甲醇和水筛板精馏塔分离的设计

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，将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，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 甲醇=32.04kg/ kmol 水的摩尔质量 M 水=18.02kg/kmol

X F =0.432.04=0.2730.40.6+32.0418.02 X D =0.999732.04=0.99470.99970.0003+32.0418.02

X W =0.00532.04

=0.0028180.0050.995+

32.0418.02

2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M F =0.273×32.04+（1—0.273）×18.02=21.85kg/kmol M D =0.9947×32.04+(1—0.9947）×18.02=31.96kg/kmol M W =0.002818×32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg/kmol 3、物料衡算 原料处理量：F=

210000000

=115.573302421.85

⨯⨯⨯kmol/h

总物料衡算：F=D+W 115.57=D+W

甲醇物料衡算：FX F =DX D +WX W 115.57×0.273=D ×0.9947+W ×0.002818 联立解得 D=31.48kmol/h w=84.09kmol/h <三>塔板数的确定 1、理论板数的求取 ①由 y=

1+(-1)x

x

αα及甲醇—水在不同温度下的汽—液平衡组成

温度 液相 气相 a 温度 液相 气相 a 92.9 0.0531 0.2834 7.05 81.6 0.2083 0.6273 6.4 90.3 0.0767 0.4001 8.03 80.2 0.2319 0.6485 6.11 88.9 0.0926 0.4353 7.55 78 0.2818 0.6775 5.35 86.6

0.1257

0.4831

6.5

77.8

0.2909

0.6801

5.18

85 0.1315 0.5455 7.93 76.7 0.3333 0.6918 4.49 83.2 0.1674 0.5586 6.29 76.2 0.3513 0.7347 5.11 82.3 0.1818 0.5775 6.15 73.8 0.462 0.7756 4.02 72.7 0.5292 0.7971 3.49 68 0.7701 0.8962 2.57 71.3 0.5937 0.8183 3.08 66.9 0.8741 0.9194 1.64 70

0.6849

0.8492

2.59

am=1919......3.2.1a a a a =4.83 得到相平衡方程 y=

4.83=1+(-1)x 1+3.83x x

x

αα

因为泡点进料，所以q=1 且Xq=XF=0.273 且q 点过相平衡线 则y q=

4.83=0.6451+3.83q

q

x x =0.645

Rmin=

D q q q

x y y x --=0.94 取操作回流比 min 2.0 1.88R R ==

2、求精馏塔的气液相负荷

==RD L 1.88×31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.88×31.48=90.66kmol/h

L =L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h

V =V=90.66kmol/h

3、求操作线方程 精馏段操作线方程 1n y +=1R

R ++1

D x R +=0.6528Xn+0.3454 提馏段操作线方程 1W n n Wx L

y x V V

+=

-=1.927Xn-2.614×10-3

5、逐板计算法求理论板数

因为塔顶为全凝器 10.9947D y X == 通过相平衡方程求 X 1=

1

1

=0.97494.83-3.83y y

再通过精馏段操作线方程 y

2=0.6528X

1

+0.3454=0.9818 ，如此反复得

y1=0.99947 x1=0.9749

y2=0.9818 x2=0.9179

y3=0.9446 x3=0.7793

y4=0.8541 x4=0.5482

y5=0.7032 x5=0.3291

y6=0.5603 x6=0.2087<0.273

当X6

得

y7=0.3995 x7=0.1211

y8=0.2308 x8=0.0585

y9=0.1101 x9=0.025

y10=0.0455 x10=0.1474

y11=0.02578 x11=5.45×10-3

y12=7.88×10-3x12=1.64×10-3<0.002818

可得到进料板位置 N

F

=6

总理论板数 N T=12 <包括再沸器>

2、实际板层数的求取

精馏段实际板层数：N精=

5

0.6

=8.3≈9

提馏段实际板层数：N提=

6

0.6

≈10（不包括再沸器）

<四>精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算

1、操作压力计算

塔顶操作压力 P D=101.3+4=105.3KPa

每层塔板压力降P=0.7KPa

进料板压力 P F=105.3+0.7×9=111.6KPa 塔底压力 Pw=P F+0.7×10=118.6KPa

精馏段平均压力 Pm=105.3+111.6

=108.45

2

KPa

提馏段平均压力 Pm′=111.6+120

=115.1

2

KPa

2、操作温度计算（插法得）

根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过插法得：

塔顶温度 t

D

=64.79℃

进料板温度t F=78.3℃

塔釜温度 t w=99.6℃