毕业设计（论文）-废丙酮溶媒回收过程填料精馏塔设计.doc

目 录一、前言.3 1.1课题的来源及背景.3 1.2 课题的意义.3 1.3精馏塔的选择依据.4 1.3.1选择填料塔的依据.4 1.3.2选择金属环矩鞍填料的依据.4二、工艺设计要求.52.1进料要求.52.2分离要求.52.3液体分布器设计要求.52.4接管管径设计要求.52.5塔顶冷凝设计要求.52.6塔釜再沸器设计要求.52.7填料层设计要求.5三、工艺过程设计计算.63.1物料衡算.6 3.1.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率.6 3.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量.6 3.1.3物料恒算.6 3.1.4原料液及塔顶、塔釜产品的质量流率.6 3.1.5物料恒算表.73.2精馏塔设计计算.73.2.1操作温度.73.2.2塔径计算.10 3.2.2.1计算最小回流比及理论板数.10 3.2.2.2计算精馏段和提馏段的物性参数.14 3.2.2.3采用埃克特通用关联图计算泛点气速及塔径.16 3.2.2.4圆整塔径后验算.17 3.2.3塔高计算.18 3.2.3.1填料层高度.18 3.2.3.2填料层高度校核.18 3.2.4压降计算.19 3.2.4.1精馏段填料层压降.19 3.2.4.2提馏段填料层压降.19 3.2.4.3填料层高度和压降汇总.19 3.2.5液体分布器计算.19 3.2.5.1液体分布器的选型.19 3.2.5.3孔流速计算.20 3.2.5.4布液计算.20 3.2.5.5布液器设计.20 3.2.6接管管径计算.20 3.2.6.1进料管管径的计算.20 3.2.6.2 进气管管径的计算.20 3.2.6.3出气管管径的计算.21 3.2.6.4 回流管管径的计算.21 3.2.6.5 出液管管径的计算.21 3.2.6.6接管管径计算结果.213.3冷凝器与再沸器计算与选型223.3.1冷凝器.22 3.3.1.1冷凝器换热面积计算.22 3.3.1.2冷凝器的选型.22 3.3.1.3总传热系数的核算.22 3.3.1.4冷凝水用量计算.223.3.2再沸器.22 3.3.2.1再沸器换热面积计算.22 3.3.2.2再沸器的选型 .23 3.3.2.3总传热系数的核算.23 3.3.2.4再沸量计算.234、 问题讨论.244.1理论板和恒摩尔流假定的说明.244.2回流比的确定.244.3塔径的确定.24 4.4填料层高度的确定.24 4.5精馏塔操作温度的确定.24 4.6再沸器和冷凝器的热量衡算及选型.24五、填料精馏塔设计条件图.25六、废丙酮溶媒回收过程工艺流程图 .25附录一附录二一、 前 言1.1课题的来源及背景废丙酮溶媒来自于抗生素类药物“盐酸四环素”的生产过程，在二次操作中用丙酮来溶解和洗涤粗晶体，再通过结晶和过滤，得到产品盐酸四环素晶体和废丙酮溶媒。在废丙酮溶媒中，丙酮含量颇高，占到75%，而水占25%（质量分数），故可以通过精馏操作来回收丙酮以重复利用。“盐酸四环素”的生产过程如下图所示：1.2 课题的意义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，既可以降低盐酸四环素的生产成本，又能使废水排放达到生产要求，达到保护环境、可持续发展的目的。这样做，不但具有很好的经济效益，而且可以获得可观的经济效益和社会效益，可谓是一举多得。因此，将废丙酮回收，降低排放废水中的丙酮含量，是一个很重要的课题。1.3精馏塔的选择依据 1.3.1选择填料塔的依据塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备，塔内沿塔高度装有若干层塔板，液体靠重力作用由顶部主板流向塔釜，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。它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。而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，塔内两相浓度沿塔高连续变化。与板式塔相比，其基本特点是生产能力大，分离效率高，压力降小，持液量小，操作弹性大，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔多推荐用于0.6-0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究，使填料塔技术得到了迅速发展。本设计目的是分离丙酮-水混合液，故而采用填料精馏塔。 1.3.2选择金属环矩鞍填料的依据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。 该填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集中于一体，既减少了填料层内滞液死区，又提高了传质效率，保持了良好的机械强度，故而，金属环矩鞍填料是散装填料中应用较多，性能优良的一种填料。二、 工艺设计要求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 10 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 液体分布器设计要求 管式液体分布器 液位高度取 小孔孔径取 d=3mm孔流系数取 C0=0.62.4 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。2.5 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：610总传热系数：K=400W/( m2·)2.6 塔釜再沸器设计要求 再沸器采用饱和水蒸气作为加热介质加热蒸汽：0.3MPa 饱和水蒸气总传热系数：K=300W/( m2·)热损失：20%30%2.7 填料层设计要求 填料层分段高度 h=8D三、 工艺过程设计计算3.1物料恒算 3.1.1原料液及塔顶产品、塔釜产品的摩尔分率 丙酮的摩尔分率： xF=0.4821xD=0.9936xW=0.0016 3.1.2原料液及塔顶产品、塔釜产品的平均摩尔质量 进料：MF=0.4821×58.08+（1-0.4821）×18.02=37.3329 g/mol 精馏段：MD=0.9936×58.08+（1-0.9936）×18.02=57.8236g/mol 提馏段：MW=0.0016×58.08+（1-0.0016）×18.02=18.0841 g/mol 3.1.3物料恒算F=11.1608kmol/h 由物料衡算得： F=D+W F xF=D xD+ W xW解得： D= 5.4060 kmol/h W=5.7548 kmol/h3.1.4原料液及塔顶产品、塔釜产品的质量流率 3.1.5物料衡算表表1.物料衡算表流股流量质量分数摩尔分数kg/hkmol/h丙酮水丙酮水F416.666711.16080.750.250.48210.5179D312.59445.40600.9980.0020.99360.0064W104.07045.75480.0050.9950.00160.99843.2精馏塔设计计算3.2.1操作温度由设计要求可知，该精馏塔为常压操作，操作压力为101.325kPa，即760mmHg柱，所以求出操作温度即可。而操作温度包括：塔顶温度tD，进料温度tF，以及塔釜温度tW，可以用试差法求出。计算过程如下：A. 塔顶温度tD的计算： 假设T0=330K，根据安托尼方程：式中：饱和蒸汽压，mmHg T温度，K。其中安托尼常数：表2.丙酮和水的安东尼系数表ABC丙酮16.65132940.4635.93水18.30363816.4446.13（丙酮记为1组分，水记为2组分） 可得： 由于： 且： （其中y1=xD=0.9936） 则： 同理: 则 故 假设不成立。计算结果归总于下表：表3.塔顶温度迭代运算初值表T/K330T/56.85lnP106.6521 lnP204.8593 P10/mmHg774.4214 P20/mmHg128.9309 k11.0190 k20.1696 y10.9936y20.0064x10.9751 x20.0377 |1-x1-x2|0.0128 故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。 利用Excel软件的单变量求解功能，计算得T0=330.36 K，计算过程如下：表4.塔顶温度迭代运算终值表T/K330.36T/57.21lnP106.6643lnP204.8763P10/mmHg783.9476 P20/mmHg131.1452 k11.0315 k20.1726 y10.9936y20.0064x10.9633 x20.0371 |1-x1-x2|0.0004 所以，塔顶温度TD=330. 36 KB. 进料温度tF的计算假设T=345 K，方法同上可得：表5.进料温度迭代运算初值表T/K345T/71.85lnP107.1374 lnP205.5340 P10/mmHg1258.2573P20/mmHg253.1633 k11.6555 k20.3331 x10.4821x20.5179y10.7981 y20.1725 |1-y1-y2|0.0294 即： P10 = 1258.2573 mmHg k1 = P10 / P = 1.6555 y1 = x1 × k1 = 0.7981 ( 其中x1 = xF = 0.4821 ) 同理， y2 = x2 × k2 = 0.1725 ( 其中x2 = 1- xF )则|1-y1-y2|= 0.0294 > 0.0005 故 假设不成立。 故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。 利用Excel软件的单变量求解功能，计算得T0=345.91 K，计算过程如下：表6.进料温度迭代运算终值表T/K345.91T/72.76lnP107.1653 lnP205.5728 P10/mmHg1293.7926 P20/mmHg263.1693 k11.7024 k20.3463 x10.4821x20.5179y10.8207 y20.1793 |1-y1-y2|0.0000 所以，进料温度TF=345.91 KC. 塔釜温度tW的计算 假设T=373 K，方法同上可得 （其中x1=xW，x2=1-xW）：表7.塔釜温度迭代运算初值表T/K373T/99.85lnP107.9277 lnP206.6279 P10/mmHg2773.0732 P20/mmHg755.8840 k13.6488 k20.9946 x10.0016x20.9984y10.0058 y20.9930 |1-y1-y2|0.0012 即： P10 = 2773.0732 mmHg k1 = P10 / P = 3.6488 y1 = x1 × k1 = 0.0058 ( 其中x1 = xW = 0.0016 ) 同理， y2 = x2 × k2 = 0.0.9930 ( 其中x2 = 1- xW )则|1-y1-y2|= 0.0012 > 0.0005 故 假设不成立。 故再假设T0，方法同上，直至，则假设成立。 利用Excel软件的单变量求解功能，计算得T0=373.02 K，计算过程如下：表8.塔釜温度迭代运算终值表T/K373.02T/99.87lnP107.9282 lnP206.6286 P10/mmHg2774.5088 P20/mmHg756.4242 k13.6507 k20.9953 x10.0016x20.9984y10.0058 y20.9937 |1-y1-y2|0.0005所以，塔釜温度TW=373.02 K3.2.2塔径计算 3.2.2.1计算最小回流比及理论板数表9.常压下丙酮-水气液平衡数据丙酮摩尔分数气相y丙酮摩尔分数液相x丙酮摩尔分数气相y丙酮摩尔分数液相x0.0000 0.0000 0.8000 0.1965 0.0500 0.0087 0.8200 0.3554 0.1000 0.0094 0.8400 0.5012 0.1500 0.0124 0.8600 0.7012 0.2000 0.0136 0.8800 0.7652 0.2500 0.0178 0.9000 0.8215 0.3000 0.0187 0.9100 0.8526 0.3500 0.0200 0.9200 0.8785 0.4000 0.0212 0.9300 0.9011 0.4500 0.0293 0.9400 0.9163 0.5000 0.0324 0.9500 0.9321 0.5500 0.0378 0.9600 0.9483 0.6000 0.0501 0.9700 0.9602 0.6500 0.0693 0.9800 0.9730 0.7000 0.0894 0.9900 0.9855 0.7500 0.1275 1.0000 1.0000 由上表数据绘制的常压下丙酮-水气液平衡曲线，见下图： 图1.丙酮-水气液相平衡线 在上取点即点(0.9936,0.9936)，过该点作丙酮-水气液平衡曲线的切线，得到切点坐标为q(0.9483,0.9600)，即 最小回流比：根据设计要求，取最小回流比=2.87的1.2倍 操作回流比：精馏段操作曲线： 取即点 (0.9936,0.9936) 与点（0,0.2233）做一条直线，即为精馏段方程。 q线方程：因进料方式为饱和液体进料，所以q=1。过点(xF,xF) 即(0.4823,0.4823)作一条竖直线，即得q线方程。提馏段操作曲线：其中 则提馏段操作曲线的方程为： 即 各操作线如下所示：图2.丙酮-水气液相平衡曲线图 梯形图法求理论塔板数：图3梯形图法求理论塔板数1图4梯形图法求理论塔板数2图5梯形图法求理论塔板数3综上所述，得出结论：理论塔板数：23（不含再沸器） 精馏段：20 提镏段：3（不含再沸器） 加料板：第21块再沸器：第24块3.2.2.2计算精馏段和提馏段的物性参数表10.丙酮和水在塔顶和塔底条件下的密度表（kg/m3)状态tF=72.760CtD=57.210CtW=99.870C水气相g0.22140.11540.5956液相l976.17984.57958.47丙酮液相l729.1748.1695.4表11.丙酮和水在塔顶和塔底条件下的黏度数据表(mPa.s)tf=72.760CtD=57.210CtW=99.870C水0.39130.49110.2841丙酮0.21060.25560.1757 塔顶的物性参数： 温度：57.21 0C 气相流量： 液相流量： 气相组成： 液相组成： 气相质量分率： 液相质量分率： 气相平均摩尔质量： 液相平均摩尔质量： 气相密度： 液相密度： 液相粘度： 则简化：1.进料、塔底的物性参数计算方法同塔顶相似。（气液相组成由梯形图读出） 2.精馏段的物料组成按塔顶组成计算，气液相平均摩尔质量也按塔顶的气液相平均摩 尔质量计算，其他物性参数由温度确定（取塔顶与进料板的平均值）。 3.提馏段的物料组成按进料板组成计算，气液相平均摩尔质量也按进料板的气液相平 均摩尔质量计算，其他物性参数由温度确定（取塔釜与进料板的平均值）。计算结果如下：表12.填料塔各段物性参数塔顶进料塔釜精馏段提馏段温度57.2172.7699.8764.9886.31气相流量24.056724.0567 24.056724.0567 24.0567 液相流量18.650729.8115 29.8115 18.6507 29.8115 气相组成0.9936 0.82100.00580.9936 0.8210液相组成0.99110.48230.00160.9911 0.4823气相质量分率0.9980 0.93660.01850.9980 0.9366液相质量分率0.9972 0.75020.00510.9972 0.7502气相平均摩尔质量57.823650.909318.252357.823650.9093液相平均摩尔质量57.723537.340918.084157.723537.3409气相密度2.1344 1.7947 0.5967 2.0853 1.7270液相密度748.6151 778.3083953.1994739.0355771.2227液相粘度0.2561 0.24580.28340.23710.24673.2.2.3采用埃克特通用关联图计算泛点气速及塔径图6.埃克特通用关联图对于散装填料，其泛点率的经验值为精馏段：埃克特通用关联图中的横坐标： 由图中读出，纵坐标值约为0.18，则 暂取金属环矩鞍填料规格DN38，之后若验证符合则不再改变将 代入纵坐标中计算，可得 取 提馏段：埃克特通用关联图中的横坐标： 由图中读出，纵坐标值约为0.17，则将 代入纵坐标中计算，可得 取3.2.2.4圆整塔径后验算精馏段： 提馏段： 故精馏段和提馏段塔径分别为368.6mm和361.0mm，相差不大，可圆整为 400 mm ，即塔径为400mm。圆整后验算：1 泛点率 精馏段： 提馏段： 精馏段和提馏段的泛点率均在0.50.8，符合要求。2 D / d 核算 D=0.4 m d=0.038 符合要求3 液体喷淋密度校核最小喷淋密度其中最小润湿速率 m2/m33.2.3塔高计算3.2.3.1填料层高度 DN38填料的等板高度给定为0.431 精馏段： 提馏段： m m3.2.3.2填料层高度校核 对于金属环矩鞍装填料，最大填料层高度 分段效率与塔径之比h/D为58 精馏段：8D=8×0.4=3.2 m 11 m 需要分段，113.2=3.444 精馏段分为4段 提镏段：不需要分段3.2.4压降计算 压降计算用埃克特通用关联图，不同的是先计算出横坐标和纵坐标，查，分别算提馏段、精馏段填料层压降，最后由算总压降。 3.2.4.1精馏段填料层压降 横坐标： 将u=1.7425 m/s ,代入纵坐标： 由埃克特通用关联图可得： 3.2.4.2提馏段填料层压降 横坐标： 将u=1.9216 m/s,代入纵坐标： 由埃克特通用关联图可得： 3.2.4.3填料层高度和压降汇总 3.2.5液体分布器计算 3.2.5.1液体分布器的选型 选用管式液体分布器。 液体分布均匀使整个填料面积得到充分利用，壁流、沟流大为减少。 此塔操作弹性较低，属于简单操作，结合经济效益选此分布器。 3.2.5.3孔流速计算 其中 则： 3.2.5.4布液计算 由于： 其中： 故： 即液体分布器取54个孔。 3.2.5.5布液器设计 见附录一的液体分布器设计图3.2.6接管管径计算 3.2.6.1进料管管径的计算 取液体流速为0.8 m/s 圆整后直径取25 mm3.2.6.2 进气管管径的计算 取气体流速为12 m/s 圆整后直径取150mm3.2.6.3出气管管径的计算 取气体流速为12 m/s 圆整后直径取150 mm3.2.6.4 回流管管径的计算 取液体流速为0.8 m/s 圆整后直径取25 mm3.2.6.5 出液管管径的计算 取液体流速为0.8 m/s 圆整后直径取20 mm 3.2.6.6接管管径计算结果表13.接管管径计算结果摩尔流量(kmol/h)平均摩尔质量(g/mol)密度(kg/m3)V(m3/h)u(m/s)d(m)圆整后(mm)进料管29.811537.3409778.21 3.9735×10-40.80.025225进气管24.056750.90931.794 0.1896 120.1419150出气管24.056718.25230.600.2033120.1469 150回流管18.6508 57.7235748.63.9948×10-40.80.025225出液管29.811518.0841956.661.5654×10-40.80.0158 203.3冷凝器与再沸器计算与选型3.3.1冷凝器 3.3.1.1冷凝器换热面积计算 3.3.1.2冷凝器的选型 查表得S=16 m2 选型为G400-16-16 3.3.1.3总传热系数的核算 3.3.1.4冷凝水用量计算 3.3.2再沸器 3.3.2.1再沸器换热面积计算 查饱和水和水蒸气表得，99.87（近似为100）水的气化潜热为2256.7kg/kg 查询水蒸气性质表可知0.3MPa水蒸汽温度为133.3，可得 设热损失为30%， 3.3.2.2再沸器的选型 查表得S=25 m2 选型为GCH600-16-25 3.3.2.3总传热系数的核算 3.3.2.4蒸汽用量计算 查表得水在 下 四、 问题讨论 4.1理论板和恒摩尔流假定的说明所谓理论板是指离开这种板的气液两相组成上互成平衡，温度相等的理想化塔板，其前提条件是气液两相充分接触、各自组成均匀、塔板上不存在传热传质的阻力。 引入恒摩尔流的假定是为了简化精馏计算，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。本设计方案在计算气液相负荷以及塔径的确定过程中，应用了该假定，不可避免的产生了结果的偏差。在实际操作中每层理论板的气液相负荷是不同的，本设计中根据假定分别计算了精馏段和提馏段的气液相负荷，在确定塔径时适当采用简化算法，即精馏段计算采用塔顶数据，提馏段计算采用进料数据，最后加以圆整。4.2回流比的确定 一般的，最小回流比的确定有两种方法，即经验公式法和作图法，由于本设计涉及的物系为丙酮水物系，其汽液平衡曲线为非正常曲线，故不能采用经验公式法，只能采用作图法加以确定（方法见前所述），作图过程中人为误差不可避免，所得最小回流比与ASPEN PLUS软件模拟结果相差甚远，经过小组讨论采用统一的最小回流比，操作回流比为最小回流比乘以不同的操作系数得来，使用不同的数据产生不同的结果，以便完成最终的结果讨论和效益评价。4.3 塔径的确定 塔径确定过程中需要使用埃克特关联图确定空塔气速，计算中用到丙酮水物系的物性数据如体系平均密度、平均摩尔质量、混合物粘度等，而这些数据的来源有的通过查询化工设计手册得到，有的通过近似计算获得，数据的准确性差强人意，但是塔径的计算结果经过圆整后，基本满足设计要求。4.4填料层高度的确定本设计计算理论板数和进料位置时采用简捷算法，即通过吉利兰图求得填料精馏塔的理论板数和进料位置，因为该精馏塔的操作线与汽液平衡曲线太过接近，故