1、精餾塔的工藝條件及有關物性數據目錄1. 設計方案簡介 11.1 設計的方案11.2設計工藝 11.3設計內容 12. 工藝計算 12.1 .1 水和丙酮物性數據 12.1.2全塔物料衡算22.1.3塔板數的確定22 .1.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 22.2填料塔的工藝尺寸的計算 32.2.1 塔徑的計算32.2.2塔高的計算52.2.3塔板壓降計算72.2.4塔板負荷性能圖83. 輔助設備的計算及選型 83.1 填料支承設備93.2填料壓緊裝置 93.3液體再分布裝置 94. 設計一覽表 95. 后記 106. 參考文獻 107. 主要符號說明 108. 附圖（工藝流程簡圖、主體

2、設備設計條件圖）1. 設計方案簡介1.1設計的方案在抗生素類藥物生產過程中，需要用丙酮溶媒洗滌晶體，洗滌過濾后產生廢丙酮溶媒， 其組成為含丙酮50%、水50% （質量分數）。為使廢丙酮溶媒重復使用，擬建立一套板式精餾塔，以對廢丙酮溶媒進行精餾。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%（質量分數）。1.2設計工藝生產能力31000噸/年（料液）年工作日300天原料組成50%酮，50%水 （質量分率，下同）產品組成餾出液 99.5%丙酮，釜液0.5%丙酮操作壓力塔頂壓強為常壓進料溫度泡點進料狀況泡點加熱

3、方式直接蒸汽加熱回流比：自選1.3設計內容1、確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。2 、 工藝參數的確定基礎數據的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數，塔板效 率，實際塔板數等。3 、主要設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 、流體力學計算流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。5 、主要附屬設備設計計算及選型塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學計算。料液泵設計計算：流程計算及選型。2. 工藝計算2.1基礎物性數據（1）水和丙酮的性質表1水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.31

4、80.248丙酮粘 度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160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 ：998.1983.2977.81971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性質分子量沸點臨界溫度K臨界壓強kpa水18.02100647.

5、4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮一水系統t x y數據沸點t/C丙酮摩爾數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由以上數據可作出t-y (x)圖如下t-y(x)yx)由以上數據作出相平衡y-x線圖相平衡線0.98/58.080.02

6、/18.022.1.2全塔物料衡算與操作方程(1)進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數酮的摩爾質量M A =58.08 Kg/kmol水的摩爾質量Mb =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= 0.2370.98/58.08Xd二 0.984均摩爾質量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=0.0001

7、6 58.08+ (1-0.00016)18.02=18.026 kg/kmolF=31000000/(300 x 24) / 27.514=156.486kg/kmol根據總物料衡算和易揮發組分的物料衡算公式F=D+W FxF 二 DxD - WX/156.486=D+W156.4860.237=D 0.984+W 0.00016D=37.67W=118.81塔板數的確定 最小回流比：10.90.80.70.50.406相平衡線000. 10.20.30.40.50.60.70.80.9x設進料溫度是泡點溫度，則q=1, xF=Xq從表5.丙酮一水系統tx y數據可得 xq=0.237 時，

8、yq =0.815X D 一 y eRminD- =0.984-0.815/0.815-0.237=0.304ye Xe確定操作回流比：（1.12.0甩為方便計算：R=2 Rmin =0.6082.1.2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精餾段:方程：提餾段：LWyn 1 = VXn VXw=2.96X-0.00031ynXn 1=0.38X+0.61R 1理論塔板數的確定：相平衡線b點為精餾段操作線的在丫軸的截距b=0.61ab為精餾段

9、操作線。D 點坐標(0.237,0.700)cd為提餾段操作線由圖可知：精餾段塔板數：13提餾段塔板數：4、全塔效率的估算用奧康奈爾法(Oconenell)對全塔效率進行估算: 根據丙酮一水系統t x(y)圖可以查得：td =56.5c (塔頂第一塊板)Xd =0.968yi -0.968為=0.95設丙酮為A物質，水為B物質假設物質同上：yA =0.00627xA = 0. 0 0 6 2 9yB =0. 9 9 373 xB =0.99371所以第一塊板上:yA = 0. 9 6 8xA = 0. 9 5yB = 0.032xB =0. 0 5可得：yA / xA“ “aAB(D)匸59Y

10、b / Xbtf =67.20c(加料板)xF =0.0937y 0.75假設物質同上：yA = 0.750xA = 0. 0 9 3 7 yB = 0. 2 5 0xB = 0.9063可得：aYa / Xa29aAB(F)29Yb/Xbtw =100C(塔底)Xw =0.00629yW =0.00627可得：aAB(w) = 丫人a = 0.997yB /xb所以全塔平均揮發度：a t3 aaFaW二31. 5 廠2 廠0. 9 9 7 3. 5 8精餾段平均溫度：= Td Tf二5651.85 C2 2查前面物性常數(粘度表)：61.85 0c時，丄水二0.53mPa s丙酮二0. 51

11、Fha s所以卩精=送 X 片=0. 53 0. 24 3 9. 52=0. 7 5 Pa 0. 5查85 0C時，丙酮-水的組成y7x -0.175 x* = 0. 7 5 7y丙酮-0. 8 2 5x丙酮-0. 2 4 3所以Et(精)=0.49(3.58 0.515)0.245=0.55同理可得：提留段的平均溫度T2 = Tb Tf J00 67.2 =83.60C2 2四、實際塔板數N實際塔板數NtP -Et(1)精餾段:13Nr=23.6，取整24塊，考慮安全系數加一塊為24塊。0.55(2)提餾段:NS(提)=3 =5.26，取整6塊，考慮安全系數加一塊，為 6塊。 (0.57故進

12、料板為第25塊，實際總板數為30塊。全塔總效率：Et =1 = 0. 5 7Np4.5.1操作壓力計算塔頂操作壓力：Pd =101.3+4=105.3kpa設定每層塔板壓降 P=0.7kpa進料板壓力：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+115.3) /2=110.34.5.2操作溫度計算：塔頂溫度：td=565C 進料板溫度：tf =845C 塔底溫度：tw=963C精餾

13、段平均溫度：tm1 =70.5C提餾段平均溫度：tm2 =90.4C平均摩爾質量計算塔頂平均質量：M LDm =0.984*46+0.016*18=45.552kg/kmolMVDm =0.987*46+0.013*18=45.636 kg/kmol進料板平均摩爾質量：MLFm =0.237*46+0.763*18=24.636 kg/kmolM VFm =0.815*46+0.185*18=52.16 kg/kmol塔底平均摩爾質量：M LWm =0.016*46+0.984*18=18.448 kg/kmolM LWm =0.3*46+0.7*18=26.4 kg/kmol精餾段平均摩爾質

14、量：MLm1= (45.552+24.636) /2=35.094 kg/kmolMVm1= (45.636+52.16) =48.898 kg/kmol提餾段平均摩爾質量:MLm2= (24.636+18.448) =21.542 kg/kmolMVm2= (52.16+26.4) =38.83 kg/kmol平均密度計算 氣相平均密度計算:理想氣體狀態方程:液相平均密度計算td=56.5 tf=845C?vmPmM vmRTm=2.18查表，a 仁0.16a 2=0.88=716kg/m312液體平均粘度的計算td=56.5查表得：卩 1=0.535卩 2=1.245Lg 卩 mD=0.9

15、84*lg0.535=0.016*lg1.245=-0.266卩 mD=0.542mP - stf =84.5C查表得：卩仁0.325卩 2=0.190a 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：VMvmV；Mv 二 0.385m2 / s3600 泡Lm = 0.00051m3/sLs 3600 j計算：液相品質流量 WL -L Ml =803.65kg/h氣相品質流量 WG -V M2961.75kg/h(3)計算得泛點氣速填料類型理論板數 N, 1/m比表面積at, 1/m空隙率% P/Z, Mpa/mAK1

16、25X塑料孔板波紋填料0.855098.51.4*10 40.3321.563表7-2-1規整填料性能1/8i U atlg_Gr其中：u f為泛點氣速 m/sg :重力加速度 9.81 m/s2:空隙率卩l：液體黏度，mPas氣液相密度 Kg/m3Wg, Wl :氣液相質量流量，218 匯 0.370.21 = 0.3321.563J-80365 1 18 8 12961.75丿 1716 丿叮2 二a_kwl/wg1/4P VM , P LM :igUf29.81 0.9853 716求得泛點氣速:uf =1.432m/s取安全系數u.7uf則空塔速度u=1.002WG2961.75v =

17、Pvm30.377m /s，2.18 3600v D2u，得4=0.48m ,所以 D=0.69 ： 0.7mjiu4塔截面積:舛 0.72 =0.385m24實際塔氣速:U亠鮎97m s舛 0. 38 53.溢流裝置的計算堰長lwa:填料比表面積1/mA，K :常數Kg/h1可取 lw =0.66D=0.66X 0.7=0.462m2.84fl y3溢流堰高度hw由hw = hL - hw，選用平直堰，堰上液層咼度：howE1000取用E=1，則how二竺 i 3600 o.。0051 10000.4620.00622m取液上清液層高度弓形降液管寬度Wd和截面積At由 lw/D =0.66，

18、查圖5-7 ()附圖得用經驗公式:”0. 00 7會=O.Wd =0.152 0= 70.rr1Af6 ; x 0. 0 76 2 0.m3 8 5 0. 02 9 33600- 3600 O.293 0.5 = 28.73s 5SLh0.00053600故降液管設計合理。降液管底隙高度h。hoLh3600lWUo取 uo=0.08m/s則 h0 =0.0089h -ho =0.06380.0089 = 00549m 0.006m故降液管底隙高度設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hw = 0.07 - 0

19、.00622 =0.0638m邊緣區寬度確定取 WS =Ws =0.070m,W = 0.035m開孔區面積A/ 2八 o12丄兀r. xAa =2 xjr x +arcs in180 rx_.：W 二07 一 0.1088 0.0-0.1712m其中,r =D =WL 二0 3=50. mi 52 2人=2疋 0.1712心0.3152 -0.17122十二 0.31520.1712arcs in1800.3152=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 d0=5mm篩孔數目：n =1.155Aa/t2 = 1.155 0.302 = 1550.27個0.01

20、5篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d=5mm開孔率:二 0.907S.005 孑2.015 丿= 10.1%氣體通過閥孔的氣速為: = 0.374/ 0.101 0.302 =12.26m/s3塔高的計算塔的高度可以由下式計算：Z=Hpt（N2S）H + STH + FH+JHHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）Ht -板間距N-實際板數S-人孔數Hf-進料板出板間距Hw-塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數為N=30塊，板間距Ht=0.3由于料液較清潔，無需經常清洗， 可取每隔8塊板設一個人孔，因為板數較少，所以可以忽略人工開孔數。取人孔兩板之間的間距 Ht =0.6m，則塔頂空間Hp=

21、1m，塔底空間Hw=1.5m,進料板空間高度Hf = 0.8m，那么，全塔高度:Z =(32 -2) 0.3 1.11.2 1.5 =12.8m塔板結構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。取無效邊緣區寬度Wc=35mm,破沫區寬度70mm， 查得堰長檐長Lw =528mm弓形溢流管寬度 Wd = 109mm弓形降液管面積Af = 0.04m2A降液管面積與塔截面積之比=7.62%AT堰長與塔徑之比 山=0.660D5s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大于 液體在精餾段降液管內的停留時間Af川丁Lst0.04 0.30.00144= 8.3s

22、 5s符合要求液體在精餾段降液管內的停留時間Af *HtLst0.04 0.3 =5.17S 5S 符合要求0.00232弓形降液管采用平直堰，堰高hw二h, -dwhL -板上液層深度，一般不宜超過60-70mmhow -堰上液流高度堰上的液流高度可根據Fran cis公式計算L 2 hw=0.00284E（）3E-液體的收縮系數LS-液相的體積流量Lw -堰長精餾段hw = 0.00284E(3600 0.000370.652)3-0.00526E由 Lw =0.66DLs(Lw)253600 0.000370.5282.5“57查手冊知 E=1 則 how =0.00526x1=0.00

23、526m hw =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 h =0.0546-0.01=0.0446同理，對提餾段213.76 3 how=0.00284E()3 =0.00337E0.65由 Lw =0.66D查手冊得E=1.hw =0.00337X1=0.0337mhw =0.06-0.00337=0.05663mh0 =0.05663-0.01=0.04663m6開孔區面積計算已知 Wd=0.12m進取無效邊緣區寬度Wc =0.035m破沫區寬度 Ws =0.07m閥孔總面積可由下式計算2272XAa=2x-r -x 0 r

24、 arcsi n()_180rD1x= -(Ws Wd)(0.07 0.1088) = 0.2212m22r=Wc = 0.40.035 = 0.365m2所以Aa =20.22120.3652 -0.2212200.3652 arcsi n(02212 )= 0.302m2_18000.365篩板的篩孔和開孔率 因乙醇-水組分無腐蝕性，可選用二=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=15mm篩孔數目1158000 Aa怦0) 0.30215= 1550.271 550開孔率0.9072(t/d)0.90732= 10.07%（在5-15%范圍內）

25、氣體通過篩孔的氣速為U0精餾段0.339U0J=11.114m/s0.1007 0.462提餾段UT11.0517m/s0.1007 0.302六、篩板的流體力學驗算1塔板壓降干板阻力hc計算干板阻力九=0.015由所選用篩板查得 C0 二 0.773hc =o. 0 511. 104 7 732. 1夕14 0. 0m液柱氣體通過液層的阻力hL的計算氣體通過液層的阻力hL二-h1UaVs0.3740.978m/s片-Af0.385 -0.00293F0 =U7V =0.978 .278 = 1.444kg12/ s m2查圖得：2 =0.70I% 二嘰二 hw % 0.05532 0.004

26、68 =0.042液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產生的阻力仙 4 漢 4 0. 4 37 31 Q”、h L0.0 04m 液柱 PLgd071 4 9. 8 10. 0 05.氣體通過每層塔板的高度hp可計算：hp = hc+ n +占 0. 0 7 17 5 Pp 二hp，Lg 巧93Pa ：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 = 5.7 106.二Ua Ht -hf 丫由 hf =2.5hL =2.5 0.042 = 0.105m所以ev7 10”40.4373*3.

27、2廣 11.114310.40.105 丿= 0.016 ： 0.1故設計中液沫夾帶量ev允許范圍內漏液對于篩板塔，漏液點氣速：5時=4.4j（0.0056 + 0.13hL Wl/Pv0.0040714/2.18=4.40.7720.00560.13-0.042=5.17m/s實際空速：U11.114m s穩定系數：K = U。a 1.5U 0,min故在本實驗中無明顯漏液。液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液高度Hd應服從式子出乞:Ht hw取 =0.5, Ht hw =0.50.3 0.05470 =0.177而出=hp +h +hd，板上不設進口堰，則有hd =0.153(U0 $ =0

28、.153匯(0.08 律 0.001m 液柱Hd =hp hl hd = 0.08 0.06 0.0 0 1 0.1 4 14 HT hw可知，本設計不會發生液泛七、塔板負荷性能圖1精餾段塔板負荷性能圖1.1嚴重漏液線查C0S圖知Uo,min =4.4.0.00560.13hL 二hTLV=4.40 . 7 7 20 . 005 60 . 1 3二0.0 4 20.00 407 1 4 / 2.1 82/ ,/2Vs, mi 0. 1 36 3+2 44；6.)8 3在操作范圍內，任取幾個Ls值，已上式計算VSLs m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s0.2

29、5700.26700.27910.28901.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下:hf-2.5hL= 2.5 0.054xlx1000(3600Ls1(0.486 丿 j5.7 10VSVSuSS2.618VSgAt -Af0.385-0.00293= 0.13675 2.625L：32Ht -hf =0.16325 -2.625Ls35.7 10-41.08 10 JVS20.732(0.279 2.32LS*5.7 1040.4373 10-2.152Vs2-.0.16325-2.625Ls3= 0.1J解得 Vs = 1.532-8.665Ls2/3l_s

30、 m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s1.4711.4191.3521.296可作出液沫夾帶線 2(3)液相負荷下限線液相負荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度how =0.00526作為最小液相負荷標準。咨皿)11000Lw=0.0053 EE=1,則Lsmirr 0 0 0530 10000. 0 0n032 s /2. 8 4how據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.(4)液相負荷上限線以二=3s作為液體在降液管中停留時間的下限AfHTLSAfHT0.0293 0.04s,max3= 0.0

31、0391m3/s據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線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，須維持的液層高度Hd令 Hd =(Ht +hw)=半(0.4+ 0.05470)出 *+% +hdhhhhvhi， hL hw how聯立得Ht 川聲-1 hC 1)how hc hd 見 整理得：aVf-cL； -d/30.051(A0C0)26、0.051)2?L(0.101 0.53 0.773)2 18M。0911b 二 Ht-1九=0.5 0.298 (0.5 0.7-1) 0.05470=0.1600.1532(Iwh。)0.1532(0.462 0.0463)-334.38d =2.84 10 ”E(1J(3600)2/3 =1.74l w3Ls m /s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 /s1.6291.4981.3281.1660.0911V： =0.160-334.38 Lt-1.74 L：3列表計算如下由此表數據即可做出液泛線5。根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下:由圖可以看出,*液沫夾帶線嚴重漏液線豈 液相負荷下限線 fe；液相負荷上限線 液泛線在負荷性能圖A上，作出操作點A ,連接0A ,即可作出操作線 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=