南昌大学甲醇水连续精馏塔的课程设计综述Word文件下载.docx

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3.1.5：

进料热状态的选择

泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。

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，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。

冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。

所以根据设计要求，可采用泡点进料，q＝1。

3.1.6：

加热方式

本次采用间接加热，设置再沸器

3.1.7：

回流比的选择

选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用最低，一般经验值为：

R=（1.2~2）Rmin

经后面简捷法计算对应理论板数N时，可知，R=2Rmin时，理论板数最少，所以回流比选择为最小回流比的2倍。

3.2：

二元连续板式精馏塔的工艺计算

3.2.1:

相对挥发度的确定

根据安托因方程

查表得安托因常数

A

B

C

甲醇

7.19736

1574.99

238.86

水

7.07406

1657.46

227.02

塔顶产品浓度为99%，因此，可近似看成纯甲醇溶液；

同理，塔底浓度为3%可近似看成纯水溶液。

所以，塔顶温度为甲醇沸点为64.6℃，塔底温度为水的沸点100℃。

因此塔底的相对挥发度aW=3.497

塔顶的相对挥发度aD=4.138

3.2.2：

全塔物料衡算

总物料：

F=D+W

易挥发组分：

FxF=DxD+WxW

F、D、W：

分别为进料、馏出液和釜液的流量（kmol/h）

xF、xD、xW：

分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成、摩尔分率

由操作条件得;

即：

86.475=D+W

86.475*0.4677=0.98D+0.017W

解得：

D=40.752kmol/hW=45.7233kmol/h

3.2.3：

平衡线方程

3.2.4：

精馏段操作线方程

已知q=1、即xe=xF=0.4677

a=3.804

即

Rmin=0.6958

即R=2Rmin=1.3916

所以精馏段的操作线方程为

xn:

见第八页

yn+1:

同上

3.2.5：

提馏段操作线方程

3.2.6：

理论板数的求算

（1）逐板计算法

第一层板上升蒸汽组成等于塔顶产品组成：

y1=xD=0.98

根据操作线方程以及平衡线方程可得如下：

y1

0.98

x1

0.927960003

y2

0.94978

x2

0.832543565

y3

0.894257

x3

0.689745445

y4

0.811163

x4

0.530345371

y5

0.718408

x5

0.40143852

x5<

xF

y6

0.581773

x6

0.26776421

y7

0.385392

x7

0.141513587

y8

0.199918

x8

0.061637695

y9

0.082572

x9

0.023113414

y10

0.025976

x10

0.006961881

x10<

xW

可知理论板数为10块

第5层理论版为进料板

精馏段理论板数为4层

提馏段理论板数为5层

（2）直角梯级图解法

（3）简捷法

Rmin=0.6958

根据吉利兰经验关联图以及关系式求得：

R

（R-Rmin）/（R+1）

（N-5.95）/（N+1）

N

1.2Rmin

0.835

0.075858311

0.577733459

15.45879873

1.3Rmin

0.90454

0.109601269

0.53871474

14.06659891

1.4Rmin

0.97412

0.140984337

0.504793898

13.0345605

1.5Rmin

1.0437

0.170230464

0.49

12.62745098

1.6Rmin

1.11328

0.197550727

0.48

12.36538462

1.7Rmin

1.18286

0.223129289

0.46

11.87037037

1.8Rmin

1.25244

0.247127559

0.44

11.41071429

1.9Rmin

1.32202

0.2696876

0.425

11.08695652

2Rmin

1.3916

0.290934939

0.4

10.58333333

可知：

R=2Rmin时理论板数最少

xF=0.4677

由甲醇-水气液平衡数据可知

348.51Kx1=0.4

346.31Kx2=0.5

即用内插法算

xF=0.4677时T=347.02K=73.87℃

即由安托因方程得

aF=3.94aD=4.138

即精馏段理论板数为3层

加料板为第4块板

3.2.7：

塔效率的估算

（1）Drickarner法

塔顶温度64.6℃塔釜温度100℃

平均温度为

即82℃下

μ甲醇=0.272mpa.sμ水=0.3485mpa.s

（2）O’connell法

μL=0.4677*0.272+（1-0.4677）*0.3485=0.3127

82℃下的相对挥发度a为a=3.787

实际塔板数为

约为22块

3.3:

塔和塔板主要工艺尺寸的设计

3.3.1：

塔径的计算

（1）精馏段

精馏段平均温度为

查t-x-y图得 

xa＝0.72，ya＝0.878

查表得：

p甲醇=0.75g/cm3p水=0.978g/cm3

液相平均分子量：

Ml=XaM甲醇+（1-Xa） 

M水=0.72*32.042+（1-0.72）*18=28.11kg/kmol

气相平均分子量：

Mv= 

yaM甲醇+（1-ya） 

M水=0.878*32.042+（1-0.878）*18=30.33kg/kmol

液相密度：

气相密度

液相体积流量

气相体积流量

即气液动能参数

取塔板间距HT=0.45m、板上液层高度hl=0.07m

那么分离空间：

HT- 

h1=0.45-0.07=0.38m

即由史密斯关联图得：

C20=0.078

甲醇与水在各温度下的表面张力

温度（℃）

60

70

80

90

100

18.76

17.82

16.91

15.82

14.89

66.2

64.3

62.6

60.7

58.8

即69.21℃时

μa=17.89mN/mμb=64.45mN/m

液相平均表面张力：

mN/m

C：

负荷系数

μmax：

最大空塔气速

令μ=0.7μmax=0.7*2.288=1.6m/s

根据流量公式计算塔径D

圆整取0.8m

塔截面积A=

实际空塔气速

（2）提馏段

提馏段平均温度为

xa’＝0.111，ya’＝0.443

p甲醇’=0.728g/cm3p水’=0.967g/cm3

Ml’=Xa’M甲醇+（1-Xa’） 

M水=0.111*32.042+（1-0.111）*18=19.559kg/kmol

Mv’= 

ya’M甲醇+（1-ya’） 

M水=0.443*32.042+（1-0.443）*18=24.221kg/kmol

L’=L+qF

V’=V-（1-q）F=V

C20’=0.082

86.777℃时

μa=16.17mN/mμb=61.31mN/m

mN/m

令μ’=0.7μmax’=0.7*3.34=2.34m/s

塔截面积A’=

3.3.2：

塔高的计算

此外在精馏段和提馏段分别设2人孔，人孔处板间距为0.7m

令塔顶空间为1.5HT=2.5*0.45=1.125m

令塔底空间为1.4m

L’=0.00085m3/s

Hd=

所以塔高为

Z=z精+z提+（0.7-0.45）*4+0.675+2=3.83+4.787+0.5+1.125+1.4=12.642m

约为12.7m

3.3.3:

溢流装置与液体流型

选用单溢流，弓形降液管。

因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。

3.3.3.1溢口堰（出口堰）

为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰。

（1）堰长

取堰长lw=0.6D=0.8*0.6=0.48m

（2）堰上液层高度how

平直堰的how

精馏段

Lh=5.66*10^-4*3600=2.0376m3/h

Lw/D=0.48/0.8=0.6

查液流收缩系数计算图得

E=1.08

所以

m

提馏段

Lh’=8.5*10^-4*3600=3.06m3/h

E’=1.2

（3）堰高hw

hw=hL-how=0.07-8.04*10^-3=0.062m

取0.07m

hw’=hL-how’=0.07-6.32*10^-3=0.064

所以：

hl=hw+how=0.07+8.04*10^-3=0.078m

hl’=hw’+how’=0.07+6.32*10^-3=0.076m

修正后hL对μn影响不大,顾塔径计