精馏塔的设计计算

1、第 2 章 精馏塔的设计计算2.1 进料状况设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用浮阀塔。»恁润属钞瘗睐杨尻赖。2.2 加料方式和加料热状况加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。沟燧

2、金富爱建谴净。2.3 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。残鹫楼静铸腌翻懑菽2.4 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流. 故本设计采用强制回流。r钢极镇桧猪锥。2.5 加热方式 加热方式为直接加热和间接加热。直接加热由塔底进入塔内。由于重组分是水故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对

3、回流有稀释作用 ,使理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。本设计采用间接蒸汽加热。弹贸摄尔霁毙挪专卤尻。2.6 工艺流程简介连续精储装置主要包括精储塔，蒸储釜（或再沸器），冷凝器，冷却器, 原料预热器及贮槽等.原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内.蒸储釜（或 再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上 回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶 引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分 由塔顶引入塔内作为回流液，蒸储釜中排出的液体为塔底的产品。is养技箧

4、iw忘类蒋番第3章设计方案的确定设计（论文）的主要任务及目标（1）设计要求年处理含甲醇50% （质量分数）的甲醇与水混合液 9万吨，每年按300天计算。（每天24小时连续运转）原料组成：50%勺甲酉1和50%勺水（质量分数）产品组成：产品含甲醇不低于 95%,残液中含甲醇不高于2%。当地压强：按照95kpa计算。（2）操作条件塔顶压强101.3kpa （表压）；进料热状况，自选；回流比，自选；塔釜加热蒸汽压力506kPa；单板压降不大于0.7kPa；塔板形式为浮阀塔。本设计任务为分离甲醇和水混合物。对于二元混合物的分离，本设计采用 连续操作方式的浮阀式精储装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过

5、预热器 加热至泡点后送入精储塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下 一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离 物系，操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷去口后送至储罐。厦礴恳蹒骈畤赛的J（骚。精储塔的物料衡算3.1.1 原料液及塔顶、塔釜甲醇的摩尔分数甲醇的摩尔质量 MA=32kg/kmol ,水的摩尔质量 MB=18kg/kmol原料液甲醇的摩尔分数:塔顶甲醇的摩尔分数：塔釜甲醇的摩尔分数：XfXd 二0.5/320.5/32 0.5/18= 0.360.95/320.95/32 0.02/18=0.9640.02/320.

6、02/32 0.95/18= 0.011MF =0.36 32 0.64 18 = 23.04MD =0.964 32 0.036 18 = 31.496MW =0.011 32 0.989 18=18.1543.1.2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量原料液产品的平均摩尔质量:塔顶产品的平均摩尔质量：塔釜产品的平均摩尔质量：3.1.3 物料衡算3原料处理量：F =二542.53kmol/h24 300 23.04总物料衡算：542.53 =D W甲醇物料衡算：542.53 0.36 -0.964D 0.011W联立解得D =211.2kmol/hW =331.33kmol/h3.2塔板数

7、的确定3. 2.1理论塔板数的求解甲醇一水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得甲醇一水物系的气液平衡数据（表3-1）,绘出x-y图，见图3-1。表3-1甲醇-水物系气液平衡数据txy1000.000.00096.40.020.13493.50.040.23491.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.57978.00.300.66576.00.330.69275.3t/0C摩米号数摩尔分数0.72973.10.5x/y0.77971.20.600.82510000100069.30.700.87067.

8、696.4008920.1340.91由2.90.053166.093.50c9040.2340.95890.30.076765.091.2009560.3040.97明8.90.092667.689.3100080.3651.00081.60.131587.70.10.4180.517780.20830.281884.40.1576.73.2.1.1回流比的确:1.70.20.57973.80.3333在图中对角线上,78点 E 0.Q36Q30.665起做q线（泡点线）72.7亥线与平0.462衡线父点坐标为yq=b.7,用得q螂9平衡线的交点坐标71.3（xq,yq）为0.529273.

9、10.50.779700.5937(0.36,0.7 ),则褊4w选块网360.825680.684969.30.70.8766.90.8562最小回流比为67.60.80.915660.9斜&958.776650.950.979取回流比 R=1.7Rmin=1.70.776=1.319164.71.20.874113.2.1.2操作线方程1精储段气液负荷V=(R+1)D=(1.319+1) 211.2=489.773kmol/hL=RD=1.319=278.573kmol/h提储段气液负荷，由于泡点进料，q=1则489.773kmol/h278.573+542.53=821.103

10、kmol/h精微段操作线方程LDy 二 一 x - xDVV提储段操作线方程176.073335.278159.206x 335.2780.914 =0.525x 0.434L'L'-W649.252649.252 -314.016314.0160.0113 =1.937x-0.011335.2783.2.1.3图解法确定理论塔板数图3-1理论板层数图解法由图3-1可知，总理论塔板数NT为8块(包括塔釜)，进料板位置NF为自 塔顶数起第5块。3.2.2全塔效率及实际塔板数3.2.2.1 全塔效率根据奥康奈尔经验式Et =0.49( i ) “45式中支一塔顶与塔底平均温度下的相

11、对挥发度，无因次量，量纲为 1;入一塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，Pa s查相关资料得甲醇-水物系的相对挥发度为a =4.617，计算得N =0. 3 4 8= 0.437 =43.7% ,全塔效率ET =0.494.617 0.348 -.2453.2.2.2 实际塔板数精储段实际塔板数NpNtET40.437-10提储段实际塔板数NpNtEt17 0.437实际总塔板数 N总=17（不含塔釜）3.3精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1 操作压力每层板的压降 ，P =0.7kPa塔顶操作压力 PD =101.3kPa进料板压力 PF =101.3 0.7 10 =108.3kPa

12、 塔底压力 PW -101.3 0.7 17=113.2kPa精微段平均压力提储段平均压力3.3.2操作温度Pm =101.3 108.3= 104.8kPa108.3 113.22= 110.75kPa一 ,X 一 X1X2 一 X1,内插法=，查表1得t -11121tl进料板0二g丝，解得 tF -78.076.0 -78.0进料板操作温度tF= 77.09 C, 同理可得塔顶操作温度tD= 65.71 C塔底操作温度品=99.98 C3.3.3 平均摩尔质量Xd =%=0.914,由平衡曲线得 =0.805塔顶平均摩尔质量MVD,m =0.914父32十(10.914)父18 = 30

13、.802kg/kmolM LD,m = 0.805 32 + (1-0.805)父18 = 29.27kg / kmolXf =X2 =0.315,由平衡曲线得、2 =0.678进料板平均摩尔质量M归m = 0.678父32+(1-0.678)x 18 = 27.492kg / kmolMLF,m = 0.315父 32 + (10.315)m 18 = 22.412kg/kmolXw =0.0113,由平衡曲线得y3 =0.018塔底平均摩尔质量MVw,m =0.018 32 (1 -0.018) 18 = 18.252kg/kmolMLW,m =0.0114 32 (1-0.0114) 1

14、8 = 18.159kg/kmol精微段平均摩尔质量MV,m = 30.82 ；27.492 = 29.147 kg / kmol29.27 22.412M L,m = 25.841kg / kmol_ 、27 492 18 252提储段平均摩尔质量MV,m = 27.492 18.252 = 22.872kg /kmol222.412 18.159M L,m = 20.286kg / kmol3.3.4 液相和气相平均密度查相关资料得甲醇与水在个温度下的密度如表3-2。表3-2甲醇与水在各温度下的密度t607080901003、p 甲醇(kg/m )7517437347257163、p 水(

15、kg/m )983.2977.8971.8965.3958.43.3.4.1液相平均密度查表2数据运用内插法求塔顶液相平均密度:a-751743-751=，65.71 -6070-60：B -983.2 977.8 -983.265.71 -6070-60解得 0A = 746.431kg/m3,解得：B = 980.117kg/m3所以gm0.95/746.431 (1 -0.95)/980.117_3=755.437kg/m同理可得进料板液相平均密度_ _ ._3PLF,m = 850.454kg/m3塔底液相平均密度：LW,m = 951.965kg/m3精储段液相平均密度PL,m =

16、802.945kg/m3提储段液相平均密度3.3.4.2气相平均密度P；,m = 901.209kg/m3由理想气体状态方程计算得精微段气相平均密度PV ,mPmMv,m102.7 29.161RTm8.314 (71.40 273.15)=1.045kg / m3提储段气相平均密度：V,m =''PmM V,m106.9 22.886RTm8.314 (88.54 273.15)= 0.814kg/m33.3.5 液相平均表面张力查资料得甲醇与水在各温度下的表面张力如表3-3。表3-3甲醇与水在各温度下的表面张力t60708090100o-甲醇(mN/m)18.7617.82

17、16.9115.8214.89o-水(mN/m)66.264.362.660.758.8n计算式二Lm =' Xi二ii 1查表3-3数据运用内插法求塔顶液相平均表面张力二a -18.7665.71 -60二 B-66.217.82 -18.7670 -6064.3 -66.2,解得二 A =18.223rnN/m65.71 -6070 -60,解得 c B =65.115mN/m所以 仃LD,m =0.914M18.223 + (10.914)M65.115 = 22.235mN/m同理可得进料板液相平土表面张力仃LF,m =48.616mN/m塔底液相平均表面张力c-LW,m = 58.305mN / m精储段液相平均表面张力L,m22.235 48.616 二 35.426mN /m提储段液相平均表面张力、-L,m48.616 58.305 二 53.461 mN / m3.3.6 液相平均粘度查资料得甲醇与水在各温度下的表面张力如表3-4。表3-4甲醇与水在各温度下的黏度t(406080100120l水（mPa。s）0.4390.3440.2770.2280.196L 甲醇(mPa- s)0.5490. 4700.3550.2820.237n计算式Lm二1Xi 口 i查表4数据运用内插法求塔底液相平