甲醇-水溶液连续精馏筛板塔设计(2)

b．精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xd=0.5305x+0.414 提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=2.055x’-0.002 c．图解法求理论塔板层数 根据图一所示，可求得结果为 总理论塔板数NT为8块(包括再沸器) 进料板位置NF为自塔顶数起第4块 ⑵ 理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数 N精=3/60%=5块 提馏段实际塔板数 N提=5/60%=9块

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 ⑴ 操作压力的计算

设每层塔压降： △P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa） 进料板压力： PF=101.3+5×0.9=105.8(KPa) 精馏段平均压力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa) 塔釜板压力： PW=101.3+14×0.9=113.9(KPa) 提馏段平均压力：Pm’=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa) ⑵ 操作温度的计算

安托尼系数 A B C Min～Max H2O 7.07406 1657.46 227.02 10～168 CH3OH 7.19736 1574.99 238.23 -16～91 H2O的安托尼方程： lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02) CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86) 甲醇的tB

lg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86) tB=64.5(℃)

由泡点方程试差可得当 tD=67.0℃时 ∑Kixi≈1 同理可求出 tF=85.2℃时 ∑Kixi≈1 tW=103.2℃时 ∑Kixi≈1 所以 塔顶温度 tD=67.0℃ 进料板温度 tF=85.2℃ 塔釜温度 tW=103.2℃ 精馏段平均温度 tm=(67.0+85.2)/2=76.1(℃) 提馏段平均温度 t’m=(103.2+85.2)=94.2(℃) ⑶ 平均摩尔质量的计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.882 查平衡曲线(图一)得 x1=0.727 MVDm=0.882×32.04+(1-0.882)×18.01=30.38kg/mol MLDm=0.727×32.04+(1-0.727)×18.01=28.21kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.600 查平衡曲线(图一)得 x1=0.220 MVFm=0.600×32.04+(1-0.600)×18.01=26.43kg/mol MLFm=0.220×32.04+(1-0.220)×18.01=21.10kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算

由y1’=0.006 查平衡曲线(图一)得 x1’=0.001 M’VWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/mol M’LWm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.01=18.02kg/mol d. 精馏段平均摩尔质量

MVm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/mol MLm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mol e. 提馏段平均摩尔质量

M’Vm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/mol M’Lm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol ⑷ 平均密度的计算 a. 精馏段平均密度的计算

Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm=(103.5×28.41)/[8.314×(273.15+76.1)]=1.01kg/m3 Ⅱ 液相 查⑵可得tD=67.0℃时 ρA＝979.4kg/m3 ρB=750.0kg/m3 tF=85.2℃时 ρA＝968.5kg/m3 ρB=735.0kg/m3 ρLDm=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5kg/m3 进料板液相的质量分率

αA=(0.220×32.04)/(0.220×32.04+0.780×18.01)=0.334 ρLFm=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6kg/m3 精馏段液相平均密度为

ρLm=(762.5+875.6)/2=819.1 kg/m3 b. 提馏段平均密度的计算 Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

ρ’Vm=PmMvw/RTm=(109.35×22.27)/[8.314×(273.15+94.2)]=0.80kg/m3 Ⅱ 液相 查⑵可得tw=103.2℃时 ρA＝956.1kg/m3 ρB=720.0kg/m3 αA=(0.001×32.04)/(0.001×32.04+0.999×18.01)=0.0018 ρ’Lwm=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62kg/m3 提馏段平均密度

ρ’Lm=(955.62+875.6)/2=915.6 kg/m3 ⑸ 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即 lgμLm=∑xilgμi

a．塔顶液相平均粘度的计算 由tD=67.0℃查⑵得 μA=0.4233mPa.s μB=0.3110mPa.s lgμLDm=0.882lg(0.3110)+0.118lg(0.4233) =-0.49 μLDm=0.323mPa.s

b．进料板平均粘度的计算 由tF=85.2℃查⑵得 μA=0.3320mPa.s μB=0.2550mPa.s lgμLFm=0.220lg(0.2550)+0.780lg(0.3320) =-0.50 μLFm=0.313mPa.s 精馏段平均粘度

μLm=(0.323+0.313)/2=0.318mPa.s

c．塔底液相平均粘度的计算 由tW=103.2℃查⑵得 μA=0.275mPa.s μB=0.220mPa.s lgμLWm=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275) =-0.56

μLWm=0.275mPa.s 提馏段平均粘度

μL’m=(0.275+0.313)/2=0.294mPa.s ⑹ 平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 σLm=∑xiσi

a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=67.0℃查⑵得 σA=64.91mN/m σB=18.30mN/m σLDm=0.882×18.30+0.118×64.91=23.80 mN/m b. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=85.2℃查⑵得 σA=62.22mN/m σB=16.40N/m σLFM=0.220×16.4+0.780×62.22=52.14 mN/m c. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=103.2℃查⑵得 σA=58.20mN/m σB=14.40N/m

σLWm=0.00199×14.40+0.99801×58.2=58.11 mN/m 精馏段液相平均表面张力

σLm=(52.14+23.80)/2=37.97 mN/m 提馏段液相平均表面张力

σ’Lm=(52.14+58.11)/2=55.13 mN/m 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

⑴ 由上面可知精馏段 L=100.59kmol/h V=189.61kmol/h a． 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600ρVm=(189.61×28.405)/(3600×1.01)=1.481m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(100.59×24.655)/(3600×819.1)=0.00084m3/s 式中，负荷因子 由史密斯关联图⑶查得C20再求 图的横坐标为 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.0162

取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知 C20=0.075 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.08526 Umax=2.43

取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×2.43=1.94m/s =0.986m

按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m2

实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887 m/s

U实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) ⑵ 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h

a．提馏段塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为

V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(189.61×22.26)/(3600×0.80)=1.4660m3/s L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(389.65 …… 此处隐藏：3142字，全部文档内容请下载后查看。喜欢就下载吧 ……