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： X F (A )=
46/32.0446/32.04+54/46.07
= 0.5505
X F(B)= 1−0.5505=0.4495
馏出液组成：X D (A )=
9632.049632.04+
4
46.07
= 0.9719
X D(B)= 1− 0.9719=0.0281
釜出液组成
X W (A )= 0.532.04
0.532.04+99.5
46.07
= 0.0072
X W(B)= 1−0.0072=0.9928
3.2.3物料衡算
已知D=
D m ∙ω1t∙M 1
+
D m ∙ω2t∙M 2
=
28000×1000×96%280×24×32.04
+
28000×1000×4%280×24×46.07
=128.6177 kmol/h
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。

表3—4塔温
温度 相对挥发度 塔顶甲醇的摩尔分数：x D = 0.9719
t D =65.3℃
α=1.74985 进料甲醇的摩尔分数：x F = 0.5505 t F =66.9℃(泡点温度) α=1.7379 塔底甲醇的摩尔分数：x W = 0.0072
t W =77.2℃
α=1.6672
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：
甲醇： 得: 0.2301
.1473879.7lg +-
=T P A
乙醇： 得: 65
.2223
.1554045.8lg +-=T P B
将 A P ， B P 代入P x P x P B B A A =+
进行试差,求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：
1)塔顶：P 1 = 101.3 + 0.7 = 102kPa, x A = D x = 0.9789, 试差得 D t = 62.1 2)进料板位置：11
精馏段实际板层数：N 精 = 10/ 55.07% 18
每层塔板压降：∆P = 0.7kPa
进料板压力：P F = 101.3+0.718=113.9kPa ，x A =x F =0.6080, 试差得 t F = 67.4 3提馏段实际板层数：N 提 = 38－18=20 塔釜压力：P W = 101.3+0.737 = 127.2kPa 塔釜：x A =x W = 0.0426， 试差得t W = 79.5 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：
精馏段： t m =
75.642=+F
D t t ℃ P m =
1082
=+F
D P P kPa 提馏段：t m ,=
5.732=+F
W t t ℃
P m ,=
5.1202
=+F
W P P kPa 2.平均摩尔质量的计算：
塔顶：M VDm = 0.978932.04+(10.9789) ×46.07=32.34kg/kmol M LDm = 0.964532.04+(10.9645) ×46.07= 32.54kg/kmol 进料板：M VFm = 0.727232.04+(10.7272) ×46.07=35.88 kg/kmol M LFm =0.609532.04+(10.6095) ×46.07=37.52 kg/kmol 塔釜：M VWm = 0.046832.04+(10.0468) ×46.07=45.41 kg/kmol M LWm = 0.027932.04+(10.0279) ×46.07=45.69 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量:M Vm =M VDm +M VFm
2 = 34.11kg/kmol
M Lm =
M LDm +M LFm
2
=35.03kg/kmol
提馏段平均摩尔质量：M Vm ,
=M VFm +M VWm
2= 40.65 kg/kmol
M Lm ,=
M LFm +M LWm
2
=41.60 kg/kmol
3.平均密度的计算：
1)汽相平均密度计算：ρVm =
PM RT
精馏段汽相平均密度：ρVm =
P m ×M Vm
RT
=
)
75.6415.273(314.811
.34108+⨯⨯= 1.311kg/m 3
提馏段汽相平均密度：ρVm ,
=
P m ,
×M Vm ,
RT ,
=
)
5.7315.273(314.865
.405.120+⨯⨯= 1.700kg/m 3
2)液相平均密度计算：1
ρL
= ∑
w i ρi
塔顶：ρA = 749.25 kg/m 3，ρB = 750.11 kg/m 3 得 ：ρLDm = 1
w A
ρA +w B ρB
=
11
.75003
.025
.74997
.01
+ = 749.29 kg/m 3
进料板：ρA = 746.4kg/m 3，ρB = 747.4 kg/m 3
得：ρLFm = 1
w A
ρA +w B ρB
=
4
.74746
.04
.74654
.01
+= 746.88 kg/m 3
塔釜：ρA = 733.5kg/m 3，ρB = 735.04 kg/m 3 得：ρLWm = 1
w A
ρA
+
w B ρB
= 04.73597
.05.73303
.01+ = 734.97 kg/m 3
精馏段液相平均密度：ρLm = 2
88
.74629.749+ = 748.085 kg/m 3
提馏段液相平均密度：ρLm ,= 2
88
.74697.734+ = 740.925 kg/m 3
4.液体平均表面张力计算 液体平均表面张力按下式计算：
塔顶：t 1= 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 = x 1σA +(1-x 1) σB =0.964518.35+(1-0.9645) ×18.40 = 18.35 进料板：t F = 67.4，查手册：σA = 17.86mN/m ，σB = 18.00mN/m
得：σLFm = x F σA +(1-x F ) σB =0.62817.86+(1-0.628) ×18.00= 17.91 mN/m 塔釜：t W =79.5，查附录：σA =16.80 mN/m ，σB = 17.18mN/m
得：σLWm = x F σA +(1-x F ) 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 =
σLDm +σLFm
2 = 18.13mN/m 提馏段液体表面平均张力：σLm ,=
σLWm +σLFm
2
=17.55 mN/m
5.液体平均黏度计算：
Lm i i
x σσ=∑
液体平均黏度按下式计算：lgμLm = ∑x i lgμi 塔顶：t 1= 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∑x i lgμi = 0.32mPa ∙s
进料板：t F = 67.4℃，查附录：μA = 0.305 mPa ∙s , μB = 0.485 mPa ∙s 得：μLFm = 10∑x i lgμi = 0.34mPa ∙s
塔釜：t W = 79.5℃，查附录：μA = 0.256 mPa ∙s , μB = 0.394 mPa ∙s 得：μLWm = 10∑x i lgμi = 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：V s = VM Vm 3600ρVm
= 1.566m 3/s
液相体积流率：L s =
LM Lm 3600ρLm
= 0.00216m 3/s
提馏段汽相体积流率：V s ,
= '
'
'3600Vm
Vm M V ρ = 1.439m 3/s 液相体积流率：L s , = '
''3600Lm
Lm
M L ρ = 0.00385m 3/s 7.塔径的确定
塔径的确定，需求μmax = C √
ρLm −ρVm
ρVm
，C 由下式计算： 由Smith 图查取。

取板间距，板上液层高度
，则
（1） 段塔径的确定
图的横坐标为
L s V s (ρL ρV
)1/2 =
5
.0)311
.1085.748(66.15021.0 = 0.032，查smith 图：
20
C 0.45T H m
=0.05l h m
=0.450.050.40L T H h m
-=-=0.2
20(
)20
L
C C σ=
Smith 图
由Smith 图查取。

取板间距，板上液层高度
，则
（2） 段塔径的确定
图的横坐标为L s V s (ρL ρV
)1/2
=
5
.0)311
.1085.748(66.150216.0 = 0.033，查smith 图： Smith 图
得C 20 = 0.087 ,C = 0.0853 max L V
V
u C
ρρρ-==0.0853311.1311.1085.748- = 2.036m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为：u = 0.7 2.036 = 1.42m/s
则塔径D = √
4V s πu
=
42
.114.3566
.14⨯⨯= 1.18m
（3）按标准塔径圆整后，D = 1.2m
塔截面积：A T = π
4D 2 = ⨯4
14
.322.1 = 1.13m 2 实际空塔气速为：u =
V s A T
= 1.566/1.13 = 1.386m/s
20
C 0.45T H m
=0.05l h m
=0.450.050.40L T H h m
-=-=。