甲醇与丙醇的精馏分离

1、1.6 相关物性参数（1）甲醇和丙醇的物理参数物质分子式相对分子质量/ （g/mol）沸点/临界温度/K临界压力/KPa甲醇（A）CH4O32.041964.96512.68.096丙醇（B）C3H8O60.095097.4536.75.168（2）甲醇、丙醇的相对密度温度（）20 40 6080甲醇（kg/m3）804.8783.5761.1737.4丙醇（kg/m3）810.1790.6770.2748.4（3）液体表面张力温度（）406080甲醇(mN/m)19.6717.3315.04丙醇(mN/m)23.1221.2719.40第二章 设计任务书1.设计题目：分离甲醇-丙醇混合液的筛

2、板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：甲醇-丙醇混合液处理量3.4万吨/年进料状况：冷液进料原料组成：自定分离要求：自定3.塔板类型：筛板式精馏塔4.生产制度：年开工300天，每天24小时连续生产5.设计内容：1）精馏塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工

3、艺流程的说明本设计任务为分离甲醇-丙醇混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用冷液进料，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2 全塔的物料衡算 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率甲醇和丙醇的相对摩尔质量分别为MA=32.0419 kg/kmol和MB=60.0950kg/kmol，原料含甲醇的质量百分率为22%，塔顶甲醇含量52%，塔底甲醇含量1.0%，则：原料液含甲醇的摩尔分率：塔顶含甲醇的摩尔分率：塔底含甲醇的摩尔分率： 3.2.2原料液及塔顶底产品

4、的平均摩尔质量 由3.1.1知产品中甲醇的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF32.0419×0.3460(10.3460)×60.095050.3886（kg/kmol）塔顶液的平均摩尔质量：MD 32.0419×0.6702(10.6702)×60.095041.2938（kg/kmol）塔底液的平均摩尔质量：MW32.0419×0.0186(10.0186)×60.095059.5732（kg/kmol） 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得：全塔物料

5、衡算：进料液： F=(3.4×107)/(300×24×50.3886)kmol/h =93.7161kmol/h总物料恒算： F=D+W甲醇物料恒算： F×0.3460=D×0.6702+0.0186×W联立解得： W46.6279kmol/hD47.0882kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数的求取3.3.1平衡曲线的绘制甲醇-丙醇的相平衡数据如下xyt/xy0.00 0.00 64.6 56.0 0.55 0.62 0.02 0.05 64.0 55.8 0.60 0.66 0.05 0.11 63.0 55.6 0.65

6、 0.69 0.10 0.20 61.6 55.5 0.70 0.73 0.15 0.27 60.5 55.4 0.75 0.76 0.20 0.34 59.5 55.4 0.80 0.80 0.25 0.39 58.7 55.4 0.80 0.80 0.30 0.43 58.1 55.4 0.85 0.84 0.35 0.48 57.4 55.6 0.90 0.89 0.40 0.51 56.9 55.8 0.95 0.94 0.45 0.55 56.5 56.0 0.98 0.98 0.50 0.59 56.2 56.1 1.00 1.00 3.3.2操作回流比的确定做t-x-y图：有图知

7、：塔底温度tw=64塔顶温度td=55.6 泡点温度tb=57.4t=（tF+tb）/2=（20+57.4）/2=38.7查表得Cp(J/(mol.k)）R(KJ/mol)甲醇83.056137.2704丙醇149.260547.4266Cp=CpAxA+CpBxB=83.0561×0.3460+149.2605×(1-0.3460) =126.3538(J/(mol.k)）r= rAxA+rBxB=37.2704×0.3460+47.4266×(1-0.3460) =43.9126(KJ/mol)q=Cp(t1-t2)/r+1=126.3538

8、5;（57.4-20）/43912.6+1=1.1076q线方程：y=10.2937x-3.2156读图：xq=0.361 yq=0.483Rmin=（yd-yq）/（xd-xq）=(0.6702-0.483)/(0.483-0.361)=1.5344塔顶yA=,查的对应xA=0.622塔顶=yAxB/yBxA=0.6702（1-0.622）/（10.6702）0.622=1.2350同理： 求得塔底=2.1413 进料口=1.6897平均=1.6262Nmin=ln(1-xw)/xw (1-)/lnm= ln0.6702×（1-0.0186）/(1-0.6702)×0.0

9、186)/ln1.6262= 8.6143R1.1Rmin1.2Rmin1.3Rmin1.4Rmin1.5RminN23.156519.792217.871216.579815.6350R1.6Rmin1.7Rmin1.8Rmin1.9Rmin2.0RminN14.906814.324913.847413.447513.1070绘NT-Rmin图如下：051015202500.511.522.5*RminN系列1在1.3Rmin时，曲率最大此时N=18此时R=1.3Rmin=1.9947精馏塔的汽、液相负荷：精馏段：液相流量：L=RD=1.9947×47.0882=93.9268km

10、ol/h气相流量：V=(R+1)D=(1.9947+1)×47.0882=141.0150kmol/h提镏段：气相流量：V=V+(q-1)F=141.0150+(1.1076-1)×93.7161=151.0988kmol/h液相流量：L= V+W=151.0988+46.6279=197.7267kmol/h3.3.3理论板的确定NT=N-1=18-1=173.3.4实际板数的确定 取板效率为0.65故实际板数N=17/0.65=26.15 取N=27进料板的确定塔顶=1.2350，塔底=2.1413 ，进料口=1.6897精馏段：m =1.4446Nmin=ln(1-x

11、w)/xw (1-)/lnm-1= ln0.6702×（1-0.3460）/(1-0.6702)×0.3460)/ln1.4446-1=2.6586(N1-Nmin)/(N1+2)=0.545827-0.591422X+0.002743/X其中X=(R-Rmin）/(R+1)=0.1537代入数据得 N1=6.8769实际进料板N=N1/0.65=6.8769/0.65=10.5798故实际进料位置为第11块。3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算平均压强pm塔顶压强： =104.8Kpa取每层塔板的压降不超过0.6kPa进料板：PF = 104.8+11X0.6=111.4

12、kPa塔底压强：精馏段平均压强：p1=(104.8+111.4)/2=108.1kPa提馏段平均压强： p2=(111.4+121)/2=116.2kPa平均温度tm依据操作压力，读t-x-y图塔顶温度: tD=55.6进料板温度：tf=57.4塔底温度：tw=64精馏段平均温度：t1= (tD+tf）/2=(55.6+57.4)/2=56.5提馏段平均温度：t2=(tf+tw)/2=(57.4+64)=60.7平均分子量塔顶液的平均摩尔质量:MD 41.2938（kg/kmol）加料板：MF50.3886（kg/kmol）塔底液的平均摩尔质量:MW59.5732（kg/kmol） 液体的平均

13、密度内差得：甲醇密度kg/m3丙醇密度kg/m355.61.22862.3042641.38322.5941液相甲醇密度kg/m3丙醇密度kg/m355.6766.028774.68864756.36765.84塔顶（精馏段）： =766.028×0.6702+(1-0.6702)×774.688 =768.8841kg/m3 同理得出： =1.5833kg/m3塔底（提馏段）： =765.6637kg/m3=2.5716kg/m3 液体的体积流率V精馏段：精馏段的气、液相体积流率为提馏段：提馏段的气、液相体积流率为3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算表面张力：内差得，甲醇表面张

14、力(mn/m)丙醇表面张力(mn/m)平均表面张力(mn/m)55.617.844821.67719.10866416.87220.89620.8212径的计算精馏段：由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.45m,度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.4m查负荷系数图得C20=0.08取安全系数为0.75,空塔气速为 提馏段：由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.45m,上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.45-0.06=0.39m查负荷系数

15、图得C20=0.078取安全系数为0.75,空塔气速为 按标准塔径圆整后为：D=1.2m AT=1.1304精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（11-1）0.45=4.5m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（16-1）0.45=6.75m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=4.5+6.75+0.8=12.05m3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置计算因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。（1）溢流堰长取（2）堰宽及降液管面积由，查图3-5得Wd=0.099, Af/AT=0.048（3）

16、停留时间精馏段：可以满足要求。精馏段：可以满足要求。（4）出口堰高对平直堰 ，由，查化工原理课程设计图5-5得，于是：精馏段满足要求。取板上清液层高度hL=50mm提馏段满足要求。取板上清液层高度hL=60mm（5）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：提馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：均满足条件塔板布置 （1）塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取边缘区宽度：一般为5075mm，D >2m时，可达100mm。（3）开孔区面积故：（4）筛孔计算及其排列由于处理的物系

17、无腐蚀性，可先用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为每层塔板的开孔数为：每层塔板的开孔率为：在515%之间，故满足要求。每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：精馏段：提馏段：3.7 筛板的流体力学验算塔板压降精馏段（1）干板阻力h0的计算干板阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.786。故：液注（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，由Fo=1.1945查表得=0.62.气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。提馏段（1）干板阻力h0的计算干板阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.786。故：液注（2）气体通

18、过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，Fo=1.4488查表得=0.59.气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。3.7.2 漏液点（1）精馏段表面张力压头即=m对筛板塔漏液点的气0,m速可由下式计算：即 实际孔速 u0=12.0757m/s 筛板的稳定性系数: 即不会产生过量液漏。（2）提馏段表面张力压头即=m对筛板塔漏液点的气0,m速可由下式计算：即 实际孔速 u0=11.493m/s 筛板的稳定性系数: 即不会产生过量液漏。雾沫夹带（1）精馏段查负荷系数图得C20=0.088泛点气速uF=操作气速u=液泛分率=查图得 <0.1kg液/kg

19、气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。（2）提馏段查负荷系数图得C20=0.082泛点气速uF=操作气速u=液泛分率=查图得 <0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。3.7.4 液泛的校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度其中(1)精馏段=0.153=0.05+0.00153+0.0558=0.10733m0.4(HT+hw)=0.4(0.45+0.0396)=0.19584m液柱 故成立，故不会产生液泛。（2）精馏段=0.153=0.06+0.00612+0.07212=0.13814m0.4(HT+hw)=0.4(0.45+0.0

20、3813)=0.19525m液柱 故成立，故不会产生液泛。3.8 塔板负荷性能图精馏段（1）漏液线干板压降 h0=0.0056+0.13（hW+hOW）-hOW=0.00284h0=0.0056+0.13(0.03960.8304)0.002=0.00870.1080h0=又h0=h0故0.00870.1080=0.0238可得在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：漏液线数据00.0020.0040.0060.0080.0100.60460.66150.69270.71790.73960.7590（2）液体流量上限线规定how=6mm=0.006m时，液体流量达到下限即how=

21、0.8304=0.006故而L=6.1418/s（3）液体流量下限线设停留时间3s为液体流量上限代入数据即得L=/s（4）液泛线取作液泛线则=0.6（0.45+0.0396）=0.2938m又=0.0642+1.3452+779.3648+0.0238代入可得液泛线数据00.0020.0040.0060.0080.0103.10602.93582.77472.56942.30011.9362（5）雾沫夹带线另可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气 =0.1可得雾沫夹带线数据00.0020.0040.0060.0080.0102.32472.10641.97821.87071.77471.6

22、865提馏段（1）漏液线干板压降 h0=0.0056+0.13（hW+hOW）-hOW=0.00284h0=0.0056+0.13(0.038130.8304)0.0022=0.00840.1080h0=又h0=h0故0.00840.1080=0.0387可得在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：漏液线数据00.0020.0040.0060.0080.0100.46460.51010.53500.55500.57230.5877（2）液体流量上限线规定how=6mm=0.006m时，液体流量达到下限即how=0.8304=0.006故而L=6.1418/s（3）液体流量下限线设

23、停留时间3s为液体流量上限代入数据即得L=/s（4）液泛线取作液泛线则=0.6（0.45+0.03813）=0.2929m又 =0.0606+1.3203+335.0415+0.0387代入可得液泛线数据00.0020.0040.0060.0080.0102.452.32952.23692.13642.02081.8850（5）雾沫夹带线另可容许的雾沫夹带最大量为0.05kg/kg气 =0.1可得雾沫夹带线数据00.0020.0040.0060.0080.0102.41312.18892.05721.94681.84821.75753.9主要接管尺寸的选取（1）进料管已知进料流率F=93.71

24、61Kmol/h,平均分子量为Mf=50.3886kg/kmol,密度为808.2662kg/m取管内流速 U=1.8m/s则进料管直 d=(2)回流管回流的体积流率：L=5.0444m/h取管内流速U=0.3m/s则回流管直径：d=0.0771m(3)釜液出口管L=3.6279m/h取管内流速U=0.5m/s则釜液出口管直径： d0.0327m(4)塔顶蒸汽管： V=3677.7902m/hU=16m/s d=0.2852m(5)加热蒸汽管 取管内蒸汽流速 u=16m/s V=3500.3263m/hd=0.2782m4.0 核算换热器1.估算传热面积，初选换热器型号（1）基本物性数据t=5

25、5.6 t=(55.6+28)/2=41.8热流体的定性温度tm1=(t+t)/2=48.7,该温度下的物性数据：密度=776.3811kg/m,粘度=0.0006508w/(m.). ；水的定性温度tm2=(20+28)/2=24,该定性温度下物性数据：密度=997.2kg/m，比热容C=4.179kJ/(kg.),粘度=0.606w/(m.)(2)热负荷计算Q=Q/3600=5.5368x10/3600=1.538x10w冷却水耗量 q=Q/C(t2-t1)=1.538x10/4.179x10x(28-20)=46kg/s热流体流量 q=VM=141.015x41.2938=5823.04

26、52kg/h(3)确定流体流径该设计任务的流体为甲醇-丙醇，冷流体为水，为使混合物经过壳程壁而向空气中散热，提高冷却效果，令混合物走壳程，水走管程。（4）计算平均温差热55.6-55.6 冷2028 t=(55.6-28)-(55.6-20)/(55.6-28)/(55.6-20)=31.4(5).选K值，估算传热面积，k范围2901160 取k=830w/(m.)则S=Q/Kt=1.538x10/(830x31.4)=590m(6)初选换热器型号 由于两流体温差50，可选固定管板换热器。由规定标准初选型号为：G500-. 外壳直径 500mm 工称压力 1.6Mpa 公称面积管子尺寸 25mmx2.5mm 管子数 174 管长4500mm管中心距 32mm 管程数 2 管子排列方式 正三角形管程流通面积 0.0546实际换热面积So=3.14ndo(L-0.1)=3.14X174X0.025(4.5-0.1)=60.1总传热系数 Ko=Q/Sot=1.538x10/60.1x31.4=815w/(m.)2. 核算压降(1) 管程压降P=(P1+P2)FtNsNp 其中Ft=1.4