丙酮-水的填料塔分離畢業(yè)設(shè)計論文

1、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)目錄1. 設(shè)計方案簡介 11.1 設(shè)計的方案11.2設(shè)計工藝 11.3設(shè)計內(nèi)容 12. 工藝計算 12.1 .1 水和丙酮物性數(shù)據(jù) 1全塔物料衡算2塔板數(shù)的確定22 .1.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 22.2填料塔的工藝尺寸的計算 32.2.1 塔徑的計算3塔高的計算5塔板壓降計算7塔板負(fù)荷性能圖83. 輔助設(shè)備的計算及選型 83.1 填料支承設(shè)備93.2填料壓緊裝置 93.3液體再分布裝置 94. 設(shè)計一覽表 95. 后記 106. 參考文獻(xiàn) 107. 主要符號說明 108. 附圖（工藝流程簡圖、主體設(shè)備設(shè)計條件圖）1. 設(shè)計方案簡介1.1設(shè)計的方案

2、在抗生素類藥物生產(chǎn)過程中，需要用丙酮溶媒洗滌晶體，洗滌過濾后產(chǎn)生廢丙酮溶媒， 其組成為含丙酮50%、水50% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。為使廢丙酮溶媒重復(fù)使用，擬建立一套板式精餾塔，以對廢丙酮溶媒進(jìn)行精餾。得到含水量w 0.5%的丙酮溶液；或者丙酮回收率為98%。設(shè)計要求廢丙酮溶媒的處理量為31000 噸/年，塔底廢水中丙酮含量w0.05%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。1.2設(shè)計工藝生產(chǎn)能力31000噸/年（料液）年工作日300天原料組成50%酮，50%水 （質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成餾出液 99.5%丙酮，釜液0.5%丙酮操作壓力塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度泡點進(jìn)料狀況泡點加熱方式直接蒸汽加熱回流比：自選1.3設(shè)計內(nèi)容1、確定

3、精餾裝置流程，繪出流程示意圖。2 、 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效 率，實際塔板數(shù)等。3 、主要設(shè)備的工藝尺寸計算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 、流體力學(xué)計算流體力學(xué)驗算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 、主要附屬設(shè)備設(shè)計計算及選型塔頂全凝器設(shè)計計算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計算。料液泵設(shè)計計算：流程計算及選型。2. 工藝計算2.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)（1）水和丙酮的性質(zhì)表1水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘 度mpa0.260.2310.

4、2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面張力溫度5060708090100水表面 張力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面張力19.518.817.716.315.214.3表3水和丙酮密度溫度5060708090100相對密 度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1:983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性質(zhì)分子量沸點臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701

5、.50表5.丙酮一水系統(tǒng)t x y數(shù)據(jù)沸點t/C丙酮摩爾數(shù)xy10000920.010.27984.20.025p.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.2p.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上數(shù)據(jù)可作出t-y (x)圖如下t-y(x)yx)由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖相平衡線全塔物料衡算與操作方程(1)進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)酮的摩爾質(zhì)量 M A

6、=58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量M B =18.02 Kg/kmolXw0.0005 /58.080.0005 /58.080.9995 /18.02二 0.00016Xf0.5/58.080.5/58.080.5/18.02二 0.237Xd0.98/58.080.98/58.080.02/18.02=0.984均摩爾質(zhì)量Mf=0.237 58.08+ (1-0.237)18.02=27.514kg/kmolM D= 0.984 58.08+ (1-0.984)18.02=57.439 kg/kmolM w=0.00016 58.08+ (1-0.00016)18.02=18.026

7、 kg/kmolF=31000000/(300 x 24) / 27.514=156.486kg/kmol根據(jù)總物料衡算和易揮發(fā)組分的物料衡算公式F=D+WFxF = Dxd WxW156.486=D+W156.4860.237=D 0.984+W 0.00016D=37.67W=118.81塔板數(shù)的確定最小回流比：相平衡線10.90.80.7060.50.4000. 10.20.30.40.50.60.70.80.9x設(shè)進(jìn)料溫度是泡點溫度，則q=1, xF = xq從表5.丙酮一水系統(tǒng)tx y數(shù)據(jù)可得 xq=0.237 時，yq =0.815Rmin=0.984-0 815/0815-023

8、7=0304確定操作回流比R =(1.12.0)際為方便計算：R=2 Rmin =0.608全塔物料衡算與操作方程L=RD=0.60837.67=22.90kmol/h L' =L+F=22.90+156.486=179.39V' = (R+1) D=V=1.60837.67=60.57方程： 精餾段:“蘆和許=0.38X+0.61提餾段:L' W理論塔板數(shù)的確定:相平衡線10.90.8>060占0,403liirirm° °】°-2 03 °-4 ° °-6 °-7 °-8 

9、6;-9 1b點為精餾段操作線的在丫軸的截距b=0.61ab為精餾段操作線。D 點坐標(biāo)(0.237,0.700)cd為提餾段操作線由圖可知：精餾段塔板數(shù)：13提餾段塔板數(shù)：4、全塔效率的估算用奧康奈爾法(O'conenell)對全塔效率進(jìn)行估算: 根據(jù)丙酮一水系統(tǒng)t x(y)圖可以查得：td -56.50c (塔頂?shù)谝粔K板) Xd =0.968yi = 0.968設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上:yA = 0. 9 6 8Xa = 0.95yB = 0.032XbXi = 0.95=0.05可得:aAB(D)4=1.59Yb / xbtf =67.20c(加料板)Xf =0.0

10、937yF =0.75假設(shè)物質(zhì)同上:yA 二 0.750xA = 0.0937yB=0. 2 5 0Xb =0.9063可得:yA / XaaAB(F)Yb/Xb-29tw =100°c(塔底)xW 二 0.00629yW 二 0.00627假設(shè)物質(zhì)同上：yA =0.00627Xa = °.00629yB =0.99373可得:aAB(W)yA幾yB / xb-0.997所以全塔平均揮發(fā)度:a = 3 aD aF aW-3 1. 5 9 2 9 0. 9 97精餾段平均溫度:TdTf2蘭旦嘰61.850C2查前面物性常數(shù)(粘度表):61.85 0C 時,丄水二 0.53mP

11、a s .L丙酮所以卩精=送X匕=°.53 0. 24 30. 52 =0.xB =0.993713. 5 80. 5 1 ma s7 5 Pa 0. 5查85 °C時，丙酮-水的組成y水 =0.175乂水=0. 7 5 7 y丙酮=0. 8 2 5 x丙酮二 0. 2 4 3所以ET(精)=0.49( 3.58 O.515).245 =0.55同理可得：提留段的平均溫度7 =1022= 83.60C查表可得在 83.6 °C 時ET(提)=0.49(3.58 0.336)-0.245=0.57四、實際塔板數(shù)N實際塔板數(shù)NtP -Et(1)精餾段:13Nr二=23

12、.6，取整24塊，考慮安全系數(shù)加一塊為24塊。0.55(2)提餾段:NS(提)=3 =5.26，取整6塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為 6塊。 (0.57故進(jìn)料板為第25塊，實際總板數(shù)為30塊。全塔總效率：Et =21 =0.57Np操作壓力計算塔頂操作壓力：Pd=101.3+4=105.3kpa設(shè)定每層塔板壓降 P=0.7kpa進(jìn)料板壓力：PF =105.3+4*24=201.3kpa塔底的壓力：PW =105.3+4*30=225.3kpa精餾段平均壓力：(105.3+201.3) /2=153.3提餾段平均壓力：(201.3+225.3) /2=213.3氣相平均壓力：Pm= (105.3+1

13、15.3) /2=110.3操作溫度計算：塔頂溫度：td=565C 進(jìn)料板溫度：tf=845C 塔底溫度：tw=963C精餾段平均溫度：tm1 =70.5C提餾段平均溫度：tm2 =90.4C平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均質(zhì)量：M LDm =0.984*46+0.016*18=45.552kg/kmolM VDm =0.987*46+0.013*18=45.636 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：M LFm =0.237*46+0.763*18=24.636 kg/kmolMVFm =0.815*46+0.185*18=52.16 kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量：M LWm =0.016*46+0

14、.984*18=18.448 kg/kmolM LWm =0.3*46+0.7*18=26.4 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：M Lm1= (45.552+24.636) /2=35.094 kg/kmolM Vm1 = (45.636+52.16) =48.898 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量：M Lm2= (24.636+18.448) =21.542 kg/kmolM Vm2 = (52.16+26.4) =38.83 kg/kmol平均密度計算氣相平均密度計算：理想氣體狀態(tài)方程：匚m二卩“ =2.18RTm液相平均密度計算td =56.5 tf =84.5°C查表，a

15、 仁0.16 a 2=0.88PLm=716kg/m3液體平均粘度的計算td=56.5 查表得：卩仁0.535卩 2=1.245Lg 卩 mD=0.984*lg0.535=0.016*lg1.245=-0.266卩 mD=0.542mP - st f =84.5C查表得：卩 1=0.325卩 2=0.190口 mf=0.216平均粘度 U =0.524+0.216/2=0.374)精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 氣液相體積流率：必從"385"LMlm=0.00051m* * 3 * * */s3600 ?lm計算：液相品質(zhì)流量Wl二L Ml = 803.65kg/h氣相品質(zhì)流量

16、 WG -V MV =2961.75kg/h(3)計算得泛點氣速填料類型理論板數(shù) N, 1/m比表面積at, 1/m空隙率£% P/Z, Mpa/mAk125X塑料孔板波紋填料0.855098.51.4*10 40.3321.563表7-2-1規(guī)整填料性能1/8叮2 二 A_KWl/Wg1/4l U at lg J77a:填料比表面積1/m A , K :常數(shù)Kg/h1空 218 漢 o.370.2 1=0.332 1.563漢 f 803.65 2!8 12961.75丿 1716 丿其中：u f為泛點氣速 m/s g :重力加速度 9.81 m/s2:空隙率卩l(xiāng)：液體黏度，mPa

17、sP VM , P LM :igUf2氣液相密度 Kg/m3Wg, Wl :氣液相質(zhì)量流量,19.81 0.9853 716求得泛點氣速:Uf =1.432m/s取安全系數(shù)u =0.7比 則空塔速度u=1.002WG2961.75v =PVMv D2u，得4實際塔氣速:U=g40.97m sAt 0.3853.溢流裝置的計算堰長lw3溢流堰高度hw可取 lw =0.66D=0.66X 0.7=0.462m由hw=hL-hw，選用平直堰，堰上液層高度：h。"誥2-fi y3E 乂(Lw j取用E=1，則how_ 2.4810001 3600 °.000510.4623 二 0

18、.00622m取液上清液層高度hw 二 0.07 一 0.00622 = 0.0638m弓形降液管寬度Wd和截面積At由 lw / D 二 0.66，查圖5-7 ()附圖得 =0 . 00 7興;=0.152AtD2Wd =0.152 0. 0.1064m; Af = 0.0762 0.385 = 0.0293m用經(jīng)驗公式:Lh3600AfHT3600 °.°293 °.5 = 28.73s 5s0.00051 3600故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度h。hoLh3600lWUo取 u°'=0.08m/s則 h。=0.0089hw - ho =0

19、.0638 - 0.0089 = 00549m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw =50mm塔板布置塔板的分塊因為D >700mm,故塔板采用分塊式，查表 5-3得：塔板分3塊邊緣區(qū)寬度確定取 Ws =Ws =0.070m,WL = 0.035m開孔區(qū)面積A=2 x>/r2 2-X2二 r . x arcs in180rx 詣一 :W 二乎 一 0.1088 0.07 i=0.1712m其中,D0 . 7r = = WL = 0 . 0 350 .m 1 52 2=2疋 0.1712 匯 J0.3152 0.1712 2+二 0.3152180.0.171

20、2 arcs in0.315二 0.204m篩孔計算及其排列選用S =3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑 d°=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d°=5mm篩孔數(shù)目:開孔率：n =1.155Aa/t2/ .2=0.9070.00510.1%10.015 丿1.155 0.3020.015= 1550.27個U。氣體通過閥孔的氣速為:-0.374/ 0.101 0.302i=12.26m/s3塔高的計算塔的高度可以由下式計算：Z 二 Hp （N-2-S）HSTHFHvHHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）H t -板間距N-實際板數(shù)S-人孔數(shù)H f -進(jìn)料板出板間距Hw-

21、塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為N=30塊，板間距Ht=0.3由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗， 可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，因為板數(shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。取人孔兩板之間的間距Ht =06m，貝U塔頂空間Hp=1m，塔底空間Hw=1.5m,進(jìn)料板空間高度Hf =0.8m，那么，全塔高度：Z =（32 一2） 0.3 1.11.2 1.5 =12.8m塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm,所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度Wc=35mm，破沫區(qū)寬度70mm，查得 堰長檐長Lw二528mm弓形溢流管寬度 Wd =109mm弓形降液管面積Af = 0.04m2A降液管面積與

22、塔截面積之比 =7.62%AT堰長與塔徑之比 旦-0.660D降液管的體積與液相流量之比.，即液體在降液管中停留時間一般應(yīng)大于 5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間Af HtLst0.04 0.30.00144=8.3s 5s符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間Af *HtT =ST0 04 漢 0 35 .17S 5S 符合要求0.00232弓形降液管米用平直堰，堰咼hw二hi -how hL -板上液層深度，一般不宜超過 60-70mm hw -堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Fran cis公式計算L ?how =0.00284E（）3 E-液體的收縮系數(shù) LwLS-液相的體積流量Lw-

23、堰長精餾段how = 0.00284E(3600 0.000370.652)3= 0.00526E由 Lw =0.66DLs3600 0.00037(Lw)25 _0.5282.5一 .查手冊知 E=1 則how =0.00526xi=0.00526mhw =0.06-0.00526=0.0546m降液管底部離塔板距離h。,考慮液封，取h。比hw小15mm 即 h0 =0.0546-0.01=0.0446同理，對提餾段13.76 3 how=0.00284E()3 =0.00337E0.65由 Lw -0.66D查手冊得 E=1.how=0.00337Xl=0.0337m hw =0.06-0

24、.00337=0.05663m h° =0.05663-001=004663m6開孔區(qū)面積計算已知 Wd=0.12m進(jìn)取無效邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m破沫區(qū)寬度 Ws=0.07m閥孔總面積可由下式計算Aa =2 x r2 -X訂2 arcsinQ)IL180rD1x-(W5 Wd)(0.07 0.1088) -0.2212mr= D - Wc = 0.4 - 0.035 = 0.365m2所.2 応20 2212 丨2z °2212°.365 一°2212 荷 °365 arcsin(00265r) "302m篩板的篩孔和開孔率因乙

25、醇-水組分無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm1158000代 ，1158000、篩孔數(shù)目 n2 a2) 0.302 二 1550.27 ： 1 5 50t2152開孔率0.9072 二0907 =10.07% (在 5-15%范圍內(nèi))(t/d)232氣體通過篩孔的氣速為U0煜則精餾段0.339u0J11.114m/s0.1007 0.462提餾段0.336uoT11.0517m/s0.1007 0.302六、篩板的流體力學(xué)驗算1塔板壓降干板阻力hc計算2干板阻力he =0.015 Uo©八丿0m液柱由所選用篩

26、板do"67，查得Co =0.773h0-0511' 1047732. 14 °，氣體通過液層的阻力的計算氣體通過液層的阻力二巾1VAT _ Af0.978m/ s0.385 -0.00293F0 =U7V =0.978.278 = 1.444kg12 / s m'2查圖得：2 =0.70二 hL = PhL =(hw +h°w )= 0(0.0 553 20.0 04 6彷 0.04 2液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力4%4漢 4 0. 4 37 3 10 cc,q扇卄h _0.00 4m 液柱«gd07 1 4 9. 8

27、 10. 00 5氣體通過每層塔板的高度hp可計算：hp 二 hc hL h 0. 0 71 75Pp 二hp' Lg 593Pa ：700P(700Pa=計允許值)液面落差所以可忽略液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大， 的影響。液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式e =5.7 10- c Ua HT-hf 32由 hf =2.51 =2.5 0.042 =0.105m所以ev二5.7 10占40.43733 2(11.114 T l0.40.105 丿= 0.016 ： 0.1故設(shè)計中液沫夾帶量ev允許范圍內(nèi)漏液對于篩板塔，漏液點氣速：5時=4.40.00560.13h

28、匚= 4.4 0. 7 720. 0 05 6_0. 1 3 - 0. 04 2_0407 1 4 / 2. 1 8=5.17m/s實際空速：U0 =11.114m s穩(wěn)定系數(shù)：K 仏=1.89 1.5U o,min故在本實驗中無明顯漏液。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度 Hd應(yīng)服從式子Hd 乞:Ht hw取即-0.5/： HT hw A0.5 0.3 0.054700.177而Hd =hp hlhd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd =0.153U° 2 =0.153 0.082 = 0.001m液柱Hd =hp g hd =0.08 0.06 0.001 =0.141 ： 4 H

29、T hw可知，本設(shè)計不會發(fā)生液泛七、塔板負(fù)荷性能圖1精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1.1嚴(yán)重漏液線查C。%圖知U°,min =4.40.0056 + 0.13血hJPJPV= 4.4 0.7720.00560.13- 0.0420.0040714/ 2.182 / 12Vs, mi n0. 1 3 6 3.2 44s6.8 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，已上式計算VsLs m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.25700.26700.27910.28901.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:5.7 10:LVsAT -

30、AfVs0.385 -0.00293-2.618VSh2.5h2.5|0.054j2100013600L0.486IJ= 0.13675 2.625L23sHt -hf =0.16325 -2.625L：33.25.7W667 41.08 102S和一5.7匯1040.4373 10"2.152Vs2-；3= 0.1Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s1.4711.4191.3521.296解得Vs= 1.532 -8.665L2/3s可作出液沫夾帶線 2(3)液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對

31、于平直堰，取堰上液層高度how =0.00526作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)2.84 _,3600Lss)3 =0.0053 E Lwhow = E(0.0 0 53 0E=1,則 Ls,min (-= °o. o om32s /2.84據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)何下限3.(4)液相負(fù)荷上限線以二=3s作為液體在降液管中停留時間的下限AfHT故 Ls,maxAfH0.0293 0.043-0.00391m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4(5)液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度Hd令肌=®(Ht +hw)=鞏0.4 +0

32、.05470 ) Hhhhdhp = he + % +入h1八hL , n = hw . % 聯(lián)立得Ht 川汁-1 hw1)how hc hd整理得：aVfOL； cTL?3a，2爲(wèi)(A)阿！H；!8) =0.0911(Aq)PL(0.101 7.53 X0.773)2 7140.051b，= Ht (-1)hw =0.5 0.298 (0.5 0.7 -1) 0.05470 =0.1600.153C血)20.153(0.462 0.0463)2= 334.383冉 3600 2/3d，=2.84 10 E(1)()2/3 =1.741 w22230.0911V： =0.160-334.38 L；-1.74 Ls3列表計算如下Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s1.6291.4981.3281.166由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下:1.81.61.41.20.80.60.40.2審 液沫夾帶線 嚴(yán)重漏液線液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷上限線 一一液泛線在負(fù)荷性能圖A 上,作出操作點A，連接0A，即可作出操作線。由圖可以看出, 該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得33Vs， max= 1.905m /sV s，m