甲醇與丙醇的精餾分離

1、1.6 相關(guān)物性參數(shù)（1）甲醇和丙醇的物理參數(shù)物質(zhì)分子式相對分子質(zhì)量/ （g/mol）沸點/臨界溫度/K臨界壓力/KPa甲醇（A）CH4O32.041964.96512.68.096丙醇（B）C3H8O60.095097.4536.75.168（2）甲醇、丙醇的相對密度溫度（）20 40 6080甲醇（kg/m3）804.8783.5761.1737.4丙醇（kg/m3）810.1790.6770.2748.4（3）液體表面張力溫度（）406080甲醇(mN/m)19.6717.3315.04丙醇(mN/m)23.1221.2719.40第二章 設(shè)計任務(wù)書1.設(shè)計題目：分離甲醇-丙醇混合液的篩

2、板式精餾塔工藝設(shè)計2.工藝條件：生產(chǎn)能力：甲醇-丙醇混合液處理量3.4萬噸/年進(jìn)料狀況：冷液進(jìn)料原料組成：自定分離要求：自定3.塔板類型：篩板式精餾塔4.生產(chǎn)制度：年開工300天，每天24小時連續(xù)生產(chǎn)5.設(shè)計內(nèi)容：1）精餾塔的物料衡算；2）塔板數(shù)的確定；3)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4)精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5)塔板主要工藝尺寸的計算；6)塔板的流體力學(xué)驗算；7)塔板負(fù)荷性能圖；8)精餾塔接管尺寸計算；9)繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10)繪制精餾塔設(shè)計條件圖；11)繪制塔板施工圖（可根據(jù)實際情況選作）；12)對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。第三章 設(shè)計內(nèi)容3.1 設(shè)計方案的確定及工

3、藝流程的說明本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇-丙醇混合物。對于該二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用冷液進(jìn)料，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。3.2 全塔的物料衡算 3.2.1原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率甲醇和丙醇的相對摩爾質(zhì)量分別為MA=32.0419 kg/kmol和MB=60.0950kg/kmol，原料含甲醇的質(zhì)量百分率為22%，塔頂甲醇含量52%，塔底甲醇含量1.0%，則：原料液含甲醇的摩爾分率：塔頂含甲醇的摩爾分率：塔底含甲醇的摩爾分率： 3.2.2原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品

4、的平均摩爾質(zhì)量 由3.1.1知產(chǎn)品中甲醇的摩爾分率，故可計算出產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：原料液的平均摩爾質(zhì)量：MF32.0419×0.3460(10.3460)×60.095050.3886（kg/kmol）塔頂液的平均摩爾質(zhì)量：MD 32.0419×0.6702(10.6702)×60.095041.2938（kg/kmol）塔底液的平均摩爾質(zhì)量：MW32.0419×0.0186(10.0186)×60.095059.5732（kg/kmol） 3.2.3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，得：全塔物料

5、衡算：進(jìn)料液： F=(3.4×107)/(300×24×50.3886)kmol/h =93.7161kmol/h總物料恒算： F=D+W甲醇物料恒算： F×0.3460=D×0.6702+0.0186×W聯(lián)立解得： W46.6279kmol/hD47.0882kmol/h3.3 塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的求取3.3.1平衡曲線的繪制甲醇-丙醇的相平衡數(shù)據(jù)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操作回流比的確定做t-x-y圖：有圖知

7、：塔底溫度tw=64塔頂溫度td=55.6 泡點溫度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線方程：y=10.2937x-3.2156讀圖：xq=0.361 yq=0.483Rmin=（yd-yq）/（xd-xq）=(0.6702-0.483)/(0.483-0.361)=1.5344塔頂yA=,查的對應(yīng)xA=0.622塔頂=yAxB/yBxA=0.6702（1-0.622）/（10.6702）0.622=1.2350同理： 求得塔底=2.1413 進(jìn)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繪NT-Rmin圖如下：051015202500.511.522.5*RminN系列1在1.3Rmin時，曲率最大此時N=18此時R=1.3Rmin=1.9947精餾塔的汽、液相負(fù)荷：精餾段：液相流量：L=RD=1.9947×47.0882=93.9268km

10、ol/h氣相流量：V=(R+1)D=(1.9947+1)×47.0882=141.0150kmol/h提鎦段：氣相流量：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理論板的確定NT=N-1=18-1=173.3.4實際板數(shù)的確定 取板效率為0.65故實際板數(shù)N=17/0.65=26.15 取N=27進(jìn)料板的確定塔頂=1.2350，塔底=2.1413 ，進(jìn)料口=1.6897精餾段：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代入數(shù)據(jù)得 N1=6.8769實際進(jìn)料板N=N1/0.65=6.8769/0.65=10.5798故實際進(jìn)料位置為第11塊。3.4 塔的精餾段操作工藝條件及計算平均壓強(qiáng)pm塔頂壓強(qiáng)： =104.8Kpa取每層塔板的壓降不超過0.6kPa進(jìn)料板：PF = 104.8+11X0.6=111.4

12、kPa塔底壓強(qiáng)：精餾段平均壓強(qiáng)：p1=(104.8+111.4)/2=108.1kPa提餾段平均壓強(qiáng)： p2=(111.4+121)/2=116.2kPa平均溫度tm依據(jù)操作壓力，讀t-x-y圖塔頂溫度: tD=55.6進(jìn)料板溫度：tf=57.4塔底溫度：tw=64精餾段平均溫度：t1= (tD+tf）/2=(55.6+57.4)/2=56.5提餾段平均溫度：t2=(tf+tw)/2=(57.4+64)=60.7平均分子量塔頂液的平均摩爾質(zhì)量:MD 41.2938（kg/kmol）加料板：MF50.3886（kg/kmol）塔底液的平均摩爾質(zhì)量:MW59.5732（kg/kmol） 液體的平均

13、密度內(nèi)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塔頂（精餾段）： =766.028×0.6702+(1-0.6702)×774.688 =768.8841kg/m3 同理得出： =1.5833kg/m3塔底（提餾段）： =765.6637kg/m3=2.5716kg/m3 液體的體積流率V精餾段：精餾段的氣、液相體積流率為提餾段：提餾段的氣、液相體積流率為3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算表面張力：內(nèi)差得，甲醇表面張

14、力(mn/m)丙醇表面張力(mn/m)平均表面張力(mn/m)55.617.844821.67719.10866416.87220.89620.8212徑的計算精餾段：由式中的C公式計算，其中C20由化工原理課程設(shè)計教材的負(fù)荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距HT=0.45m,度hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.4m查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.08取安全系數(shù)為0.75,空塔氣速為 提餾段：由式中的C公式計算，其中C20由化工原理課程設(shè)計教材的負(fù)荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距HT=0.45m,上液層高度hL=0.06m,則HT-hL=0.45-0.06=0.39m查負(fù)荷系數(shù)

15、圖得C20=0.078取安全系數(shù)為0.75,空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.2m AT=1.1304精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（11-1）0.45=4.5m提餾段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（16-1）0.45=6.75m在進(jìn)料板上方開一人孔,其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：Z=Z精+Z提+0.8=4.5+6.75+0.8=12.05m3.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算溢流裝置計算因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤。（1）溢流堰長?。?）堰寬及降液管面積由，查圖3-5得Wd=0.099, Af/AT=0.048（3）

16、停留時間精餾段：可以滿足要求。精餾段：可以滿足要求。（4）出口堰高對平直堰 ，由，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是：精餾段滿足要求。取板上清液層高度hL=50mm提餾段滿足要求。取板上清液層高度hL=60mm（5）降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：提餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：均滿足條件塔板布置 （1）塔板的分塊因D800mm故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。（2）邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度：一般為5075mm，D >2m時，可達(dá)100mm。（3）開孔區(qū)面積故：（4）篩孔計算及其排列由于處理的物系

17、無腐蝕性，可先用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為每層塔板的開孔數(shù)為：每層塔板的開孔率為：在515%之間，故滿足要求。每層塔板的開孔面積：氣體通過篩孔的孔速：精餾段：提餾段：3.7 篩板的流體力學(xué)驗算塔板壓降精餾段（1）干板阻力h0的計算干板阻力h0由公式計算，即由d0查圖得C0=0.786。故：液注（2）氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由公式計算，由Fo=1.1945查表得=0.62.氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為：滿足工藝要求。提餾段（1）干板阻力h0的計算干板阻力h0由公式計算，即由d0查圖得C0=0.786。故：液注（2）氣體通

18、過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由公式計算，F(xiàn)o=1.4488查表得=0.59.氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為：滿足工藝要求。3.7.2 漏液點（1）精餾段表面張力壓頭即=m對篩板塔漏液點的氣0,m速可由下式計算：即 實際孔速 u0=12.0757m/s 篩板的穩(wěn)定性系數(shù): 即不會產(chǎn)生過量液漏。（2）提餾段表面張力壓頭即=m對篩板塔漏液點的氣0,m速可由下式計算：即 實際孔速 u0=11.493m/s 篩板的穩(wěn)定性系數(shù): 即不會產(chǎn)生過量液漏。霧沫夾帶（1）精餾段查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.088泛點氣速uF=操作氣速u=液泛分率=查圖得 <0.1kg液/kg

19、氣，滿足要求（在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍中）。（2）提餾段查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.082泛點氣速uF=操作氣速u=液泛分率=查圖得 <0.1kg液/kg氣，滿足要求（在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍中）。3.7.4 液泛的校核為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度其中(1)精餾段=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，故不會產(chǎn)生液泛。（2）精餾段=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，故不會產(chǎn)生液泛。3.8 塔板負(fù)荷性能圖精餾段（1）漏液線干板壓降 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可得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：漏液線數(shù)據(jù)00.0020.0040.0060.0080.0100.60460.66150.69270.71790.73960.7590（2）液體流量上限線規(guī)定how=6mm=0.006m時，液體流量達(dá)到下限即how=

21、0.8304=0.006故而L=6.1418/s（3）液體流量下限線設(shè)停留時間3s為液體流量上限代入數(shù)據(jù)即得L=/s（4）液泛線取作液泛線則=0.6（0.45+0.0396）=0.2938m又=0.0642+1.3452+779.3648+0.0238代入可得液泛線數(shù)據(jù)00.0020.0040.0060.0080.0103.10602.93582.77472.56942.30011.9362（5）霧沫夾帶線另可容許的霧沫夾帶最大量為0.1kg/kg氣 =0.1可得霧沫夾帶線數(shù)據(jù)00.0020.0040.0060.0080.0102.32472.10641.97821.87071.77471.6

22、865提餾段（1）漏液線干板壓降 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可得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：漏液線數(shù)據(jù)00.0020.0040.0060.0080.0100.46460.51010.53500.55500.57230.5877（2）液體流量上限線規(guī)定how=6mm=0.006m時，液體流量達(dá)到下限即how=0.8304=0.006故而L=6.1418/s（3）液體流量下限線設(shè)

23、停留時間3s為液體流量上限代入數(shù)據(jù)即得L=/s（4）液泛線取作液泛線則=0.6（0.45+0.03813）=0.2929m又 =0.0606+1.3203+335.0415+0.0387代入可得液泛線數(shù)據(jù)00.0020.0040.0060.0080.0102.452.32952.23692.13642.02081.8850（5）霧沫夾帶線另可容許的霧沫夾帶最大量為0.05kg/kg氣 =0.1可得霧沫夾帶線數(shù)據(jù)00.0020.0040.0060.0080.0102.41312.18892.05721.94681.84821.75753.9主要接管尺寸的選?。?）進(jìn)料管已知進(jìn)料流率F=93.71

24、61Kmol/h,平均分子量為Mf=50.3886kg/kmol,密度為808.2662kg/m取管內(nèi)流速 U=1.8m/s則進(jìn)料管直 d=(2)回流管回流的體積流率：L=5.0444m/h取管內(nèi)流速U=0.3m/s則回流管直徑：d=0.0771m(3)釜液出口管L=3.6279m/h取管內(nèi)流速U=0.5m/s則釜液出口管直徑： d0.0327m(4)塔頂蒸汽管： V=3677.7902m/hU=16m/s d=0.2852m(5)加熱蒸汽管 取管內(nèi)蒸汽流速 u=16m/s V=3500.3263m/hd=0.2782m4.0 核算換熱器1.估算傳熱面積，初選換熱器型號（1）基本物性數(shù)據(jù)t=5

25、5.6 t=(55.6+28)/2=41.8熱流體的定性溫度tm1=(t+t)/2=48.7,該溫度下的物性數(shù)據(jù)：密度=776.3811kg/m,粘度=0.0006508w/(m.). ；水的定性溫度tm2=(20+28)/2=24,該定性溫度下物性數(shù)據(jù)：密度=997.2kg/m，比熱容C=4.179kJ/(kg.),粘度=0.606w/(m.)(2)熱負(fù)荷計算Q=Q/3600=5.5368x10/3600=1.538x10w冷卻水耗量 q=Q/C(t2-t1)=1.538x10/4.179x10x(28-20)=46kg/s熱流體流量 q=VM=141.015x41.2938=5823.04

26、52kg/h(3)確定流體流徑該設(shè)計任務(wù)的流體為甲醇-丙醇，冷流體為水，為使混合物經(jīng)過殼程壁而向空氣中散熱，提高冷卻效果，令混合物走殼程，水走管程。（4）計算平均溫差熱55.6-55.6 冷2028 t=(55.6-28)-(55.6-20)/(55.6-28)/(55.6-20)=31.4(5).選K值，估算傳熱面積，k范圍2901160 取k=830w/(m.)則S=Q/Kt=1.538x10/(830x31.4)=590m(6)初選換熱器型號 由于兩流體溫差50，可選固定管板換熱器。由規(guī)定標(biāo)準(zhǔn)初選型號為：G500-. 外殼直徑 500mm 工稱壓力 1.6Mpa 公稱面積管子尺寸 25mmx2.5mm 管子數(shù) 174 管長4500mm管中心距 32mm 管程數(shù) 2 管子排列方式 正三角形管程流通面積 0.0546實際換熱面積So=3.14ndo(L-0.1)=3.14X174X0.025(4.5-0.1)=60.1總傳熱系數(shù) Ko=Q/Sot=1.538x10/60.1x31.4=815w/(m.)2. 核算壓降(1) 管程壓降P=(P1+P2)FtNsNp 其中Ft=1.4