化工原理課程設計--廢丙酮溶媒回收過程填料精餾塔設計

1、<p>　　《化工原理》課程設計</p><p>　　設計題目：廢丙酮溶媒回收過程填料精餾塔設計</p><p>　　學 院：______ 藥學院_________________</p><p>　　班 級：______10級制藥1班___________</p><p>　　指導教師：_____ ________

2、_____________</p><p>　　學生姓名：____ ___________________</p><p>　　成 績：__________________________</p><p><b>　　一、前言3</b></p><p>　　1.1項目來源及開發(fā)意義3</p>

3、<p>　　1.2精餾塔的選擇依據(jù)3</p><p><b>　　1.2.1塔型3</b></p><p>　　1.2.2填料類型4</p><p>　　二、設計工藝要求4</p><p><b>　　2.1進料要求4</b></p><p><b

4、>　　2.2分離要求4</b></p><p>　　2.3塔頂冷凝器設計要求4</p><p>　　2.4塔釜再沸器設計要求5</p><p>　　2.5液體分布器設計要求5</p><p>　　2.6接管管徑設計要求5</p><p>　　三、工藝過程設計計算5</p>&

5、lt;p>　　3.1物料橫算——確定塔頂、塔釜、進料流量及摩爾分率5</p><p>　　3.1.1塔頂、塔釜、進料摩爾分率5</p><p>　　3.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量5</p><p>　　3.1.3物料衡算6</p><p>　　3.2填料精餾塔計算6</p><p>　　

6、3.2.1操作條件的計算6</p><p>　　3.2.2塔徑的確定——8</p><p>　　3.2.3填料層高度的確定13</p><p>　　3.2.4填料層壓降的計算13</p><p>　　3.2.5液體分布器設計計算14</p><p>　　3.2.6接管管徑的確定14</p>&

7、lt;p>　　3.3冷凝器和再沸器的計算與選型16</p><p>　　3.3.1冷凝器16</p><p>　　3.3.2再沸器17</p><p>　　四．設計方案討論18</p><p><b>　　一、前言</b></p><p>　　塔設備是化工、石油等工業(yè)中廣泛使用的重要

8、生產(chǎn)設備，用以實現(xiàn)蒸餾的塔設備稱為蒸餾塔，這類塔設備的基本功能在于提供氣、液兩相充分接觸的機會，使質(zhì)、熱兩種傳遞過程能夠迅速有效地進行，還要能使接觸之后的氣液兩相及時分開，互不夾帶。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結構形式，可將塔設備分為兩大類：板式塔和填料塔。</p><p>　　板式塔內(nèi)沿塔高度裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔釜，并在各塊板面上形成流動的液層，氣體靠壓強差推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的

9、液層而流向塔頂。氣液兩相在塔內(nèi)進行逐級接觸，兩相組成沿塔高呈階梯式變化。填料塔則在塔體內(nèi)裝填填料，液體由上而下流動中在填料上分布匯合，氣體則在填料縫隙中向上流動。填料為氣液傳質(zhì)提供了較大的氣液接觸面積。塔內(nèi)兩相濃度沿塔高連續(xù)變化。</p><p>　　填料塔具有生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，持液量小，操作彈性大等優(yōu)點。填料塔也有一些不足之處，熱填料造價高；當液體負荷較小時不能有效地潤濕填料表面，是傳質(zhì)效率降低；

10、不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料。本次課程設計就是針對丙酮—水體系而進行的常壓二元填料塔的設計及相關設備選型。</p><p>　　1.1項目來源及開發(fā)意義</p><p>　　化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)品，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)，生產(chǎn)中為了滿足儲存、運輸、加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。填料塔是一種非常

11、重要的氣液傳輸設備，在制藥化工生產(chǎn)中有著廣泛的應用。用于丙酮—水的二元物料分離具有很大的發(fā)展空間，具有實踐意義。</p><p>　　1.2精餾塔的選擇依據(jù)</p><p><b>　　1.2.1塔型</b></p><p>　　評價塔設備的基本性能的指針主要有：</p><p>　　產(chǎn)量和通量：前者指單位時間處理物料量

12、，而后者指單位塔截面上的單位時間的物料處理量。</p><p>　　分離效率：對板式塔是指每層塔板所能達到的分離程度。填料塔則是單位填料層高度的分離能力。</p><p>　　適應能力及操作彈性：對各種物料性質(zhì)的適應性及在負荷波動時維持操作穩(wěn)定而保持較高分離效率的能力。</p><p>　　流體阻力：氣相通過每層塔板或單位高度填料層的壓降。 </p&g

13、t;<p>　　除上述幾項主要性能外，塔的造價的高低、安裝、維修的難易以及長期運轉的可靠性等因素，也是必須考慮的實際問題。根據(jù)生產(chǎn)任務，若按年工作日365天，每天開動設備24小時計算，產(chǎn)品流量為10.05kmol/h由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率。</p><p><b>　　1.2.2填料類型</b></p&

14、gt;<p>　　塔填料是填料塔中氣液接觸的基本構件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，填料塔的選擇是填料塔設計的重要環(huán)節(jié)。填料類型有很多，根據(jù)裝填方式的不同，可分為散裝填料和規(guī)整填料兩大類。散裝填料根據(jù)特點不同，又可分為拉西環(huán)填料、鮑爾環(huán)填料、階梯環(huán)填料及弧鞍填料、矩鞍填料、環(huán)矩鞍填料等。這次設計使用的是金屬環(huán)矩鞍填料。</p><p><b>　　二、設計工藝要求<

15、;/b></p><p><b>　　2.1進料要求</b></p><p>　　進料采用飽和液體進料，廢丙酮溶媒的處理量為每天_9_噸（每天按24小時計）。其中原料液的組成為：</p><p><b>　　2.2分離要求</b></p><p>　　產(chǎn)品中水分含量≤0.2%（質(zhì)量%）<

16、/p><p>　　殘液中丙酮含量≤0.5%（質(zhì)量%）</p><p>　　2.3塔頂冷凝器設計要求</p><p>　　冷凝器采用冷卻水作為冷流體，冷卻水進口溫度25℃，冷卻水溫升8~10℃，總傳熱系數(shù)600W/( m2·℃)</p><p>　　2.4塔釜再沸器設計要求</p><p>　　再沸器采用0.3 M

17、Pa的飽和水蒸氣為加熱介質(zhì)來使塔釜釜液汽化，同時蒸汽冷凝放出汽化熱，總傳熱系數(shù)400W/( m2·℃)，熱損失為20%~30%</p><p>　　2.5液體分布器設計要求</p><p>　　要求選用管式液體分布器，孔間距為3mm，孔流速計算的系數(shù)為0.6，再分布器設計同液體分布器設計要求相同。</p><p>　　2.6接管管徑設計要求</p&g

18、t;<p>　　要求氣速流量控制在10~15 m/s，液體流量控制在0.5~1.0 m/s，計算完管徑后要圓整為標準管。</p><p>　　三、工藝過程設計計算</p><p>　　3.1物料橫算——確定塔頂、塔釜、進料流量及摩爾分率</p><p>　　3.1.1塔頂、塔釜、進料摩爾分率</p><p>　　丙酮的摩爾質(zhì)量

19、MA=58.08kg/kmol</p><p>　　水的摩爾質(zhì)量 MB=18.02kg/kmol</p><p>　　xF=0.75/58.08/(0.75/58.08+0.25/18.02)=0.482</p><p>　　xD=0.998/58.08/(0.998/58.08+0.002/18.02)=0.994</p><p>　　

20、xW=0.005/58.08/(0.005/58.08+.0995/18.02)=0.00156</p><p>　　3.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=0.482×58.08+（1-0.482）×18.02=37.33kg/kmol</p><p>　　MD=0.994×58.08+(1-0.99

21、4) ×18.02=57.84kg/kmol</p><p>　　MW=0.00156×58.08+(1-0.00156) ×18.02=18.08kg/kmol</p><p><b>　　3.1.3物料衡算</b></p><p>　　廢丙酮溶媒的處理量為9噸/天（每天按24小時算計）</p>&

22、lt;p>　　原料處理量 F=9000/(37.33×24)=10.05kmol/h</p><p>　　總物料衡算 10.05=D+W</p><p>　　丙酮物料衡算 10.05×0.482=0.994×D+0.00156×W</p><p>　　聯(lián)立解得 D=4.87kmol/h</p>&l

23、t;p>　　W=5.18kmol/h</p><p>　　全塔物料衡算數(shù)據(jù)如下：</p><p>　　3.2填料精餾塔計算</p><p>　　3.2.1操作條件的計算</p><p>　　3.2.1.1確定塔頂、塔釜、進料溫度（用試差法，試差精度δ=0.0005）</p><p>　　丙酮—水系統(tǒng)的飽和蒸汽壓數(shù)

24、據(jù)</p><p>　　安托尼方程：lnp=A-</p><p><b>　　安托尼常數(shù)：</b></p><p>　　丙酮 A=16.6513 B=2940.46 C=35.93</p><p>　　水 A=18.3036 B=3816.44 C=46.13</p>

25、<p>　　計算塔頂?shù)臏囟?，設塔頂?shù)臏囟萒=330.325k</p><p>　　lnp=16.6513-=6.66315</p><p>　　p=783.01355</p><p>　　= X=0.96479</p><p>　　lnp=18.3036-</p><p>　　P=130.928

26、32</p><p>　　計算塔釜的溫度，設塔釜溫度T=373.11K</p><p>　　lnp=7.93056 p=2780.98372</p><p><b>　　= </b></p><p>　　計算進料液的溫度，設進料溫度T=345.90K</p><p>　　lnp=7.16

27、503 p=1293.40040</p><p><b>　　= </b></p><p>　　綜上可得TD=330.325K TW=373.11K TF=345.90K</p><p>　　3.2.1.2確定操作回流比</p><p><b>　　有圖一可知</b></p&

28、gt;<p><b>　　操作回流比</b></p><p>　　3.2.1.3確定理論塔板數(shù)</p><p>　　由圖一,圖二可知：精餾段有28塊板</p><p><b>　　第29塊為進料板</b></p><p>　　提餾段有3塊板以及再沸器1塊板</p><

29、;p>　　3.2.1.4確定氣液相負荷V、L、V′、L′</p><p>　　L=RD=3.14×4.87=15.29kmol/h</p><p>　　V=D+L=(R+1)D=4.14×4.87=20.16kmol/h</p><p>　　V′=V=20.16 kmol/h</p><p>　　L′=L+F=15.

30、29+10.05=25.34 kmol/h</p><p>　　精餾線操作線y==0.76x+0.24</p><p>　　提餾線操作線=1.25x-0.000389</p><p>　　3.2.2塔徑的確定——</p><p>　　3.2.2.1平均分子量的計算</p><p>　　3.2.2.2塔頂?shù)钠骄肿恿?l

31、t;/p><p>　　3.2.2.3進料板的平均分子量</p><p>　　3.2.2.4塔底的平均分子量</p><p>　　3.2.2.5精餾段、提餾段的平均分子量</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p

32、><p>　　3.2.2.6平均密度的計算</p><p>　　3.2.2.7液相平均密度：</p><p>　　其中進料丙酮質(zhì)量百分比﹪=74.99﹪</p><p>　　塔釜丙酮質(zhì)量百分比﹪=0.503﹪</p><p>　　塔頂丙酮質(zhì)量百分比﹪=99.81﹪</p><p><b>

33、　　塔頂液相密度</b></p><p><b>　　進料液相密度</b></p><p><b>　　塔釜液相密度</b></p><p><b>　　精餾段平均液相密度</b></p><p><b>　　提餾段平均液相密度</b><

34、/p><p>　　3.2.2.8氣相平均密度</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　三式聯(lián)立得</b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　3.2.2.9平均粘度</p>&

35、lt;p>　　塔頂 ㏒=㏒+（1-）㏒</p><p>　　㏒=0.994㏒0.24+0.006㏒0.492</p><p>　　則=0.24 pa.s</p><p>　　進料板㏒=㏒+（1-）㏒</p><p>　　㏒=0.482㏒0.21+0.518㏒0.392</p><p>　　則=0.29 pa.s

36、</p><p>　　塔釜㏒=㏒+（1-）㏒</p><p>　　㏒=0.00156㏒0.16+0.99844㏒0.283</p><p>　　則=0.28 pa.s</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p>

37、<p>　　3.2.2.10塔徑的計算</p><p>　　精餾段 液相質(zhì)量流量</p><p><b>　　氣相質(zhì)量流量</b></p><p><b>　　流動參數(shù)</b></p><p>　　由書P228圖8-40查得：</p><p>　　選擇公稱直徑為

38、DN38的金屬環(huán)矩鞍的填料，查表的</p><p>　　取操作時的空塔氣速為泛點氣速的75%，即</p><p><b>　　空塔氣速</b></p><p>　　上升氣相的體積流量為:</p><p><b>　　塔內(nèi)徑D=m</b></p><p><b>　　

39、提餾段</b></p><p><b>　　液相質(zhì)量流量</b></p><p><b>　　氣相質(zhì)量流量</b></p><p><b>　　流動參數(shù)</b></p><p>　　由書P228圖8-40查得：</p><p>　　選擇公稱直

40、徑為DN38的金屬環(huán)矩鞍的填料，查表的</p><p>　　取操作時的空塔氣速為泛點氣速的65%，即</p><p><b>　　空塔氣速</b></p><p>　　上升氣相的體積流量為:</p><p><b>　　塔內(nèi)徑D=</b></p><p>　　由于精餾段塔徑&

41、gt;提餾段塔徑，所以圓整后最終塔徑為0.40m</p><p><b>　　圓整后核算：</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　填料規(guī)格校核:</b></

42、p><p>　　3.2.3填料層高度的確定</p><p>　　對于金屬環(huán)矩鞍填料查表可知，公稱直徑DN38的等板高度HETP=0.431</p><p>　　精餾段填料層高度為：</p><p>　　提餾段填料層高度為：</p><p>　　設計取精餾塔精餾段高度為16.5m,提餾段高度為2.0m</p>

43、<p>　　h=16HETP=16×0.431=6.896m</p><p>　　故精餾段分三段，每段高度為6.17m，提餾段不需分段</p><p>　　3.2.4填料層壓降的計算</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p>　　橫坐標仍為0.036，查圖8-40得</p&

44、gt;<p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　橫坐標仍為0.0356，查圖8-40得</p><p>　　3.2.5液體分布器設計計算</p><p>　　改精餾塔塔徑較小，故選用管式液體分布器。采用采取5根支管中心距為80mm.分布點密度為330點/</p><p>　　N取42.孔徑

45、為3mm,孔流系數(shù)</p><p><b>　　孔速 </b></p><p><b>　　流量 </b></p><p>　　3.2.6接管管徑的確定</p><p><b>　　進料管</b></p><p>　　進料溫度t=72.75℃,<

46、;/p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　進料體積流量</b></p><p><b>　?。▓A整為15mm）</b></p><p><b>　　檢驗 </b></p><p><b>　　回流管

47、</b></p><p><b>　　檢驗 </b></p><p><b>　　進氣管</b></p><p><b>　　檢驗 </b></p><p><b>　　出氣管</b></p><p><b&g

48、t;　　檢驗 </b></p><p><b>　　出液管</b></p><p><b>　　檢驗 </b></p><p>　　雖然不符合條件，但15mm已經(jīng)是最細的管子，無其他管可選</p><p>　　3.3冷凝器和再沸器的計算與選型</p><p>

49、<b>　　3.3.1冷凝器</b></p><p>　　由于塔頂餾出液幾乎為純丙酮，因而其焓值可近似按純丙酮計算</p><p>　　丙酮氣化潛熱r=523(101.3kpa/Kj.kg)</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　冷卻水的用量計算 </b

50、></p><p>　　T 57.175℃56.2℃</p><p>　　27.175℃ 25℃</p><p><b>　　℃ </b></p><p><b>　　查表選S=15m</b></p><p>　　冷凝器的選型G400Ⅱ-16-15</p

51、><p><b>　　總傳熱系數(shù)的核算</b></p><p><b>　　3.3.2再沸器</b></p><p>　　由于塔釜餾出液幾乎為純水，因而其焓值可近似按純水計算</p><p>　　水氣化潛熱r=2168(101.3kpa/Kj.kg)</p><p><b&

52、gt;　　則</b></p><p><b>　　飽和水蒸氣用量 </b></p><p>　　T 99.96℃100℃</p><p>　　33.34℃ 33.3℃</p><p><b>　　℃ </b></p><p><b>　　查表選

53、S=25m</b></p><p>　　冷凝器的選型GCh400Ⅱ-16-25</p><p><b>　　總傳熱系數(shù)的核算</b></p><p><b>　　四．設計方案討論</b></p><p>　　1.我們計算的結果只是一種理論數(shù)據(jù)，有些數(shù)據(jù)在實際狀況中有很多問題。本設計中對一

54、些數(shù)據(jù)的選取均選了經(jīng)驗值或參考值，這使計算不夠精確。實際工作中應盡量查取精確值。</p><p>　　2.我們的計算誤差可能比較大，與實際情況不一樣，比如回流比的計算就存在不同程度的誤差，精餾段的物料組成根據(jù)溫度計算的結果和用圖表查的的結果不同，差別比較大，那個計算中很多數(shù)據(jù)用的都是理論值，比如密度，溫度等等數(shù)值都存在誤差。</p><p>　　3.操作操作費用的問題，我們小組成員認為操作

55、費用我們無法輕易獲取，因此關于費用的討論我們也只能大概估計，無力準確計算。</p><p>　　4.計算中，我們經(jīng)過多次實踐計算，發(fā)現(xiàn)丙酮-水物系不是理論體系，不能用逐板計算法計算法計算，也不能用理論板數(shù)的簡捷計算。</p><p>　　5.對于給定的分離任務，若在全回流下操作，雖然所需的理論板數(shù)最少，但得不到產(chǎn)品；若在最小回流比下操作，則所需的理論板數(shù)為無窮多，所以實際回流比總是介于兩種

56、極限之間。適宜的回流比可通過經(jīng)濟衡算來確定。回流比與經(jīng)濟校核密切相關，回流比太大，使能耗增加；太小，則塔板數(shù)增多，塔的制造費用增加。我們小組經(jīng)過對5個數(shù)據(jù)進行了費用的估計，認為最適宜的回流比為4.161。</p><p>　　6.對塔板流體力學的驗算是一項繁冗而耗時的工作，因此要認真對待，仔細計算，盡力將錯誤減小到最低值。</p><p>　　7.由于個人的能力有限，此次設計難免有些不足之

57、處。但通過這次設計，大家的“查閱”、“選擇”、“計算”、“設計”及“表述”等能力有了很大提高，并且鞏固所學化工原理知識以及其他知識，使得所學的理論知識和實際設計聯(lián)系了起來。培養(yǎng)了扎實、嚴謹、求實、創(chuàng)新的作風，這對于大家以后的學習和工作都是大有益處的。更重要的是，我們應該將這些學習工作方法，以及優(yōu)良的作風帶到以后的實際工作中去。在實際工作中不斷提高自己的周密設計能力，給工廠和企業(yè)帶來實際效益。</p><p>&l