甲醇水体系浮阀精馏塔设计.docVIP

进料流量：F＝210kmol/h 进料组成：Xf=0.20（摩尔分率） 进料热状态：泡点进料 要求塔顶产品浓度XD=0.99 易挥发组分回收率η≥0.99 ∴ 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa,每层塔板的分离效率提高了，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佳回流比。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. 理论板数的确定 3.1 物料衡算： ∵η= ∴D=ηFXf/XD=0.99×210×0.20/0.99=42 kmol/h ∵F=D+W ∴W=F- D=210-42=168 kmol/h ∵FXf= DXD+WXw ∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.0025 3.2 物系相平衡数据 a. 基本物性数据 组分 分子式 分子量 沸点 熔点 水 H2O 18.015 373.15K 273.15K 甲醇 CH3OH 32.040 337.85K 176.15K 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 77.8 29.09 68.01 92.9 5.31 28.34 76.7 33.33 69.18 90.3 7.67 40.01 76.2 35.13 69.18 88.9 9.26 43.53 73.8 46.20 77.56 86.6 12.57 48.31 72.7 52.92 79.71 85.0 13.15 54.55 71.3 59.37 81.83 83.2 16.74 55.85 70.0 68.49 84.92 82.3 18.18 57.75 68.0 85.62 89.62 81.6 20.83 62.73 66.9 87.41 91.94 80.2 23.19 64.85 64.7 100 100 78.0 28.18 67.75 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= ∴平衡线方程为：y==4.83x/(1+3.83x) 因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.20 代入上式得 ye = 0.5470 ∴ Rmin = =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767 ∴ R=1.6 Rmin =1.6*1.2767=2.0427 3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定 1）塔的汽、液相负荷 L=RD=2.0427×42=85.792 kmol/h V=(R+1)D=(2.0427+1) ×42=127.79 kmol/h V’=V=127.79 kmol/h L’=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 2）求操作线方程 精馏段操作线方程： y=x + =2.3147x-0.003287 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==4.83x/(1+3.83x) 精馏段操作方程：y=x + =0.6713x+0.3254 由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi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=0.95, Y1=0.99) （X1=0.95,Y2=0.97） （X2=0.87,Y2=0.97） （X2=0.87,Y3=0.91） （X3=0.67,Y1=0.91） （X3=0.67,Y4=0.78） （X4=0.42,Y4=0.78） （X4=0.42,Y5=0.61） （X5=0.24,Y5=0.61） （X5=0.24,Y6=0.49） （X6=0.17,Y6=0.49） 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 提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328 已知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