甲醇水体系浮阀精馏塔方案.docx

进料流量：F = 210kmol/h 进料组成：Xf=0.20摩尔分率） 进料热状态：泡点进料 要求塔顶产品浓度Xd=0.99 易挥发组分回收率n 0.99 ???操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013x 103KPa 1.2物料的进料热状态： 进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的 气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采 用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设 计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面 因素，决定采用泡点进料，即q=1 1.3回流比的确定: 对于一定的分离任务，采用较大的回流比 的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在 作线之间的直角阶梯的跨度增大，每层塔板 提高了，所以增大回流比所需的理论塔板 时，操作线 平衡线和操 的分离效率 数减少，反 之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随 之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比 本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的 1.6倍 即：R=1.6 Rmin 3.理论板数的确定 3.1物料衡算： Vn=错误！ ? D=n FX/Xd=0.99 X2 10X 0.20/0.99= 42 kmol/h ??? F=D+W ? W=F- D=210-42=168 kmol/h ??? FX= DXd+WX 个人资料整理—仅限学习使用 ??? X=(FXf-DXn/W=(210X 0.20 -42 X 0.99/ 168=0.0025 3.2物系相平衡数据 a.基本物性数据 组分 分子式 分子量 沸点 熔点 水 0 18.015 373.15K 273.15K 甲醇 CHOH 32.040 337.85K 176.15K b.常压下甲醇和水的气液平衡表(t — x— y t X y t x y 100 0 0 77.8 29.09 68.01 92.9 5.31 28.34 76.7 33.33 69.18 90.3 7.67 40.01 76.2 35.13 69.18 88.9 9.26 43.53 73.8 46.20 77.56 86.6 12.57 48.31 72.7 52.92 79.71 85.0 13.15 54.55 71.3 59.37 81.83 83.2 16.74 55.85 70.0 68.49 84.92 82.3 18.18 57.75 68.0 85.62 89.62 81.6 20.83 62.73 66.9 87.41 91.94 80.2 23.19 64.85 64.7 100 100 78.0 28.18 67.75 3.3确定回流比：根据甲醇一水气液平衡组成表和相对挥发度公式 求得：算得相对挥发度a=4.83 ???平衡线方程为：y=错误!=4.83x心+3.83x 因为泡点进料 所以xe= Xf=0.20代入上式得ye = 0.5470 Rmin =错误！=(0.99-0.5470/(0.5470-0.2=1.2767 R=1.6 R min =1.6*1.2767=2.0427 3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定 1)塔的汽、液相负荷 L=RD=2.0427X 42=85.792 kmol/h V=(R+1D=(2.0427+1X 42=127.79 kmol/h V =V=127.79 kmol/h L =L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 2)求操作线方程 精馏段操作线方程： y=错误!x +错误!=0.6713x+0.3254 提馏段操作线方程为=2.3147x-0.003287 提馏段操作线方程为 =2.3147x-0.003287 3逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数： 平衡线方程为：y=错误!=4.83x/(1+3.83x 精馏段操作方程：y=错误!x +错误!=0.6713x+0.3254 由上而下逐板计算，自Xq=0.99开始到X首次超过Xq=0.2时止 操作线上的点 平衡线上的点 X 0=0.99,Y 1=0.99) (X 1=0.95, Y 1=0.99 X 1=0.95,Y 2=0.97) X 2=0.87,Y 2=0.97) X 2=0.87,Y 3=0.91 ) X 3=0.67,Y 1=0.91 ) v%=0.67,Y 4=0.78) X 4=0.42,Y 4=0.78) X=0.42,Y 5=0.61 ) X 5=0.24,Y 5=0.61 ) X5=0.