甲醇精馏塔的工艺计算
.1 物料衡算
甲醇摩尔质量 M A =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/mol
4032.04
0.27274032.046018.02F x =
=+
9532.04
0.91439532.04518.02
D x =
=+
3.532.04
0.02043.596.518.02
W x =
=+
⑵原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
0.272732.04(10.2727)18.0221.84/F M kg kmol =⨯+-⨯= 0.914332.04(10.9143)18.0230.83/D M kg kmol =⨯+-⨯= 0.020432.04(10.0204)18.0218.31/W M kg kmol =⨯+-⨯=
年操作时间为8000h 计算
原料量为：9.8710/800021.84560.9/kmol h ⨯⨯= 总物料衡算：
F=D+W （2.1）
560.9/kmol h =D+W
F D W x F x D x W =+ （2.2）
560.9⨯0.2727=D ⨯0.9143+W ⨯0.0204 联立解得
W=402.5/kmol h
D=158.4/kmol h
第2.3节 精馏装置的热量衡算
2.3.1 冷凝器
冷凝器热负荷为：
(1)()()C V L V L Q R D I I V I I =+⨯-=- （2.3）
由于塔顶流出液几乎为甲醇，可按纯甲醇的摩尔焓计算，若回流在饱和温度下进 入塔内，
则, V L I I r -= （2.4） 查X-Y 图，当D X =0.9143时，泡点温度为65℃，查的该温度下汽化潜热为 610/kJ kmol
故 r=610⨯32.04=19544.4/kJ kmol
所以 C Q = V r （2.5）
C Q = V r =441.8 ⨯19544.4=8.63⨯610/kJ h
由于冷却水进出冷凝器的温度分别为25℃及35℃，所以冷却水消耗量为：
21()C
C PC
Q W t t C =
- （2.6）
6
218.6310() 4.187(3525)C C PC Q W t t C ⨯===-⨯- 2.06510⨯/kg h
2.3.2 再沸器
再沸器热负荷为：
''
'()B V L Q V I I =- （2.7）
同样，釜液为甲醇溶液，古其焓可以按甲醇的摩尔焓计算
'''V L I I r -=
查图，W X =0.0204 时，泡点温度为94.95℃，查的该温度下得汽化潜热为：
'r =675⨯32.04=21627/kJ kmol
所以，''V r =44.18⨯21627=9.55⨯610/kJ h 查的水的汽化潜热为： 11785/kJ kg
B
Q Wh r
=
(2.8) B Q Wh r ==
6
39.55100.811011785
⨯=⨯/kJ h 第3章 塔板数的确定
第3.1节 最小回流比及操作回流比
3.1.1 挥发度计算
由于甲醇-水溶液属于理想物系，则甲醇-水溶液的 t-x-y 表得：
表3.1 甲醇-水物系的气液平衡相图数据如下：
甲醇-水的
取t=72.15℃时计算相对挥发度
A A A
y p
p x ︒=
(3.1) 0.802101.3
147.70.55
A A A y p p x ︒⨯=
==a kP A A p y p = (3.2)
0.802101.381.24A A a p y p kP ==⨯=
1A A
B
A
p x p p x ︒︒-=
- (3.3) 101.30.5514.7744.58110.55
A A
B
a A p x p p kP x ︒︒
--⨯===--
(1)B B A P P x ︒=- (3.4)
(1)44.58(10.55)20.06B B A P P x ︒
=-=⨯-=a kP
(1)B A x x =- (3.5)
(1)10.550.45B A x x =-=-=
A B
AB B A
p x
a P x =
(3.6)
81.240.45
3.31520.060.55
A B
AB B A
p x
a P x ⨯==
=⨯
3.1.2 求最小回流比及操作回流比
0.2727q F x x ==
1(1)q q q
ax y a x =
-- (3.7)
3.3150.2727
0.55431(1)1(3.3151)0.2727
q q q
ax y a x ⨯=
=
=--+-⨯
故最小回流比为：
min D q q q
x y R y x -=
- (3.8)
min 0.91340.5543
1.2780.55340.2727
D q q q
x y R y x --=
=
=--
min 1.4 1.4 1.278 1.789R R ==⨯=
3.1.3 求精馏塔的气液相负荷
L=R ⨯D=1.789⨯158.4=283.4/kmol h
V=(R+1)⨯D=(1+1.789)⨯158.4=441.8/kmol h
'L L Fq =+ =283.4+1⨯560.9=844.3/kmol h
'V =V =441.8/kmol h
3.1.4 求操作线方程
精馏段操作线方程
D L D
y x x V V
=
+ (3.9) '283.4158.40.91430.6450.3178441.8441.8D L D y x x x x V V ⨯=+=+=+ 提留段操作线方程
''
'''W L W
y x x V V
=- (3.10)
''
'''''844.340.250.0204 1.9110.01859441.8441.8
W L W y x x x x V V ⨯=-=
-=-
第3.2节 逐板法求理论塔板层数
由于进料采用泡点进料，则：1y =D x
(1)
y
x y a y =
+- (3.11)
10.9143D y x == 代入 1111(1)y x y a y =+-2
223.315(1)
y y y =
+- 解得： 1x =0.7632
代入 20.64150.3
278y x =+ 解得： 2y =0.8174
代入 2222(1)y x y a y =+-2
223.315(1)
y y y =
+- 解得 2x =0.5745 同理解得，
3y = 0.6963 ;3x =0.4088 4y =0.59 ;4x =0.3027 5y = 0.522 ;5x =0.2477
5F x x <
'5
x =0.2477 代入 ''6 1.9110.01859y x =- 解得， '
6y =0.4548 代入 '66''66(1)y x y a y =+-'
6
'
'
663.315(1)
y y y =+- 解得，'
6x =0.2010
同理解得，
'7
y =0.3655 ;'
7x = 0.1480 '8
y =0.2642 ;'8x =0.09774 '9
y =0.1682 ;'9x =0.05750 '10
y =0.09131 ;'10x =0.02943 '11y =0.03765 ;'11x =0.01166 '
11
x <W x 求解的结果为：
总理论塔板数： T N =11 块（包括再沸器） 理论进料板数 ：F N =5 块
第3.2节 实际板层数的求解
精馏段实际板层数：4
852%
N =
=精 块
提留段实际板层数：
7
14
52%
N==
提
块
T
T
P
N
E
N
=（3.12）
实际塔板数：
11
22
52%
T
P
T
N
N
E
===块。