分离甲醇与水二元物系浮阀板精馏塔的设计论文_(设计)定稿(编辑修改稿)

分离甲醇与水二元物系浮阀板精馏塔的设计论文_(设计)定稿(编辑修改稿)内容摘要：

各种外在因素的影响，塔内的精馏操作就比较容易。 另外，当选择泡点进料时，所需的精馏段与提馏段的塔径相同，设备的制造就比较方便。 不足之处是泡点进料时料液预热会消耗大量的能量。 加热方式 塔底的再沸器采用间接蒸汽加热，来提供足够多的能量。 直接蒸汽加热是把蒸汽直接通入塔釜加热釜液，所需的操作费用和设备费用均可降低，但当塔顶回收率一定时，直接蒸汽加 热的冷凝水会稀释残液的浓度，这样会使所需的塔板数略有增加。 综合考虑，我们采用间接蒸汽加热 [9]。 回流比的确定 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时操作线的位置远离平衡线的向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角跨度增大，这样传质推动力就增大了，既而每层塔板的分离效率就增大，所以增大回流比可以减少理论塔板数。 缺点是随着回流比的增大，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量也随之增加，带来的是操作费用的增加 [10]。 总体来考虑，我们就要选择最佳回流比来兼顾设备费用和操作费用的最小值。 本次设计任务， 综合各个方面的因素，采用的回流比为最小回流比的 倍 [11]。 2 设计过程 周口师范学院本科毕业论文（设计） 4 设计任务与设计图 题目：分离甲醇与水二元物系连续精馏塔的设计。 指标：处理量 4000 kg/h 进料组成： (质量分数 下同 ) 塔顶产品组成： 塔底产品组成 ： 冷凝器回流精馏段提馏段原料液 残留液预热器冷凝水加热蒸汽再沸器蒸汽馏出液冷却水冷却器 图 1 设计图 塔的工艺尺寸计算 全塔物料衡算 原料液，馏出液及釜残液的摩尔分数和均摩尔量的计算 原料液的质量百分率 : %40F 馏出液的质量百分数 : %98D 釜残液的质量百分率 : %W 周口师范学院本科毕业论文（设计） 5 甲醇的摩尔质量： kmolkgM A /32 水的摩尔质量： kmolkgM B /18  则原料液的摩尔分数： )1(32/ 32/ FFFFZ   均摩尔质量： 8 2 )1(32  FFF ZZM kmolg/k 馏出液的摩尔分数： 18/)1(32/ 32/  DD DDX   均摩尔质量： k mo lkgXXM DDD /5 1 )1(32  釜残液的摩尔分数： 18/)1(32/ 32/  WW WWX   均摩尔质量： k mo lkgXXM WWW /0 8 )1(32  原料液、馏出液、釜残夜的摩尔流率 hk m olMF F /  由公式： WDF  (1) WDF WxDxFz  (2) 俩式联立，代入上述数据后的  hkmolD / hkmolW / 物系相平衡数据 表 1 基本物性数据 组分 分子式 分子量 沸点 熔点 水 H2O 甲醇 CH3OH 周口师范学院本科毕业论文（设计） 6 表 2 常压下甲醇和水二元物系的相平衡表 ( txy ) t x y t x y 100 0 0 100 100 图 2 甲醇 — 水的 txy 关系图 确定适宜的回流比 根据甲醇与水的气液平衡表和相对挥发度公式 xyxy11 周口师范学院本科毕业论文（设计） 7 n nm aaaaa  321 [12] 求得相对挥发度  平衡线方程： xxxxy )1(1   在泡点进料的情况下：  FZX 将 X 带入上式得 y 则最小回流比 m in   xy yXR D  实际回流比 m in  RR 理论板数及实际板数的确定 (1) 精馏段塔的气液相负荷 液相： hk mo lRDL /  气相： hk m o lDRV /)1(  提馏段的气液相负荷 液相： hk m o lFLL / 5 8 39。  气相： hkm olVV /39。  (2) 精馏段的操作线方程：  xXRxR RyD 提馏段的操作线方程： )1()1(   xXDR WxDR FRDy W (3) 逐板法计算理论板数：由平衡线方程和精馏段操作线方程xxxxy )1(1    xXRxR RyD 由上至下逐板计算：自  XX D 开始至 nX 超过 X 为止 操作线上的点 平衡线上的点 ),( 10  YX ),( 11  YX ),( 21  YX ),( 22  YX ),( 32  YX ),( 33  YX 周口师范学院本科毕业论文（设计） 8 ),( 43  YX ),( 44  YX ),( 54  YX ),( 55  YX 因为 X X ，故第五块理论板为加料板，则精馏段共有四块理论板。 (4) 由平衡线方程和提馏段操作线方程 xxxxy )1(1   )1()1(   xXDR WxDR FRDy W[4] 从 X ，由上而下直到 nX 为止。 操作线上的点 平衡线上的点 ),( 65  YX ),( 66  YX ),( 76  YX ),( 77 。