化工原理课程设计任务书甲醇水连续填料精馏塔文档格式.docx

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1、处理量：

1.25吨/2h

2、原料液状态：

常温常压

3、进料浓度：

80%（正丁醇的质量分数）

塔顶出料浓度：

7.70%（正丁醇的质量分数）

塔釜出料浓度：

98.5%（正丁醇的质量分数）

4、填料类型：

CY700金属丝网波纹填料

二、设计的方案介绍

1、进料的热状况

精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。

本设计采用的是泡点进料。

这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。

2、精馏塔的操作压力

在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；

而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。

但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。

在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。

如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。

因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。

由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。

在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。

3、精馏塔加热与冷却介质的确定

本设计是使用0.4M

（表压强）的饱和水蒸汽作为加热介质。

冷却介质用的是循环水

4、回流比的确定

塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。

适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。

通常适宜回流比的数值范围为：

根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用

。

5、填料的选择

填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。

本设计选用CY700金属丝网波纹填料。

三、工艺流程图及其简单说明

1、工艺流程图（附图一）

2、工艺流程简介

来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。

最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。

塔釜设有再沸器。

加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。

塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。

加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。

降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。

同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。

在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。

塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。

在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。

在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。

3、精馏塔塔顶的冷凝方式

塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。

甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。

4、塔顶的回流方式

对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精馏塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。

但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。

本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。

5、精馏塔塔釜的加热方式

加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。

间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。

使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。

这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。

综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。

四、操作条件及精馏塔工艺计算：

本设计任务是分离甲醇水的混合物。

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，其余部分冷却后送至储罐。

回流比设定为最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

（一）物料衡算

1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率

水的摩尔质量：

MA＝18kg/kmol

正丁醇的摩尔质量：

MB＝74kg/kmol

xF’＝20%，xD’＝92.3%，xw’＝1.5%（均为质量比）

xF＝（xF’/MBA）/[xF’/MA＋（1－xF’）/MB]

＝（0.2/18）/（0.2/18＋0.8/74）

＝0.5068=50.68%

xD＝（xD’/MA）/[xD’/MA＋（1－xD’）/MA]

＝（0.923/18）/（0.923/18＋0.077/14）

＝0.9801=98.01%

xW＝（xW’/MA）/[xW’/MA＋（1－xW’）/MB]

＝（0.015/18）/（0.015/18＋0.985/74）

＝0.0589=5.89%

2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

MF＝50.68%×

18＋（100-50.68）%×

74＝45.62kg/kmol

MD＝98.01%×

18＋（100-98.01）%×

74＝19.11kg/kmol

MW＝5.89%×

18＋（100-5.98）%×

74＝31.47kg/kmol

3、物料衡算

原料处理量：

＝1.25t/2h＝（1.25

/45.62）/2＝13.70kmol/h

由正丁醇—水系统的温度组成图，由杠杠规则原理求解：

求最小回流比及操作回流比

由于本设计采用的是泡点进料，q＝1，xq＝xF＝0.5068根据拟合得到的y－x方程，可得到yq＝0.755最小回流比Rmin＝（xD－yq）/（yq–xq）可得到Rmin＝0.910

所以回流比R＝1.8Rmin＝1.8×

0.910＝1.64

分析精馏塔操作流程可得总物料衡算：

F＝D＋W

解得

表一塔顶、塔底、进料液的物料数据

塔顶

xD’＝92.3%

xD＝98.01%

MF＝45.62kg/kmol

F＝13.70kmol/h

进料液

xF’＝20%

xF＝50.68%

MD＝19.11kg/kmol

D＝6.36

kmol/h

塔底

xW’＝1.5%

xW＝5.89%

MW＝31.47kg/kmol

W＝7.34kmol/h

（二）理论塔板数的确定

\

（1）由手册查出甲醇－水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出x－y图，

在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：

Y＝0.00187＋7.03393X－40.64685X2＋157.6139X3－6X4＋598.11499X5－554.46395X6＋282.15362X7－60.45038X8

（3）求精馏塔的汽、液相负荷

L＝RD＝1.64×

69.73＝114.36kmol/h

V＝（R＋1）D＝（1.64+1）×

69.73＝184.09kmol/h

L’＝L＋F＝114.36＋98.03＝212.39kmol/h

V’＝V＝184.09kmol/h

（4）精熘段和提熘段的操作线方程

精熘段操作线方程为：

y＝（R/R+1）x＋xD/（R+1）＝（1.64/2.64）x＋0.689/2.64

＝0.62x＋0.2610

提熘段操作线方程为：

y’＝（L’/V’）x－（W/V’）xW＝（212.39/184.09）x－（28.30/184.09）×

0.0589

＝1.154x－0.00905

3、图解法

（三）热量衡算

1、求塔顶温度tD，塔釜温度tW，进料温度tF

确定液相温度。

汽相温度与液相温度相差不大，可近似看作相等。

经过反渗透分离后，以正丁醇含量80%进料，则由t-xy图查的，

正丁醇质量分数塔顶0.077；

进料0.8；

塔底0.985则

进料温度；

塔顶温度

2、热量衡算

（1）冷凝器的热负荷

冷凝器的热负荷Qc＝（R＋1）D（IVD－ILD）

其中IVD——塔顶上升的蒸汽的焓

ILD——塔顶馏出液的焓

IVD－ILD＝xD∆HV甲＋（1－xD）∆HV乙

其中∆HV甲——水的的蒸发潜热

∆HV乙——正丁醇的蒸发潜热

蒸发潜热与温度的关系：

∆HV2＝∆HV1[（1－Tr2）/（1－Tr1）]0.38

表四沸点下蒸发潜热列表[3]

组分

沸点t/°

C

蒸发潜热∆Hr/（kJ/kmol）

Tc/K

正丁醇

117

44800.41

560.15

水

100

9702

647.14

塔顶温度下的潜热计算：

tD＝95.3°

C时

对正丁醇，Tr1＝T1/Tc＝（273.15＋90.56）/560.15＝0.649

Tr2＝T2/Tc＝（273.15＋117）/560.15＝0.697

蒸发潜热HV甲＝44800.41×

[（1－0.697）/（1－0.649）]0.38＝42365.61kJ/kmol

对水，同理可得，Tr2＝T2/Tc＝0.577

Tr1＝T1/Tc＝0.562

蒸发潜热∆HV水＝9702×

[（1－0.577）/（1－0.562）]0.38＝9574.38kJ/kmol

对全凝器做热量衡算（忽略热量损失）

Qc＝（R＋1）D（IVD－ILD）

泡点回流，可得

IVD－ILD＝xD∆H水＋（1－xD）∆H醇

IVD－ILD＝0.9801×

9574.38＋（1－0.9801）×

44800.41＝10275.38kJ/kmol

Qc＝（R＋1）D（IVD－ILD）＝16.54×

6.661×

10275.38＝1132068.824kJ/h

（2）冷却介质消耗量

常温下t＝20°

C时，Cpc＝4.183kJ（kg∙°

C）－1

可得Wc＝Qc/[Cpc（t2－t1）]＝（1132068.824）/[4.183×

（30－20）]

＝27063.56kg/h

（3）加