18.3036-P=130.92832 计算塔釜的温度，设塔釜温度T=373.11Klnp=7.93056 p=2780.98372= 计算进料液的温度，设进料温度T=345.90Klnp=7.16503 p=1293.40040= 综上可得TD=330.325K TW=373.11K TF=345.90K3.2.1.2确定操作回流比有图一可知操作回流比3.2.1.3确定理论塔板数由图一,图二可知：精馏段有

11、28块板 第29块为进料板 提馏段有3块板以及再沸器1块板3.2.1.4确定气液相负荷V、L、V、LL=RD=3.144.87=15.29kmol/hV=D+L=(R+1)D=4.144.87=20.16kmol/hV=V=20.16 kmol/hL=L+F=15.29+10.05=25.34 kmol/h精馏线操作线y=0.76x+0.24提馏线操作线=1.25x-0.0003893.2.2塔径的确定3.2.2.1平均分子量的计算3.2.2.2塔顶的平均分子量3.2.2.3进料板的平均分子量3.2.2.4塔底的平均分子量3.2.2.5精馏段、提馏段的平均分子量精馏段 提馏段 3.2.2.6平

12、均密度的计算温度T/水密度丙酮密度塔顶57.175984.51747.63进料板72.75976.30729.10塔釜99.96958.43696.723.2.2.7液相平均密度：其中进料丙酮质量百分比=74.99塔釜丙酮质量百分比=0.503塔顶丙酮质量百分比=99.81塔顶液相密度进料液相密度塔釜液相密度精馏段平均液相密度提馏段平均液相密度3.2.2.8气相平均密度精馏段 三式联立得提馏段 3.2.2.9平均粘度温度t/粘度/pa.s粘度/pa.s塔顶57.1750.4920.24进料板72.750.3920.21塔釜99.960.2830.16塔顶 =+（1-） =0.9940.24+0

13、.0060.492 则=0.24 pa.s进料板=+（1-） =0.4820.21+0.5180.392 则=0.29 pa.s塔釜=+（1-） =0.001560.16+0.998440.283 则=0.28 pa.s精馏段提馏段3.2.2.10塔径的计算精馏段 液相质量流量 气相质量流量流动参数由书P228图8-40查得：选择公称直径为DN38的金属环矩鞍的填料，查表的取操作时的空塔气速为泛点气速的75%，即空塔气速上升气相的体积流量为: 塔内径D=m提馏段液相质量流量 气相质量流量流动参数由书P228图8-40查得：选择公称直径为DN38的金属环矩鞍的填料，查表的取操作时的空塔气速为泛点

14、气速的65%，即空塔气速上升气相的体积流量为: 塔内径D=由于精馏段塔径提馏段塔径，所以圆整后最终塔径为0.40m圆整后核算：精馏段 提馏段 填料规格校核:3.2.3填料层高度的确定对于金属环矩鞍填料查表可知，公称直径DN38的等板高度HETP=0.431精馏段填料层高度为： 提馏段填料层高度为： 设计取精馏塔精馏段高度为16.5m,提馏段高度为2.0mh=16HETP=160.431=6.896m故精馏段分三段，每段高度为6.17m，提馏段不需分段3.2.4填料层压降的计算精馏段 横坐标仍为0.036，查图8-40得 提馏段 横坐标仍为0.0356，查图8-40得 3.2.5液体分布器设计计

15、算改精馏塔塔径较小，故选用管式液体分布器。采用采取5根支管中心距为80mm.分布点密度为330点/N取42.孔径为3mm,孔流系数孔速 流量 3.2.6接管管径的确定进料管进料温度t=72.75,则进料体积流量（圆整为15mm）检验 回流管 检验 进气管 检验 出气管 检验 出液管 检验 虽然不符合条件，但15mm已经是最细的管子，无其他管可选3.3冷凝器和再沸器的计算与选型3.3.1冷凝器由于塔顶馏出液几乎为纯丙酮，因而其焓值可近似按纯丙酮计算丙酮气化潜热r=523(101.3kpa/Kj.kg)则冷却水的用量计算 T 57.17556.2 27.175 25 查表选S=15m冷凝器的选型G

16、400-16-15总传热系数的核算3.3.2再沸器由于塔釜馏出液几乎为纯水，因而其焓值可近似按纯水计算水气化潜热r=2168(101.3kpa/Kj.kg)则饱和水蒸气用量 T 99.96100 33.34 33.3 查表选S=25m冷凝器的选型GCh400-16-25总传热系数的核算四设计方案讨论1.我们计算的结果只是一种理论数据，有些数据在实际状况中有很多问题。本设计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实际工作中应尽量查取精确值。2.我们的计算误差可能比较大，与实际情况不一样，比如回流比的计算就存在不同程度的误差，精馏段的物料组成根据温度计算的结果和用图表查的的结果不

17、同，差别比较大，那个计算中很多数据用的都是理论值，比如密度，温度等等数值都存在误差。3.操作操作费用的问题，我们小组成员认为操作费用我们无法轻易获取，因此关于费用的讨论我们也只能大概估计，无力准确计算。4.计算中，我们经过多次实践计算，发现丙酮-水物系不是理论体系，不能用逐板计算法计算法计算，也不能用理论板数的简捷计算。5.对于给定的分离任务，若在全回流下操作，虽然所需的理论板数最少，但得不到产品；若在最小回流比下操作，则所需的理论板数为无穷多，所以实际回流比总是介于两种极限之间。适宜的回流比可通过经济衡算来确定。回流比与经济校核密切相关，回流比太大，使能耗增加；太小，则塔板数增多，塔的制造费

18、用增加。我们小组经过对5个数据进行了费用的估计，认为最适宜的回流比为4.161。6.对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待，仔细计算，尽力将错误减小到最低值。7.由于个人的能力有限，此次设计难免有些不足之处。但通过这次设计，大家的“查阅”、“选择”、“计算”、“设计”及“表述”等能力有了很大提高，并且巩固所学化工原理知识以及其他知识，使得所学的理论知识和实际设计联系了起来。培养了扎实、严谨、求实、创新的作风，这对于大家以后的学习和工作都是大有益处的。更重要的是，我们应该将这些学习工作方法，以及优良的作风带到以后的实际工作中去。在实际工作中不断提高自己的周密设计能力，给工厂和企业带来实际效益。【参考文献】 1、 制药化工原理