化工原理课程设计任务书甲醇水连续填料精馏塔Word下载.docx

1、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，同时回流比是阻碍精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也阻碍混合液的分离成效。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畴为：按照体会，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金属丝网波浪填料。三、工艺流程图及其简单讲明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

2、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通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，分不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，分不进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热平均之后，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。塔顶采纳分段冷凝泡点回流，也是出于节能考

3、虑。在流量操纵上采纳自动操纵，有利于节约劳动力，并使过程操纵精确，并可实现运算机操纵，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常爱护，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纳全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，同时也容易被水冷凝，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 关于小型塔采纳重力回流，回流冷凝器一样安装在比精馏塔略高的地点，液体依靠自身的重力回流。然而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。本设计采纳重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，同时设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。5、精馏塔

4、塔釜的加热方式加热方式分为直截了当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，坚持原先的浓度，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。如此减少了理论板数，从而降低了成本，然而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运算： 本设计任务是分离甲醇水的混合物。关于二元混合物的分离，应采纳连续精馏流程。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采纳全凝器冷凝，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。塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经

5、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： MA18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量：MB74 kg/kmol xF20% ， xD92.3% ， xw1.5% （均为质量比） xF （xF / MBA） / xF/MA （1xF）/ MB （0.2/ 18） / （0.2/ 18 0.8/ 74） 0.5068=50.68% xD （xD / MA ） / xD /MA （1xD） / MA （0.923/ 18） / （ 0.923 / 18 0.077 / 14） 0.9801=98.01% xW （xW / MA ） / xW / MA （1xW

6、） / 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 MF50.68% 18 （100-50.68）% 7445.62kg/kmol MD98.01%18（100-98.01）%7419.11 kg/kmol MW5.89%18 （100-5.98）%7431.47 kg/kmol3、物料衡算 原料处理量：1.25t/2h（1.25/45.62 ）/213.70kmol/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纳的是泡点进料，q1， xqx

7、F0.5068按照拟合得到的yx方程，可得到 yq0.755最小回流比 Rmin（xDyq） / （yq xq） 可得到 Rmin0.910 因此回流比 R1.8Rmin1.80.9101.64分析精馏塔操作流程可得总物料衡算：FD W 解得表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据塔顶xD92.3%xD98.01%MF45.62kg/kmolF13.70kmol/h进料液xF20%xF50.68%MD19.11kg/kmolD6.36kmol/h塔底xW1.5%xW5.89%MW31.47kg/kmolW7.34kmol/h（二）理论塔板数的确定 （1） 由手册查出甲醇水汽液相平稳数据，拟合出相平稳

8、方程及作出xy图，在对甲醇和水二元物系汽液平稳数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：Y 0.001877.03393X 40.64685X2 157.6139X3 388035736X4 598.11499X5 554.46395X6 282.15362X760.45038X8 （3）求精馏塔的汽、液相负荷 LRD1.6469.73114.36kmol/h V（R1） D（1.64+1）69.73184.09kmol/h LLF114.3698.03212.39kmol/hVV184.09kmol/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

9、 xD/（R+1）（1.64/2.64）x 0.689/2.640.62x 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）0.05891.154x0.009053、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。通过反渗透分离后，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（R1） D （IVDILD） 其中 I

10、VD 塔顶上升的蒸汽的焓 ILD 塔顶馏出液的焓 IVDILDxD HV甲（1xD） 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：H V2 HV1 （1Tr2） / （1Tr1） 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 11744800.41560.15水1009702647.14塔顶温度下的潜热运算：tD95.3C时对正丁醇，Tr1T1/ Tc（273.1590.56） / 560.150.649Tr2T2 / Tc（273.15117） / 560.150.697蒸发潜热HV甲44

11、800.41（10.697） / （10.649） 0.3842365.61 kJ/ kmol 对水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.577Tr1T1 / Tc0.562蒸发潜热HV水9702（10.577）/（10.562）0.389574.38 kJ/kmol 对全凝器做热量衡算（忽略热量缺失） Qc（R1） D （IVDILD） 泡点回流，可得 IVDILDxD H水（1xD）H醇IVDILD0.98019574.38（10.9801） 44800.4110275.38kJ/kmolQc（R1）D（IVDILD）16.546.66110275.381132068.824kJ/h（2）冷

12、却介质消耗量常温下t20C 时，Cpc4.183 kJ （kgC）1 可得 Wc Qc/ Cpc（t2t1）（1132068.824） / 4.183（3020）27063.56 kg/h（3）加热器的热负荷及全塔热量衡算表五 正丁醇，水不同温度下的比热容单位：kcal/（kgC） tD 95.3tF 92.2平均值tW 117 1.111.061.0850.961.011.0011.0021.00151.0031.0025可得 ：正丁醇 Cp1ave（tD tF）1.085（90.56100.83）11.143 Cp1ave （tW tF）1.01（115.56100.83）14.878 水

13、 Cp2ave（tD tF）1.0015（90.56100.83）10.285Cp2ave （tW tF）1.0025（115.56100.83）14.767 Cp（DF） dt Cp1avexDCp2ave（1xD） （90.56100.83）1.00150.923+1.00250.077（-10.27）10.286 Cp（WF） dt Cp1avexWCp2ave（1xW）（115.56100.83）1.00250.05891.01（1-0.0589）（14.73）14.871 且已知 D69.73kmol/h W28.30kmol/h D1255.14kg/h W509.4kg/h QD

14、DCp（DF）dt 1255.14（10.286）12910.37kcal/h3084.29kJ/h QWW Cp（WF）dt509.414.8717575.29 kcal/h1809.74 kJ/h对全塔进行热量衡算 QFQSQDQWQC 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： QSQDQWQCQF 3084.291809.741132068.82401130794.274 kJ/h 1.13106 kJ/h塔釜热缺失为10，QS QS / 0.9 = 1.25其中 QS 加热器理想热负荷 QS 加热器实际热负荷 QD 塔顶馏出液带出热量 QW 塔底带出热量（5）加热蒸汽消耗量当TK ，p

15、=0.4Pa ，Hr水蒸气 539 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸气 = 1.25106 / 539= 2319.11kg/h表六 热量衡算数据结果列表符号QCWC QF QD QWQSWh数值1132068.824 kg/h27063.56kg/h-3084.29kJ/h1809.74kJ/h1.252319.11kg/h五、精馏塔工艺条件及有关物性的运算1、塔顶条件下的流量及物性参数 xD92.3% ， xD0.9801 ， MLDMVD19.11 kg/kmol ，D 69.73 kmol/h ， D1255.14kg/h，tD95.3C （1）汽相密度：VD（MVD/22.4）（T

16、O/T）（p/po）（19.11/22.4）273.15/（273.1590.56）0.6407 kg/m3（2） 液相密度：C ， 查常用溶剂相对密度表可得：正丁醇 810kg/m3 表七 不同温度下水的密度温度t/密度/ （kg/m3）90965.304水958.345内插法求解 可得水964.914 kg/m31/LD xD/水 （1 xD）/ 正丁醇， LD 950.910 kg/m3（3）液相粘度：C ，查有机化合物液体粘度表可得，丁醇0.576mPas 可得水0.27mPas， LD0.3417 mPas（4）液体表面张力：tD90.56C ，查醇类水溶液表面张力图可得，正丁醇22

17、.07mN/m可得水30mN/mLD水 xD正丁醇（1 xD）300.980122.07（1-0.9801）29.842mN/m表十 精馏塔顶部数据结果列表MLDMVDVDLDLDLD19.11 kg/kmol0.6407 kg/m3950.910kg/m30.3417 mPas29.842mN/m2、塔底条件下的流量及物性参数：xw 1.5% ，xW 5.89% ，MVW MLW31.47 kg/kmol ， W 509.4 kg/h ，tW117VW（MVW/22.4）（p/po）（31.47/22.4）273.15/（273.15115.56）0.987 kg/m3（2）液相密度：tW1

18、17C ，正丁醇=767.49kg/m3水=947.52 kg/m3Lw 778.09kg/m3C ，查饱和水的物性参数表可得，水0.16 mPas LW 水0.16mPastLW117C ，查物性参数表可得，水28mN/m正丁醇=19.94mN/mLw水 xw 醇（1 xw） 20.41mN/m表十一 精馏塔底部数据结果列表MLWMVWVWLWLWLW31.47 kg/kmol0.987 778.090.1620.41 3 、进料条件下的流量及物性参数： xF 20% ，xF 50.68% ，MLF 45.62 kg/kmol ， F 98.03kmol/h ， F1764.54 kJ/h

19、， tF92.2（1）汽相平均相对分子量：按照汽液相平稳方程，xF 0.5068，可得yF 0.755MVF 0.755 18（1-0.755） 74 31.72kg/kmol（2）汽相密度：VF（MVF/22.4）（p/po）（31.72/22.4）273.15/（273.15100.83）1.034kg/m3（3）液相密度：tF92.2C， 查常用溶剂相对密度表可得：醇 781.43 kg/m3同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：水964.73 kg/m3 1/LFxF/水（1 xF）/ 醇 ，可得 LF 812.30 kg/m3（4）液相粘度：醇0.6136 mPas 同理用内

20、插法可得：水0.28 mPas ，LF0.4123mPas（5）液体表面张力：C ，查醇类水溶液表面张力图可得，正丁醇21.33 mN/m水29 mN/mLF水xF 醇（1xF）290.506821.33（1-0.5068）25.22 mN/m表十二 精馏塔进料数据结果列表MLFMVFVFLFLFLF45.6231.72kg/kmol1.034812.300.4123 mPas25.22mN/m4、精熘段的流量及物性参数：（1） 汽相平均相对分子质量 MV1（MVDMVF） /2 （19.11 31.72）/2 25.415kg/kmol（2） 液相平均相对分子质量 ML1（MLDMLF） /

21、2 （19.11 45.62）/2 32.365kg/kmol（3） 汽相密度 V1（VDVF） /2 （0.64071.034）/20.8374 kg/m3（4） 液相密度 L1（LDLF） /2 （950.910812.30）/21763.21 kg/m3（5） 液相粘度 L1（LDLF） /2 （0.34170.4123）/20.377mPas（6） 汽相流量 V1（R1）D69.732.64184.09 kmol/h V1184.0925.4154678.65kg/h （7） 液相流量 L1RD1.6469.73114.36 kmol/h L1114.3632.3653701.26 k

22、g/h （8）体积流量：Vs=184.0925.415/0.8374/3600=1.552 m3/s5.提馏段的流量及物性参数：MV2（MVWMVF）/2 （31.47 24.303）/2 27.89 kg/kmol ML2（MLWMLF）/2 （31.47 31.72）/2 31.595 kg/kmol（3） 汽相密度 V2（VWVF） /2 （0.588 1.034）/20.811 kg/m3（4） 液相密度 L2（LWLF） /2 （778.09812.30）/2795.20kg/m3L2（LWLF）/2 （0.160.4123）/20.2862 mPas（6） 汽相流量 V2V1184

23、.09kmol/h V2184.0927.895134.27 kg/h （7） 液相流量 L 2L 1F114.3698.03212.39 kmol/h L 2212.3931.5956710.462 kg/h（8）体积流量：27.89/0.811/3600=1.759 m3/s表十三 精熘段，提熘段数据结果表精熘段提熘段汽相平均相对分子质量25.415 kg/kmol27.89 kg/kmol液相平均相对分子质量32.365kg/kmol31.595 kg/kmol汽相密度0.8347 kg/m30.811kg/m3液相密度1763.21kg/m3795.20kg/m3液相粘度0.377 mPas0.2862mPas汽相摩尔流量184.09 kmol/h184.09kmol/h汽相质量流量4678.65 kg/h5134.27 kg/h液相摩尔流量114.36 kmol/h212.39