【化工原理课程设计】甲醇和水筛板精馏塔分离

设计计算<一>设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中产品经冷却后送至储罐。<二>精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率gkmolXD+32.0418.0232.04=0.002818X2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MD=0.9947×32.04+(1—0.9947)×18.02=31.96kg/kmolMW=0.002818×32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg/kmol3、物料衡算联立解得D=31.48kmol/h<三>塔板数的确定1、理论板数的求取115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818w=84.09kmol/h温度液相气相a温度液相气相aax4.83x得到相平衡方程y=1+(a-1)x=1+3.83xq2、求精馏塔的气液相负荷q2、求精馏塔的气液相负荷3、求操作线方程精馏段操作线方程y=R+xD=0.6528Xn+0.3454n+1R+1R+1 n+1VnVn+1VnV通过相平衡方程求X=y1=0.9749y=0.6528X+0.3454=0.9818，如此反复得21n计算如此反可得到进料板位置总理论板数包括再沸器2、实际板层数的求取5精馏段实际板层数：N精==8.≈0.66提馏段实际板层数：N提=≈(不包括再沸器)0.6<四>精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算塔底压力×2、操作温度计算(内插法得)根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得：塔顶温度进料板温度塔釜温度精馏段平均温度提馏段平均温度D℃t+t64.79+78.3tm=D2F=2=71.54℃塔顶平均摩尔质量计算由(甲通过相平衡方程求得)×水 ()××甲水进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算得进料板，再通过相平衡方程得甲()水×()×甲()水×(×)塔釜平均摩尔质量的计算由查平衡曲线得 甲水×()×甲()水×()×精馏段平均摩尔质量22LM22提馏段平均摩尔质量′VDMVFM==22.04Kg′VDMVFM==22.04Kg/Kmol22224、平均密度计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即精馏段p=PmMvm=108.4528.92=1.094VMRTm8.314(71.54+273.15)提馏段p′RTm8.314(88.95+273.15)⑵液相平均密度计算液相平均密度按下式计算即=液相平均密度按下式计算即=iρρmi液相平均密度的计算由tD=64.79℃查手册得p甲Up水1pLPM=ωω=0.9970.003=747.7U++ρρ746.168980.613甲水进料板液相平均密度计算由tF=78.℃查手册得p甲Up水进料板液相的质量分率LM22LM22提馏段液相平均密度p′LFMLWM==919.48221pLFM=α1-α1==++U提馏段液相平均密度计算由p甲U11p0.005甲水精馏段液相平均密度为p=LDMLFM甲水精馏段液相平均密度为p=LDMLFM==814.85、液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算塔顶液相平均表面张力的计算即6LM=Xi6i由t=64.79℃查手册得6甲D××FF×℃查手册得6甲×℃查手册得6甲塔釜液相平均表面张力的计算由UU66甲6水×()×LM22提馏段液相平均表面张力为6′LFMLWM=提馏段液相平均表面张力为6′LFMLWM==56.05mN/mL226、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即lgLM=XilgiLDMLDMLFMLFM水××+0.3292+0.35精馏段液相平均黏度为=LDMLFM==0.3397mpa.sLM22+0.2888+0.35提馏段液相平均黏度为L′=LFM2LWM=2=0.3194mpa.s<五>精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏段的气液相体积流率为提馏段的气液相体积流率为LM174.7519.50C可通过查图(P129取板间距 20最大空塔气速取安全系数为(通过筛板塔的的泛点关联图)(书图×)得到==按标准塔径圆整后(据书表)s塔截面积为44 实==0.63安全系数在允许范围内，符合设计要求u2.085max提馏段同理查阅得查表得′6,56.05′′L20p,p,′′LV同上取安全系数′′×圆整取′同上′㎡V,0.6586实际空塔气速′s==1.313A,0.5024T==0.46(符合安全系数范围，设计合理)U,2.84max、精馏塔有效高度的计算ZN-1)HT=(9-1)×0.35=2.8mm<六>塔板主要工艺尺寸的计算w′取板上清液高度为′⑶弓形降液管宽度wd和截面积AflwAw由=0.6查图(P127页弓形降液管的宽度与面积图)得f=0.052d=0.1DADTAfAT㎡×所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段：9=fT==17.217s>3~5s(故设计合理)L0.0005313600h提馏段：9′=fT==8.884s>3~5s(故设计合理)L,0.0010293600hLh。.=hu。=0.08m/s3600lu。,⑴塔板的分块因≥故塔板采用分块式，塔板查表可知分为块⑵边缘区宽度确定⑶开孔区面积计算RRD0.8D0.8R=2—wc=2-0.03=0.37m⑷筛孔计算及其排列md筛孔数目为=t²(13.9510¯³)²气体通过阀孔的气速0.66570.6586七塔板的流体力学验算干筛孔的流量系数有。①0.051(u。)²ρV=0.051(19.04)²1.094=0.0369m液柱cL814.8⑵气体通过液层的阻力及′① TfATf v查资料附表图充气系数关联图，由。()×(②,V,sAATf=0.6527查资料附表图充气系数关联图，由,得′(H(HhTf⑶液体表面张力的阻力及,计算eve′计算×σL液L΄气液气气HhTHh气=液气()故在本设计中液沫夹带量ev及e′在允许范围内① vhS②v为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及H′应服从下式HdQQ；Hd′≤Q(′′)Q()×()液柱Q(′′)×()液柱而；′′′′′液柱故在本设计中不会出现液泛现象(八)塔板负荷性能图漏液线由0,min0L6LV0,minA0Lw0w2.84(L)2/3h=E|h|ow1000(lw)得SminsSminSSsSS(′)，m3/s，m3/s由上表数字即可作出漏液线①vVVuSS=2.0997VaA-A0.5024-0.02612STfh=2.5h=2.5(h+h)SSTfS5.71062.0997V3.2SS同理可计算出e5.71062.0997Vs3.20.1vSSS在操作范围内，任取几个(′)值，依上式计算出值，计算结果列于下表：(′)，m3/s，m3/s由上表得出液沫夹带线②对于平直堰，取液上液层高度，作为最小液体负荷标准，由下式得2.843600L2/3hES0.006ow1000lw取，则L4.094104m3/S,min2.843600据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图③以θ作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得AfHT4LSHLfT2.2855103m3/sHs,max44据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图④dTwdpldp=cl6LwowTwowcd忽略h将h与L，与L，h与v的关系式带入上式，并整理得6,owsd?sc6sSsa,(pv)=0.051人1.094=0.0833ACp(10.0944人0.3703人0.82)2814.800LTwwo3600l3600wSSSSSSsSssSs在操作范围内，任取几个L(L,)值，依上式计算出V(V,)值，计算结果列于下表SsSSL(L,),m3SS由上表数据即可作出液泛线(5)九换热器的设计的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/㎡℃)本设计取k=600w/㎡℃)出料温度：64.℃(饱和气)→(饱和液)℃℃Q在此温度下，查化工原理第三版附录得y甲KΔt×××()××号径力数积0×㎡㎡选用℃饱和水蒸气加热，传热系数取㎡℃同上´=pv´Vs´=0.842×y´=0.002818×()×号径力数0×㎡通面积㎡取uF4u取uF4uuww(十)馏塔接管尺寸计算①进料管的结构类型很多，本设计采用直管进料管，管径计算如下：uF℃进料，此温度下p甲p水(查化工原理(上)附录)