甲醇乙醇的精馏

甲醇乙醇的精馏
甲醇乙醇的精馏
1.2 流程的说明及方案的确定
1.2.1 流程的说明
首先，甲醇和乙醇的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入甲醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成甲醇和乙醇的分离。

1.2.2设计方案的确定 1. 操作压力
精馏操作可在常压，加压，减压下进行。

应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。

例如对于热敏感物料，可采用减压操作。

本次设计甲醇和乙醇为一般物料因此，采用常压操作。

2. 进料状况
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。

但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。

这样塔的操作比较容易控制。

不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。

本次设计采用泡点进料，即q=1。

3. 加热方式
精馏塔釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大，便可以采用直接加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。

塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。

但对有些物系。

当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。

4. 冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。

如果要求的冷却温度较低。

可考虑
使用冷却盐水来冷却。

5. 热能利用
精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。

因此，热效率很低，可采用一些改进措施来
提高热效率。

因此，根据上述设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。

二·塔的工艺设计
精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备首先必须
要能使气、液两相得到充分接触，以达到较高的传质效率。

塔设备设计要具备下列各种基
本要求：
1、气、液处理量大，即当生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或
液泛等破坏操作的现象。

2、操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动，仍能在较高的
传质效率下进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

3、流体流动的
阻力少，可降低操作费用。

4、结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

5、耐腐蚀
和不易堵塞，方便操作，调节和检修。

6、塔内的滞留量要小。

3.2物料衡算
3.2.1原始数据
表3—1原始液：甲醇和乙醇的混合物
3.2.2查阅文献，整理有关物性数据
表3—2 甲醇和乙醇的物理性质
1. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料组成： XF A =
46/32.0446/32.04+54/46.07
= 0.5505
XF(B) = 1−0.5505=0.4495 馏出液组成：XD A =
= 0.9719
XD(B) = 1− 0.9719=0.0281 釜出液组成
0.5XW A = + = 0.0072
XW(B) = 1−0.0072=0.9928
3.2.3物料衡算
D m ∙ω1t ∙M 1
D m ∙ω2t ∙M 2
28000×1000×96%280×24×32.04
28000×1000×4%280×24×46.07
总物料衡算 F=D+W=128.6177+W
易挥发组分物料衡算 0.9719 128.6177+
0.0072W= 0.5505 F 联立以上二式得：
F=228.3768kmol/h W=99.7591kmol/h
表3—3 物料衡算数据记录
3.2.4塔温确定
由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。

3.2.5 q值的计算
假设为泡点进料，则q = 1。

3.1 塔的结构设计
3.1.1精馏塔塔径的计算
1. 查得有关甲醇与乙醇的安托因方程：
1473. 1
T +230. 01554. 3
: lg P B =8. 045-
T +222. 65
=7. 879-甲醇：得: lg P A
将P A ，进料板、及塔釜的压力和温度： P B 代入P A x A +P B x B =P 进行试差, 求塔顶、
1) 塔顶：P1 = 101.3 + 0.7 = 102kPa, xA = x D = 0.9789, 试差得 t D = 62.1 2) 进料板位置：11
精馏段实际板层数：N精 = 10/ 55.07% 每层塔板压降：∆P = 0.7kPa
进料板压力：PF = 101.3+0.718=113.9kPa，xA =xF =0.6080, 试差得 tF = 67.4 3
提馏段实际板层数：N提 = 38－18=20 塔釜压力：PW = 101.3+0.737 = 127.2kPa 塔釜：xA=xW = 0.0426，试差得tW = 79.5 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：
精馏段： tm =
t D +t F
=64. 75℃ 2P D +P F
=108kPa 2
, 提馏段：tm=
t W +t F
=73. 5℃ 2P W +P F
=120. 5kPa 2
2. 平均摩尔质量的计算：
塔顶：MVDm= 0.9789
32.04+(10.9789) ×46.07=32.34kg/kmol MLDm= 0.9645
32.04+(10.9645) ×46.07= 32.54kg/kmol 进料板：MVFm= 0.7272
32.04+(10.7272) ×46.07=35.88 kg/kmol MLFm=0.6095
32.04+(10.6095) ×46.07=37.52 kg/kmol 塔釜：MVWm= 0.0468
32.04+(10.0468) ×46.07=45.41 kg/kmol MLWm= 0.0279
32.04+(10.0279) ×46.07=45.69 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量:MVm= M Lm =
MVDm+MVFm
= 34.11kg/kmol
M LDm +MLFm
=35.03kg/kmol
提馏段平均摩尔质量：M Vm=, M Lm=
MVFm+MVWm
MLFm+MLWm
=41.60 kg/kmol
3. 平均密度的计算：
1) 汽相平均密度计算：ρVm=
精馏段汽相平均密度：ρVm=
108⨯34. 11
= 1.311kg/m3
8. 314⨯(273. 15+64. 75)
120. 5⨯40. 65
= 1.700kg/m3
8. 314⨯(273. 15+73. 5)
提馏段汽相平均密度：ρVm=
2) 液相平均密度计算：=
塔顶：ρA = 749.25 kg/m3，ρB = 750.11 kg/m3 得：ρLDm= +AB +0. . 11
= 749.29 kg/m3
进料板：ρA = 746.4kg/m3，ρB = 747.4 kg/m3
得：ρLFm= AB
+0. . 4
= 746.88 kg/m3
塔釜：ρA = 733.5kg/m3，ρB = 735.04 kg/m3 得：ρLWm= A
1+0. = 734.97 kg/m3
749. 29+746. 88
= 748.085 kg/m3
734. 97+746. 88
提馏段液相平均密度：ρ, Lm= = 740.925 kg/m3
精馏段液相平均密度：ρLm=
4. 液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：
σLm =∑x i σi
塔顶：t1= 62.1，由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，陈敏恒）附录
ςA= 18.35mN/m，ςB= 18.40mN/m
得：ςLDm= x1ςA+(1-x1) ςB=0.964518.35+(1-0.9645) ×18.40 = 18.35 进料板：tF= 67.4，查手册：ςA= 17.86mN/m，ςB= 18.00mN/m
得：ςLFm= xFςA+(1-xF) ςB=0.62817.86+(1-0.628) ×18.00= 17.91 mN/m 塔釜：
tW=79.5，查附录：ςA=16.80 mN/m，ςB= 17.18mN/m
得：ςLWm= xFςA+(1-xF) ςB=0.042616.80+(1-0.0426) ×17.18= 17.16 mN/m 精馏段液体表面平均张力：ςLm=
, 提馏段液体表面平均张力：ςLm=
ςLDm+ςLFm
= 18.13mN/m
ςLWm+ςLFm
=17.55 mN/m 2
5. 液体平均黏度计算：
液体平均黏度按下式计算：lg μLm = xilgμi 塔顶：t1= 62.1℃
查由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，陈敏恒）附录μA= 0.315 mPa∙s ，μB= 0.520 mPa∙s 得：μLDm= 10 xilgμi= 0.32mPa∙s
进料板：tF= 67.4℃，查附录：μA= 0.305 mPa∙s , μB= 0.485 mPa∙s 得：μLFm= 10 xilgμi= 0.34mPa∙s
塔釜：tW= 79.5℃，查附录：μA= 0.256 mPa∙s , μB= 0.394 mPa∙s 得：μLWm= 10 xilgμi= 0.38mPa∙s 精馏段液体平均黏度：μLm = 0.33 mPa∙s
, 提馏段液体平均黏度：μLm = 0.36 mPa∙s
6. 气液相体积流率计算精馏段汽相体积流率：Vs = 液相体积流率：Ls =
LMLm3600ρLm
VMVm3600ρVm
= 1.566m3/s
= 0.00216m3/s
, 提馏段汽相体积流率：Vs
V ' M Vm = = 1.439m3/s '
3600ρVm
液相体积流率：L, s 7. 塔径的确定
' L ' M Lm
= = 0.00385m3/s '
3600ρLm
塔径的确定，需求μmax= C
C 由下式计算： C =C 20(
C 20由Smith 图查取。

取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h l =0.05m ，则H T -h L =0.45-0.05=0.40m （1）段塔径的确定
LsρL1/2
() VsρV
0. 021748. 0850. 5
() = 0.032，查smith 图： 15. 661. 311
Smith 图
C 20由Smith 图查取。

取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h l =0.05m ，则H T -h L =0.45- 0.05=0.40m （2）段塔径的确定
LsρL1/2
图的横坐标为()
0. 0216748. 0850. 5
() = 0.033，查smith 图： 15. 661. 311
Smith 图
得C20 = 0.087 ,C = 0.0853
u m a x =748. 085-1. 311
= 2.036m/s 1. 311
取安全系数为0.7，则空塔气速为：u = 0.72.036 = 1.42m/s 则塔径D = 4⨯1. 566
= 1.18m
3. 14⨯1. 42
（3）按标准塔径圆整后，D = 1.2m
塔截面积：AT = 4D2 = 实际空塔气速为：u =
⨯1. 22 = 1.13m2 4
= 1.566/1.13 = 1.386m/s。