最新化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计文档格式.docx
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间接蒸汽e)单板压降:
≤0.7kPa
(三)板类型
筛板塔
(四)厂址
临沂地区
(五)设计内容
1)精馏塔的物料衡算;
2)塔板数的确定;
3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;
4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算;
5)塔板主要工艺尺寸的计算;
6)塔板的流体力学验算;
7)塔板负荷性能图;
8)精馏塔接管尺寸计算;
9)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
本设计主要符号说明:
英文字母
Aa----塔板的开孔区面积,m2△PP----气体通过每层筛板的压降
Af----降液管的截面积,m2t----筛孔的中心距
Ao----筛孔区面积,m2u’o----液体通过降液管底隙的速度
AT----塔的截面积m2Wc----边缘无效区宽度
C----负荷因子无因次Wd----弓形降液管的宽度
C20----表面张力为20mN/m的负荷因子Ws----破沫区宽度
do----筛孔直径Z----板式塔的有效高度
D----塔径m希腊字母
ev----液沫夹带量kg液/kg气θ----液体在降液管内停留时间
ET----总板效率μ----粘度
R----回流比ρ----密度
Rmin----最小回流比σ----表面张力
M----平均摩尔质量kg/kmolφ----液体密度校正系数、开孔率
tm----平均温度℃下标
g----重力加速度9.81m/s2max----最大的
Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)min----最小的
hl----进口堰与降液管间的水平距离mL----精馏段液相的
hc----与干板压降相当的液柱高度mV----精馏段气相的、
hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度mL'
----提馏段液相的
hf----塔板上鼓层高度mV'
----提馏段气相的
hL----板上清液层高度m
h1----与板上液层阻力相当的液注高度m
ho----降液管的义底隙高度m
how----堰上液层高度m
hW----出口堰高度m
h’W----进口堰高度m
hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度m
H----板式塔高度m
Hd----降液管内清液层高度m
HD----塔顶空间高度m
HF----进料板处塔板间距m
HT----塔板间距m
K----稳定系数
lW----堰长m
qv,L,h----液体体积流量m3/h
qv,v,h----气体体积流量m3/h
九、筛板塔设计计算结果19
一、设计方案的确定
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流到塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸气加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
二、精馏塔的物料衡算
⑴原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇(A)的摩尔质量为:
MA=32.04kg/kmol
水(B)的摩尔质量为:
MB=18.02kg/kmol
xF=(0.42/32.04)/(0.42/32.04+0.58/18.02)=0.289
xD=(0.90/32.04)/(0.90/32.04+0.10/18.01)=0.835
xW=(0.01/32.04)/(0.01/32.04+0.99/18.01)=0.00565
⑵原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
MF=32.04×
0.289+18.02×
(1-0.289)=22.07kg/kmol
MD=32.04×
0.835+18.02×
(1-0.835)=29.73kg/kmol
MW=32.04×
0.00565+18.02×
(1-0.00565)=18.10kg/kmol
(3)物料衡算原料处理量
qn,F=30000000/(300×
24×
22.07)=188.79kmol/h
总物料衡算qn,F=qn,D+qn,W即188.79=qn,D+qn,W
甲醇的物料衡算qn,FxF=qn,DxD+qn,WxW即188.89×
0.289=0.835qn,D+0.00565qn,W
联立解得qn,D=64.50kmol/hqn,W=124.29kmol/h
(4)物料衡算结果
(5)表1物料衡算结果表
塔顶出料
塔底出料
进料
质量分数/%
90
1
42
摩尔分数/%
83.5
0.565
28.9
摩尔流量/(kmol/h)
64.5
124.29
188.79
3、塔板数的确定
(1)平均相对挥发度α
取x-y曲线上两端点温度下α的平均值。
查甲醇的气液平衡关系表可得:
t=92.9℃时:
α1=yAxB/yBxA=y(1-x)/(1-y)x=28.34×
(100-5.31)/[(100-28.34)×
5.31]
=7.05
t=66.9℃时:
α2=y(1-x)/(1-y)x=91.94×
(100-87.41)/[(100-91.94)×
87.41]=1.64
所以α=(α1+α2)/2=(7.05+1.64)/2=4.35
(2)回流比的确定
泡点进料:
Rmin=[xD/xF-α(1-xD)/(1-xF)]/(α-1)
=[0.835/0.289-4.35(1-0.835)/(1-0.289)]/(4.35-1)=0.561
R=2.7Rmin=2.7×
0.561=1.52
(3)塔顶气相、液相,进料和塔底的温度分别为:
tvD、tLD、tF、tW
查气液平衡关系表,用内插法算得:
塔顶:
(83.5-68.49)/(85.62-68.49)=(tLD-70.0)/(68.0-70.0)tLD=68.25℃
(84.92-83.5)/(84.92-81.83)=(70.0-tVD)/(70.0-71.3)tVD=70.59℃
塔釜:
(0-0.565)/(0-5.31)=(100-tW)/(100-92.9)tW=99.24℃
进料:
(33.33-28.18)/(28.9-28.18)=(76.7-78.0)/(tF-78.0)tF=77.82℃
精馏段平均温度tm=(70.59+77.82)/2=74.20℃
提馏段平均温度t'
m=(99.24+77.82)/2=88.53℃
(4)塔板效率ET
表2甲醇的物性数据
温度(℃)
20
40
60
80
100
120
密度(kg/m3)
804.8
783.5
761.1
737.4
712.0
684.7
黏度(mPa·
s)
0.580
0.439
0.344
0.277
0.228
0.196
表面张力(mN/m)
22.07
19.67
17.33
15.04
12.80
10.63
表3水的物性数据
65
67
70
75
85
95
0.4355
0.4061
0.3799
0.3565
0.3355
0.3163
0.2944
0.2838
64.91
64.3
62.6
60.7
58.8
内差法求塔顶与塔底平均温度下的液相黏度μL
塔顶与塔底平均温度t=(68.25+99.24)/2=83.74℃
(83.74-80)/(100-80)=(μA-0.277)/(0.228-0.277)μA=0.268
(83.74-80)/(85-80)=(μB-0.3565)/(0.3355-0.3565)μB=0.3408
(83.74-81.6)/(85.0-81.6)=(xA-20.83)/(13.15-20.83)xA=0.1599
可得:
μL=μAxA+μB(1-xA)=0.3292
ET=0.49(αμL)-0.245=0.449
(5)理论板层数NT的求取
a、精馏塔的气、液相负荷
qn,L=Rqn,D=1.52×
64.50=98.04kmol/h
qn,v=qn,L+qn,D=98.04+64.50=162.54kmol/h
qn,L'
=qn,L+qn,F=98.04+188.79=286.83kmol/h
qn,v'
=qn,v=162.54kmol/h
b、精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线:
yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1)=0.603xn+0.331
提馏段操作线:
y'
m+1=qn,L'
x'
m/qn,v'
-qn,WxW/qn,v'
=1.76x'
m-0.00432
c、气液平衡方程
x=y/[y+α(1-y)]=y/[y+4.35(1-y)]
d、逐板计算法求理论塔板层数
y1=xD=0.835
x1=0.538y2=0.655
x2=0.304y3=0.534
x3=0.196=x'
1y'
2=0.340
x'
2=0.106y'
3=0.182
3=0.0487y'
4=0.0814
4=0.0200y'
5=0.0308
5=0.00725y'
6=0.00844
6=0.00195
所以精馏段所需理论板层数为2;
提馏段所需理论板层数为5;
总理论塔板数NT为7,进料板位置NF为自塔顶数起第3块。
(6)实际塔板数的确定
精馏段实际塔板数N精=2/0.449=5块
提馏段实际塔板数N提=5/0.449=12块
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
(1)操作压力的计算
设每层塔压降:
△P=0.7KPa
进料板压力:
PF=101.3+5×
0.7=104.8KPa
精馏段平均压力:
Pm=(101.3+104.8)/2=103.05KPa
塔釜板压力:
PW=101.3+17×
0.9=113.2KPa
提馏段平均压力:
P'
m=(105.8+113.9)/2=109KPa
(2)操作温度计算
由上可知:
塔顶温度tD=70.59℃
进料板温度tF=77.82℃
塔釜温度tW=99.24℃
精馏段平均温度tm=(70.59+77.82)/2=74.20℃
提馏段平均温度t'
m=(99
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