2精馏塔的物料衡算

重庆大学课程设计报告课程设计题目：甲醇—水分离过程填料精馏塔塔设计学院：化学化工学院专业：制药工程01班年级： 2008级姓名：刘晶学号： 20087057 完成时间： 2011年7月6日成绩：平时成绩（20%）：图纸成绩（40%）：报告成绩（40%）：指导老师：张红晶1、设计简要1.1 设计任务及概述在抗生素类药物生产中，需要甲醇溶液洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液，其组成为含甲醇50%、水50%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。

为使废甲醇溶液重复利用，拟建一套填料精馏塔，对废甲醇进行精馏，得到含水量≦0.3%（质量分数）的甲醇溶液。

设计要求废甲醇溶液处理量为日产3吨，塔底废水中甲醇含量≦0.5%（质量分数）。

操作条件：(1) 常压；(2) 拉西环，填料规格。

1.2 设计方案填料塔简介填料塔是提供气-液、液-液系统相接触的设备。

填料塔外壳一般是圆筒形，也可采用方形。

材质有木材、轻金属或强化塑料等。

填料塔的基本组成单元有：①：壳体（外壳可以是由金属（钢、合金或有色金属）、塑料、木材，或是以橡胶、塑料、砖为内层或衬里的复合材料制成。

虽然通入内层的管口、支承和砖的机械安装尺寸并不是决定设备尺寸的主要因素，但仍需要足够重视;②：填料（一节或多节，分布器和填料是填料塔性能的核心部分。

为了正确选择合适的填料，要了解填料的操作性能，同时还要研究各种形式填料的形状差异对操作性能的影响）；③：填料支承（填料支承可以由留有一定空隙的栅条组成，其作用是防止填料坠落；也可以通过专门的改进设计来引导气体和液体的流动。

塔的操作性能的好坏无疑会受填料支承的影响）;④：液体分布器（液体分布的好坏是影响填料塔操作效率的重要因素。

液体分布不良会降低填料的有效湿润面积，并促使液体形成沟流）；⑤：中间支承和再分布器（液体通过填料或沿塔壁流下一定的高度需要重新进行分布）；⑥：气液进出口。

塔的结构和装配的各种机械形式会影响到它的设计并反映到塔的操作性能上，应该力求在最低压降的条件下，采用各种办法提高流体之间的接触效率，并设法减少雾沫夹带或壁效应带来的效率损失。

与此同时，塔的设计必须符合由生产过程和塔的结构形式所决定的经济性原则。

1.3 填料精馏塔流程图2、设计所需基本数据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。

表1甲醇~水溶液体系的平衡数据（101.3KP）a表2 瓷拉西环的结构特性参数②（乱堆）②因为需要处理的废甲醇溶液中另含有少量的药物固体微粒，为了便于清洗，所以采用乱堆填料表3 甲醇的物理性质表4 水的物理性质注意：1克分子= 1 摩尔 1卡=4.187焦耳 1达因=10-5牛顿 1厘泊=1毫帕·秒3、设计计算计算之前进行对物性数据的查询，部分物性数据列于表1、表2、表3、表4中，其它数据见参考资料与互联网上资源。

4、物料衡算4.1 工艺物料计算甲醇的摩尔质量： M 甲醇=32.04kg/kmol 水的摩尔质量: M 水=18.02kg/kmol原料液中轻组分（甲醇）质量分数为ωF =0.50，其摩尔分率//1-/F F F F M x M M =+甲醇甲醇水ωω（ω）=0.5032.040.5032.040.5018.02+=0.3600塔顶轻组分（甲醇）质量分数为ωD ==0.997ω甲醇，其摩尔分率/0.997/32.04===0.9947//0.997/32.040.003/18.02D M x x M M =++甲醇甲醇甲醇甲醇甲醇水水ωωω塔底轻组分（甲醇）质量分数为ωD =甲醇ω=0.005，其摩尔分率/0.005/32.04===0.0028//0.005/32.040.995/18.02W M x x M M =++甲醇甲醇甲醇甲醇甲醇水水ωωω4.2 原料液的平均摩尔质量M F =0.3600×32.04+(1-0.3600) ×18.02=23.067kg /kmol4.3 物料的衡算废甲醇溶液的处理量为日产3吨原料处理：F= 3000/23.067/24=5.419 Kmol/h F= D+W F *X F =D *X D +W* X W 把已知数据带入上式，得 5.419=D+W5.419*0.3600=D*0.9947+W*0.0028 解得: D=1.951kmol/h W=3.468kmol/h5、热量衡算 5.1 求相对挥发度Log Po = A － B ／（t + C ）当P=101.325 KPa （常压P=760mmHg ）时水的沸点为99.87℃，甲醇的沸点为64.75℃。

log =P 甲醇1473.117.87863- 2.88164.75230.0=+=760.3a P KP甲醇 log 01750.286=8.10765- 2.26864.75+235.0P =水P 水=185.4mmHgα顶=P P 甲醇水=4.1同理可求的α底=3.4+ 4.1+3.4===3.7522ααα顶底5.2回流比R平衡线方程为： y=x a xa *)1(1*-+ =3.75*1 2.75x x+泡点进料 q=1 , q x =0.3600F x = 3.75*0.36000.67841 2.75*0.3600q y ==+ 最小回流比R min ：min 1min R R += eD e D x x y x --=0.99470.67840.49830.99470.3600-=- ∴min 0.9932R =(此处操作回流比取最小回流比的2倍) ∴min 2 1.986R R ==5.3精馏塔的气液相负荷精馏段 L RD = (1)V R D =+ 提馏段 L L qF =+ V L W =-5.4 操作线方程精馏段操作线方程为：1n y + =R R+1*n x +1+R X D =0.665n x +0.333 提馏段操作线方程为：1n y +=(1)(1)RD qF R D q F ++--*n x -(1)(1)w F Dx R D q F-+--=1.5950.0017n x - 5.5 平衡线方程*1(1)*xy xαα=+- ∴ 3.751 2.75x y x =+5.6采用逐板计算法求理论塔板数平衡线方程： 3.751 2.75xy x=+ ①式操作线方程：精馏段 10.6650.333n n y x +=+ ②式 精馏段 1 1.5950.0017n n y x +=- ③式 ∵泡点进料 q=1 , q x =0.3600F x =解析过程如下：Ⅰ 第一块塔板上升蒸汽组成：y 1 = X D =0.9947 从第一块塔板上下降的液体组成由 式①求取：x 1 = 113.75 2.75y y -=0.9804Ⅱ 由②式得：y 2 =0.665×0.9804+0.333 = 0.9850 由①式得：x 2=0.9460同理可求得： y 3 =0.9621 x 3 =0.8713 y 4 = 0.9124 x 4 =0.7353y 5 =0.8220 x 5=0.5519 y 6 =0.7000 x 6=0.3836 y 7=0.5881 x 7=0.2758∵x 7<0.3600 ∴第8块板上升的气相组成由③式计算：y 8 =1.595 ×0.2758－0.0017=0.4382 x 8=0.1722 y 9=0.2730 x 9 =0.0910 y 10 =0.1434 x 1 0=0.0427 y 11=0.0664 x 11 =0.0186 y 12 =0.0280 x 12=0.0076130.0104y = 130.00279x =<W x故所需总理论板数位13块，第7块板加料，精馏段需6块板。

5.7 塔顶产品产量、釜液量、及加热蒸汽量的计算每天开车24小时计，进料量为： F= 3000/23.067/24=5.419 Kmol/h由全塔的物料衡算方程可得（设加热蒸汽量为0V ，直接蒸汽加热）：000f D WF V D WV y Fx Dx Wx W L L qF RD qF+=++=+==+=+可知1,00==q y ，代入数据解得：01.9359.2625.778D k m o l hW km o l h V k m o l h===且 1.986 1.935 3.843L RD kmol h ==⨯= (1) 5.778V R D kmol h =+=5.8全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：(1)()C VD LD Q R D I I =+- 可以查得1266/,253.9/VD LD I kJ kg I kJ kg ==，所以：(1.9861) 1.93531.97(1266253.9)186955C Q kJ h =+⨯⨯⨯-=取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则平均温度下的比热 4.174/pc c kJ kg C =⋅º，于是冷凝水用量可求：211869554479() 4.174(3525)C C pc Q W kg h C t t ===-⨯-6、主体设备的计算 6.1 塔径的计算 6.1.1填料层高度的计算选填料层的的直径为25mm ，所以HETP=0.46m 所以0.4613 5.98T Z HETP N =⋅=⨯=取安全系数1.2，则填料层的设计高度 1.27.18Z Z m '=⋅=6.1.2 温度的计算由温度组成图，得：塔底温度W t =99.87C 0塔顶温度D t =64.75C 0 进料口温度F t = 81.00C 0 塔底、顶温度平均值t =82.310C温度组成图6.1.3泛点气速的计算计算泛点气速采用埃克特泛点气速关联图法，先求得横坐标： 5.0)(LV V L G G X ρρ=然后查埃克特泛点气速关联图得对应的纵坐标，有：2.022.02L LV L L V V g u g G Y μρϕφρμρρϕφ==根据纵坐标的计算式可以求出泛点气速u ，再根据DVD π4=就可求出塔径。

冷凝器为全凝器，故可得：D x x y ==01取第一块塔板作近似计算，将物料近似当作纯甲醇，则可计算得精馏段的气相负荷：5.778/,5.77832.04V V k m o l h Wk g h ==⨯=，液相负荷：3.843/, 3.84332.04123.13/L L kmol h W kg h ==⨯=精馏段3(101.3255)32.041.184/8.315.15+64.75+.15+81.00V PM kg m RT ρ+⨯===⨯（273273）/2液相平均密度依下式计算，即V 1ii ma ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算 由64.75D t C =︒，查手册得3756.02/A kg m ρ= 3980.64/B kg m ρ=31756.54/0.997/756.020.003/980.64LDm kg m ρ==+进料板液相平均密度的计算 由81.00F t C =︒，查手册得3736.53/A kg m ρ= 3971.40/B kg m ρ= 31837.82/0.50/736.530.50/971.40LFm kg m ρ==+精馏段液相平均密度为3(756.54837.82)/2797.18/L kg m ρ=+=利用埃克特关联图查泛点气速： 横坐标：0.50.5123.13 1.184()()()()0.0256185.13797.18V L V L W W ρρ== 从埃克特图上查得纵坐标Y=0.23即20.2()0.23VL Lu g ρϕψμρ=，由表2查得2525 2.5⨯⨯mm 的拉西环，湿填料因子φ=4501m - L 971.81.22797.18ρψρ===水 查得塔顶粘度：0.460mPa s μ=⋅水，0.338mPa s μ=⋅甲醇，同样根据质量分数计算：L1L1110.390a a mPa s μμμμ-+=⇒=⋅甲醇水查得塔底粘度：0.355mPa s μ=⋅水，0.275mPa s μ=⋅甲醇，用相同方法计算：L22110.310L a a mPa s μμμμ-+=⇒=⋅甲醇水0.3900.3100.3502L mPa s μ+==⋅由 20.2V L Lu Y g φψρμρ=代入以上数据解得：1.85u m s =，即泛点气速 1.85f u m s = 设计气速取泛点气速的70%，则设计气速 1.850.7 1.30u m s =⨯=6.1.4 塔径及填料塔压降的计算气体的体积流量：3185.130.0434/36003600 1.184v s v W V m s ρ===⨯所需塔径0.206D m === 验算：20625D d =>8 符合要求 塔径圆整为400mm在设计气速下 ()220.20.2 1.30450 1.22 1.1840.350.1149.81797.18VL L u g φψρμρ⨯⨯⨯=⨯=⨯ 在埃克特实验曲线中，纵坐标为0.114，横坐标为0.0256的点落在每米填料1a P KP =的等压线上，即此时每米填料层压降为1K pa 。