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1、设计计算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。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/kmolXF= XD=XW=2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.27332.04+
2、（10.273）18.02=21.85kg/kmolMD=0.994732.04+(10.9947）18.02=31.96kg/kmolMW=0.00281832.04+(10.002818)18.02=18.06kg/kmol3、物料衡算原料处理量：F=kmol/h总物料衡算：F=D+W 115.57=D+W甲醇物料衡算：FXF=DXD+WXW 115.570.273=D0.9947+W0.002818联立解得 D=31.48kmol/h w=84.09kmol/h塔板数的确定1、理论板数的求取由 y=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a92.90.05310.28
3、347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.
4、30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59am=4.83得到相平衡方程 y=因为泡点进料，所以q=1 且Xq=XF=0.273且q点过相平衡线 则yq=0.645Rmin=0.94 取操作回流比 2、 求精馏塔的气液相负荷1.8831.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.8831.48=90.66kmol/h =L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h =V=90.66kmol/h3、 求操作线方程精馏段操作线方程 =+=0.6528Xn+0.3454提馏段操作线方程 =1.927Xn-2.
5、61410-35、逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器 通过相平衡方程求 X1=再通过精馏段操作线方程 y2=0.6528X1+0.3454=0.9818 ，如此反复得y1=0.99947x1=0.9749y2=0.9818x2=0.9179y3=0.9446x3=0.7793y4=0.8541x4=0.5482y5=0.7032x5=0.3291y6=0.5603x6=0.20870.273当X6Xq后，改用相平衡方程与提馏段操作方程yn+1=1.927Xn-12.61410-3计算.如此反复得y7=0.3995x7=0.1211y8=0.2308x8=0.0585y9=0.1101x9=0
6、.025y10=0.0455x10=0.1474y11=0.02578x11=5.4510-3y12=7.8810-3x12=1.6410-30.002818可得到进料板位置 NF=6总理论板数 NT=12 2、实际板层数的求取精馏段实际板层数：N精=8.39提馏段实际板层数：N提=10（不包括再沸器）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 PD=101.3+4=105.3KPa每层塔板压力降 DP=0.7KPa进料板压力 PF=105.3+0.79=111.6KPa塔底压力 Pw=PF+0.710=118.6KPa精馏段平均压力 Pm=KPa提馏段平均压力 Pm=K
7、Pa2、 操作温度计算（内插法得）根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得：塔顶温度 tD=64.79进料板温度 tF=78.3塔釜温度 tw=99.6精馏段平均温度 tm=提馏段平均温度 tm=3、 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=y1=0.9947 通过相平衡方程求得 X1=0.9749MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.994732.04+(1-0.9947) 18.02=31.97Kg/KmolMLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.974932.04+(1-0.9749) 18.02=31.69 Kg/Kmol进料板平均摩尔质量计算 通过逐板计算得进料板y
8、F=0.5603，再通过相平衡方程得XF=0.2087MVFM= yFM甲+（1-yF）M水=0.560332.04+（1-0.5603）18.02=25.87Kg/KmolMLFM=XFM甲+（1-XF）M水=0.208732.04+（1-0.208718.02）=20.95Kg/Kmol塔釜平均摩尔质量的计算由Xw=0.002818 查平衡曲线得 yw=0.01346MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.0134632.04+（1-0.01346）18.02=18.21Kg/KmolMLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.00281832.04+（1-0.002818）18.02=1
9、8.06Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量MVM=MLM=提馏段平均摩尔质量MVM=MLM=4、平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算 即精馏段 rVM= Kg/m提馏段 rvm= 液相平均密度计算液相平均密度按下式计算 即塔顶液相平均密度的计算 由tD=64.79 查手册得 r甲=747.168Kg/m r水=980.613Kg/mrLPM=Kg/m进料板液相平均密度计算 由tF=78.3 查手册得 r甲=735.53 Kg/m r水=972.82 Kg/m进料板液相的质量分率 rLFM=Kg/m提馏段液相平均密度计算 由tw=99.6 查手册得 r甲=716.36Kg/m r水=
10、958.176 Kg/mrLWM= Kg/m精馏段液相平均密度为rLM= Kg/m提馏段液相平均密度rLM=Kg/m5、液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即 dLM=Xidi塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=64.79查手册得d甲=18.31mN/m d水=65.29Mn/mdLOM=XDd甲+（1-XD）d水=0.994718.31+0.005365.29=18.56mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.3 查手册得 d甲=17.0647mN/m d水=62.889mN/mdLFM=XFd甲+（1-XF）d水=0.208717.0647+0.791362.88
11、9=53.32mN/m塔釜液相平均表面张力的计算 由tw=99.6 查手册得 d甲=14.93mN/m d水=58.9mN/mdLWM=Xwd甲+(1-Xw)d水=0.00281814.93+（1-0.2087）62.889=53.32mN/m精馏段液相平均表面张力为dLM=mN/m提馏段液相平均表面张力为dLM=mN/m6、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即mLM=Ximi塔顶液相平均粘度计算 由tD=64.79查手册得m甲=0.3289mpa.s m水=0.4479mpa.smLDM=XDm甲+（1-XD）m水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）=
12、 0.4825mLDM=0.3292mpa.s进料板液相平均粘度计算 由tF=78.3查手册得m甲=0.28193mpa.s m水=0.37084mpa.smLFM=XFm甲+（1-XF）m水=0.2087(0.28193)+(1-0.2087)(0.37084)=0.4557mLFM=0.35mpa.s由tw=99.6 查手册得m甲=0.226mpa.s m水=0.289mpa.smLWM=Xwm甲+(1-Xw)m水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)(0.289)=-0.5394mLWM=0.2888mpa.s精馏段液相平均黏度为mLM=mpa.s提馏段液相平均黏
13、度为mLM=mpa.s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Vs= m/sLs= m/s提馏段的气液相体积流率为Vs=m/sLs= 10-3 精馏段 umax= 式中C由C20求取，C20可通过查图（P129页）筛板塔的泛点关联图的横坐标功能参数取板间距HT=0.35m（通过筛板塔的的泛点关联图）（书P129 图10-42）得到C20=0.068C=C20（）0.2=0.068() 0.2=0.07646最大空塔气速umax=取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.82.085=1.668m/sD=按标准塔径圆整后 D=0.8m（据书P129 表10-1）塔截面积为AT=m实际空塔气速 u=(安全系数在允许范围内，符合设计要求)提馏段同理查阅得C20= =0.05161查表得 HT=0.35m C20=0.07C=C20()0.2=0.07()0.2=0.08602Umax=C=0.08602=2.84m/s同上取安全系数0.8 u=0.8 Umax=0.82.84=2.272m/sD=0.6076m 圆整取D=0.8m 同上AT=0.5024实际空塔气速u=（符合安全系数范围，设计合理）2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）0.35=2.8m提馏段有效高度为Z提=
