甲醇乙醇的精馏

1 2 流程的说明及方案的确定 1 2 11 2 1 流程的说明流程的说明 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 21 2 2 设计方案的确定设计方案的确定 1 1 操作压力操作压力 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 2 进料状况进料状况 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 3 加热方式加热方式 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 4 冷却方式冷却方式 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 5 热能利用热能利用 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 物料衡算物料衡算 3 2 1 原始数据原始数据 表 3 1 原始液 甲醇和乙醇的混合物 原料液处理量28000t y 1y 300d 24 h d 原料液 含甲醇 46 质量分数 原料液温度25 塔顶产品 含甲醇 96 质量尔分数 塔底残液 含甲醇 0 5 质量分数 回流比R 1 8Rmin 热损失Q1 5 QB 热源条件 5kgf cm2 3 2 2 查阅文献 整理有关物性数据查阅文献 整理有关物性数据 表 3 2 甲醇和乙醇的物理性质 名称分子式 相对分 子质量 密度 20 3 kg m 沸点 101 3 kPa 比热容 20 Kg kg 黏度 20 mPa s 导热数 20 m 表面 张力 20 N m 甲醇 A H CH3O 32 0479164 72 4950 60 21222 6 乙醇 B O C2H5 H 46 0778978 32 3951 150 17222 8 1 料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 原料组成 0 5505 46 32 04 46 32 04 54 46 07 1 0 5505 0 4495 馏出液组成 0 9719 96 32 04 96 32 04 4 46 07 1 0 9719 0 0281 釜出液组成 0 0072 0 5 32 04 0 5 32 04 99 5 46 07 1 0 0072 0 9928 3 2 3 物料衡算物料衡算 已知 D 128 6177 1 1 2 2 28000 1000 96 280 24 32 04 28000 1000 4 280 24 46 07 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 F228 3768kmol h 0 5505 D128 6177 kmol h 0 9719 W99 7591kmol h 0 0072 3 2 4 塔温确定塔温确定 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 0 9719 65 3 1 74985 进料甲醇的摩尔分数 0 5505 泡点温度 66 9 1 7379 塔底甲醇的摩尔分数 0 0072 77 2 1 6672 3 2 5 q 值的计算值的计算 假设为泡点进料 则 q 1 3 13 1 塔的结构设计塔的结构设计 3 1 13 1 1 精馏塔塔径的计算精馏塔塔径的计算 1 查得有关甲醇与乙醇的安托因方程 甲醇 得 0 230 1 1473 879 7 lg T PA 乙醇 得 65 222 3 1554 045 8 lg T PB 将 代入进行试差 求塔顶 进料板 及塔釜的压力和温 A P B PPxPxP BBAA 度 1 塔顶 101 3 0 7 102kPa 0 9789 试差得 62 1 1 D x D t 2 进料板位置 11 精馏段实际板层数 10 55 07 18 精 每层塔板压降 0 7kPa 进料板压力 101 3 0 7 18 113 9kPa 0 6080 试差得 67 4 3 提馏段实际板层数 38 18 20 提 塔釜压力 101 3 0 7 37 127 2kPa 塔釜 0 0426 试差得 79 5 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度 精馏段 75 64 2 FD tt kPa 108 2 FD PP 提馏段 5 73 2 FW tt kPa 5 120 2 FW PP 2 平均摩尔质量的计算 塔顶 0 9789 32 04 10 9789 46 07 32 34kg kmol 0 9645 32 04 10 9645 46 07 32 54kg kmol 进料板 0 7272 32 04 10 7272 46 07 35 88 kg kmol 0 6095 32 04 10 6095 46 07 37 52 kg kmol 塔釜 0 0468 32 04 10 0468 46 07 45 41 kg kmol 0 0279 32 04 10 0279 46 07 45 69 kg kmol 精馏段平均摩尔质量 34 11kg kmol 2 35 03kg kmol 2 提馏段平均摩尔质量 40 65 kg kmol 2 41 60 kg kmol 2 3 平均密度的计算 1 汽相平均密度计算 精馏段汽相平均密度 1 311kg 75 6415 273 314 8 11 34108 3 提馏段汽相平均密度 1 700kg 5 7315 273 314 8 65 40 5 120 3 2 液相平均密度计算 1 塔顶 749 25 kg 750 11 kg 3 3 得 749 29 kg 1 11 750 03 0 25 749 97 0 1 3 进料板 746 4kg 747 4 kg 3 3 得 746 88 kg 1 4 747 46 0 4 746 54 0 1 3 塔釜 733 5kg 735 04 kg 3 3 得 734 97 kg 1 04 735 97 0 5 733 03 0 1 3 精馏段液相平均密度 748 085 kg 2 88 74629 749 3 提馏段液相平均密度 740 925 kg 2 88 74697 734 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 Lmii x 塔顶 62 1 由 化工原理 第三版 化学工业出版社 陈敏恒 附录 1 18 35mN m 18 40mN m 得 1 0 9645 18 35 1 0 9645 18 35 1 1 18 40 进料板 67 4 查手册 17 86mN m 18 00mN m 得 1 0 628 17 86 1 0 628 17 91 mN m 18 00 塔釜 79 5 查附录 16 80 mN m 17 18mN m 得 1 0 0426 16 80 1 0 0426 17 16 mN m 17 18 精馏段液体表面平均张力 18 13mN m 2 提馏段液体表面平均张力 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 塔顶 62 1 1 查由 化工原理 第三版 化学工业出版社 陈敏恒 附录 0 315 mPa 0 520 mPa 得 0 32mPa 10 进料板 67 4 查附录 0 305 mPa 0 485 mPa 得 0 34mPa 10 塔釜 79 5 查附录 0 256 mPa 0 394 mPa 得 0 38mPa 10 精馏段液体平均黏度 0 33 mPa 提馏段液体平均黏度 0 36 mPa 6 气液相体积流率计算 精馏段汽相体积流率 1 566 s 3600 3 液相体积流率 0 00216 s 3600 3 提馏段汽相体积流率 1 439 s 3600 Vm Vm MV 3 液相体积流率 0 00385 s 3600 Lm Lm ML 3 7 塔径的确定 塔径的确定 需求 C C 由下式计算 20 C 由 Smith 图查取 取板间距 0 45 T Hm 板上液层高度 0 05 l hm 则 0 450 050 40L T Hhm 1 段塔径的确定 图的横坐标为 0 032 查 smith 图 1 2 5 0 311 1 085 748 66 15 021 0 Smith 图图 20 C 由 Smith 图查取 取板间距 0 45 T Hm 板上液层高度 0 05 l hm 则 0 450 050 40L T Hhm 2 段塔径的确定 图的横坐标为 0 033 查 smith 图 1 2 5 0 311 1 085 748 66 1