课程设计(填料塔)

1、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别:化学化工学院业:化学工程与工艺名: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

2、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；.符号,意义'符号a釜液出口1除雾器b进气口2液体分布器c测湿口3固定压板d排气口4填料段e测压口5支撑板f吸入液入口，.6塔体g 一人孔,hi液面计接口 排液口12 3 4-L efg52acb 'J- hi填料塔结构图1234填料塔结构图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M A=32.04kg/kmol水的摩尔质量M B =18.02kg/kmolXf0.3/32.040.3/32.040.7/18.020.98/32.040.1

3、94Xd0.98/32.040.02/18.020.01/32.040.965xw0.01/32.040.99/18.020.0062.2物料衡算符号'意义符号a釜液出口1除雾器料-支进撑装置液体分布器料一必测撑装置固定压板dJ排气口4-填料段e测压口5支撑板f吸入液入口6塔体g人孔h液面计接口i排液口图名填绘图孙杰吴国耀人M(气相进料)YfMa (1 yF)M B23.87g.mol-1原料处理量：F2000000001340.34kmol/h=7.716kg/hD=262.76kmol/h=2.307kg/s300 24 22.23F=D+WW=1077.58kmol/h=5.40

4、9kg/s总物料衡算：甲醇物料衡算:FxF DxD WxW联立解得:D=28.54kmol/hW=58.97kmol/h3.由气液相图求出图2.4 ( 1)甲醇 冰t-x-y相图tDtwtFt精 t提t全图2.4 (2)甲醇冰x-y相图塔顶：tD 66.5 C釜液:tW99.5 C进料:tF83.5 C精馏段：tdm 75 C提馏段:twm91.5 C全塔:4.物性数据处理4.1平均摩尔质量31.51g.mol'1M 液顶 x D M A (1 x D ) M BM 液相进料XfM A (1 Xf )M B 20.2464 g.mol"11M 液釜（1 - Xw） M A18

5、.294g.mol"1气相密度的计算M气釜4.2Pf101.33 0.7 9107.63K PaPd101.3K PaFw0.3 MPaPd PfP F2 Fw103.03K Pa可求2 MPR( t 273w气相2.37D气相 0.866 Kg203.82K Pa-公式3mF 气相1.131734.3液相密度计算xWM B 18.08424 g.mol"内插关系式:液相混合物密度:a A aB其中,、aB分别为A , B组分的质量分率,A、 B分别为A， B纯组分的密度。(2.9)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

6、温度查表3.3.1并根据式（2.7）、（ 2.8）计算塔顶液相密度(1 2)/2温度（C）甲醇密度（K%3 ）水密度（Kgm3）60754983.270746977.880736971.890725965.3100714958.4表3.3.1各组分的液相密度与温度的关系ddA下上 (tt 下)各组分粘度与温度的关系log 卩=XA log 卩 A+(1-XA)log 卩 Bm (2)温度/c甲醇/Mp a.s水 /Mp a.s600.360.4688750.29780.3813dBJ(t t 下)aASb(3)查表3.3.1并根据式(1)3wA =714.55kg / m(3)计算,3WB =

7、 958.745 kg / mW 955.4797 kg/m33d 752.35 kg/mFA=614.874kg/m3FB =969.525kg / m3F 896.03 kg/m3dA =748.8kg /m33DB 979.69 kg /m3d 752.35 kg/m根据公式计算全塔平均密度:3(12)/2(611.97613.6)/2612.78 kg/m4.4粘度的计算内插关系式：混合气体的粘度下(t-t下)（1）dA 17.939 10* * 3N.m3wA 14.939103 NmfA 16.520 103N.mdB 64.965 103 N.mwB 58.895 103N.mf

8、B 61.935 103 N.m800.27700.356591.50.24900.31161000.22800.2838由（1）,可求卩 dA=0.3330Mpas卩 wa=0.2292Mpa.s卩 fA=0.2684 Mpa.s卩 dB=0.4280 Mpas 卩 w=0.2854 Mpa.s 卩 fB=0.3425 Mpa.s由（2）可求，dm =0.3359 Mpa.s wm =0.2850 Mpa.s 卩 fm=0.3290 Mpas各 精 dm2 fm0.3327 Mpa.s有公式（2）wm58.63得，103N.mfm54.07310 N.mdm复 35.125103N.m4.5

9、表面张力的计算表4.5组分的表面张力与温度的关系温度/c甲醇/b *10人3N.m水/ b *10 人 3N.m6018.1666.27017.8264.38016.9162.610015.8260.710014.8958.8提 56.55 103 N.m39.11 103N.m5.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:X 精 X096 0.5625MxM B( 1 - X 精)=25.8975提馏段:drMMxA3.45 2.307 25.8975 6.433kg/s32.04O.16 O.。060.083MxA X 提 Mb(1-x提) =32.00.083+18(1-0

10、.083)=19.1653L提DR3.45 2.307 空5331.54867.71619.165312.139kg/s20.2464蒸汽的平均质量流量精馏段:O.9905 O.41860.70455My精M Ay精M B(1 - y 精)32.040.7045518(1 - 0.70455)27.8919D(R 1)皿精 4.45M D2.307空型931.54869.076kg/s提馏段:y O.0223 O.41860.220452My提M Ay提 MB(1-y提)32.04 0.2204518(1 - 0.22045)21.0951My提G 提D(R 1)ML4.45 2.30721.

11、09516.864kg/s31.5486解得精馏段的蒸汽极限速度为u f精=3.20m/s5.2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,t 提=915Ct提=75 r，故得精馏段的蒸汽密度y精My精T022.4 Tot精273.150.9768 kg/m322.4273.15 7527.8919提馏段的蒸汽密度My提y提T。22.4 Tot提21.095122.4刃31隊 0.7053kg/m3液态时水和甲苯的密度为，x精824.19kg/m3x 提925.75kg/m3精馏段液体的粘度卩xx精a=0.2978卩 XX 精 B =0.3813 Mpa.s提馏段液体的

12、粘度 卩xX提A =0.249卩 xx 提 B=0.3116 Mp a.s卩 xx精=0.7428 Mpa.s卩 Xx提=0.3059 Mpas由log 精=x精logy精a+(1-x精)log卩精B由log 提=x提log卩提a+（1-x提）log卩提b关于上升蒸汽的极限速度uf可按下式求算，由于我们选择25mm的金属矩鞍环,故=209.1 ,=0.76,=185m2/m3 乱堆型2 0.16 u fy x3g x0.250.125Glx-4亠二GVy1.2e式中x混合液体的粘度，Mpas对于精馏段uf 精2185 0.9768 0.74280.169.8 0.963 824.91.2e6.

13、433 0.25 0.9768 0.125-4 9.076824.9对于提馏段uf 提2 185 0.7053 0.30590.1639.8 0.96925.75,12.139 0.25 0.7035 0.125-4 6.864925.751.2e解得提馏段的蒸汽极限速度为Uf 提=3.69m/s5.2.2填料塔的塔径取操作速度U为蒸汽极限速度的70%,则U 精=0.7 u f，精 =0.73.20 2.24m/su提 =0.7Uf,提=0.73.69 2.586m/s故精馏塔的塔径为J 4G精d精 寸Y u精y，精提馏段塔径为4 9.076V3.14 2.24 0.97684 6.864d/

14、46是d提 J u提y，提选取上下两塔为相同的简体标准直径(3)塔中蒸汽的实际操作速度2J 2.191m¥3.14 2.583 0.7053d=2.30mu精，实 u精 d标2.242.2992.3022.238m/su提，实u提2.5832.192.3022.344m/s分别为蒸汽极限速度的69.94%和 63.52%。5.3填料层高度和塔高精馏段为 计算5块，提馏段为5块(再沸器在外)关于液泛时的等板高度，可用下式Hd280.2 -0.2 1.2f y y0.3420.190,038ig丄 mG 彳 G1-m L式中填料的比表面积,2 .3m /m ;填料的自由体积,3 ,3m

15、/m ;m 平衡线平均正切；对精馏段，m=0.3604;提馏段m=1.1204;531精馏段填料层高度H精的估算将有关数据代入上式，可得H D，精 28 3.200.20.9768 0.015"0.2 35.125 1.20.960.3429.0760.19824.196.4330.9768,6.4330,0380.0115Ig0.3604 9.0760.0118.9.0761-0.36046.4331.55m5.3.2提馏段填料层高度H提的估算0 2 0 2 1 2H D，提 28 3.69 .0.7053 0.0121" .56.55 .0.960.3426.80412

16、.1390.19925.750.70530,0380.01210.0123,12.139Ig1.1204 6.8046.8041-1.120412.1390.85m5.4塔中填料层总高度H的估算及精馏塔总高度HzH= H D，精 + H D，提=1,55+0.85=2.40m取填料层高度为2m,则塔的总节数为两节，其中，精馏段 1节，提馏段1节。精馏塔总高度可按下式计算Hz=Zm+（ n-1）p +Z精+Z提式中z 每节填料层高度，m N 填料节数，节；p 相邻两节填料层距离，m其间有液体分布器，取p =0.5m；Z 精一填料上方分离空间的高度，mZ提一填料与塔底间的距离，m故塔的总高度为Hz

17、=2 2 0.5 1 1.4 2.5 8.9m表5.4.1塔径与填料上、下方离空间高度塔径d, mmZ 精，mmZ 提，mm400 10006001500120022001000200023001400225005.5喷淋密度最小喷淋量能够维持填料的最小湿润速度，其关系如下Umin Lw min =0.08185=14.8 m3/(m.h )式中一填料的比表面积,m2/m3;U min 最小喷淋密度3 2、m /(m .s );图5.5.1埃克特关联图 与泛点线相对应的纵坐标为2uLw min 最小润湿速率,m 3/(m .s )；29.81 925.75-l2 3.692 Z。9.1 100

18、0 O.7053 O.30590.188g i与泛点线相对应的横坐标为0.5宜虫=0.0488WvPl根据横纵坐标查埃克特关联图得：170 9.81于其中 Z=8.9m P 14842.53 pa < 0.3MPa符合要求。36.附件6.1接管尺寸的计算6.1.1进料管 采用直管进料，管径计算如下:DPVS取 uF=2m/s 丄 0 0UfF 791998V f =200000 10009.7144则 Dp 9.7144 100.07866m3.14查标准系列选取903.0，则管内径D=84mm10794.29进料管实际流速:4Vfd234 9.7144 103.14 0.08421.3

19、24321.75383600 300 24 f6.1.2回流管采用直管回流，回流管回流量：0=262.760% =0.07299 KmoySM=31.5486gmoi262.76 31.5486752.35塔顶液相平均摩尔质量:则流体流量：VD DVm平均密度:11.0184m/h752.353取管内流速：疔=2叹则回流管直径：d4%36004 11.018436000.04415mV 3.14 2则可取回流管规则605则管内径D 50mm回流管内实际流速:答 4 M0184 32600 1.5458m/d3.14 0.05/s6.1.3塔顶蒸汽接管塔顶蒸气密度:顶0.866«监3塔

20、顶气相平均摩尔质量：M 31.51则蒸汽体积流量:Vv Vm262.76 31.519560.70160.866取管内流速：uf30叹则回流管直径：dj4Vv/3600J49560.70163600 0.3358m3.14 30可取回流管规则:37730则实际管内径：d 317mm塔顶蒸汽的实际流速:4Vv36004 9560.7016 3600 3367；3.14 0.31726.1.4塔釜蒸汽排出管塔底：W=1.7758 Kmol/h平均密度:955.4797 K%3平均摩尔质量:M=18.08424%ol体积流量：VwWM 1.7758 18.08424955.47970.03361m%

21、取管内流速：u则 df4V- 3600J4 0.0336136003.14 232.438 10 3m可取流管规格 8 2则实际直径d 4mm塔釜蒸汽接管实际流速:4Vw 4 0.3361 36003.14 0.00427.43吹6.1.5塔底进料管v'1.7758 Km% 塔底蒸汽平均密度:2.37 K%3塔釜气相平均摩尔质量:M18.294K%mol则塔釜蒸汽体积流量：Vv1.7758 18.294 13.70742.37取管内流速：u 30叹则 d/4V'v/36004 13.7074/36003.14 300.01272m可取管规格：16 1则管实际管径：d=14mm则

22、塔釜蒸汽实际流速：u竺V 4但7074浮00 24.7472叹d23.14 0.01426.2液体分布器的选型该吸收塔塔径较大,故选用槽式液体分布器.6.2.1分布点,密度计算按Eckort建议值Q> 1200时，喷淋点密度为42点/m3，因该塔液相负荷较大,设计取喷淋点密度为120 点/m 3 .布液点数为 n=2 2499点进行布点设计.设计结果为：二级槽共设13 槽高度为210mm,而槽中心距为160mm,空丄 120 3.14 2.3498.3点按分布点几何均匀与流量均匀的原则，道，在侧面开口，槽宽度为 80mm,分布点采用三角型排列，实际设计点数为 n=494点. 分布点示意图如图所示二一二匚厂r匚匚厂厂圧二-二一广-匚匚广匚广匚L :二 i 亠却二 F亠.1 = * 匸 ±LL1 一 厂：h r二二-二：二二二 L r- HF hrr - Er.,r图名二级槽式分布器布液点绘图人 孙杰吴国耀6.2.2布液计算由Ls =d0 =(do2n J2g H，取44Ls ) 1/2 = ( _n J2g H3.14 494 0.6v2