毕业设计50万吨年甲醇精馏系统设计

1、摘 要 甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和 脂肪组醇类的代表物。无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味。 分子式 c-h4-o。近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。甲醇工业的 迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用 于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。由甲醇转化为汽油方法的 研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。近年来碳一化学工业 的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、 甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。 甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。 本设计选择了以

2、50 万 t/a 甲醇精馏的产量作为生产计算与设计的任务， 参考了河南永城永煤集团龙宇煤化工甲醇厂甲醇精馏的工艺，本设计从工 艺角度对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备简捷法计算、热 量衡算、换热器设计等工艺计算。 目目 录录 1 总总 论论.1 1.1 概况.1 1.1.1 甲醇的性质和用途.1 1.1.2 甲醇精馏工艺技术比较.4 1.1.3 甲醇精馏工艺的概况.7 1.4 甲醇精馏工艺流程说明.18 1.4.1 预精馏系统.18 1.4.2 加压精馏系统.18 1.4.4 回收精馏系统.19 2.甲醇精馏生产工艺设计及计算甲醇精馏生产工艺设计及计算.20 2.3 精馏塔工艺计算3

3、.23 2.3.1 物料衡算.23 2.3.2 热量衡算3.26 2.3.3 理论塔板数计算7.28 2.3.4 精馏塔主要尺寸的设计计算.29 2.3.5 填料的选择.34 2.3.6 塔径设计的计算.34 2.3.7 填料层高度的计算.36 2.3.8 全塔高度的确定5.37 2.5 回收精馏塔工艺计算.55 2.5.1 物料衡算.55 2.5.2 热量衡算3.58 2.5.3 理论塔板数计算7.60 2.5.4 精馏塔主要尺寸的设计计算.62 2.5.5 填料的选择.67 2.5.6 塔径设计的计算.68 2.5.7 填料层高度的计算.69 2.5.8 全塔高度的确定.70 2.5.9

4、筒体的厚度和封头的厚度确定.72 参考文献参考文献.82 致致 谢谢.84 1.1.1 甲醇的性质和用途甲醇的性质和用途 甲醇性质甲醇性质 甲醇（methanol，methylalcohol）又名木醇，木酒精，甲基氢氧化物，是一种最简单 的饱和醇。化学分子式为 ch3oh，结构式如下： h | h-c-oh | h 分子结构：c 原子以 sp3 杂化轨道成键，0 原子以 sp3 杂化轨道成键。分子为极性分子。 最早从木材干馏得到故又称木醇或木精。甲醇是无色有酒精气味易挥发的液体。熔点- 93.9、沸点 64.7、密度 0.7914 克/厘米 3（20） 、能溶于水和许多有机溶剂。甲醇 有毒，误

5、饮 510 毫升能双目失明，大量饮用会导致死亡。禁酒的国家，把甲醇掺入 酒精中成变性酒精，使其不能饮用。甲醇易燃，其蒸气与空气能形成爆炸混合物，甲 醇完全燃烧生成二氧化碳和水蒸气，同时放出热量：2ch3oh+3o2=2co2+4h2o。 工业上用一氧化碳和氢气的混合气（合成气）在一定的条件下制备甲醇：甲醇可 用做溶剂和燃料，也是一种化工原料，主要用于生产甲醛（hcho）：工业酒精里含 有甲醇，但是工业酒精的主要成分还是乙醇。 甲醇有较强的毒性，对人体的神经系统和血液系统影响最大，它经消 化道、呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸道 粘膜和视力。急性中毒症状有：头疼、恶心、胃

6、痛、疲倦、视力模糊以至 失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。慢性中毒反应为： 眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、现力减退、消化障碍。甲醇摄入量超过 4 克就 会出现中毒反应，误服一小杯超过 10 克就能造成双目失明，饮入量大造成 死亡。致死量为 30 毫升以上，甲醇在体内不易排出,会发生蓄积，在体内 氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生产工厂，中国有关部门规定， 空气中允许甲醇浓度为 5mg/m3，在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具，废 水要处理后才能排放，允许含量小于 200mgl 甲醇的中毒机理是，甲醇经人体代谢产生甲醛和甲酸（俗称蚁酸） ，然 后对人体产生伤害。常见的症状是，先是产生喝

7、醉的感觉，数小时后头痛， 恶心，呕吐，以及视线模糊。严重者会失明，乃至丧命。失明的原因是， 甲醇的代谢产物甲酸会累积在眼睛部位，破坏视觉神经细胞。脑神经也会 受到破坏，产生永久性损害。甲酸进入血液后，会使组织酸性越来越强， 损害肾脏导致肾衰竭。 甲醇中毒，通常可以用乙醇解毒法。其原理是，甲醇本身无毒，而代 谢产物有毒，因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。甲醇和乙醇在人体的 代谢都是同一种酶，而这种酶和乙醇更具亲和力。因此，甲醇中毒者，可 以通过饮用烈性酒（酒精度通常在 60 度以上）的方式来缓解甲醇代谢，进 而使之排出体外。而甲醇已经代谢产生的甲酸，可以通过服用小苏打（碳 酸氢钠）的方式来中和。

8、 甲醇用途甲醇用途 目前，甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要基础有机 原料。随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又开辟了许多新的用途。 甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，蛋白转化率较高，发酵速度快，无毒 性，价格便宜。甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要 应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫 酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加 工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇是容易输送的清洁 燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，用它作为汽油添加剂可起节 约芳烃，提高辛烷值的作用，汽车制造也将成为耗用甲醇的巨大

9、部门，甲 醇的消费已超过其传统用途，潜在的耗用量远远超过其化工用途，渗透到 国民经济的各个部门。特别是随着能源结构的改变，甲醇有未来主要燃料 的候补燃料之称，需用量十分巨大1。 我国目前甲醇的产量还较低，但近年来发展速度较快，近五年来甲醇 的生产规模有了突飞猛进的发展。从我国能源结构出发，甲醇由煤制的技 术已经成熟，近几年由煤制甲醇的工艺已经全面工业化生产，将来在我国 甲醇有希望替代石油燃料和石油化工的原料，蕴藏着潜在的巨大市场。我 国甲醇工业无疑将迅速发展起来13。 1.1.3 甲醇精馏工艺的概况甲醇精馏工艺的概况 1、工序任务 甲醇精馏是甲醇合成的下游工序，其目的就是对合成装置来的粗甲醇

10、进行精制，将甲醇中的杂质进行脱除，以生产符合标准的优等级精甲醇产品。 2、装置工艺特点 目前，总体来说甲醇精馏的工艺大体可分为两塔工艺流程和三塔工艺 流程，根据塔内件的不同可分为塔盘精馏、填料精馏和复合型精馏。 本甲醇精馏装置采用的是以规整填料为塔内件的三塔精馏工艺，精馏 用汽为低压蒸汽。各塔再沸器蒸汽冷凝液用作粗甲醇预热器热源，以节约 能量。另外为了减少甲醇的损失，增加了一个塔,以对污水中的甲醇进行回 收处理，故现在一般叫 3+1 塔工艺流程。 精馏的主要设备是精馏塔，而塔的内件是实现气液接触和热质传递的 主要元件，常用的塔内件分塔盘和填料两种。填料是最早使用的塔内件， 当初使用在小塔径的塔

11、里，由于其设计、制造、安装难度不大，应用十分 广泛。随着化学工业的发展，精馏塔的内径越来越大，于是气液分布不均 问题显得突出，效率大幅下降，直径大于 2 米的塔的效率已相当低，沟流 和边界效应严重，为解决这些问题，人们开发了板式塔，但是板式塔的结 构复杂、制造和安装精度要求高，因而人们又加紧了对填料塔放大技术的 攻关，在解决了气液分布等问题后，大型装置又开始使用填料塔。目前的 填料分为散堆填料和规整填料。设计的甲醇精制采用的是规整填料精馏工 艺技术，该技术的好坏取决于气液接触程度，即取决于液体在填料表面分 布的均匀程度，气体的分布较容易，液体分布均匀很难，故液体分布器是 填料塔的一个关键部件，

12、它是决定着填料塔的放大效应。采用槽式液体分 布器和槽-盘式液体分布器可以较好地解决抗堵、防夹带等问题，压降小、 负荷弹性大。 采用规整填料为塔内件的 3+1 塔精馏工艺，其特点是： 1、精甲醇产品的质量好，甲醇回收率高； 2、能耗低。比两塔工艺减少蒸汽消耗约 30%左右； 3、操作的灵敏性比板式塔好，但其稳定性不如板式塔好； 4、采取了萃取精馏和共沸精馏工艺，有效解决了微量难分离组分的脱 除问题； 5、分离效率高，操作弹性大，生产能力大。 1.4 甲醇精馏工艺流程说明 1.4.1 预精馏系统预精馏系统 来自甲醇合成装置的粗甲醇（40、0.5mpaa） ，首先进入粗甲醇预热 器 e-15501

13、的管程，被壳程的低压蒸汽冷凝液加热到 70左右，然后进入 预精馏塔 c-15501 的上部。 预精馏塔 c-15501 顶部出来的气相，首先进入预精馏塔一级冷凝器 e- 15506 的壳程，物料被管程的循环冷却水冷却到 67.5,冷却下来的液体进 入预精馏塔回流槽 t-15501 中；从预精馏塔一级冷凝器 e-15506 出来的气 体进入预精馏塔二级冷凝器 e-15515 的壳程，物料被管程的循环冷却水冷 却到 40左右,冷凝下来的液体进入萃取槽 t15508 中，经工艺水萃取后， 甲醇水溶液进入预精馏塔回流槽 t-15501 中，萃取出来的物料去杂醇油罐； 二级冷凝器中出来的带有甲醇的不凝气

14、，进排放槽 t15506 中，用水洗涤其 中的甲醇后，不凝气去放空总管。 回流槽 t-15501 中的甲醇溶液，经预精馏塔回流泵送入预精馏塔 c- 15501 的顶部作回流液。预精馏塔塔釜的预后甲醇经液位控制后去加压精馏 塔进一步精馏。 低压蒸汽和加压精馏塔来的低压蒸汽冷凝液，分别进入预精馏塔 c- 15501 的再沸器 e-15510 和 e-15514，对管程的介质进行加热来为预精馏塔 精馏提供热量，然后蒸汽冷凝液去 e-15501 加热粗甲醇。 为了防止粗甲醇中的酸性物质对管道和设备造成腐蚀，向粗甲醇中加 入少量 5%左右的 naoh 溶液，将粗甲醇的 ph 值控制在 7.58 左右。

15、1.4.2 加压精馏系统加压精馏系统 预精馏塔出来的预后甲醇，经加压精馏塔给料泵加压后，进入加压精 馏塔进料/釜液换热器 e-15513 的管程，被壳程介质加热到泡点后，进入加 压精馏塔 c-15502 的下部，塔顶出来的甲醇蒸汽进入冷凝器/再沸器 e- 15507 的壳程，被管程的介质冷凝后进入加压精馏塔回流槽 t-15502，回流 槽中出来的冷凝液甲醇，部分经加压精馏塔回流泵加压后进入加压精馏塔 顶作回流液，其余的甲醇液进入加压精馏塔精甲醇冷却器 e-15502 的壳程， 被管程的循环冷却水冷却到 40后，去中间罐区的精甲醇计量罐（或粗甲 醇储罐） 。出加压精馏塔釜液去常压精馏塔继续精馏。

16、 低压蒸汽进入加压精馏塔再沸器 e-15511，为加压精馏塔精馏提供热量， 被冷凝后的低压蒸汽冷凝液，去 e-15501 继续作加热介质用。 1.4.4 回收精馏系统回收精馏系统 常压精馏塔底出来的废水，含有 2%左右的甲醇，经回收精馏塔进料泵 加压后，进入回收精馏塔 c-15504，塔顶出来的气相，进回收精馏塔冷凝器 e-15509 的壳程，被管程的循环冷却水冷却到 45左右，进入回流槽 t- 15504，回流槽出来的液体经回收精馏塔回流泵加压后，部分进回收精馏塔 顶部作回流液，其余去中间罐区的杂醇油储罐。 低压蒸汽进入回收精馏塔再沸器 e-15516 的壳程，加热管程介质后为 回收精馏塔精

17、馏提供热量。蒸汽冷凝液去 e-15501。 回收精馏塔底出来的釜液，含有微量的甲醇和有机物，经废水冷却器 e-15512 中的循环冷却水冷却到 60左右后，送出界区去污水生化处理装 置。 2.甲醇精馏生产工艺设计及计算 2.3 加压精馏塔工艺计算3 2.3.1 物料衡算物料衡算 已知： =30.23kg/kmol =32.04kg/kmol =18.02kg/kmol m 甲醇 m 水 m 进料流量 f=73734.6kg/h 甲醇的质量分率 =87% 水的质量分率 s w t w =13% 另外还有乙醇和杂醇的量较小，这里忽略不计。摩尔分率单位：% t w 进料的摩尔流量 =73734.6/

18、30.23=2439.1201kmol/h m w f s 甲醇的摩尔分率 =（8773734.6/100）/32）/2439.1201=0.82 f x d=966.2289kmol/h w=1552.1203kmol/h =0.67 w x 根据物料衡算方程 wdf wdf xwxdxf 计算出 2439.12010.82=966.2289+1552.12030.67=0.994 d x d x 进料温度（1000kpa） 107.2，取泡点进料 q=1 f t f t 塔顶温度为128.1 d t 在107.2温度下，根据安托因公式计算出甲醇和水的饱和蒸汽压，注： f t 水的安托因常数

19、为 a=7.1827，b=1722.632，c=232.79874。 ct b ap lg 式中 -饱和蒸汽压，kpa； p t-物系温度，。 代入数据得，水的饱和蒸汽压=130.652kpa。 b p 甲醇的安托因常数为 a=18.5875，b=3626.55，c=-34.29 ct b ap ln 式中 -饱和蒸汽压，mmhg； p t-物系温度，k。 代入数据得，甲醇的饱和蒸汽压=442.77 kpa. a p 回流比确定 由甲醇-水的平衡数据绘制 x-y 图 用作图法求最小回流比 min r 由于进料为泡点进料 q=1，所以画 q 线与平衡线交点，用交点坐标 x,y 求最 小回流比 图

20、 2-2 作图法求最小回流比 3.39 b a p p 652.130 77.442 0.5319 8205818.933 5818.933994 min qq qd xy yx r 操作回流比可取为最小回流比的 1.12.0 倍，所以取 1.20.5319=0.6383 min 2 . 1 rr 所以，回流比确定为0.6383r 0.6383966.2289=617.0337kmol/hdrl 617.0337+12439.1201=3056.1538kmol/hfqll 1583.2626kmol/hvv 表 2-4 物料衡算表 物料流量（kmol/h）组成物料物流 （kmol/h） 精馏

21、段上升 蒸汽量 v 1583.2626 提馏段上升 蒸汽量 v 1583.2626 精馏段下降 液体量 l 617.0337 提馏段下降 进料 f 2439.1201 甲醇 0.820 水 0.18 塔顶产品 d 966.2289 甲醇 0.994 水 0.006 塔底残液 w 1552.1203 甲醇 0.67 水 0.33液体量 l 3056.1538 2.3.2 热量衡算热量衡算3 1.加热介质和冷却剂的选择 加热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用最广的 加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的 压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排

22、放的烟道气温度可达 1001000， 适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控 制困难。本设计选用 0.7mpa（温度为 180）的低压蒸汽作为加热介质， 水蒸汽易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也 不复杂。 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷 却水一般为 1035.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐 水、氟利昂等。 本设计建厂地区为永城。永城市夏季最热月份日平均气温为 32。故选 用 32的冷却水,选升温 10，即冷却水的出口温度为 42. 根据资料所提供的数据，=128.1，=134.2 d

23、 t w t 注：下标 1 为甲醇，下标 2 为水。 2.冷凝器的热负荷 冷凝器的热负荷 ldvdc iivq 其中 -塔顶上升蒸汽的焓 vd i -塔顶馏出液的焓 ld i 对于全凝器作热量衡算（忽略热量损失） 因塔顶馏出液几乎为纯甲醇，故其焓可近似按纯甲醇进行计算，则全 凝器的热负荷为（塔顶温度为 128.1下，甲醇的汽化热为 953.4809kj/kg） 953.48091583.262632.04=4.84107 kj/h c q 128.1下，水的比热容为 d tckgkjcpc /265 . 4 1134818.29 kg/h 12 ttc q w pc c c 3242265 .

24、 4 1084 . 4 7 3.再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量 在=134.2下，甲醇的汽化热为 1025.26kj/kg，水的汽化热为 w t 2254.24 kj/kg 选用 0.7mpa（700kpa，180）低压蒸汽为加热介质 再沸器的热负荷为 lwvwb iivq 因釜残液几乎为水，故其焓可按纯水进行计算，即 2254.2418.02=40621.40kj/kmol blwvw rii 则 1583.262640621.40=6.43107 kj/h b q 加热蒸汽消耗量为 12 ttc q w pc c c 由附录查得 p 为 700kpa 时水的汽化热为 2071.5 kj/k

25、g。则 31040.31kg/h 5 . 2071 1043 . 6 7 r q w b h 2.3.3 理论塔板数计算理论塔板数计算7 由于本次设计时的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应 用图解法。 精馏段操作线方程为 11 r x x r r y d 截距 0.6067 16383 . 0 994 . 0 1r xd 连接（，） ， （0，）与 q 线交于 d 点，连接（，）与 d 点， d x d x 1r xd w x w x 得到提馏段操作线、然后，由平衡线与操作线可得精馏塔理论板数，但由 于极小，利用作图法画出理论板数，如图所示，梯级数为 12 块。 w x 图 2-3

26、加压塔求理论塔板数的图解法 塔顶温度下：=804.252kpa =130.652kpa a p b p 804.252/130.652=6.156 b a d p p 塔底温度下：=945.304kpa =308.248kpa a p b p 945.304/308.248=3.067 b a w p p 全塔平均挥发度：4.345 wdm 因为塔底设有再沸器，所以精馏塔理论板数要比梯级数少 1，所以精馏 塔理论板数为 11 块，精馏段为 10 块，提馏段为 1 块。 2.3.4 精馏塔主要尺寸的设计计算精馏塔主要尺寸的设计计算 1.精馏塔设计的主要依据和条件 表 2-5 水在不同温度下的密度

27、 温度/60708090100110 密度/(g/ cm3)0.98320.97780.97180.96530.95840.9510 表 2-6 甲醇在不同温度下的密度 温度/102030405060 密度/(g/ cm3)0.80080.79150.78250.77400.76500.7555 表 2-7 水在不同温度下的黏度 温度/8090100110120130 黏度/smpa0.35650.31650.28380.25890.23730.2177 表 2-8 甲醇在不同温度下的黏度 温度/10152065.3171.8698.52 黏度/smpa0.6860.6380.5910.332

28、0.2950.225 用内插法可以计算出水和甲醇在塔顶、塔底和进料温度下的密度和黏度 举例： 0.9691 g/ cm3 水 水 9718 . 0 80 1 . 84 9718 . 0 9653 . 0 8090 0.2648 水 水 5229 . 0 53 1 . 84 5229 . 0 5146 . 0 5354 smpa 表 2-9 水和甲醇在不同温度下的密度 温度/128.1 d t134.2 w t107.2 f t 水密度/(g/ cm3)0.93760.93310.9531 甲醇密度/(g/ cm3)0.69080.68510.7107 表 2-10 水和甲醇在不同温度下的黏度

29、温度/128.1 d t134.2 w t107.2 f t 水黏度/()smpa0.22140.20990.2624 甲醇黏度/()smpa0.14730.13130.2022 2.塔顶条件下的流量和物性参数 32.040.994+18.02（1-0.994）=31.96kg/kmol dd xmxmm1 21 31.961583.2626=50601.07kg/hvmv1 31.96617.0337=19720.4kg/hlml1 0.994=0.993，=0.007 d x 1 a 2 a 1.4450cm3/g 2 2 1 1 1 aa l 9376 . 0 007 . 0 6908

30、. 0 993 . 0 所以 0.6920 g/ cm3=692.0 kg/ m3 l 0.9707 kg/ m3 1 . 12815.273314 . 8 96.31325.101 rt mp v 0.22140.994+0.1473（1-0.994） ddl xx1 21 =0.2210smpa 塔顶出料口质量流量：d=966.228931.96=30880.68 kg/h 表 2-11 塔顶部数据结果表 符 号 kmolkg m / 3 /mkg v 3 /mkg l smpa l hkmolhkg d /摩尔质量 流量 数 值 31.960.9707692.00.221030880.6

31、8966.2289 3.塔底条件下的流量和物性参数 32.040.67+18.02(1-0.67)=27.42kg/kmol ww xmxmm1 21 0.8204 kg/ m3 2 . 13415.273314 . 8 42.27325.101 rt mp v 由于=0.67=0.78，=0.22 w x 1 a 2 a 1.3743cm3/g 2 2 1 1 1 aa l 9331 . 0 22 . 0 6851 . 0 78 . 0 所以 0.7276 g/ cm3=727.6kg/ m3 l 0.13130.67+0.2099（1-0.67） wwl xx1 21 =0.1573smp

32、a 27.421583.2626=43413.06kg/h 3 vmv 27.423056.1538=83799.74kg/h 3 lml 塔底质量流量：w=1552.120327.42=42559.1386kg/h 表 2-12 塔底部数据结果表 符 号 kmolkg m / 3 /mkg v 3 /mkg l smpa l hkmolhkg w /摩尔质量 流量 数 值 27.420.8204727.60.157342559.12861552.1203 4.进料条件下的流量和物性参数 32.040.82+18.02(1-0.82)=28.44 kg/kmol ff xmxmm1 21 0.

33、9113 kg/ m3 2 . 10715.273314 . 8 44.28325.101 rt mp v 由于=0.82=0.87，=0.13 f x 1 a 2 a 1.3605 cm3/g 2 2 1 1 1 aa l 9531 . 0 13 . 0 7107 . 0 87 . 0 所以 0.7350 g/ cm3=735.0 kg/ m3 l 1583.262628.44=45027.99kg/h 2 2 vv 精馏段：28.44617.0337=17548.44kg/hlml2 提馏段：28.443056.1538=86917.01kg/h 2 lml 0.20220.82+0.26

34、24(1-0.82)=0.1973 ffl xx1 21 smpa 进料质量流量：f= 42823kg/h 表 2-13 进料数据结果表 符 号 kmolkg m / 3 /mkg v 3 /mkg l smpa l hkmolhkg f /摩尔质量 流量 数 值 28.440.9113735.00.197373734.62439.1201 5.精馏段的流量和物性参数 0.941 kg/ m3 2 9113 . 0 9707. 0 2 21 vv v 713.5kg/ m3 2 0 . 735 0 . 692 2 21 ll l 47814.53kg/h 2 99.4502707.50601

35、2 21 vv v 18634.42 kg/h 2 44.17548 4 . 19720 2 21 ll l 0.2092 2 1973 . 0 2210 . 0 2 lfld l smpa 6.提馏段的流量和物性参数 0.8659kg/ m3 2 8204 . 0 9113 . 0 2 32 vv v 731.3 kg/ m3 2 6 . 727 0 . 735 2 32 ll l 44220.83 kg/h 2 66.4341399.45027 2 3 2 vv v 85358.38 kg/h 2 74.8379901.86917 2 3 2 ll l 0.1773 2 1973 . 0

36、1573 . 0 2 lflw l smpa 7.体积流量 塔顶：14.48m3/s 36009707 . 0 07.50601 1 1 1 v s v v 塔底：14.699m3/s 36008204 . 0 06.43413 3 3 3 v s v v 进料： 13.725m3/s 36009113 . 0 99.45027 2 2 2 v s v v 精馏段： 14.102m3/s 2 725.1348.14 2 21ss s vv v 提馏段：14.212m3/s 2 699.14725.13 2 32 ss s vv v 表 2-14 精馏段、提馏段数据结果表 精馏段提馏段 气相密度

37、 3 / mkg v 0.94100.8659 液相密度 3 / mkg l 713.5731.3 气相摩尔流量 1 / hkmol1583.26261583.2626 气相质量流量 1 / hkg47814.5344220.83 液相黏度/smpa0.20920.1773 液相摩尔流量 1 / hkmol617.03373056.1538 液相质量流量 1 / hkg18634.4285358.38 2.3.5 填料的选择填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相接触传质与传热的表面， 与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散 装填料与规整填料两个方面进行。

38、 本设计选用规整填料，规整填料是一种在塔内按均匀几何图形排布、 整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很 小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、 传热效果。 与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填 料有相同的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能 力大。 所选的规整的参数为 型号 峰高 mm 比表面积 m2/m3 理论板数 1/m 空隙率 % 压力降 mpa/m cb500y122502.5973.010-4 2.3.6 塔径设计的计算塔径设计的计算 1.精馏段塔径计算 由气速关联式 8 1 4 1 2

39、. 0 2 2 75 . 1 lg l g l l g f g l a a g u 式中 -干填料因子； 2 a -液体粘度，； l smpa -金属丝网规整填料为 0.30；a -液体、气体质量流速；gl、 -气体、液体密度； lg 、 -重力加速度。g 精馏段：=0.9410kg/ m3，=713.5kg/ g l m3，=0.97，=250，=0.2092，=18634.42 a 32 /mm l smpal kg/h，=47814.53 kg/h，=0.30ga 代入式中求解得 4.4m/s f u 空塔气速 0.54.4=2.2 m/s f uu5 . 0 体积流量 14.102m3

40、/s s v 2.858m 2 . 214 . 3 102.1444 u v d s 圆整后：3000mm，空塔气速2.2m/sdu 2.提馏段塔径计算 提馏段：=0.8659kg/ m3，=731.3 kg/ m3，=0.97，=250， g l a 32 /mm =0.1773，=85358.38 kg/h，=44220.83 kg/h，=0.30 l smpalga 代入上面的公式中，解得 3.4m/s f u 空塔气速 0.53.4=1.7m/s f uu5 . 0 体积流量 14.212m3/s s v 3.263m 7 . 114 . 3 212.1444 u v d s 圆整后：

41、3400mm，空塔气速1.7 m/sdu 2.3.7 填料层高度的计算填料层高度的计算 1.精馏段 所选的规整的参数为 型号 峰高 mm 比表面积 m2/m3 理论板数 1/m 空隙率 % 压力降 mpa/m cb259y122502.5-3973.010-4 根据所选的填料的参数，选取 1m 填料高度等于 2.5 块理论塔板，压力 降为 3.010-4mpa/m,即=1/2.5=0.4m,3.010-hetpzp/ 4mpa/m=300pa/m。 则精馏段填料层高度为 hetpnz t =100.4=4mhetpnz t 精 精馏段总压降3.010-44 精精 zzpp/ =1.210-3m

42、pa =1200pa 2.提馏段 根据所选的填料的参数，已知 1m 填料高度等于 2.5 块理论塔板，压力 降为 3.010-4mpa/m,即=1/2.5=0.4m,3.010-hetpzp/ 4mpa/m=300pa/m。 则提馏段填料层高度为 hetpnz t =10.4=0.4mhetpnz t 提 提馏段总压降3.010-40.4 提提 zzpp/ =1.210-4mpa =120pa 2.3.8 全塔高度的确定全塔高度的确定5 1.全塔填料层总高度 4+0.4=4.4m 提精 zzz 2.全塔填料层总压降 =1200+120=1320pa 提精 ppp 3 全塔填料层高度和压降计算汇

43、总表 参数精馏段提馏段全塔 压降（pa/m）zp/300300- 总压降/ pa12001201320 填料层高度/m40.44.4 4.填料支承装置 填料支承装置的作用是支承塔内的填料。常用的填料支承装置有栅板 型、孔管型、驼峰型等。对于规整填料，通常选用栅板型支承装置。 5.液体分布装置 液体在填料塔内均匀分布，可以增大填料的润湿表面积，以提高分离 效果，因此液体的初始分布十分重要。所以要求分布装置要有与填料相匹 配的分液密度和均匀的分布质量。 近年来的实践表明，大直径填料塔的放大的问题主要是保证液体初始 分布均匀，若能保证单位塔截面的喷淋点数目与小塔相同，大型填料塔的 传质效率将不会低于

44、小型塔。 本设计选用的是槽式液体分布器和槽盘式液体分布器可以较好地解决 抗堵、防夹带等问题，压降小、负荷弹性大。 槽式液体分布器是由分流槽（又称主槽或一级槽） 、分布槽（又称副槽 或耳机槽）构成的。一级槽通过槽底开孔将液体初分成若干流股，分别加 入其下方的液体分布槽。分布槽的槽底（或槽壁）上设有孔道（或导管） ， 将液体均匀分布于填料层上。槽式液体分布器具有较大的操作弹性和极好 的抗污堵性，特别适合于大气液负荷及含有固体悬浮物、粘度大的液体的 分离场合，应用范围非常广泛。 槽盘式分布器是近年来开发的新型液体分布器，它兼有集液、分液及 分气三种作用，结构紧凑，气液分布均匀，阻力较小，操作弹性高达

45、 10：1，适用于各种液体喷淋量。 6.全塔高度确定 (1)塔顶空间 塔顶空间是塔顶第一块塔板到塔顶切线距离。对于填料塔而言，塔顶 空间即为第一层填料上线到塔顶切线的距离。为了减少塔顶出口气体中携 带液体量，塔顶空间一般取 1.21.5m，以利于气体中的液滴自由沉降。本 设计取塔顶空间为 1.5m。 (2)塔内液体分布器高度 本设计选用的是槽式液体分布器和槽盘式液体分布器可以较好地解决 抗堵、防夹带等问题，压降小、负荷弹性大。 因为全塔填料分为四层，精馏段为三层，提馏段为一层，则需三组液 体分布器，确定第一层液体分布器在塔内高度为 1.26m，第二层高度为 1.26m，第三层高度为 1.41m

46、，其总高度为 1.26+1.26+1.41=3.93m。 (3)塔底空间 塔底空间是指塔底第一块板到塔底切线的距离。对于填料塔而言，塔 底空间是指最后一层填料底线到塔底切线的距离。本设计取塔底空间为 4.45m。 (4)裙座高度 裙式支座是由座圈、基础环和地脚螺栓座组成。座圈上开有人孔、引 出管孔、排气孔和排污孔。座圈焊固在基础环上，基础环的作用，一是将 载荷传给基础，二是在它的上面焊制地脚螺栓座，地脚螺栓座是由两块筋 板、一块压板和一块垫板组成，地脚螺栓正是通过地脚螺栓座将裙座牢牢 地固定在基础上。裙座高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度，今 以圆柱型裙座为例，可知裙座高度是由塔底封头切

47、线到出料管中心线的高 度 h 和出料管中心线至基础环的高度 h 两部分组成。h 的最小尺寸是由釜 液出口管尺寸决定，h 则应按工艺条件确定。 图 2-4 加压塔底裙座结构图 本设计中采用圆柱型裙座，裙座高度选取 7.8m。 7.全塔高度 全塔高度=塔顶空间+塔内液体分布器高度+塔底空间+裙座高度+填料层高度 h=1.5+3.93+4.45+7.8+4.4=22.08m 2.5 回收精馏塔工艺计算 2.5.1 物料衡算物料衡算 已知： =18.31kg/kmol =32.04kg/kmol =18kg/kmol m 甲醇 m 水 m 进料流量 f=9373kg/h 甲醇的质量分率 =1.73%

48、水的质量分率 s w t w =97% 另外还有乙醇和杂醇的量较小，这里忽略不计。摩尔分率单位：% t w 进料摩尔流量 =9373/18.31=511.906kmol/h m w f s 甲醇的摩尔分率 =（1.739373/100）/32.04）/511.906=0.01 f x d=12.2925kmol/h w=499.6136kmol/h =0.14610-6 w x 根据物料衡算方程 wdf wdf xwxdxf 计算出 511.9060.01=12.2925+499.61360.14610-6=0.4164 d x d x 进料温度（500kpa）101.7 f t f t 由于

49、泡点进料 q=1，由甲醇-水气液平衡数据，用内差法求得塔顶温度 塔顶温度， ld t vd t 81.76 ld ld t t 4 . 96 6 . 67 4 . 96 02 . 0 8 . 0 02 . 0 4164 . 0 85.99 vd vd t t 4 . 96 6 . 67 4 . 96 134 . 0 915 . 0 134 . 0 4164 . 0 在101.7温度下，根据安托因公式计算出甲醇和水的饱和蒸汽压， f t 注：水的安托因常数为 a=7.1827，b=1722.632，c=232.7987；甲醇的安托 因常数为 a=5.9659，b=430.5033，c=41.70

50、87 ct b ap lg 代入数据得，甲醇的饱和蒸汽压=920.3798kpa，水的饱和蒸汽压 a p =107.8471kpa。 b p 回流比确定 由甲醇-水的平衡数据绘制 x-y 图 用作图法求最小回流比 min r 由于进料为泡点进料 q=1，所以画 q 线与平衡线交点，用交点坐标 x,y 求最 小回流比 图 2-8 作图法去最小回流比 8.53 b a p p 5.90 109362.68 9362.68 4 . 416 min qq qd xy yx r 操作回流比可取为最小回流比的 1.12.0 倍，所以取 1.154.86=6.8 min 15 . 1 rr 所以，回流比确定

51、为6.8r 6.812.2925=83.589kmol/hdrl 83.589+1511.906=595.495kmol/hfqll 95.8815kmol/hvv 表 2-26 物料衡算表 物料流量（kmol/h）组成物料物流（kmol/h） 精馏段上升 蒸汽量 v 95.8815 提馏段上升 蒸汽量 v 95.8815 精馏段下降 液体量 l 83.589 提馏段下降 进料 f 511.906 甲醇 0.01 水 0.99 塔顶产品 d 12.2925 甲醇 0.4164 水 0.5836 塔底残液 w 499.6136 甲醇 0.14610- 6 液体量 l595.495 2.5.2 热

52、量衡算热量衡算3 1.热量衡算 加热介质和冷却剂的选择 加热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用最广的 加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的 压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 1001000， 适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控 制困难。本设计选用 0.5mpa（温度为 180）的低压蒸汽作为加热介质， 水蒸汽易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也 不复杂。 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制， 冷却水一般为 1035.如需冷却

53、到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻 盐水、氟利昂等。 本设计建厂地区为永城。永城市夏季最热月份日平均气温为 32。故 选用 32的冷却水,选升温 10，即冷却水的出口温度为 42. 根据资料所提供的数据，=84.4，=104.3 d t w t 注：下标 1 为甲醇，下标 2 为水。 2.冷凝器的热负荷 冷凝其的热负荷 ldvdc iidrq1 其中 -塔顶上升蒸汽的焓 vd i -塔顶馏出液的焓 ld i 水甲vdvdldvd hxhxii1 其中 -甲醇的蒸发潜热 甲v h -水的蒸发潜热 水v h 蒸发潜热与温度的关系： 38 . 0 2 1 1 2 1 1 1 r r v t t h

54、h 其中 -对比温度 r t 表 2-27 沸点下蒸发潜热列表 沸点/蒸发潜热 1 / kmolkcalhrktc/ 甲醇64.658430512.6 水1009729647.3 由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 38 . 0 2 1 2 1 1 1 r r v t t hh 85.99时，对甲醇：0.701 6 . 512 99.8515.273 2 2 c r t t t 81.76时，对甲醇：0.692 6 . 512 76.8115.273 1 1 c r t t t 蒸发潜热 8335.533kcal/kmol 38 . 0 692 . 0 1 701 . 0 1 8430 甲r h

55、对水，同理得 0.555 0.548 2 r t 1r t 蒸发潜热 9671.468kcal/kmol 38 . 0 548 . 0 1 555 . 0 1 9729 水r h 对于全凝器作热量衡算（忽略热量损失） ldvdc iidrq1 选择泡点回流，与露点相接近，所以 水甲 hxhxii ddldvd 1 代入数据得 0.41648335.533+（1-0.4164）9671.468=9115.185 kcal/kmol ldvd ii （6.8+1）12.29259115.185=873977.611kcal/h=2982858.74 kj/h c q 冷却介质消耗量 ckgkjcp

56、c /174 . 4 71462.84kg/h 12 ttc q w pc c c 3242174 . 4 74.2982858 3.再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量 在=104.3下，甲醇的汽化热为 1017.34kj/kg，水的汽化热为 2247.22 w t kj/kg 选用 0.5mpa（500kpa，180）低压蒸汽为加热介质 再沸器的热负荷为 lwvwb iivq 因釜残液几乎为水，故其焓可按纯水进行计算，即 2247.2218=40449.96 kj/kmol blwvw rii 则 95.881540449.96=3.88106 kj/h b q 加热蒸汽消耗量为 r q w b

57、 h 由附录查得 p 为 500kpa 时水的汽化热为 2113.2 kj/kg。则 1836.08kg/h 2 . 2113 1088 . 3 6 r q w b h 2.5.3 理论塔板数计算理论塔板数计算7 由于本次设计时的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应 用图解法。 精馏段操作线方程为 11 r x x r r y d 截距 0.0534 18 . 6 4164 . 0 1r xd 连接（，） ， （0，）与 q 线交于 d 点，连接（，）与 d x d x 1r xd w x w x d 点，得到提馏段操作线、然后，由平衡线与操作线可得精馏塔理论板数， 但由于极小，利用作

58、图法画出理论板数，如图所示，梯级数为 68 块。 w x 图 2-9 求理论塔板的图解法 由于图中圈中塔板密集，所以无法详细绘出塔板图。 塔顶温度下：=356.5761kpa =56.4851kpa a p b p 356.5761/56.4851=6.313 b a d p p 塔底温度下：=1040.933kpa =118.1759kpa a p b p 1040.933/118.1759=8.808 b a w p p 全塔平均挥发度：7.457 wdm 因为塔底有再沸器，所以精馏塔理论板数比梯级数少 1，确定精馏塔理 论板数为 67 块，精馏段为 4 块，提馏段为 63 块。 2.5.

59、4 精馏塔主要尺寸的设计计算精馏塔主要尺寸的设计计算 1.精馏塔设计的主要依据和条件 表 2-28 水在不同温度下的密度 温度/60708090100110 密度/(g/ cm3)0.98320.97780.97180.96530.95840.9510 表 2-29 甲醇在不同温度下的密度 温度/102030405060 密度/(g/ cm3)0.80080.79150.78250.77400.76500.7555 表 2-30 水在不同温度下的黏度 温度/505152535455 黏度/smpa0.54940.54040.53150.52290.51460.5064 表 2-31 甲醇在不同

60、温度下的黏度 温度/10152065.3171.8698.52 黏度/smpa0.6860.6380.5910.3320.2950.225 用内插法可以计算出水和甲醇在塔顶、塔底和进料温度下的密度和黏 度 举例： 0.9689 g/ cm3 水 水 9718 . 0 80 4 . 84 9718 . 0 9653 . 0 8090 0.2623 水 水 5229 . 0 53 4 . 84 5229 . 0 5146 . 0 5354 smpa 表 2-32 水和甲醇在不同温度下的密度 温度/84.4 d t104.3 w t101.7 f t 水密度/(g/ cm3)0.96890.9552