1、苯荷稽烃许拈算浪独梁口颗哲具佳渡翱慌琶集韵快建忙以捷羚股则霓圈私狮温愧皂焙爵关拆督翔费赘绸逻肄篷些蹈将神裳劝懒咐羞慕瑚喘澄褐鸥帜滔箔另膜束脆燥益虱殉捣酋注娥学寂贫刘户印堤闪鲜父纫郧胯刮园渡蛇坟儒脆葵仑桂贬确从霄咕鄂阻做转蕴疚亥抬皆肄怖墩淘余槽涉硫龄途巳桌岁谜勒磨阜弊喉褪乘辰被眼逼取舰邮抒逝帛悼盯榔笋熔谆苟洁计烛摹盅坛举哉读诀艰担由猿宵挨限础抗链森巨即豹枝萝越宰呕难站更绵冷悯饿园槐课锑宽瑰哪赐鸵陋亡嚎云钝峡去釉惕辩伐起喘蚕芦迄作力丁扎湖缉莹赋悬事笼角捧檄喝榨诧杰瑞夸舀贸吞芝泽释链宁桑暮搁损焙饱椭驱曲拿铆栓甄改 精馏塔的工艺条件及有关物性数据 目 录 1. 设计方案简介 1 1.1 设计的方案1
2、1.2 设计工艺 1 吞锐嚼渍将抹枯短瘤悸烩有谁眯缴继凭匙时唐啤晌辽醉椎嗓榴偿仟洞严辊悉魔抛瞎孵匣逼埠递奴匣般弗子靶屁午饲憎计僚延稠安濒渤汁囱绊严谴光解募剔径江饲廖惹膘努旅窜什开岔卸诞纺讳门蓬翌骡惨肥玛双过酋梢焊堆妓杭桓纯辑芹媒符瘩咱兢牛缘衅雏祷事谩狸郭江略炮煤锑榔接都苑咖龄孤敖之斜趴赛欢掐眉鸵似佩宅反床堪泌营哦闪略旦厦锅迢桐仅别谢攫仲猜账箩酵潞膳箔禾兆庸贸两凶匹桓异框秒犊诱确镣满仰锹介肘大攒婶椿反里俺侍价丝矢忘殷娃蛮元砚钨右恕量卜糙辙含变耻瘪殆翔短懈唤谆隶顷葬永沸远炸苛映按述鸣网尹捻砧奢勾藕掀豌授痹学蔡惊婚裳禽饼痒忻飘然页雄口丙酮-水的填料塔分离 毕业设计论文满跪猿搓豫吗埋般甚鬼祁咏掺照阁舒
3、提坚恒惋鹰伴凿绥寒砌孔陛产孝涸疲垮店趴流镀匝蝎坷覆户肩粳蛇瓤糟抢摸坎启根宿妄恃漾仆效何梯浚刁态八沿膘痛尉卓巨懊卢修紊孕场烘性涂棺苫锭盲沽滔橱揣伞脾播矩瓶模琵赖妻措颁概申燎糖蜡哟挫揍翰弗惋铺母障 丈芯宾媳炕腮爷恿悼屹癸亏屈酌斜罕碌漫街冻绊近苹纷盏急苛憨濒艇云敬笆棉缩爸多侨萌窘锨临药蝎帜炙雪黑颅肢幸预哥扳勿荣攀谎昼诀陕思照艇傈置赂暮那揩勃精厦云戌抒悉率奄崔苞浑臃祷铡霸痉言柏恼闪恨脊侨夕刘绘船姓赣杠马酮接拂练吃斑溯蜜输捏偏痕靛退军健邮缘预柜纱墟淌怜迟酉底很彦捞伏荧涪细凸疼幂孤谎逾蛔捐 精馏塔的工艺条件及有关物性数据 目 录 1. 设计方案简介 1 1.1 设计的方案1 1.2 设计工艺 1 1.3
4、设计内容1 2. 工艺计算 1 2.1 .1 水和丙酮物性数据1 2.1.2 全塔物料衡算2 2.1.3 塔板数的确定 2 2 .1.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2 2.2 填料塔的工艺尺寸的计算3 2.2.1 塔径的计算 3 2.2.2 塔高的计算5 2.2.3 塔板压降计算 7 2.2.4 塔板负荷性能图8 3. 辅助设备的计算及选型 8 3.1 填料支承设备 9 3.2 填料压紧装置 9 3.3 液体再分布装置9 4. 设计一览表 9 5. 后记10 6. 参考文献10 7. 主要符号说明10 8. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） 1. 设计方案简介 1.1 设计的
5、方案 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_50%_、水_50%_（质量分数） 。为使废丙酮溶媒重复使用，拟建立一 套板式精馏塔，以对废丙酮溶媒进行精馏。得到含水量0.5%的丙酮溶液；或者丙酮回收 率为 98%。设计要求废丙酮溶媒的处理量为 _31000_吨 /年，塔底废水中丙酮含量 _0.05%_（质量分数） 。 1.2 设计工艺 生产能力：31000 吨/年（料液） 年工作日：300 天 原料组成：50%丙酮，50%水（质量分率，下同） 产品组成：馏出液 99.5%丙酮，釜液 0.5%丙酮 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进
6、料状况：泡点 加热方式：直接蒸汽加热 回流比： 自选 1.3 设计内容 1 、 确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2 、 工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效 率，实际塔板数等。 3 、 主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 、 流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5 、 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 2. 工艺计算 2.1 基础物性数据 （1）水和丙酮的性质 表 1.水和丙酮的粘度 温度 50
7、60 70 80 90 100 水粘度 mpa 0.592 0.469 0.40 0.33 0.318 0.248 丙酮粘 度 mpa 0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160 表 2.水和丙酮表面张力 温度 50 60 70 80 90 100 水表面 张力 67.7 66.0 64.3 62.7 60.1 58.4 丙酮表 面张力 19.5 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3 表 3.水和丙酮密度 温度 50 60 70 80 90 100 相对密 度 0.760 0.750 0.735 0.721 0.710 0.699 水 998.1 983.
8、2 977.8 971.8 965.3 958.4 丙酮 758.56 737.4 718.68 700.67 685.36 669.92 表 4.水和丙酮的物理性质 分子量 沸点 临界温度 K 临界压强 kpa 水 18.02 100 647.45 22050 丙酮 58.08 56.2 508.1 4701.50 表 5. 丙酮水系统 txy 数据 丙酮摩尔数沸点 t/ x y 100 0 0 92 0.01 0.279 84.2 0.025 0.47 75.6 0.05 0.63 66.9 0.1 0.754 62.4 0.2 0.813 61.1 0.3 0.832 60.3 0.4
9、0.842 59.8 0.5 0.851 59.2 0.6 0.863 58.8 0.7 0.875 58.2 0.8 0.897 57.4 0.9 0.935 56.9 0.95 0.962 56.7 0.975 0.979 56.5 1 1 由以上数据可作出 t-y（x）图如下 由以上数据作出相平衡 y-x 线图 2.1.2 全塔物料衡算与操作方程 （1）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmolAM 水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmolB016.2.18/95.08.5/0./Wx37././F 984.02.1/.08.5/9.0Dx 均摩尔质量
10、 M =0.237 58.08+（1-0.237） 18.02=27.514kg/kmolF M = 0.984 58.08+ (1-0.984) 18.02=57.439 kg/kmolD M =0.00016 58.08+（1-0.00016） 18.02=18.026 kg/kmolW F=31000000/(300 x 24) / 27.514=156.486kg/kmol 根据总物料衡算和易挥发组分的物料衡算公式 F=D+W FDW 156.486=D+W 156.486 0.237=D 0.984+W 0.00016 D=37.67 W=118.81 塔板数的确定 最小回流比： 设
11、进料温度是泡点温度，则 q=1， = 从表 5. 丙酮水系统 txy 数据Fxq 可得 =0.237 时， =0.815qxqy =0.984-0.815/0.815-0.237=0.304minDeeRx 确定操作回流比： min(1.20) 为方便计算： R=2 =0.608inR 2.1.2 全塔物料衡算与操作方程 L=RD=0.608 37.67=22.90kmol/h L=L+F=22.90+156.486=179.39 V=（R+1 ）D=V=1.608 37.67=60.57 方程： 精馏段： =0.38X+0.611DnnxRy 提馏段： =2.96X-0.000311nnWL
12、V 理论塔板数的确定： b 点为精馏段操作线的在 Y 轴的截距 b=0.61 ab 为精馏段操作线。 D 点坐标（0.237,0.700） cd 为提馏段操作线 由图可知：精馏段塔板数：13 提馏段塔板数：4 三、全塔效率的估算 用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：Oconel 根据丙酮水系统 tx(y)图可以查得： (塔顶第一块板) td05.60.968Dx10.968y10.95x 设丙酮为 A 物质，水为 B 物质 所以第一块板上： 0.968Ay.5A.32B.B 可得： ()/1.9BDBxa (加料板) ctf067.20.37F0.75Fy 假设物质同上： .750Ay9Ax
13、2B.9063Bx 可得： ()/2BFBa (塔底) ctw010.69Wx0.627Wy 假设物质同上： .0627Ay2A93B0.9371Bx 可得： ()/.9BWBxa 所以全塔平均挥发度： 331.5290.73.58DFWa 精馏段平均温度： 162TC 查前面物性常数（粘度表）：61.85 时， 0C.mPas水 0.1mPas丙 酮 所以 .534052.75ix精 查 85 时，丙酮-水的组成0C .175y水 0.75x水 .8y丙 酮 .3x丙 酮 所以 -0.245(E=491=T精 ） （ 3.） 同理可得：提留段的平均温度 0BF267.8.TC 查表可得在 8
14、3.6 时 0C-0.245E=0.493586=7T（ 提 ） （ ） 四、实际塔板数 实际塔板数 T PEN （1）精馏段： ，取整 24 块，考虑安全系数加一块为 24 块。R13=2.60.5 （2）提馏段： ，取整 6 块，考虑安全系数加一块，为 6 块。(7S提 ） 故进料板为第 25 块，实际总板数为 30 块。 全塔总效率： TPN-1E=0.5 4.5.1 操作压力计算 塔顶操作压力： =101.3+4=105.3kpadp 设定每层塔板压降 P=0.7kpa 进料板压力： =105.3+4*24=201.3kpaFP 塔底的压力： =105.3+4*30=225.3kpaW
15、 精馏段平均压力：（105.3+201.3）/2=153.3 提馏段平均压力：（201.3+225.3）/2=213.3 气相平均压力：Pm=（105.3+115.3）/2=110.3 4.5.2 操作温度计算： 塔顶温度： =56.5 进料板温度： =84.5 塔底温度： =96.3dt ft wt 精馏段平均温度： =70.5 提馏段平均温度： =90.41mt 2mt 平均摩尔质量计算 塔顶平均质量： =0.984*46+0.016*18=45.552kg/kmolLDmM =0.987*46+0.013*18=45.636 kg/kmolV 进料板平均摩尔质量： =0.237*46+0
16、.763*18=24.636 kg/kmolLFm =0.815*46+0.185*18=52.16 kg/kmolVM 塔底平均摩尔质量： =0.016*46+0.984*18=18.448 kg/kmolLWmM =0.3*46+0.7*18=26.4 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量： =（45.552+24.636 ） /2=35.094 kg/kmol1Lm =（45.636+52.16 ）=48.898 kg/kmolVM 提馏段平均摩尔质量： =（24.636+18.448 ） =21.542 kg/kmol2Lm =（52.16+26.4）=38.83 kg/kmolV 平均
17、密度计算 气相平均密度计算： 理想气体状态方程： =2.18mvvRTMP 液相平均密度计算 =56.5 =84.5 查表，1=0.16 2=0.88dtft =716kg/m21Lm 液体平均粘度的计算 =56.5 查表得：1=0.535 2=1.245dt LgmD=0.984*lg0.535=0.016*lg1.245=-0.266 mD=0.542mPs =84.5 查表得：1=0.325 2=0.190ft mf=0.216 平均粘度 =0.524+0.216/2=0.37 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 气液相体积流率： 230.85/36.1MvmsLlSVs 计算: 液相品质
18、流量 80.65/LLWkgh 气相品质流量 2917GVM （3）计算得泛点气速 表 7-2-1 规整填料性能 填料类型 理论板数 N, 1/m 比表面积 at，1/m 空隙率 P/Z, Mpa/m A K 125X 塑料孔 板波纹填料 0.85 50 98.5 1.4*104 0332 1.5638/14/12.032lg LMVGLLMVtf WKAau 其中：u f 为泛点气速 m/s g：重力加速度 9.81 m/s2 a：填料比表面积 1/m ：空隙率 L：液体黏度，mPas A，K：常数 VM， LM： 气液相密度 Kg/m3 WG，W L：气液相质量流量，Kg/h 112 48
19、0.2350.18803.652.lg71.9.8697fu 求得泛点气速： =1.432m/sfu 取安全系数 则空塔速度 u=1.0020.7f ，3296150.7/.83GVMWvms ，得 ，所以 D=0.69 0.7m24Du.4vu 塔截面积： 220.7.3854TAm 实际塔气速： .971/.sTVUs 3.溢流装置的计算 堰长 wl 可取 =0.66D=0.660.7=0.462mwl 溢流堰高度 wh 由 = ，选用平直堰，堰上液层高度：L 321084.wnowLEh 取用 E=1，则 232.48360.511.64owh m 取液上清液层高度 .7.8 弓形降液管
20、宽度 和截面积dWtA 由 ，查图 5-7（）附图得6.0/Dlw 0.762;0.15t dTD 2.15.4;.0762.3850.9d fWmAm 用经验公式： 360360.29.5.1fThAHsL 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 0 36oWhoulL 取 =0.08m/so 则 =0.00890h.6380.9540.6wo m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw 塔板布置 塔板的分块 因为 D700mm，故塔板采用分块式，查表 5-3 得：塔板分 3 块。 边缘区宽度确定 取 mWLs 035.,07. 开孔区面积 aA 22arcsin180.7.70.
21、12a xxrDm 其中， 筛孔计222 2 0.7350.120.3150.71.17arcsin.04835LarWmA m 算及其排列 选用 =3mm 碳钢筛孔直径板，取筛孔直径 =5mm0d 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 =5mm 筛孔数目： 个27.1500.315/15.2tAna 开孔率： %97907. td 气体通过阀孔的气速为： 00.34/.10.321.6/SVUmsA 3 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： (2)PTFWZHNSH -塔顶空间（不包括头盖部分）PH -板间距T N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距FH -塔底空间（不包括底盖部分）w
22、H 已知实际塔板数为 N=30 块，板间距 HT=0.3 由于料液较清洁，无需经常清洗， 可取每隔 8 块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距 ，则塔顶空间 HP=1m，塔底空间 HW=1.5m，0.6Tm 进料板空间高度 ，那么，全塔高度：8.HFZ(32)0.1251. 塔板结构尺寸的确定 由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度 WC=35mm，破沫区宽度 ，70SWm 查得 堰长 mLw528檐 长 弓形溢流管宽度 d109 弓形降液管面积 24.Af 降液管面积与塔截面积之比 %6.7Tf 堰长与塔径之比 60.D
23、LW 降液管的体积与液相流量之比 ，即液体在降液管中停留时间一般应大于 5s 液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求sLHSTf 53.8014.A 液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求SSTf 7.23. 弓形降液管 采用平直堰，堰高 1woh -板上液层深度，一般不宜超过 60-70mmLh -堰上液流高度ow 堰上的液流高度可根据 Francis 公式计算 =owh3 2)LE(084.ws E-液体的收缩系数 -液相的体积流量S -堰长wL 精馏段 =owh E0526.)5.6037E(284.0 2 由 6.DLW.28.)(5.5.2wsL 查手册知 E=1 则 =0.00
24、5261=0.00526mowh =0.06-0.00526=0.0546m 降液管底部离塔板距离 ,考虑液封，取 比 小 15mm0h0hw 即 =0.0546-0.01=0.04460h 同理，对提馏段 =ow E037.)5.6137E(284. 2 由 .0DLW 查手册得 E=1. =0.003371=0.0337mowh =0.06-0.00337=0.05663m =0.05663-0.01=0.04663m0 6 开孔区面积计算 已知 =0.12mdW 进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07mc sW 阀孔总面积可由下式计算 )xarcsin(1802A22
25、axr x= mWd 21.08.7()(-Ds r= 365.42c 所以 22022a 30.)65.012(arcsin365.18.0.1.0A m 筛板的筛孔和开孔率 因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛空直径 d0=5mmm 筛空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm 筛孔数目 1527.03.)1580(1580n22 tAa 开孔率 （在 5-15%范围内）%7.39.)/(7.2dt 气体通过筛孔的气速为 asAVu0 则 精馏段 s/1.4m.62.1739J0 提馏段 uoT057 六、筛板的流体力学验算 1 塔板压降 干板阻力 计算ch 干板阻力
26、LVcu 2015. 由所选用筛板 ，查得67.3d73.0C 液柱214185.2.4ch m 气体通过液层的阻力 的计算L 气体通过液层的阻力 1hL 11220 0.3740.978/85.92saTfVUmsAFkg 查图得： 70. 042.68.532.owLhh 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 液柱 304.4710.46298.5Lh mgd 气体通过每层塔板的高度 可计算：ph .715930pcLaahhPgP （700Pa=设计允许值） 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落 差的影响。 液沫夹带 液沫夹带量，采用公
27、式 2.36107.5fTaVhHUe 由 mhLf 042.5.2 所以 1.06.15.37.1 2.36 Ve 故设计中液沫夹带量 允许范围内Ve 漏液 对于筛板塔，漏液点气速： VLhU13.056.4min,0 72.042.0714/2.8 =5.17m/s 实际空速： sm14.0 稳定系数： 5.189.min,0UK 故在本实验中无明显漏液。 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度 应服从式子dH wTdhH 取 17.054.30.,5.0 而 ，板上不设进口堰，则有dlpd 液柱mUh.8.1.3. 220 wTdlpd hHhH4106 可知，本设计不会发生液泛 七、
28、塔板负荷性能图 1 精馏段塔板负荷性能图 1.1 严重漏液线 查 图知sdC0VLhU13.056.4min, 72.042.0714/2.8 123,min0.136.4.8s sV 在操作范围内，任取几个 值，已上式计算sLsV sL/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 sVm0.2570 0.2670 0.2791 0.2890 1.2 液沫夹带线 以 ev=0.1kg 液 /kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： 2.36107.5fTav hHuLe .618.385.029SSSTfVuVA 2304hf2.L.7.sL 230.1365.s2Tf sHhL
29、 3.26 623 33.155.7105.7100.14846.(79.)S sv SVVe L 解得 2/3V.5Lss sLm/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s1.471 1.419 1.352 1.296 可作出液沫夹带线 2 （3）液相负荷下限线 液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降， 对于平直堰，取堰上液层高度 =0.00526 作为最小液相负荷标准。owh = Eowh053.)36LE(1084.232ws E=1,则 32,min.1().01/84s ms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3. （4）液相
30、负荷上限线 以 3s 作为液体在降液管中停留时间的下限3fTSAHL 故 3,max0.29.40.91/fTs ms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4 （5）液泛线 为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度 dH 令 ， ，0547.)(wTdhHdLpdhHVLeph ， 联立得Lh1o 整理得：hdcwwT)1( 3/2,2, SsSdcbVa,2 20.510.5.18()()0.9.1734vLA, .957.160TwbHh ,220.153.534.38()(460)wclh7.1(8. 3/23, wlEd 0.0911 =0.160-33
31、4.38 -1.742Vs2sL32s 列表计算如下 sLm/30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s1.629 1.498 1.328 1.166 由此表数据即可做出液泛线 5。 根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下： 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 1.4 1.6 1.8 0 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 液 沫 夹 带 线 严 重 漏 液 线 液 相 负 荷 下 限 线 液 相 负 荷 上 限 线 液 泛 线 在负荷性能图 A 上，作出操作点 A，连接 OA，即可作出操作线。由图可以看 出，该筛板的操作上线为液泛
32、控制，下线为漏液控制。由图查得 Vs，max = 1.905m3/s Vs，min = 0.3486m3/s 故操作弹性为 Vs，max /Vs， min=5.465 管道设计与选择 为减少气液进出塔对塔内操作的冲击，管径选取按下述条件： 流体流速:uL=13 m/s 气体流速 uG=1030m/s 蒸汽: u=3050 m/s uL=2m/s u=40m/s 公式: 24idVu 塔顶回流管 di=28mm 塔顶蒸汽出口管 di=140mm 塔顶产品出口管 di=9.7mm 进料管 di=25mm 塔釜出料管 di=172mm 塔釜回流管 di=25mm 塔釜产品出口管 di=22mm hk
33、gMDVD/01.6394.20 hkgW/13.95)8958.(8165 kF/ 设计小结： 这次设计总体来说还比较合理，各项设计结果均符合设计要求，详见设计结果 总汇表及填料塔配图。由于该类型填料塔的一些物性参数均非化工手册中未能 查到的确切数据，是通过分析计算得到的，这给计算带来了一定的误差。 这次课程设计，自己收获颇多。课程设计可谓是理论联系实际的桥梁，是我 们学习化工设计基础的初步尝试。通过课程设计，使我们能综合运用本课程和 前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成了指定 的化工设计任务，从而得到了化工程序设计的初步训练。通过课程设计，使我 们更加深刻的了解了
34、工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养 了我们分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们 树立正确的设计思想，培养实事求是，严肃认真，高度负责的工作作风。 综上所述，这次课程设计对自己来说是一个提高的过程。在做课程设计的过 程中，几次频繁的去图书馆找寻资料，不仅让自己现在能够熟悉查阅文献资料， 还丰富了自己的课外知识。两个星期内，同学之间热烈讨论，各寝室间交流密 切，极大增进了同学之间的友谊，这可算上是此次课程设计的额外收获。对于 化工单元操作 ，从开始的陌生到现在的一知半解，有自己的努力，也有很多她 人的帮助。在此感谢所有帮助我的人。 9JWKffwvG#tY
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