精馏塔的设计计算

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。

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。

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。

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。

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。

2.6工艺流程简介
连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（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．蒸馏釜（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，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。

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%的甲醇和50%的水（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馏装置。

本设计采用泡点进料，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，塔底产品冷却后送至储罐。

精馏塔的物料衡算
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 M A =32kg/kmol ，水的摩尔质量M B =18kg/kmol
原料液甲醇的摩尔分数：0.5/32
0.360.5/320.5/18
F x ==+
塔顶甲醇的摩尔分数： 0.95/32
0.9640.95/320.02/18
D x ==+
塔釜甲醇的摩尔分数： 0.02/32
0.0110.02/320.95/18W x ==+
3.1.2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：0.36320.641823.04F M =⨯+⨯= 塔顶产品的平均摩尔质量： 0.964320.0361831.496D M =⨯+⨯= 塔釜产品的平均摩尔质量： 0.011320.9891818.154W M =⨯+⨯=
3.1.3物料衡算
原料处理量： 3
9000010542.53/2430023.04
F kmol h ⨯=
=⨯⨯ 总物料衡算： 542.53D W =+
甲醇物料衡算： 542.530.360.9640.011D W ⨯=+
联立解得 211.2/331.33/D kmol h W kmol h ==
3.2 塔板数的确定
3．2.1 理论塔板数的求解
甲醇—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—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 温度t （℃）
液相中的摩尔分数x 气相中的摩尔分数y 100
0.00
0.000 96.4 0.02 0.134 93.5 0.04 0.234 91.2 0.06 0.304 89.3 0.08 0.365 87.7 0.10 0.418 84.4 0.15 0.517 81.7 0.20 0.579 78.0 0.30温度t/0C 液相中的摩尔分数/x 气相中的摩尔分数/y 温度 t（°C）液相甲醇x（mol%） 10000
1000
0.665 76.0 0.33 0.692 75.3 0.40 0.729 73.1 0.50 0.779 71.2 0.60
0.825
69.3 0.70
0.870
精馏段气液负荷
V=(R+1)D=(1.319+1) 211.2=489.773kmol/h
L=RD=1.319=278.573kmol/h
提馏段气液负荷，由于泡点进料，q=1则 489.773kmol/h
278.573+542.53=821.103 kmol/h
精馏段操作线方程
176.073159.2060.9140.5250.434335.278335.278D L D y x x x x V V =+=+⨯=+
提馏段操作线方程
'649.252314.016''0.0113 1.9370.011''649.252314.016335.278
W L W y x x x x L W V =+=+⨯=---
3.2.1.3 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T N 为8块(包括塔釜)，进料板位置F N 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
0.2450.49()T L E αμ-=
式中
α—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度，无因次量，量纲为1； L μ—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 4.617α=，计算得0.348μ=则
全塔效率 ()0.245
0.49 4.6170.3480.43743.7%T E -=⨯⨯==，
3.2.2.2 实际塔板数
精馏段实际塔板数
4
100.437
T P T N N E =
=≈ 提馏段实际塔板数
''370.437
T P
T N N E ==≈
实际总塔板数 17N =总（不含塔釜）
3.3 精馏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 0.7P kPa ∆= 塔顶操作压力 101.3D P kPa =
进料板压力 101.30.710108.3F P kPa =+⨯= 塔底压力 101.30.717113.2W P kPa =+⨯= 精馏段平均压力 101.3108.3
104.82
m P kPa +=
=
提馏段平均压力 '108.3113.2
110.752
m P kPa +=
=
3.3.2 操作温度
内插法 121
121
x x x x t t t t --=--，查表1得 进料板
0.3150.30.330.3
78.076.078.0
F t --=--，解得
进料板操作温度 77.09F t =℃， 同理可得
塔顶操作温度 65.71D t =℃
塔底操作温度 99.98W t =℃
3.3.3 平均摩尔质量
10.914D x y ==,由平衡曲线得10.805x =
塔顶平均摩尔质量 ,0.91432(10.914)1830.802/VD m M kg kmol =⨯+-⨯=
,0.80532(10.805)1829.27/LD m
M
kg kmol =⨯+-⨯=
20.315F x x ==,由平衡曲线得20.678y =
进料板平均摩尔质量 ,0.67832(10.678)1827.492/VF m M kg kmol =⨯+-⨯=
,0.31532(10.315)1822.412/LF m M kg kmol =⨯+-⨯=
0.0113W x =，由平衡曲线得30.018y =
塔底平均摩尔质量
,0.01832(10.018)1818.252/VW m M kg kmol
=⨯+-⨯=,0.011432(10.0114)1818.159/LW m M kg kmol
=⨯+-⨯=
精馏段平均摩尔质量 ,30.8227.492
29.147/2
V m M kg kmol +=
=
,29.2722.412
25.841/2
L m M kg kmol +=
=
提馏段平均摩尔质量 '
,27.49218.25222.872/2
V m
M kg kmol +==
',22.41218.159
20.286/2
L m M kg kmol +=
=
3.3.4 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
ρ甲醇（kg/m 3
）
751 743 734 725 716 ρ水（kg/m 3
）
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
3.3.
4.1 液相平均密度
计算式
,1
A B
L m
LA LB
a a ρ
ρρ+=
+
查表2数据运用内插法求塔顶液相平均密度
751
743751
65.71607060A ρ--=
--，解得3746.431/A kg m ρ=
983.2977.8983.2
65.71607060
B ρ--=
--，解得3980.117/B kg m ρ=
所以 3,1
755.437/0.95/746.431(10.95)/980.117
LD m kg m ρ==+-
同理可得
进料板液相平均密度 3,850.454/LF m kg m ρ= 塔底液相平均密度 3,951.965/LW m kg m ρ= 精馏段液相平均密度 3,802.945/L m kg m ρ=
提馏段液相平均密度 '3
,901.209/L m
kg m ρ= 3.3.4.2 气相平均密度
由理想气体状态方程计算得 精馏段气相平均密度
,3,102.729.161
1.045/8.314(71.40273.15)
m V m V m m
P M kg m RT ρ⨯=
=
=⨯+
提馏段气相平均密度 '','3,'106.922.886
0.814/8.314(88.54273.15)
m V m V m
m
P kg m RT M ρ⨯=
=⨯+=
3.3.5 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
温度t （℃） 60 70 80 90 100 σ甲醇(mN/m) 18.76 17.82 16.91 15.82 14.89 σ水(mN/m) 66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
计算式1
n
i Lm i i x σσ
==
∑
查表3-3数据运用内插法求塔顶液相平均表面张力
18.7617.8218.76
65.71607060A σ--=
--，解得18.223/A mN m σ= 66.264.366.2
65.71607060
B σ--=
--，解得65.115/B mN m σ= 所以 ,0.91418.223(10.914)65.11522.235/LD m mN m σ=⨯+-⨯= 同理可得
进料板液相平均表面张力 ,48.616/LF m mN m σ= 塔底液相平均表面张力 ,58.305/LW m mN m σ=
精馏段液相平均表面张力
,22.23548.61635.426/2
L m mN m σ+==
提馏段液相平均表面张力
'
,48.61658.30553.461/2
L m
mN m σ+== 3.3.6 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
温度t(℃)
40 60 80 100 120 μL 水（mPa ·s ） 0.439 0.344 0.277 0.228 0.196 μL 甲醇（mPa ·s ） 0.549
0．470
0.355
0.282
0.237
计算式1
n
Lm i i
i
x μμ==
∑
查表4数据运用内插法求塔底液相平均黏度
0.3500.3060.350
65.71607060A μ--=
--，解得0.325A mPa s μ= 0.4790.4140.479
65.71607060B μ--=
--，解得0.442B mPa s μ= 所以 ,0.9140.325(10.914)0.4420.335LD m mPa s μ=⨯+-⨯= 同理可得
进料板液相平均黏度 ,0.348LF m mPa s μ= 塔底液相平均黏度 ,0.287LW m mPa s μ= 精馏段液相平均黏度
,0.3350.348
0.3422L m mPa s μ+=
=
提馏段液相平均黏度
',0.3480.287
0.3182
L m mPa s μ+==。