甲醇精馏塔计算
甲醇—水分离过程填料精馏塔设计
甲醇—水分离过程填料精馏塔设计1.设计方案的确定设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。
用30℃的循环水进行冷凝。
塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。
因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。
甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中，设计中选用金属环矩鞍DN50填料。
2.精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量： M甲=32.04kg/kmol水的摩尔质量: M水=18.02kg/kmolXF=(0.46/32.04)/[0.46/32.04+0.54/18.02]=0.324XD=(0.997/32.04)/[0.997/32.04+0.003/18.02]=0.995XW=(0.005/32.04)/(0.005/32.04+0.995/18.02)=0.00282.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.324*32.04+(1-0.324)*18.02=22.56kg /kmolMD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmolMW=0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kg/kmol2.3物料衡算原料处理：qn,F=3000/22.56=132.98 kmol/h总物料衡算: 30.728=qn,D +qn,W甲醇物料衡算: 132.98*0.324=0.995 qn,D +0.0028qn,W解得: qn,D =43.05kmol/h qn,W=89.93kmol/h3塔板数的确定3.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数.3.1.1由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图.3.1.2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比:在x-y 图中对角线上，自点e （0.324,0.324）作垂线即为进料线.该线与平衡线的交点坐标: y =0.682 x =0.324 故最小回流比; R min=(x D –y q )/(y q –x q )=(0.995-0.682)/(0.682-0.324)=0.87. 取操作回流比:R=1.743.1.3求精馏塔的气液相负荷q n,L =R* q n,D =1.74*43.05=74.91kmol/hq n,V =(R+1)* q n,D =2.74*43.05=117.96kmol/h q 、n,L= q n,L +q n,F =74.91+132.98=207.89 kmol/h q 、n,V = q n,V =117.96 kmol/h 3.1.4操作线方程 精馏段：y===0.635x+0.363提馏段：y ’===1.762-0.00213.1.5采用图解法求理论求解结果为：总理论板数: N T =11 进料位置为: N F =7 3.2全塔效率E绘出甲醇-水的气液平衡数据作t-x/y 图,查得:塔顶温度: t=64.6℃ 塔平均温度:t=82.0℃塔釜温度: t=99.3℃ 精馏段平均温度:t=70.75℃ 进料温度: t=76.8℃ 提馏段平均温度:t=88.05℃ 82.0℃下进料液相平均粘度:查手册有:μ甲=0.272mpas, μ水=0.3478mpas ，x 甲=0.192 y 甲=0.565μ=X μ甲+(1-X) μ水=0.324*0.272+(1-0.324)*0.3478=0.323mpasα===5.47=0.49=0.49=0.433.3实际塔板数的求取精馏段实际板层数: N=N/=6/0.43=13.95≈14块提留段实际板层数: N =N/=5/0.43=11.63≈12块.4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算4.1平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量:X=Y=0.995. 查平衡曲线(X-Y图)得:X=0.98 MVD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kmol/hMLD=0.98*32.04+(1-0.98)*18.02=31.76kmol/h 进料板层平均摩尔质量:查X-Y图得: YF =0.578 XF=0.196MVF=0.578*32.04+(1-0.578)*18.02=26.12kmol/hMLF=0.196*32.04+(1-0.196)*18.02=20.77kmol/h 塔底平均摩尔质量:XW =0.0028. YW=0.013MVW=0.013*32.04+(1-0.013)*18.02=18.20 kmol/hMLW=0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kmol/h 精馏段平均摩尔质量:MVJ=(+)/2=(31.97+26.12)/2=29.05 kmol/hMLJ=(+)/2=(31.76+20.77)/2=26.27 kmol/h提馏段平均摩尔质量:M’VJ=(+)/2=(26.12+18.20)/2=22.16 kmol/hM’LJ=(+)/2=(20.77+18.06)/2=19.41kmol/h4.2平均密度计算(1).气相平均密度:由气液平衡图求得蒸汽平均温度：tJ = 70.75℃，tT=88.05℃故得精馏段的蒸汽密度：ρY，J =M T，J /22.4*[T0 /（T0 +t J）] =1.063kg/m3提留段的蒸汽密度：Y，T =MT，T/22.4*[T/（T+tT）] =0.748kg/m3(2).液相平均密度计算: 液相平均密度依下列式计算:1/lm=∑i/i塔顶液相平均密度计算:由t=64.6℃查手册得:甲醇=747.24kg/m -3水=980.66 kg/m 3lDm=1/[(0.997/747.24)+(0.003/980.66)]=747.77 kg/m 3进料板液相平均密度:由t=76.8℃,查手册得: 甲醇=736.88kg/m -3水=974.98kg/m 3进料板液相的质量分数：甲醇=0.196*32.04/[(0.196/32.04)+(0.804/18.02)]=0.302lFm=1/[(0.302/736.88)+(0.698/974.98)]=888.30 kg/m 3塔底液相的平均密度：查手册得在99.3℃时水的密度为：甲醇=712.9kg/m -3水=958.88 kg/m 3=1/[(0.005/712.9)+(0.995/958.88)]=957.23kg/m 3精馏段液相平均密度为:lJ=(747.77+888.30)/2=818.04 kg/m 3提留段液相平均密度：lT=（888.30+957.23）/2=922.77 kg/m 34.3液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算: δ=∑x i /δi塔顶液相平均表面张力的计算:由t=64.6℃查手册得: δ甲醇=18.2 mN/m δ水 =65.345 mN/m δlDm =0.995*18.2+0.005*65.345=18.44 mN/m进料板液相表面张力的计算:由t=76.8℃查手册得: δ甲醇=17.3mN/m δ水=63.144 mN/mδlFm=0.122*17.3+0.818*63.144=54.16 mN/m 塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，由t= 99.3℃查手册得：δ甲醇=12.878mN/m δ水=58.933 mN/mδlWm=0.0028*12.878+0.9972*58.933=58.80 mN/m 精馏段液相平均表面张力为:δlT=(18.44+54.16)/2=36.3 mN/m提留段液体平均表面张力为：δlT=(54.16+58.80)/2=56.48 mN/m4.4液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即:lgμm =∑xilgμi塔顶液相平均粘度的计算:由t=64.6℃查手册得：μ甲醇=0.330 mpas μ水=0.448 mpaslgμlDm=0.995*lg0.33+0.005*lg0.448解出：μlDm=0.3305 mpas进料板液相平均粘度的计算：由t=76.8℃查手册得：μ甲醇=0.286 mpas μ水=0.329 mpaslgμlFm=0.196*lg(0.286)+0.804*lg(0.329)解出：μlDm=0.3587 mpas塔釜液相平均粘度的计算：由t=99.3℃查手册得：μ甲醇=0.2295mpas μ水=0.2861mpaslgμlWm=0.0028*lg(0.2295)+0.9972*lg(0.2861)解出：μlDm=0.2859 mpas精馏段液相平均粘度为：μlJ=(0.3587+0.3305)/2=0.3346 mpas提留段液相平均粘度为：μlT=(0.3587+0.2859)/2=0.3223 mpas5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算5.1.1精馏段塔径计算WL=74.91*26.27=1967.89 kg/hWV=117.96*29.05=3426.74 kg/h精馏段气、液混合物的平均体积流量：= ==0.924m3/s= ==0.000668m3/s贝恩—霍根关联式=A-K=0.06225-1.75*解得：=5.36 m/s取=0.7=3.752 m/sD==0.56m圆整为0.6m此时==3.27m/s泛点速率校核：==0.61 在允许范围内5.1.2.提留段塔径计算计算方法同精馏段,计算结果为:uF=5.72m/sD=0.542 m圆整塔径,取 D=0.60m.泛点率校核：u==3.44m/su/ uF=(3.44/5.72)=0.60 (在允许范围内) 填料规格校核： D/d =600/50=12 >8液体喷淋密度校核：取最小润湿速率为: (lw )m=0.08 m3 / m2h查附录五得：at=74.9m3 /m2 .h.u min =(lw)m* at=0.08*74.9=5.992 m3 / m2hu=3600*0.000668/(0.785*0.6*0.6)=8.51m3 / m2h >5.992 m3 / m2h 5.2填料层高度计算Z=HETP*NT.Lg(HETP)=h-1.292lnδl +1.47lnμl查表有: h=7.0653.精馏段填料层高度为：HETP=0.862m Z景=6*0.862=5.172 mZ′精=1.25*5.172=6.465 m提留段填料层高度为：HETP=0.442mZ提=5*0.442=2.21 mZ′提=1.25*2.21=2.76 m设计取精馏段填料层高度为6.5m,提留段填料层高度为3m.对于环矩鞍填料, 要求h/D=8～15. hmax≤6m.取h/D=12, 则 h=12*600=7.2 m.不需要分段。
精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F xxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol D M =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=17500000/(330⨯24⨯22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001W M =0.001⨯32.04+(1-0.001) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A AA y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kgq=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=x )1-α(1αx+= 3.2x14.2x + (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）所以最小回流比R min =－Xq －Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yyyyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
甲醇水精馏塔设计回流比确定
温差对数平均值 ℃
换热面积A m2 换热器2利用热蒸汽提供水再沸需要剩 余热量
取总的传热系数K W/（m2*℃）
逆流温差△T1℃ 逆流温差△T2 ℃
温差对数平均值 ℃
换热面积A m2 减压阀 热量衡算 塔顶液相温度/℃ 塔顶温度下甲醇Cp KJ/(Kg·℃) 塔顶温度下甲醇汽化热（KJ/Kg） 水的汽化热（KJ/Kg） 甲醇流出再沸器温度/℃ 甲醇降温放出热量Q（KJ/h）=部分甲 醇气化吸收热量Q'（KJ/h） 气化部分甲醇的质量流量（Kg/h） 在管程中使这部分气体液化，冷却水 进出冷凝器的温度分别是20℃、50℃ 冷却水进入冷凝器温度℃
沸点温度下水的汽化热（KJ/Kg） 甲醇的汽化热（KJ/Kg） 水再沸需要热量 水再沸需要热量=甲醇液化放出热量+ 甲醇降温放出热量+水蒸气放出热量 Q底=Q甲醇+Q'甲醇 甲醇气相上升量V（koml/h） 塔顶馏出液平均摩尔质量M （kg/kmol） 再沸器温度T0 塔底馏出液温度T 甲醇蒸气经热泵作用后温度Ti
换热器有关计算
取总的传热系数K W/（m2*℃） 逆流温差△T1℃ 逆流温差△T2 ℃ 温差对数平均值 ℃
换热面积A m2
塔顶换热器热量衡算 水蒸气放出热量Q=塔顶料液吸收热量 Q'
热蒸气进入换热器的温度T1 ℃
流出换热器的温度T2℃ 温差△T℃ 平均温度Tm℃ 水蒸气在Tm下的热容Cp KJ/(Kg·℃)
0.50 0.0622
68
泡点温度下甲醇密度ρ (kg/m3)
735.8499806
厚度∮（mm） 平衡方程 PV=nRT
其中R为 8.314
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx xwD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg 04.32=M 甲醇kmolkg 02.18=M 水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯=物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66 (100)2.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D FFF =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t 64.67276.6652.682D F1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t86.83276.6652.682WF2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF 4.88..............10092.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ： 塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCCC o o ottt所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmol kg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg 56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F F LFD D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsO wsW mσϕσϕσ+= 注：VV V OOWWWWW x x x +=σVV V OOOOOOO x x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。
甲醇-水板式精馏塔的设计计算上课讲义
甲醇-水板式精馏塔的设计计算东华大学化工原理课程设计题目甲醇-水混合液板式精馏塔的设计学院化工学院专业班级轻化1101班学生姓名指导教师成绩2014年 6 月27摘要设计选用板式精馏塔作为分离设备采用连续精馏的方法分离甲醇-水混合液。
一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸。
因此我们对精馏塔首先进行物料衡算，根据查得的甲醇-水物系平衡数据用作图法求得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，然后确定操作压力，操作温度，平均分子量，平均密度等基本物性参数。
对塔高、塔径、塔板、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图）并确定操作弹性，最后计算接管等一些附件的尺寸。
按任务书的任务顺序完成任务。
关键词：板式精馏塔；连续精馏；图解法AbstractThe design use a type of the plate type column as separation equipment using the method of continuous distillation separation methanol-water mixture. A full plate tower is mainly composed of cylindrical tower body, tower board, liquid pipe down, the overflow weir, the liquid dish and gas and liquid into, export tube components and other parts, this needs of every part to make a choice and give reasonable technology size. So we to, first of all, the material of the column calculation, according to check methanol-water content is balance data obtained by mapping method theory tower number by the board and tower efficiency the determination of the actual tower number plate, then check the operating pressure, operating temperature, average molecular weight, the average density of basic property parameters. High tower, tower of diameter, tower board, overflow device and so on each parts calculation and accounting check (such as load performance chart) and determined the elasticity of operation, finally calculated over the size of the some accessories, etc. According to the task of commitments to complete the task order.Key words: Plate column; Continuous distillation; Graphic method目录摘要 (I)Abstract (II)第1章总论 (4)1.1概述 (4)1.2 塔设备简介 (4)1.2.1塔设备类型 (4)1.2.2筛板塔优点 (4)第2章设计方案确定及流程说明 (5)2.1 进料状况 (5)2.2 加料方式和加料热状况 (6)2.3 塔顶冷凝方式 (6)2.4 回流方式 (6)2.5加热方式 (6)2.6工艺流程简介 (7)第3章精馏塔的设计计算 (7)3.1 物料衡算 (7)3.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 (8)3.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 (8)3.1.3全塔物料衡算 (8)3.2 塔板数的确定 (8)3．2.1 理论塔板数的求解 (8)3.2.1.1回流比的确定 (9)3.2.1.2 操作线方程 (9)3.2.1.3 图解法确定理论塔板数 (10)3.2.2全塔效率及实际塔板数 (10)3.2.2.1 全塔效率 (10)3.2.2.2 实际塔板数 (10)3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)3.3.1操作压力 (11)3.3.2操作温度 (11)3.3.3平均摩尔质量 (11)3.3.4液相和气相平均密度 (12)3.3.4.1 液相平均密度 (12)3.3.4.2 气相平均密度 (13)3.3.5液相平均表面张力 (13)3.3.6液相平均粘度 (14)3.4 精馏塔塔体和塔板主要尺寸计算 (15)3.4.1塔高和塔径 (15)3.4.1.1 精馏段 (15)3.4.1.2 提馏段 (16)3.4.2塔板主要工艺尺寸的计算 (17)3.4.2.1 溢流装置 (17)3.4.2.2 塔板板面布置 (20)3.4.2.3 筛孔计算及排列 (20)3.5 塔板的流体力学验算 (21)3.5.1阻力和单板压降校验 (21)3.5.1.1 精馏段 (21)3.5.1.2 提馏段 (22)3.5.2雾沫夹带校验 (23)3.5.2.1 精馏段 (23)3.5.2.2 提馏段 (23)3.5.3漏液校验 (23)3．5.3.1精馏段 (23)3.5.3.2 提馏段 (24)3.5.4液泛校验 (24)3.5.4.1 精馏段 (24)3.5.4.2 提馏段 (24)3.6负荷性能图 (25)3.6.1精馏段负荷性能图 (25)3.6.1.1漏液线（气相负荷下限线） (25)3.6.1.2 液体流量下限线 (25)3.6.1.3 液体流量上限线 (26)3.6.1.4 雾沫夹带线 (26)3.6.1.5液泛线 (27)3.6.1.6 操作弹性 (28)3.6.2提馏段负荷性能图 (28)3.6.2.1 漏液线（气相负荷下限线） (28)3.6.2.2 液体流量下限线 (29)3.6.2.3 液体流量上限线 (29)3.6.2.4 雾沫夹带线 (29)3.6.2.5 液泛线 (29)3.6.2.6 操作弹性 (30)3.7 精馏塔接管尺寸的计算 (30)3.7.1进料管 (30)3.7.2回流管 (31)3.7.3塔顶蒸汽接管 (31)3.7.4釜液排出管 (32)结束语 (32)参考文献 (31)附录Ⅰ符号说明 (32)致谢 (34)第1章总论1.1概述在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。
精馏塔计算
xW
xD
0.02 / 32 0.01 0.02 / 32 1 0.02） 18 （ /
0.94 / 32 0.898 0.94 / 32 1 0.94） 18 （ /
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进 料量为： 进料液的平均摩尔数 M F 32 0.23 18 (1 0..23) 21.22kg / kmol
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4度为t(℃)
则相对挥发度 3、塔底 假设t(℃) α x3
99.54709655 则，
136.1200349 54.22336977 0.575134899 0.772636393 140.0940388 55.99923608 0.538984128 0.745210593 99.54709655 177.8501968 73.15164165 2.431253665 222.4577745
L V
kmol/h kmol/h
240.0242979 304.8846583
Ln 10.01325
塔顶物料平均千摩尔质量 MD kg/kmol 30.572 塔顶气相密度 ρ g kg/m³ 1.040315717 塔顶液相密度 ρ l kg/m³ 732.8311451 查的B32温度下甲醇的表面张力 σ N/m 0.028 精馏段上升与下降气体积流量 Vg m³/h 8959.716379 2.488810105 精馏段上升与下降液体积流量 Vl m³/h 10.01325187 假设板间距 HT mm 400 板上清液层高度 hl 50-100mm 60 则分离空间 HT-hl 0.34 气液动能参数 VL/Vg√ (ρ l/ρ g) 0.029661988 查得气体的负荷因子 C20 0.075 则气体的负荷因子校正 C m/s 0.080220778 则最大允许速率 umax m/s 2.127638165 取空塔速率为最大允许速率的 （0.6-0.8） 0.7 则空塔速率为 u m/s 1.489346715 则精馏段塔径 D m 1.586265138 则D可取 m 1.6 由表可知，当塔径取1.6m时，板间距可取400mm，因此假设的板间距可用。
甲醇精馏塔板计算
塔板主要工艺尺寸计算.1 溢流装置的计算因塔径D=1.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下， （1） 堰长W l取0.7300.730 1.8 1.314w l D m =⨯=⨯= （2） 溢流堰高度W h 由W L OW h h h =- （6.1）选用平直堰，堰上层高度OW h 由公式计算，即2/32.841000h OWW L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭（6.2） 近似取 E=1 ，则取板上液层高度L h =80m m 所以，2/32/32.84 2.840.0019360010.00910001000 1.314h OWW L h E m l ⎛⎫⨯⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭W h =0.08-0.009=0.071m（3） 弓形降液管宽度Wd 和截面积f A由0.730W lD = 查图得，0.101f TA A =0.1578Wdm D= 故： 20.1010.101 2.5420.2570f T A A m =⨯=⨯= 0.15780.1578 1.80.2840Wd D m =⨯=⨯=验算液体在降液管中停留的时间，即：360036000.25700.4560.8650.0193600f ThA A s L θ⨯⨯===<⨯ （6.3）（4） 降液管底隙高度o h3600hO W oL h l μ=（6.4）取'O μ=0.07/m s 则0.001936000.021******** 1.3140.07h O W o L h l μ⨯===⨯⨯mW h -O h =0.071-0.021=0.05>0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为'W h =60m m6.1.2 塔板布置（1） 塔板的分布因D ≥1800m m ，故塔板采用分块式，塔板分为5快 （2） 边缘宽度确定取 S W ='S W =0.085m C W =0.015m （3） 开孔区面积计算单溢流塔板，鼓泡区面积S A 可按下式计算：212sin 180S R x A R π-⎧⎫⎛⎫=⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭ （6.5）()0.5S x D Wd W =-+ （6.6）()()0.50.5 1.80.28400.085S x D Wd W =-+=⨯-+ 其中 0.50.51.80.0150C r D W m=-=⨯-=故：210.8850.5312sin 1.7841800.885S A π-⎧⎫⎛⎫==⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭2m（4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=炭钢板，取筛孔直径为O d =5m m筛孔按正三角形排列，取筛孔中心距t 为3O t d ==3⨯5=15m m筛孔数目：221.155 1.155 1.78491580.015O A n t ⨯===个开孔率：20.907O d t ⎛⎫Φ= ⎪⎝⎭（6.7）220.0050.9070.907100%10.1%0.015O d t ⎛⎫⎛⎫Φ==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭气体通过筛孔的气速为：SO OV A μ=（6.8） 3.32618.46/1.78410.1%S O O V m s A μ===⨯第6.2节 提馏段的计算6.2.1 溢流装置的计算因塔径D=1.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（1） 堰长'W l 得确定取''0.7300.730 1.8 1.314W l D m =⨯=⨯= （2） 溢流堰高度'W h 的确定由'''W L OWh h h =-，选用平直堰，堰上层高度 2/3'''2.841000h OWW L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭近似取E=1，则：取板上液清高度'L h =80m m故：'0.080.01560.0644W h =-=（3） 弓形降液管宽度'd W 和截面积'f A由 ''0.730Wl D= 查弓形降液管的宽度与面积图的''0.101fTA A = '0.1578d W m D = ''20.1010.101 2.5430.2568f T A A m =⨯=⨯=''0.15780.1578 1.80.2840d W D m =⨯=⨯= 由式'''3600f ThA A Lθ=验算液体在降液管中停留的时间，即'''360036000.25680.4524.6550.0046883600f ThA A s L θ⨯⨯===<⨯故降液管设计合理（4） 降液管底隙高度'o h 得确定：'''3600hOW OL h l μ= 取O μ=0.18/m s 则''''0.00468836000.019836003600 1.3140.18h OW O L h l μ⨯===⨯⨯ 'W h 'Oh -=0.0644-0.0198=0.0446>0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为'W h =60m m6.2.2 塔板布置 （1）塔板分块：因D=1800m m 故塔板采用分块式，查表得：塔板分为5块 （2）边缘区宽度的确定取S W ='S W =0.085m C W =0.045m （3）开孔区面积的计算开孔区面积：'2''1'2sin 180SR x A x R π-⎧⎫⎛⎫⎪⎪=⎨⎬ ⎪⎪⎪⎝⎭⎩⎭，其中 ()()''''0.50.5 1.80.28400.085d S x D W W =-+=⨯-+0.531m =''0.5'0.5 1.80.0450.885C r D W m =-=⨯-=故：2'10.8850.5312sin 1.6941800.885SA π-⎧⎫⎛⎫==⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭ 2m （4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用'3mm δ=炭钢板，取筛孔直径'Od =5m m 筛孔按正三角形排列，取孔中心距't 为''3Ot d ==3⨯5=15m m 筛孔数目n 为''221.155 1.155 1.78491580.015O A n t ⨯===个 开孔率为：22'0.005'0.9070.907100%10.1%'0.015O d t ⎛⎫⎛⎫Φ==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭气体通过阀孔的气速为：''' 3.32619.06/1.69410.1%S OO V m s A μ===⨯。
Φ800甲醇精馏塔设计
Φ800甲醇精馏塔设计在甲醇生产中，甲醇精馏塔是一个重要的设备，用于将甲醇从原料中分离出来。
本文将对Φ800甲醇精馏塔的设计进行详细说明。
首先，我们需要了解甲醇精馏过程的基本原理。
甲醇精馏过程是在常压下进行的，通过不同馏分的沸点差异来分离甲醇。
在甲醇精馏塔中，原料进入塔底，经过加热和汽化后，将沸点较低的甲醇汽相逐渐冷凝成液相，然后从塔顶蒸出。
同时，在塔中还有一系列的塔板，用于增加接触面积，加快蒸馏过程。
接下来，我们对Φ800甲醇精馏塔的设计进行具体说明。
首先，我们需要确定塔的高度。
塔的高度与分离效果息息相关。
一般来说，塔的高度越高，分离效果越好。
在实际设计中，可以根据甲醇精馏过程的需求来确定塔的高度。
另外，塔的宽度也需要确定，一般来说，塔的宽度越大，分离效果越好。
在Φ800甲醇精馏塔的设计中，塔的高度可以根据经验值进行初步确定。
其次，我们需要确定塔板的数量。
塔板的数量越多，分离效果越好。
在设计中，可以根据甲醇精馏过程的需求及经验值来确定塔板的数量。
另外，塔板的布置也需要考虑。
在Φ800甲醇精馏塔的设计中，可以采用均匀布置的塔板，以提高分离效果。
然后，我们需要确定塔板的尺寸。
塔板的尺寸与甲醇精馏过程的需求及塔的尺寸有关。
在实际设计中，可以根据塔板上液相和汽相的流动速度来确定塔板的尺寸。
同时，还需要考虑气液分布的均匀性，可以采用分散器等设备来改善气液分布情况。
最后，我们需要确定加热方式和冷凝方式。
在Φ800甲醇精馏塔的设计中，可以采用外加热的方式，通过外部加热器对原料进行加热。
同时，可以采用冷凝器对甲醇汽相进行冷凝。
在实际设计中，可以根据加热和冷凝的需求来选择合适的设备。
综上所述，Φ800甲醇精馏塔的设计需要考虑塔的高度、宽度、塔板的数量和尺寸，以及加热和冷凝方式等因素。
在设计过程中，需要根据甲醇精馏过程的需求及经验值来进行合理的确定。
同时，还需要注意安全和运行稳定性等方面的考虑，以保证甲醇精馏塔的正常运行。
甲醇计算
年产40万吨甲醇工艺设计物料衡算：年工作时间8000h一.进塔新鲜气组成计算:1.精馏塔出甲醇量：40*104*103/8000/32.04=1560.549Kmol/h2.设精馏塔损失3%,设计裕度4.5%,则进入精馏塔的粗甲醇中甲醇的含量为:1560.549/(1-4.5%)=1634.083Kmol/h设CO,CO2转化为甲醇的转化率为96%,则进入合成器的新鲜气量为:1634.083/0.96/(0.14+0.13)=6304.333Kmol/h3.则进塔新鲜气组成:CO:6304.333*0.14=882.607Kmol/hCO2:6304.333*0.13=819.563Kmol/hN2: 6304.333*0.01=63.043Kmol/hH2:6304.333*0.69=4343.989Kmol/hCH4:6304.333*0.03=189.129Kmol/h二.出塔物料组成:1. 出塔时粗甲醇中的物料组成:所以: 粗甲醇的摩尔总量: 1634.083/67.416%=2423.88Kmol/h异丁醇的摩尔流量: 2423.88*0.026%=0.63Kmol/h二甲醚的摩尔流量: 2433.88*0.188%=4.557Kmol/h水的摩尔流量: 2433.88*32.37%=784.610Kmol/h 即:2.出塔其他的物料计算:→根据元素守恒: 设 CO 2的摩尔量为A,CO 的摩尔量为B, H 2的摩尔量为C.(1) C 守恒:1634.083+4.557*2+0.63*4+A+B=882.607+819.563…….(M)(2) H守恒:1634.083*4+0.63*10+784.610*2+4.557*6+2C=4343.989*2…….(N)(3) O守恒:1634.083+0.63+784.610+4.557+2A+B=882.607+819.563*2……(F) (4)根据上3式求的: A=41.4Kmol/hB=15.053Kmol/hC=274.392Kmol/h则出塔不凝气体的量:出合成塔的各物料组成：3.有关驰放气的计算:驰放气占气体总量的8%,则排放后剩余92%.所以:剩余的驰放气进入系统循环.三．精馏塔的计算:进精馏塔前粗甲醇中各物料量1.要求精甲醇的纯度为99.98%,则其量:1560.549*0.998=1557.428Kmol/h要求含水量为0.02%,则其量:1560.549*0.0002=0.312Kmol/h2.其余的物料如二甲醚,异丁醇等暂不考虑,其量不变.1、进出合成塔各组分一览表2、进出精馏塔各组分一览表3、有关驰放气各组分一览表。
分离甲醇--水混合液的筛板精馏塔的设计计算
化工原理课程设计分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔设计潍坊学院小组成员：吴鑫李春阳袁旭目录第一章设计题目 (6)第二章工艺计算 (7)2.1精馏塔的物料衡算 (7)2.2塔板数的确定 (8)N的求取 (9)2.2.1理论板数T2.3工艺条件及有关物性数据计算 (10)2.3.1 图解法求理论塔板数 (10)2.3.2操作压力计算 (11)2.3.3 操作温度计算 (11)2.3.4相对挥发度的计算 (12)2.3.5平均摩尔质量计算 (12)2.3.6平均密度的计算 (13)2.3.7体平均表面张力计算 (15)2.3.8液体平均黏度计算 (16)2.3.9实际塔板数的计算 (17)2.4塔的主要工艺尺寸计算 (18)2.5塔板主要工艺尺寸的计算 (20)2.5.1溢流装置计算 (20)2.5.2塔板板面布置 (21)2.5.3筛孔计算及排列 (21)2.6筛板的流体力学验算 (22)2.6.1液面落差 (23)2.6.2液沫夹带 (23)2.6.3漏液 (23)2.7负荷性能图 (24)2.7.1漏液线（气相负荷下限线） (24)2.7.2 液体流量下限线 (24)2.7.3液体流量上限线 (25)2.7.4 过量液沫夹带线 (25)2.7.5 液泛线 (25)2.7.6塔板工作线 (27)第三章设计总结 (28)第四章附属设备的选型与设计 (30)4.1冷凝器的选择 (30)4.2再沸器的选择 (31)第五章塔附件的设计 (32)5.1接管的计算与选择 (32)5.1.1进料管 (32)5.1.2回流管 (32)5.1.3塔底出料管 (33)5.1.4塔顶蒸汽出料管 (33)5.1.5塔底进气管 (33)5.2 筒体 (33)5.3 封头 (34)5.4法兰的选取 (34)5.5裙座 (34)5.6人孔 (34)第六章塔总高度设计 (35)6.1塔顶部空间高度 (35)6.2塔总体高度计算 (35)第七章设计心得 (36)参考文献 (37)前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。
甲醇精馏塔设计说明书
设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa(表压)全塔效率：E T=47%建厂地址：武汉[设计计算](一)设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。
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2倍。
塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
(二)精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmolx F=32.4%x D=99.47%x W=0.28%2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/KmolM D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/KmolM W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol3、物料衡算原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数M T的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y图(附表)②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e(0.324，0.324)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交战坐标为 (x q=0.324,y q=0.675)故最小回流比为R min= (x D- y q)/( y q - x q)=0.91取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/hV=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL′=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/hV ′=V=146.30 Kmol/h ④精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)x D =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527 提馏段操作线方程为：y ′=(L ′/V ′)x ′ + (W/V ′)x W =(254.63/146.30) x ′-(108.33/146.30)*0.28% =1.7405 x ′-0.0021 ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数(附图)，求解结果为： 总理论板层数：N T =13(包括再沸器) 进料板位置： N F =10 2、实际板层数的求取)1()1(A A A A --=y x x y αα%47E 047.1*(345.00＝ 故＝ 见后） μαμ=精馏段实际板层数：N 精＝9/47%=20 N 提＝4/47%=9(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、 塔顶操作压力：P D ＝101.3 Kpa每层塔板压降：△P ＝0.7 Kpa进料板压力：P F ＝105.3+0.7*20＝119.3 Kpa 精馏段平均压力：（105.3+119.3）/2＝112.3 Kpa 2、 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t D ＝64.6℃ 进料板温度：t F ＝76.3℃ 精馏段平均温度：t M ＝70.45℃ 3、 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D =y 1=0.9947,查y-x 曲线（附表），得 x 1＝0.986M VDm =0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93 M LDm =0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（附图），得 y f =0.607 x F =0.229M VFm =0.607*32+(1-0.607)*18=26.50 M LFm =0.229*32+(1-0.229)*18=21.21 所以精馏段平均摩尔质量： M Vm =（31.93+26.50）/2=29.22 M Lm = (31.80+21.21)/2=26.51 4、 平均密度计算 ⑴气相密度计算由理想气体状态方程计算，即3/15.1)45.70273(*314.822.29*3.112M Kg RT M P mV m V m m=+==ρ⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即∑=iiLmραρ1塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝64.6℃ 查手册得，3B 3/K 3.980/K 745m g m g A ＝ ρρ=3/K 7460053.09947.01m g BALD m=+=ρρρ进料板液相平均密度的计算 由t F ＝76.3℃ 查手册得，3B 3/K 978/K 735m g m g A ＝ ρρ=进料板液相的质量分量%56.3418*771.032*229.032*229.0=+=A α3/K 7.8776544.03456.01m g BA LF m=+=ρρρ⑶精馏段液相平均密度为：321/K 8122)(m g mL =+=ρρρ5、 液体平均表面张力计算⑴液相平均表面张力依下式计算，即∑=i i L x mσσ塔顶液相平均表面张力的计算 由t D ＝64.6℃，查手册得mmN m mN m mN B A A m/ 05.190053.09947.0/ 2.65/ 8.18LD B =+===σσσσσ ⑵进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝76.3℃，查手册得mmN m mN m mN B A A m/ 35.52771.0229.0/ 7.62/ 5.17LF B =+===σσσσσ ⑶精馏段液相平均表面张力为：m mN m m mLF LD L / 7.352)(=+=σσσ6、 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即∑=iiL x m μμlg lg⑴塔顶液相平均粘度的计算 由t D ＝64.6℃ 查手册得，smpa smpa s mpa mmL B A L /34.0lg 0053.0lg 9947.0lg /437.0/34.0D D B A ＝ 解得＝ ＝μμμμμμ+=⑵进料板液相平均粘度的计算 由t F ＝76.3℃ 查手册得smpa smpa s mpa mmL B A L /53.0lg 771.0lg 229.0lg /374.0/28.0F F B A ＝ 解得＝ ＝μμμμμμ+=⑶精馏段液相平均表面张力为s mpa /345.0221A ＝）（＝μμμ+（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：021.0)15.1812(08.110*56.8)(L )(L 20C C /10*856812*360051.26*42.94*3600/033.115.1*360022.29*30.146*360021421212.0L 20max 343===-=======--V L s s V L h h V V L Lm Lm s Vm Vm s V V Cu sm LM L sm VM V ρρρρσρρρρρ）（＝ 其中由取板间距H T ＝0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T -h L =0.40-0.06＝0.34m 查史密斯关联图得，C 20＝0.074sm u / 204.215.115.1812083.0083.0207.35074.020C C max 2.02.0L20=-=== ）（）（＝σ取安全系数为0.7，则空塔气速为sm sm u u / 948.0543.1*1.033*4u 4V D / 543.1204.2*7.0s max ======ππ 按标准塔径圆整后，为D=1.0m 塔截面积为22785.04m D A T ==π实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316s m /2、 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精＝（N 精－1）H T ＝（20-1）*0.4＝7.6m 提馏段有效高度为Z 提＝（N 提－1）H T ＝（9-1）*0.4＝3.2m 在进料板上方开2人孔，其高度为0.8m故精馏塔有效高度为Z ＝N 精+N 提+0.8*2＝12.4m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置计算因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴塔长l W =0.66D=0.66m⑵溢流堰高度h W 由h W ＝h L -h OW选用平直堰，堰上液层高度h OW32)(100084.2wh ow l L E h =近似取E ＝1，则m h ow 93.7)66.03600*10*56.8(*1*100084.2324==-取板上清液层高度h L ＝60mm故m h w 33310*07.5210*93.710*60---=-=⑶弓形降液管宽度W d 和截面积A f由l w /D=0.66,查图得 A f /A T =0.0722 W d /D=0.124mD W m A A d T f 124.0124.00567.0*0722.02====验算液体在降液管中停留时间s s L H A hTf 55.263600*10*56.840.0*0567.0*360036004>===-θ 故降液管设计合理⑷降液管底隙高度h 0mm h s m u u l L h w h006.0016.008.0*66.0*36003600*10*56.8/ 08.0*36004000>==''=-则＝取故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度wh '=50mm 2、 塔板布置⑴塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式，且分为3块⑵边缘区宽度确定取m W m W W C S S 035.0065.0=='= ⑶开孔面积A a212221222a 532.0)465.0311.0sin 180465.0*311.0465.0311.0(2465.0035.05.02311.0)065.0124.0(5.0)(2sin 180(2A m A mW Dr m W W Dx rx r x r x a c s d =+-==-=-==+-=+-=+-=--ππ故 其中， ⑷筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t ＝3d 0＝15 mm筛孔数目n 为个2731015.0532.0*155.1155.122===t A n a 开孔率为%1.10)015.0005.0*907.0)907.0220==（（＝t d ϕ气体通过阀孔的气速为 s m A V u s / 23.19532.0*101.0033.100===（七）筛板的液体力学验算1、 塔板压降⑴干板阻力h c 计算 干板阻力 )()(051.0200LVc C u h ρρ= 由d 0/δ＝3/5=1.667, 得C 0＝0.772 故液注0448.0)81215.1()772.023.19(051.02==c h⑵气体通过液层的阻力h l 计算 h l ＝βh L21210 52.115.1418.1/418.10567.0785.0033.1ms Kgu F sm A A V u v af T s a ====-=-=ρ查图得，β=0.59故液柱m h h h h ow w L l 0354.0)10*93.710*07.52(59.0)(33=+=+==--ββ⑶液体表面张力的阻力σh 计算液体表面张力所产生的阻力σh 由下式计算液柱m gd h L L 00359.0005.0*81.9*81210*7.35*4430===-ρσσ气体通过每层塔板的液柱高度h P 可按下式计算，即 h P =h c +h l +h σh P =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱 气体通过每层塔板的压降为设计允许值）(7.045.66781.9*812*084.0h P p KPa g L <===∆ρ2、 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
精馏塔计算
塔板总面积为 弓形溢流管宽度 弓形降液管面积 检验： 液体在精馏段降液管内的停留时间 τ 液体在提留段降液管内的停留时间 τ 堰上液流高度 塔的平均液相流量 查表得液流收缩系数 堰高度 溢流塔底与塔盘间距离
how 6mm＜how＜60mm Lh kmol/h Lh/(lw)^2.5 E hw ho
处理量： 4万吨/年 原料组成：甲醇的质量分率wf=0.35（质量分数） 产品要求：塔顶甲醇的质量分率wd=0.94（质量分数） 塔底甲醇的质量分率 =0.02（质量分数） 生产时间： 300天/年 冷却水进口温度：25℃ 加热剂： 0.9MP饱和水蒸汽 单板压降： 小于或等于0.7kpa 生产方式： 连续操作，泡点回流 全塔效率： Et=50%
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4.341221497 1.05 48.89009604
64.86036036 196.9396396
Байду номын сангаас
原料液 0.35 0.23 261.8
釜残液 0.02 0.01 196.9396396
0.898 101.325 PA0 PB0
110.6967938 43.01562333 0.861530264 0.941215277 107.3913823 41.57949972 0.907822386 0.962174201 85.06190349 117.7631723 46.10280151 2.55436044
精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F x 898.002.18/06.004.32/94.004.32/94.0=+=D x1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量FM =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol DM=0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 h kmol F /467.9844.22243301075.17=⨯⨯⨯=总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h 0005.0=WxWM =0.0005⨯32.04+(1-0.0005) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A A A y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg q=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>12.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1)操作线方程： y=x)1-α(1αx += 3.2x14.2x+ (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Y q ）所以最小回流比R min =－Xq－Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h 80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L'/h80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x VL y（b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)qq qx y x αα=+- 得yyx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yy yyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
甲醇精馏塔设计及相关热量恒算
ɑm=3.84回收甲醇——水洗水精馏塔工艺设计3、利用芬斯克方程计算全回流时两组分溶液体系最少理论板：把芬斯克方程中x W替换为进料组成x F，计算精馏段理论板层数（即进料板）N1=4.2 4、全塔理论板层数计算1、利用Antoine方程计算P=101.3kpa下甲醇、水饱和蒸气压：lgp。
=A-B/(t+C)甲醇： A=16.5723 B=3636.55 C=-34.29水 ： A=16.2884 B=3816.44 C=-46.132、最小回流比R m的计算q=1(饱和液体进料）时，R m=水洗水进塔1585kg/h，甲醇含量9.5%，塔顶采出甲醇含量99.1%，塔釜甲醇含量0.2% x F=0.0558 x D=0.9841 x W=0.001 R m=6.09 取R=1.7R m=10.35利Liddle公式：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/XX=(R-Rmin)/(R+1)=0.375 Y=(N-N min)/(N+2)=0.33 N=11.737、以水洗水处理量1600kg/h计，对再沸器、预热器、塔顶冷凝器、塔顶回收液冷凝、塔釜采出冷凝器进行热量恒算a、再沸器热量恒算1、塔内物料平衡2、进料液带入塔内热量：Q f =F*C f*t f =162198.4J/s3、回流液带入塔内热量 Q l =D*R*C 1*t f =73474.8J/sC l =2.495 t f =65 C l 、t f 近似取甲醇的比热和沸点进料液平均比热：C f =0.095C 甲+0.905C 水=4.0104 C 甲=2.49 C 水=4.178、再沸器传热面积的计算（蒸汽压力0.15Mpa，对应温度127℃，残液沸点取100℃）6、再沸器的热负荷Q=1.3（Q v +Q w -Q f -Q l ）=723675J/s 1.3为安全系数7、加热蒸汽消耗量G=Q/r=331.2g/s=1.2t/h泡点温度：t f =91℃汽相流量V=（R+1）D=1710kg/h=1560m 3/h5、塔釜残液带走热量：Q w =W*C w *t w =169918.3J/s C w 、t w 近似取纯水的比热和沸点4、塔顶蒸汽带走热量：Qv=D*（R+1)*Hv=624504.9J/sHv近似取甲醇的蒸汽的焓 1262J/g6、塔径计算D=150.6kg/h，ω空=1.5m/s塔径D=圆整后，取D=7005、采用316L型不锈钢波纹规整填料，型号350X，取等板高度=400mm 填料高度：400*12/100=4.8m平均温差Δtm=127-100=27℃ 取总传热系数K=755w/m2/k再沸器传热面积F m=Q/K/Δtm=35.7m2b、预热器热量恒算水洗水经预热器预热后温度由15℃升至泡点温度91℃，加热蒸汽压力0.15Mpa，对应温度127℃吸收的热量：Qc=F*C f*(t2-t1)=135462.4J/s加热蒸汽消耗量G=Q/r=62g/s=223.2kg/h平均温差Δtm=127-100=27℃ 取总传热系数K=755w/m2/k预热器传热面积F m=Q/K/Δtm=6.65m2c、塔顶冷凝器热量恒算塔顶上升蒸汽温度65℃，冷凝后温度为65℃，冷却水进温32℃，出水温度37℃平均温度Δtm=((65-32)-(65-37))/ln((65-32)/(65-37))=30.4℃塔顶冷凝器传热面积F m=Q/K/Δtm=36.4m2 取总传热系数K=565w/m2/kd、塔顶回收液冷凝器热量恒算塔顶回收液由65℃，冷凝至33℃，采用循环水冷却，进水温度32℃，出水温度37℃冷凝器换热量Q e=D*C甲*（t2-t1）=3336.8J/s平均温度Δtm=((65-37)-(34-33))/ln((65-37)/(33-32))=8.10℃塔顶回收液冷凝器传热面积F m=Q e/K/Δtm=2.6m2 取总传热系数K=160w/m2/ke、塔釜采出冷凝器热量恒算塔釜采出液由100℃，冷凝至40℃，采用循环水冷却，进水温度32℃，出水温度37℃冷凝器换热量Q e=W*C w*（t2-t1）=101951J/s平均温度Δtm=((100-37)-(40-32))/ln((100-37)/(40-32))=61.4℃塔顶回收液冷凝器传热面积F m=Q e/K/Δtm=10.4m2 取总传热系数K=160w/m2/k。
【说明书】甲醇精馏塔设计说明书
【关键字】说明书设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：Kpa(表压)全塔效率：ET=47%建厂地址：武汉[设计计算](一)设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。
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2倍。
塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
(二)精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：MA=/Kmol 水的摩尔质量：MB=/KmolxF=32.4%xD=99.47%xW=0.28%2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 32.4%*32+67.6%*18=/KmolMD= 99.47*32+0.53%*18=/KmolMW= 0.28%*32+99.72%*18=/Kmol3、物料衡算原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数MT的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y图(附表)②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e(0.324，0.324)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交战坐标为(xq=0.324,yq=0.675)故最小回流比为Rmin= (xD- yq)/( yq - xq)=0.91取最小回流比为：R=2Rmin=2*0.91=1.82③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/hV=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL′=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/hV′=V=146.30 Kmol/h④精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)xD =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527提馏段操作线方程为：y′=(L′/V′)x′ + (W/V′)xW=(254.63/146.30) x′-(108.33/146.30)*0.28%=1.7405 x′-0.0021⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数(附图)，求解结果为：总理论板层数：NT=13(包括再沸器)进料板位置：NF=10精馏段实际板层数：N精＝9/47%=20 N提＝4/47%=9(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、塔顶操作压力：P D＝101.3 Kpa每层塔板压降：△P＝0.7 Kpa进料板压力：P F＝105.3+0.7*20＝119.3 Kpa精馏段平均压力：（105.3+119.3）/2＝112.3 Kpa2、操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t D＝64.6℃进料板温度：t F＝76.3℃精馏段平均温度：t M＝70.45℃3、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D=y1=0.9947,查y-x曲线（附表），得x1＝0.986M VDm=0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93M LDm=0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（附图），得y f=0.607 x F=0.229M VFm=0.607*32+(1-0.607)*18=26.50M LFm=0.229*32+(1-0.229)*18=21.21所以精馏段平均摩尔质量：M Vm=（31.93+26.50）/2=29.22M Lm= (31.80+21.21)/2=26.514、 平均密度计算 ⑴气相密度计算由理想气体状态方程计算，即 ⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝64.6℃ 查手册得， 进料板液相平均密度的计算 由t F ＝76.3℃ 查手册得， 进料板液相的质量分量 ⑶精馏段液相平均密度为： 5、 液体平均表面张力计算⑴液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D ＝64.6℃，查手册得⑵进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝76.3℃，查手册得 ⑶精馏段液相平均表面张力为： 6、 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即∑=iiL x m μμlg lg⑴塔顶液相平均粘度的计算 由t D ＝64.6℃ 查手册得， ⑵进料板液相平均粘度的计算 由t F ＝76.3℃ 查手册得 ⑶精馏段液相平均表面张力为（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：取板间距H T ＝0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T -h L =0.40-0.06＝0.34m 查史密斯关联图得，C 20＝0.074 取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后，为D=1.0m 塔截面积为22785.04m D A T ==π实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316s m / 2、 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精＝（N 精－1）H T ＝（20-1）*0.4＝7.6m 提馏段有效高度为Z 提＝（N 提－1）H T ＝（9-1）*0.4＝3.2m 在进料板上方开2人孔，其高度为0.8m故精馏塔有效高度为Z ＝N 精+N 提+0.8*2＝12.4m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置计算因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴塔长l W =0.66D=0.66m⑵溢流堰高度h W 由h W ＝h L -h OW选用平直堰，堰上液层高度h OW 近似取E ＝1，则取板上清液层高度h L ＝60mm故m h w 33310*07.5210*93.710*60---=-=⑶弓形降液管宽度W d 和截面积A f由l w /D=0.66,查图得 A f /A T =0.0722 W d /D=0.124 验算液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理⑷降液管底隙高度h 0 故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度wh '=50mm 2、 塔板布置⑴塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式，且分为3块⑵边缘区宽度确定取m W m W W C S S 035.0065.0=='= ⑶开孔面积A a⑷筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t ＝3d 0＝15 mm筛孔数目n 为个2731015.0532.0*155.1155.122===t A n a 开孔率为%1.10)015.0005.0*907.0)907.0220==（（＝t d ϕ气体通过阀孔的气速为（七）筛板的液体力学验算1、 塔板压降⑴干板阻力h c 计算 干板阻力 )()(051.0200LVc C u h ρρ= 由d 0/δ＝3/5=1.667, 得C 0＝0.772 故液注0448.0)81215.1()772.023.19(051.02==c h ⑵气体通过液层的阻力h l 计算 h l ＝βh L查图得，β=0.59故液柱m h h h h ow w L l 0354.0)10*93.710*07.52(59.0)(33=+=+==--ββ⑶液体表面张力的阻力σh 计算液体表面张力所产生的阻力σh 由下式计算 气体通过每层塔板的液柱高度h P 可按下式计算，即 h P =h c +h l +h σh P =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱 气体通过每层塔板的压降为设计允许值）(7.045.66781.9*812*084.0h P p KPa g L <===∆ρ2、 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
甲醇精馏物料衡算
2.1物料衡算2.1.1操作条件1．原料为粗甲醇，成份及含量如下表：附表2.1粗甲醇组成 成分含量（wt%） N 2和Ar0.02 CO 2 1.69 CH 3OH90.29 CH 3OCH 30.20 C 2H 5OH0.15 C 4H 9OH0.15 H 2O7.50 合计100设计要求：（1）粗甲醇中甲醇回收率不小于99%(重量百分含量)。
（2）精馏工段产品为精甲醇，其甲醇含量不小于99.95%(重量百分含量)。
2.1.2物料衡算按年55万吨精甲醇计算，而粗甲醇中含甲醇量为90.29%。
年工作日按330天计，则精甲醇每日，每小时产量为330550000=6.9444 t/h=69444.4 kg/h 每小时所需粗甲醇的量%29.90550000=609148 t/y=76912.7 kg/h （1）粗甲醇的组成通过各组分质量分数计算各组分的量其中：N 2＋Ar 0.02%； 则 76912.7×0.02%=15.38 kg/h CO 2 1.69 %； 则 76912.7×1.69%=1299.82 kg/hCH3OH 90.29%；则76912.7×90.29%=69444.4 kg/hCH3OCH30.2%；则76912.7×0.2%=153.82 kg/hC2H5OH 0.15%；则76912.7×0.15%=115.37 kg/hC4H9OH 0.15%；则76912.7×0.15%=115.37 kg/hH2O 7.5%；则76912.7×7.5%=5768.5 kg/h初馏分为乙醇和丁醇，轻馏分为甲醚，不凝气为二氧化碳、氮气、氩气。
（2）预精馏塔物料衡算入料：①粗甲醇入料量：76912.7kg/h②碱液：向粗甲醇中加入10%NaOH溶液，加入量为粗甲醇进料量的1%，则：加入NaOH溶液量=76912.7×1%=769.127kg/hNaOH量=769.127×10%=77kg/h溶液中水量=769.127×（1-10%）=692.2 kg/h（相当于加入的萃取水的量）③总入料量=粗甲醇量+碱液量=76912.7+769.13=77681.8 kg/h④水量=粗甲醇中水含量+软水量=5768.4+692.2=6460.6 kg/h塔顶出料：N2＋Ar: 15.4 kg/hCH3OCH3:153.8 kg/hCO2: 1299.8 kg/h塔釜出料:甲醇: 69444 kg/h乙醇: 115.4 kg/h丁醇: 115.4 kg/h水: 6460.6 kg/h氢氧化钠：77 kg/h塔底出料总量=69444+115.4+115.4+6460.6+77=76212.4 kg/h（3）加压塔物料衡算加压塔出料甲醇含量85.66%（即塔底甲醇含量）入料：①水量=预出料水量=6460.6 kg/h②甲醇量=预出料甲醇量=69444 kg/h③初馏物=预出料初馏物=230.8 kg/h④氢氧化钠=预出料碱量=77 kg/h⑤总入料量=预塔底出料总量=76212.4 kg/h出料：①出料水量=入料水量=6460.6 kg/h②出料甲醇=（出口水量+氢氧化钠+初馏物）×出料甲醇含量/（1-出料甲醇含量）=（6460.6+77+230.8）×0.8566/（1-0.8566）=40431.0 kg/h③采出精甲醇量=入塔甲醇量-出料甲醇量=69444-40431.0=29013 kg/h④总出料量=总入料量-采出精甲醇量=76212.4-29013=47199.4 kg/h其中塔顶：液相=精甲醇=33147.8 kg/h塔底：液相=粗甲醇=43987.6 kg/h（4）常压塔物料衡算入料：①甲醇=47199.4×0.8566=40431.0 kg/h②水=6460.6 kg/h③氢氧化钠=77 kg/h④初馏物=230.8 kg/h⑤总入料量=加压塔塔底总出料量=47199.4 kg/h出料：①侧线出料，初馏物占%，甲醇占60.62%，水占30.23%，则侧线排出量=230.8/9.16%=2519.7 kg/h其中：甲醇：2519.7×60.62%=1527.4 kg/h水：2519.7×30.23%=761.7 kg/h初馏物：230.8 kg/h②塔底排出残液其中：氢氧化钠=77 kg/h水=入料水-侧线排出=6460.6-761.7=5698.9 kg/h塔底排出残液中含甲醇量=（残液中水+氢氧化钠）×残液甲醇含量/（1-残液中甲醇含量）=（5698.9.7+77）×0.001/（1-0.001）=5.8 kg/h残液总量=水量+氢氧化钠+醇量=5698.9+77+5.8=5781.7 kg/h③塔顶塔顶采出精甲醇=入塔精甲醇-侧线排出-残液中含醇量=40431-1527.4-5.8=38897.8 kg/h总出料量=塔顶精甲醇+塔侧线出料+塔底残液=38897.8+2519.7+5781.7=47199.2 kg/h(5）回收塔物料衡算入料:入料量=侧线排出量=2519.7 kg/h其中甲醇: 1527.4 kg/h水: 761.7 kg/h初馏分: 230.8 kg/h出料：①塔顶采出精甲醇量=1527.4×97.367%=1487.2 kg/h(精甲醇占入料甲醇的97.367%) ②侧线出料甲醇占20%，乙醇占60%，异丁醇占8%，水占12%，则甲醇=1487.2×（1-97.367%）=39.2 kg/h侧线抽出物=39.2/20.27%=193.4 kg/h其中乙醇: 193.4×57.64%=114.5 kg/h异丁醇: 193.4×8.5%=16.4 kg/h水: 193.4×13.74%=26.6 kg/h甲醇: 39.2 kg/h③塔底其中水=入料水量-侧线出水=761.7-26.6=735 kg/h异丁醇=入料异丁醇-侧线抽出异丁醇=115.4-16.4=99 kg/h乙醇=入料乙醇-侧线出乙醇=115.4-114.5=0.9 kg/h总量=735+99+0.9=834.9 kg/h(6）粗甲醇中甲醇回收率甲醇回收率=（加压塔采出精甲醇量+常压塔采出精甲醇量+回收塔采出精甲醇量）/粗甲醇中精甲醇量=（29013+38897.8+1487.2）/69444=99.93%。
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx x wD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg04.32=M甲醇kmolkg02.18=M水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯= 物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66......................1002.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90WW W D D D F F F =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t64.67276.6652.682DF1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t 86.83276.6652.682W F2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF4.88 (100)92.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ：塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCC C o oott t所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmolkg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F FLF D D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M MM M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsOwsW mσϕσϕσ+= 注：VV VOOWWWWWx x x +=σVV V OOOOOOOx x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。
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甲醇精馏塔的工艺计算
.1 物料衡算
甲醇摩尔质量 M A =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/mol
4032.04
0.27274032.046018.02F x =
=+
9532.04
0.91439532.04518.02
D x =
=+
3.532.04
0.02043.596.518.02
W x =
=+
⑵原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
0.272732.04(10.2727)18.0221.84/F M kg kmol =⨯+-⨯= 0.914332.04(10.9143)18.0230.83/D M kg kmol =⨯+-⨯= 0.020432.04(10.0204)18.0218.31/W M kg kmol =⨯+-⨯=
年操作时间为8000h 计算
原料量为：9.8710/800021.84560.9/kmol h ⨯⨯= 总物料衡算：
F=D+W （2.1）
560.9/kmol h =D+W
F D W x F x D x W =+ （2.2）
560.9⨯0.2727=D ⨯0.9143+W ⨯0.0204 联立解得
W=402.5/kmol h
D=158.4/kmol h
第2.3节 精馏装置的热量衡算
2.3.1 冷凝器
冷凝器热负荷为：
(1)()()C V L V L Q R D I I V I I =+⨯-=- （2.3）
由于塔顶流出液几乎为甲醇，可按纯甲醇的摩尔焓计算，若回流在饱和温度下进 入塔内，
则, V L I I r -= （2.4） 查X-Y 图，当D X =0.9143时，泡点温度为65℃，查的该温度下汽化潜热为 610/kJ kmol
故 r=610⨯32.04=19544.4/kJ kmol
所以 C Q = V r （2.5）
C Q = V r =441.8 ⨯19544.4=8.63⨯610/kJ h
由于冷却水进出冷凝器的温度分别为25℃及35℃，所以冷却水消耗量为：
21()C
C PC
Q W t t C =
- （2.6）
6
218.6310() 4.187(3525)C C PC Q W t t C ⨯===-⨯- 2.06510⨯/kg h
2.3.2 再沸器
再沸器热负荷为：
''
'()B V L Q V I I =- （2.7）
同样，釜液为甲醇溶液，古其焓可以按甲醇的摩尔焓计算
'''V L I I r -=
查图，W X =0.0204 时，泡点温度为94.95℃，查的该温度下得汽化潜热为：
'r =675⨯32.04=21627/kJ kmol
所以，''V r =44.18⨯21627=9.55⨯610/kJ h 查的水的汽化潜热为： 11785/kJ kg
B
Q Wh r
=
(2.8) B Q Wh r ==
6
39.55100.811011785
⨯=⨯/kJ h 第3章 塔板数的确定
第3.1节 最小回流比及操作回流比
3.1.1 挥发度计算
由于甲醇-水溶液属于理想物系，则甲醇-水溶液的 t-x-y 表得：
表3.1 甲醇-水物系的气液平衡相图数据如下：
甲醇-水的
取t=72.15℃时计算相对挥发度
A A A
y p
p x ︒=
(3.1) 0.802101.3
147.70.55
A A A y p p x ︒⨯=
==a kP A A p y p = (3.2)
0.802101.381.24A A a p y p kP ==⨯=
1A A
B
A
p x p p x ︒︒-=
- (3.3) 101.30.5514.7744.58110.55
A A
B
a A p x p p kP x ︒︒
--⨯===--
(1)B B A P P x ︒=- (3.4)
(1)44.58(10.55)20.06B B A P P x ︒
=-=⨯-=a kP
(1)B A x x =- (3.5)
(1)10.550.45B A x x =-=-=
A B
AB B A
p x
a P x =
(3.6)
81.240.45
3.31520.060.55
A B
AB B A
p x
a P x ⨯==
=⨯
3.1.2 求最小回流比及操作回流比
0.2727q F x x ==
1(1)q q q
ax y a x =
-- (3.7)
3.3150.2727
0.55431(1)1(3.3151)0.2727
q q q
ax y a x ⨯=
=
=--+-⨯
故最小回流比为：
min D q q q
x y R y x -=
- (3.8)
min 0.91340.5543
1.2780.55340.2727
D q q q
x y R y x --=
=
=--
min 1.4 1.4 1.278 1.789R R ==⨯=
3.1.3 求精馏塔的气液相负荷
L=R ⨯D=1.789⨯158.4=283.4/kmol h
V=(R+1)⨯D=(1+1.789)⨯158.4=441.8/kmol h
'L L Fq =+ =283.4+1⨯560.9=844.3/kmol h
'V =V =441.8/kmol h
3.1.4 求操作线方程
精馏段操作线方程
D L D
y x x V V
=
+ (3.9) '283.4158.40.91430.6450.3178441.8441.8D L D y x x x x V V ⨯=+=+=+ 提留段操作线方程
''
'''W L W
y x x V V
=- (3.10)
''
'''''844.340.250.0204 1.9110.01859441.8441.8
W L W y x x x x V V ⨯=-=
-=-
第3.2节 逐板法求理论塔板层数
由于进料采用泡点进料，则：1y =D x
(1)
y
x y a y =
+- (3.11)
10.9143D y x == 代入 1111(1)y x y a y =+-2
223.315(1)
y y y =
+- 解得： 1x =0.7632
代入 20.64150.3
278y x =+ 解得： 2y =0.8174
代入 2222(1)y x y a y =+-2
223.315(1)
y y y =
+- 解得 2x =0.5745 同理解得，
3y = 0.6963 ;3x =0.4088 4y =0.59 ;4x =0.3027 5y = 0.522 ;5x =0.2477
5F x x <
'5
x =0.2477 代入 ''6 1.9110.01859y x =- 解得， '
6y =0.4548 代入 '66''66(1)y x y a y =+-'
6
'
'
663.315(1)
y y y =+- 解得，'
6x =0.2010
同理解得，
'7
y =0.3655 ;'
7x = 0.1480 '8
y =0.2642 ;'8x =0.09774 '9
y =0.1682 ;'9x =0.05750 '10
y =0.09131 ;'10x =0.02943 '11y =0.03765 ;'11x =0.01166 '
11
x <W x 求解的结果为：
总理论塔板数： T N =11 块（包括再沸器） 理论进料板数 ：F N =5 块
第3.2节 实际板层数的求解
精馏段实际板层数：4
852%
N =
=精 块
提留段实际板层数：
7
14
52%
N==
提
块
T
T
P
N
E
N
=（3.12）
实际塔板数：
11
22
52%
T
P
T
N
N
E
===块。