天津大学化工原理课程设计大作业

目录第一章前言 (1)1.1课题来源及意义 (1)1.2精馏塔的选择依据 (2)第二章工艺设计要求 (3)2.1 进料条件 (3)2.2 分离要求 (3)2.3 塔顶冷凝器设计要求 (3)2.4 塔釜再沸器设计要求 (3)2.5 接管管径设计要求 (3)2.6 液体分布器设计要求 (3)第三章工艺过程设计计算 (4)3.1 物料衡算 (4)3.2 理论板数确定 (4)3.3 精馏塔工艺条件计算 (7)3.4 塔体工艺尺寸设计计算 (14)3.5 塔附属结构设计计算 (17)第四章问题讨论 (22)符号表 (24)参考文献 (25)附录 (26)1第一章前言1.1 课题来源及意义药物生产的过程中经常会用到结晶的操作以提高产物的纯度，但是结晶操作中的洗涤步骤却需要使用大量的溶媒，这些溶媒的处理问题就成为了工艺设计过程中一个需要重点考量的问题。

例如，在盐酸四环素药物生产过程中，需要用丙酮溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废丙酮溶媒，其主要含大量丙酮和少量水。

废丙酮溶媒的来源如下图示：盐酸原料发酵溶解、洗涤结晶、过滤晶体丁醇母液废丁醇溶媒晶体盐酸四环素结晶、过滤溶解、洗涤丙酮母液废丙酮溶媒图1-1 盐酸四环素生产流程示意图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，既可以降低生产费用，又能使废水排放达到生产要求。

因此，将废丙酮回收，降低排放废水中的丙酮含量，从而产生社会效益和经济效益，是一个很重要的课题。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。

在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。

本课程设计的主要任务是对废丙酮溶媒回收中的回收塔系统进行初步的工艺计算，并且给出工艺设计图。

1.2 精馏塔的选择依据1.2.1 填料塔选择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，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。

填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，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。

塔型的选择因素很多。

主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。

本设计目的是分离丙酮-水混合液，物系的处理量不大，为792 kg∙h−1，并且物系不宜发泡，因此采用填料精馏塔。

即可以保证高效的完成分离任务，又可以节约设备成本。

1.2.2 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。

由于金属环矩鞍填料为目前填料塔中最常用的一类填料之一，理论数据丰富有利于本次设计，因此我们选择了金属环矩鞍填料。

第二章工艺设计要求2.1进料条件进料采用饱和液体进料，废丙酮溶媒的处理量为19吨/天（每天按24小时计）。

其中原料液的组成为：表2-1 进料组成表组分组成（wt%）丙酮75水252.2 分离要求产品中水分含量≤0.2%（wt%）残液中丙酮含量≤0.5%（wt %）2.3 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8~10 ℃，总传热系数600 W/m2∙℃2 .4 塔釜再沸器设计要求再沸器采用0.3 MPa的饱和水蒸气为加热介质来使塔釜釜液汽化，同时蒸汽冷凝放出汽化热，总传热系数400 W/m2∙℃，热损失为20%~30%2.5 接管管径设计要求要求气速流量控制在10~15 m∙s−1，液体流量控制在0.5~1.0 m∙s−1，计算完管径后要圆整为标准管。

2.6 液体分布器设计要求液体分布器采用管式液体分布器液位高度取：∆H=120~200mm分布点密度取：220~260 点/m2塔截面小孔孔径取：3 mm第三章 工艺过程设计计算3.1 物料衡算（1）原料、塔顶流出液及塔釜液中丙酮质量分数。

X F =0.750 X D =1−0.002=0.998X W =0.003（2）原料、塔顶流出液及塔釜液中丙酮摩尔分数。

丙酮的摩尔质量为58.08 kg ∙kmol −1；水的摩尔质量为18.01 kg ∙kmol −1x F =0.750/58.080.750/58.08+0.250/18.01=0.482x D =0.998/58.080.998/58.08+0.002/18.01=0.994x W =0.003/58.080.003/58.08+0.997/18.01=0.001（3）原料、塔顶流出液及塔釜液的平均摩尔质量。

M F =0.482×58.08+(1−0.482)×18.01=37.323 kg ∙kmol −1 M D =0.994×58.08+(1−0.994)×18.01=57.840 kg ∙kmol −1 M W =0.003×58.08+(1−0.003)×18.01=18.130 kg ∙kmol −1 （4）物料衡算F =1900024=791.67 kg ∙h −1 总物料衡算 F =D +W 丙酮物料衡算 X F ∙F =X D ∙D +X W ∙WD =X F −X W X D −X W F =0.750−0.0030.998−0.003×791.67=594.35 kg ∙h −1W =X D −X F X D −X W F =0.998−0.7500.998−0.003×791.67=197.32 kg ∙h −1表3-1 物料衡算表3.2 理论板数确定（1）气液平衡数据处理进料产品量联立求解由于给定的气液平衡数据是以摩尔分数为基准的，因此这里将气液平衡数据转化为以质量分数为基准。

表3-2 常压下丙酮-水气液平衡数据计算举例（以第二组数据为例）y=0.0500 x=0.0087Y=58.08×0.050058.08×0.0500+18.01×0.9500=0.1466X=58.08×0.008758.08×0.0087+18.01×0.9913=0.0279（2）最小回流比确定通过观察相图发现，在相图的右上角气液平衡曲线与对角线有一“尖角”，并且呈下凹的趋势，因此根据此特点可以求出最小回流比，具体方法如下。

图3-1 丙酮-水二元物系常压气液平衡相图图3-2是放大后的气液平衡相图，D 点坐标(0.998,0.998)；过D 点作气液平衡线的切线交于A 点；通过ORIGIN 软件可以准确读取坐标(0.9846,0.9881)。

此线即为最小回流比下的操作线，其斜率有如下关系式：0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.00.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0yxR min R min+1=0.998−0.98810.998−0.9846=0.7388因此R min=2.85（3）操作回流比操作回流比一般为最小回流比的1.1~2.0倍，故取操作回流比为最小回流比的1.4倍，则操作回流比：R=1.4R min=1.4×2.85=4.00（4）气相及液相负荷精馏段的气相及液相负荷：L=RD=4×594.35=2377.4 kg∙h−1V=(R+1)D=5×594.35=2971.8 kg∙h−1提馏段的气相及液相负荷：L‘=L+qF=2377.4+1×791.67=3169.1 kg∙h−1V′=V−(1−q)F=2971.8 kg∙h−1（5）操作线方程精馏段：y n+1=RR+1x n+1R+1x D=44+1x n+14+1×0.998=0.8x n+0.1996提馏段：y n+1=L+qFL+qF−Wx n−WL+qF−Wx W=1.066x n−0.0002（6）理论板数及进料板位置采用图解理论板的方法计算理论板数及进料板位置。

如图1-3所示，在气液平衡相图中画出两条操作线，并从塔顶点开始逐一绘出阶梯，直至达到塔釜分离要求为止，最终确定理论板数。

总理论板数为24块（不包括塔釜再沸器），第21块板为进料板。

3.3 精馏塔工艺条件计算（1）填料层高度填料层高度的计算主要有两种方法：传质单元法和等板高度法此处采用等板高度法计算填料层高度，其基本公式为：Z=HETP∙N T我们不妨假设选用DN38的金属环矩鞍填料，其等板高度为0.431，所以：Z=0.431×24=10.344 m应当注意的是，采用此法计算出的填料层高度应给其设置一个安全系数。

根据设计经验，一般填料层的设计高度为：Z′=(1.3~1.5)Z选取安全系数为1.3，Z′=1.3×10.344=13.45 m还应注意的是，设计得出填料层高度后，应视塔径大小及填料层高度情况考虑是否进行分段。

对于散装填料，一般推荐的分段高度值见表1-2，表中ℎ/D 为分段高度与塔径之比，ℎmax为允许的最大填料层高度。

经过计算，精馏段填料层高度为11.77 m，应分为两段，每段5.9 m。

表3-3 散装填料分段高度推荐值天津大学2011级本科生《化工原理》课程设计报告图3-3 图解理论板过程图9（2）操作压降①精馏段压降利用Eckert通用关联图计算。

先计算横坐标：W L W V (ρVρL)0.5=0.043通过下表可以查到压降填料因子Φp=93.4ψ=ρ水ρL=985.70751.02=1.312，u=1.367 m∙s−1从而得到纵坐标：u2Φpψg (ρVρL)μL0.2=0.0364通过查找纵坐标，可以得到对应的单位高度压降为∆P D=26 mmH2O/m②提馏段压降同理，我们可到提馏段的单位高度压降为∆P W=29 mmH2O/m③全塔压降全塔压降采用分段计算的方法。

如前所述，整塔理论板数位24块（不含再沸器），进料板为第21块板，因此精馏段与提馏段高度可由下式计算：Z D=Z′N FN TZ W=Z′−Z D故Z D=13.45×2124=11.77 m Z W=13.45−11.77=1.68 m因此全塔压降为：∆P=∆P D Z D+∆P W Z W=(26×11.77+29×1.68)×9.811000=3.480 kPa=26.102 mmHg（3）操作温度利用Antoine方程计算塔顶塔釜及进料温度。