填料塔课程设计设计题目:甲醇-水分离过程填料精馏塔设计院别:化学化工学院专业:化学工程与工艺姓名:钟阳飞1.甲醇水溶液填料塔设计1.设计题目甲醇溶液,组成为甲醇30%、水70%(质量分数),设计一精馏塔,塔顶馏出液含甲醇98%(质量分数),塔底废水中水含量为99%,处理量为20万吨/年。
2.操作条件(1)塔顶操作压力常压。
(2)进料热状态饱和液体进料(3)回流比 4:1(4)塔底压力 0.3MPa(表压)3.塔板类型填料塔4.设计内容(1)物料衡算;(2)平衡级数;(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(塔高、他经、填料的类型及填料量等)计算;(5)填料层压降的计算;(6)液体分布器的简要设计;(7)精馏塔接管尺寸的计算;cbi填料塔结构图塔体支撑板填料段固定压板液体分布器除雾器排液口液面计接口人孔吸入液入口测压口排气口测湿口进气口釜液出口654321符号意义ihgfedcba符号人图绘652b 填料塔结构图塔体支撑板填料段固定压板液体分布器除雾器排液口液面计接口人孔吸入液入口测压口排气口测湿口进气口釜液出口654321符号意义i h g f e d c b a 符号孙杰 吴国耀人图绘2.精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol194.002.18/7.004.32/3.004.32/3.0=+=F x965.002.18/02.004.32/98.004.32/98.0=+=D x006.002.18/99.004.32/01.004.32/01.0=+=W x2.2物料衡算图 名 绘图人 填料支撑装置原料处理量:34.134023.2224300200000000=⨯⨯=F kmol/h=7.716kg/h D=262.76kmol/h=2.307kg/sW=1077.58kmol/h=5.409kg/s 总物料衡算: F=D+W甲醇物料衡算: W D F Wx Dx Fx += 联立解得: D=28.54kmol/h W=58.97kmol/h3.由气液相图求出D t W t F t 精t 提t 全t图2.4(1)甲醇-水t-x-y 相图图2.4(2)甲醇-水x-y 相图塔顶:5.66=D t ℃ 釜液:5.99=W t ℃ 进料:5.83=F t ℃ 精馏段:75=dm t ℃ 提馏段:5.91=wm t ℃ 全塔:832=+=wd t t t ℃ 4.物性数据处理4.1平均摩尔质量1-mol .g 51.31)x 1(x =-+=B D A D M M M 液顶1-mol .g 5486.31y -1y =+=B D A D M M M )(气顶-1mol .g 87.23)y 1(y =-+=B F A F M M M (气相进料)2464.20)x 1(x =-+=B F A F M M M 液相进料1-mol .g 08424.18x x -1=+=B W A W M M M )(液釜1-mol .g 1-mol .g 294.18=气釜M4.2 气相密度的计算KPa P F 63.10797.033.101=⨯+= KPa P D 3.101=MPa P W 3.0=a 03.1032KP P P P FD =+=精a 82.2032KP P P P WF =+=提由公式)(15.273t +=R MPρ可求3m g 37.2K w =气相ρ3m g 866.0K D =气相ρ3m g 1317.1K F =气相ρ4.3液相密度计算内插关系式: )(10下下上下t t --+=ρρρρ液相混合物密度:BBA Aa a ρρρ+=1其中,a 、B a 分别为A ,B 组分的质量分率,A ρ 、B ρ分别为A ,B 纯组分的密度。
可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处混合液的密度同时可计算三段的平均温度2/)21(ρρρ+= (2.9)表3.3.1 各组分的液相密度与温度的关系查表3.3.1并根据式(2.7)、(2.8)计算塔顶液相密度d ρ:)(10下下上下t t dA --+=ρρρρ (1))(10下下上下t t dB --+=ρρρρ (2)BBA Ad a a ρρρ+=1 (3)查表3.3.1并根据式(1)(2)(3)计算,wA ρ=714.553/m kg WB ρ= 958.7453/m kg4797.955=W ρ3/m kg 35.752=d ρ3/m kgFA ρ=614.8743/m kg FB ρ=969.5253/m kg03.896=F ρ3/m kgdA ρ=748.83/m kg69.979=DB ρ3/m kg 35.752=d ρ3/m kg根据公式计算全塔平均密度:78.6122/)6.61397.611(2/)21(=+=+=ρρρ3/m kg4.4粘度的计算内插关系式: )(下下上下t -t 10-μμμμ= (1)混合气体的粘度log μ=x A log μA +(1-x A )log μBm (2)由(1μdA =0.3330Mpa s . μWA =0.2292Mpa .s μfA =0.2684 Mpa s . μdB =0.4280 Mpa s .μWB =0.2854 Mpa s .μfB =0.3425 Mpa s . 由(2)可求,dm μ=0.3359 Mpa s .wm μ=0.2850 Mpa s . μfm =0.3290 Mpa s . 各3327.02fmdm =+=μμμ精Mpa s .4.5表面张力的计算内插关系式:)(10下下上下t t --+=σσσσ (1)∑=i i m x σσ (2) 由公式可以得到:N.m 1017.9393A d ⨯=σ Nm 3A w 10939.41⨯=σ m N .10520.613fA ⨯=σN.m 10965.46B 3d ⨯=σ N.m 10895.853wB ⨯=σ N.m 10935.163fB ⨯=σ 有公式(2)得,N.m 1063.853wm ⨯=σN.m 1007.453fm ⨯=σN.m 10125.3523fmdm ⨯=+=σσσ精N.m 1055.563⨯=提σN.m 1011.3923wd ⨯=+=σσσ全5. 塔体的工艺计算5.1液相的质量流量及气相质量流量精馏段: 0.562520.1609652X X x F D =+=+=精 )(精精精x -1M X M Mx B A += =25.89756.433kg/s32.048975.252.30745.3M M DRL AX =⨯⨯==精精 提馏段: 0.08320.0060.162X X x F W =+=+=提 )(提提提x -1M X M Mx B A +==32.0⨯0.083+18 ⨯ (1-0.083)=19.165312.139kg/s20.24641653.197.71631.54861653.192.30745.3M M FM M DRL FX DX =+⨯⨯=+=提提提 蒸汽的平均质量流量 精馏段: 精y = 0.7045520.41860.99052y y F D =+=+27.89190.70455)-(11870455.004.32y -1M y M My B A =⨯+⨯=+=)(精精精9.076kg/s31.548627.89192.3074.45M M 1)D(R G D=⨯⨯=+=精精y 提馏段: 提y = 0.2204520.41860.02232y y F W =+=+21.09510.22045)-(1180.2204504.32y -1M y M My B A =⨯+⨯=+=)(提提提6.864kg/s31.548621.09512.3074.45M M 1)D(R G D=⨯⨯=+=提提y 5.2蒸汽速度和塔径5.2.1蒸汽的极限空塔速度由上图求得蒸汽的平均温度, 提t =91.5℃ 提t =75℃,故得精馏段的蒸汽密度=精y ρ0.976875273.15273.1522.427.8919t T T 22.4My 00=+⨯=+精精3kg/m提馏段的蒸汽密度 =提y ρ0.705391.5273.15273.1522.421.0951t T T 22.4My 00=+⨯=+提提3kg/m液态时水和甲苯的密度为,3824.19kg/x m =精ρ 3925.75kg/x m =提ρ 精馏段液体的粘度 μX A 精X =0.2978 μX B 精X =0.3813 Mpa s . 提馏段液体的粘度 μX A 提X =0.249 μX B 提X =0.3116 Mpa s . 由log μ精=x 精 log μ精A +(1-x 精)log μ精B μX 精X =0.7428 Mpa s . 由log μ提=x 提 log μ提A +(1-x 提)log μ提B μX 提X =0.3059 Mpa s .关于上升蒸汽的极限速度u f 可按下式求算,由于我们选择25mm 的金属矩鞍环,故φ=209.1 , ε=0.76, σ=185m 2/m 3 乱堆型⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫⎝⎛=125.025.04-316.02e2.1g y x V L G G xxy f u ρρρεμαρ式中x μ 混合液体的粘度,Mpa s . 对于精馏段⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⨯⨯⨯⨯⨯125.025.09.8249768.0076.9433.64-316.02e2.19.82496.08.97428.09768.0185精f u解得精馏段的蒸汽极限速度为精f u =3.20m/s对于提馏段⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⨯⨯⨯⨯⨯125.025.075.925.70350864.6139.124-316.02e2.175.92596.08.9.30590.70530185提f u解得提馏段的蒸汽极限速度为提f u =3.69m/s 5.2.2填料塔的塔径取操作速度u 为蒸汽极限速度的70%,则精u =0.7⨯,精f u =0.724m/s .220.3=⨯提u =0.7⨯,提f u =0.7586m/s .269.3=⨯故精馏塔的塔径为299m .29768.024.214.3076.94u 4G d y =⨯⨯⨯==精精精精,ρπ提馏段塔径为191m .27053.0583.214.3864.64u 4G d y =⨯⨯⨯==提提提提,ρπ选取上下两塔为相同的简体标准直径d=2.30m (3)塔中蒸汽的实际操作速度 s m /238.230.2299.224.2dd u u 22=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=标精精精,实s m /344.230.219.2583.2dd u u 22=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=标提提提,实分别为蒸汽极限速度的69.94%和63.52%。