甲醇水体系浮阀精馏塔的设计.docVIP

甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计 ———————————————————————————————— 作者： ———————————————————————————————— 日期： 进料流量：F＝210kmol/h 进料组成：Xf〔摩尔分率〕 进料热状态：泡点进料 要求塔顶产品浓度XD 易挥发组分回收率η≥ ∴ 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa 1.2 物料的进料热状态： 进料热状态有五种。原那么上，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，可采用一样的塔径，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 回流比确实定： 对于一定的别离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的别离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，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正确回流比。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. 理论板数确实定 3.1 物料衡算： ∵η= EQ EQ \F(DXD,FXf) ∴D=ηFXf/XD=0.99×2142 kmol/h ∵F=D+W ∴W=F- D=210-42=168 kmol/h ∵FXf= DXD+WXw ∴Xw=(FXf-DXD)/W=(212×0.99)/168 3.2 物系相平衡数据 a. 根本物性数据 组分 分子式 分子量 沸点 熔点 水 H2O K 甲醇 CH3OH 0 K 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 0 100 100 3.3 确定回流比:根据甲醇—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α=3 ∴平衡线方程为：y= EQ \F(αx,1+(α-1)x) =x/(1+x) 因为泡点进料 所以 xe = Xf 代入上式得 ye ∴ Rmin = EQ \F(XD- ye, ye - xe) ∴ R=1.6 Rmin 理论板数NT的计算以及实际板数确实定 1〕塔的汽、液相负荷 L=RD=×42= kmol/h V+1) ×42= kmol/h V’=V= kmol/h L’=L+F= kmol/h+210 kmol/hkmol/h 2〕求操作线方程 精馏段操作线方程： y= EQ \F(R,R+1) x + EQ \F(XD, R+1) 提馏段操作线方程为: 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= EQ \F(αx,1+(α-1)x) =x/(1+x) 精馏段操作方程：y= EQ \F(R,R+1) x + EQ \F(XD, R+1) 由上而下逐板计算，自X0i首次超过Xq =0.2时止 操作线上的点 平衡线上的点 〔X0=0.99,Y1=0.99〕 (X1, Y1=0.99) 〔X1,Y27〕 〔X2,Y27〕 〔X2,Y3〕 〔X3,Y11〕 〔X3,Y4〕 〔X4,Y4〕 〔X4,Y5〕 〔X5,Y5〕 〔X5,Y6〕 〔X6,Y6〕 因为X6 时首次出现 Xi Xq 故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。 提馏段理论板数 X6=0.17, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.0025时为止。 操作线上的点 平衡线上的点 〔X6,Y7〕 〔X7,Y7〕 〔X7,Y8〕 〔X8,Y8〕 〔 X8,Y9〕 〔X9,Y9〕 〔X9,Y10〕 〔X10,Y10〕 〔X10,Y11〕 〔X11,Y11〕 〔X11,Y12〕 〔X12,Y12〕 〔X12,Y13〕 〔X13,Y13=00474〕 由于到