化工原理课程设计—甲醇和水筛板精馏塔分离Word文档格式.doc

化工原理课程设计—甲醇和水筛板精馏塔分离Word文档格式.doc

《化工原理课程设计—甲醇和水筛板精馏塔分离Word文档格式.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计—甲醇和水筛板精馏塔分离Word文档格式.doc（18页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

甲醇物料衡算：

FXF=DXD+WXW115.57×

0.273=D×

0.9947+W×

0.002818

联立解得D=31.48kmol/hw=84.09kmol/h

三>

塔板数的确定

1、理论板数的求取

①由y=及甲醇—水在不同温度下的汽—液平衡组成

温度

液相

气相

a

92.9

0.0531

0.2834

7.05

81.6

0.2083

0.6273

6.4

90.3

0.0767

0.4001

8.03

80.2

0.2319

0.6485

6.11

88.9

0.0926

0.4353

7.55

78

0.2818

0.6775

5.35

86.6

0.1257

0.4831

6.5

77.8

0.2909

0.6801

5.18

85

0.1315

0.5455

7.93

76.7

0.3333

0.6918

4.49

83.2

0.1674

0.5586

6.29

76.2

0.3513

0.7347

5.11

82.3

0.1818

0.5775

6.15

73.8

0.462

0.7756

4.02

72.7

0.5292

0.7971

3.49

68

0.7701

0.8962

2.57

71.3

0.5937

0.8183

3.08

66.9

0.8741

0.9194

1.64

70

0.6849

0.8492

2.59

am==4.83

得到相平衡方程y=

因为泡点进料，所以q=1且Xq=XF=0.273

且q点过相平衡线则yq==0.645

Rmin==0.94取操作回流比

2、求精馏塔的气液相负荷

1.88×

31.48=59.18kmol/hV=（R+1）D=2.88×

31.48=90.66kmol/h

=L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h =V=90.66kmol/h

3、求操作线方程

精馏段操作线方程=+=0.6528Xn+0.3454

提馏段操作线方程=1.927Xn-2.614×

10-3

5、逐板计算法求理论板数

因为塔顶为全凝器

通过相平衡方程求X1=

再通过精馏段操作线方程y2=0.6528X1+0.3454=0.9818，如此反复得

y1=0.99947

x1=0.9749

y2=0.9818

x2=0.9179

y3=0.9446

x3=0.7793

y4=0.8541

x4=0.5482

y5=0.7032

x5=0.3291

y6=0.5603

x6=0.2087<

0.273

当X6<

Xq后，改用相平衡方程与提馏段操作方程yn+1=1.927Xn-12.614×

10-3计算.如此反复得

y7=0.3995

x7=0.1211

y8=0.2308

x8=0.0585

y9=0.1101

x9=0.025

y10=0.0455

x10=0.1474

y11=0.02578

x11=5.45×

y12=7.88×

x12=1.64×

10-3<

可得到进料板位置NF=6

总理论板数NT=12<

包括再沸器>

2、实际板层数的求取

精馏段实际板层数：

N精==8.3≈9

提馏段实际板层数：

N提=≈10（不包括再沸器）

四>

精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算

1、操作压力计算

塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa

每层塔板压力降DP=0.7KPa

进料板压力PF=105.3+0.7×

9=111.6KPa

塔底压力Pw=PF+0.7×

10=118.6KPa

精馏段平均压力Pm=KPa

提馏段平均压力Pm′=KPa

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tD=64.79℃

进料板温度tF=78.3℃

塔釜温度tw=99.6℃

精馏段平均温度tm=℃

提馏段平均温度tm′=℃

3、平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

由XD=y1=0.9947通过相平衡方程求得X1=0.9749

MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.9947×

32.04+（1-0.9947）×

18.02=31.97Kg/Kmol

MLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.9749×

32.04+（1-0.9749）×

18.02=31.69Kg/Kmol

进料板平均摩尔质量计算

通过逐板计算得进料板yF=0.5603，再通过相平衡方程得XF=0.2087

MVFM=yFM甲+（1-yF）M水=0.5603×

32.04+（1-0.5603）×

18.02=25.87Kg/Kmol

MLFM=XFM甲+（1-XF）M水=0.2087×

32.04+（1-0.2087×

18.02）=20.95Kg/Kmol

塔釜平均摩尔质量的计算

由Xw=0.002818查平衡曲线得yw=0.01346

MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.01346×

32.04+（1-0.01346）×

18.02=18.21Kg/Kmol

MLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.002818×

32.04+（1-0.002818）×

18.02=18.06Kg/Kmol

精馏段平均摩尔质量

MVM=

MLM=

提馏段平均摩尔质量

MVM′=

MLM′=

4、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rVM=Kg/m³

提馏段rvm′=

⑵液相平均密度计算

液相平均密度按下式计算即

塔顶液相平均密度的计算由tD=64.79℃查手册得r甲=747.168Kg/m³

r水=980.613Kg/m³

rLPM=Kg/m³

进料板液相平均密度计算由tF=78.3℃查手册得r甲=735.53Kg/m³

r水=972.82Kg/m³

进料板液相的质量分率

rLFM=Kg/m³

提馏段液相平均密度计算由tw=99.6℃查手册得r甲=716.36Kg/m³

r水=958.176Kg/m³

rLWM=Kg/m³

精馏段液相平均密度为rLM=Kg/m³

提馏段液相平均密度rLM′=Kg/m³

5、液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算即dLM=å

Xidi

塔顶液相平均表面张力的计算由tD=64.79℃查手册得d甲=18.31mN/md水=65.29Mn/m

dLOM=XDd甲+（1-XD）d水=0.9947×

18.31+0.0053×

65.29=18.56mN/m

进料板液相平均表面张力的计算由tF=78.3℃查手册得d甲=17.0647mN/md水=62.889mN/m

dLFM=XFd甲+（1-XF）d水=0.2087×

17.0647+0.7913×

62.889=53.32mN/m

塔釜液相平均表面张力的计算由tw=99.6℃查手册得d甲=14.93mN/md水=58.9mN/m

dLWM=Xwd甲+（1-Xw）d水=0.002818×

14.93+（1-0.2087）×

精馏段液相平均表面张力为dLM=mN/m

提馏段液相平均表面张力为dLM′=mN/m

6、液体平均粘度计算

液相平均粘度以下式计算，即mLM=å

Ximi

塔顶液相平均粘度计算由tD=64.79℃查手册得m甲=0.3289mpa.sm水=0.4479mpa.s

mLDM=XDm甲+（1-XD）m水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）=—0.4825

mLDM=0.3292mpa.s

进料板液相平均粘度计算由tF=78.3℃查手册得m甲=0.28193mpa.sm水=0.37084mpa.s

mLFM=XFm甲+（1-XF）m水=0.2087（0.28193）+（1-0.2087）（0.37084）=—0.4557

mLFM=0.35mpa.s

由tw=99.6℃查手册得m甲=0.226mpa.sm水=0.289mpa.s

mLWM=Xwm甲+（1-Xw）m水=0.002818lg（0.226）+（1-0.002818）（0.289）=-0.5394

mLWM=0.2888mpa.s

精馏段液相平均黏度为mLM=mpa.s

提馏段液相平均黏度为mLM′=mpa.s

五>

精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1、塔径的计算

精馏段的气液相体积流率为

Vs=m³

/s

Ls=m³

提馏段的气液相体积流率为

Vs′=m³

Ls′=×

10-3

精馏段umax=式中C由C20求取，C20可通过查图（P129页）筛板塔的泛点关联图的横坐标

功能参数

取板间距HT=0.35m（通过筛板塔的的泛点关联图）（书P129图10-42）得到C20=0.068

C=C20（）0.2=0.068×

（）0.2=0.07646

最大空塔气速umax=

取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.8×

2.085=1.668m/s

D=

按标准塔径圆整后D=0.8m（据书P129表10-1）

塔截面积为AT=m²

实际空塔气速u=

（安全系数在允许范围内，符合设计要求）

提馏段同理查阅得C20

==0.05161

查表得HT=0.35mC20′=0.07

C′=C20′（）0.2=0.07（）0.2=0.08602

Umax′=C′=0.08602=2.84m/s

同上取安全系数0.8u′=0.8Umax′=0.8×

2.84=2.272m/s

D′===0.6076m

圆整取D′=0.8m同上AT′=0.5024㎡

实际空塔气速u′=

（符合安全系数范围，设计合理）

2、精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×

0.35=2.8m

提馏段有效高度为Z