年产15万吨甲醇三塔精馏工艺设计毕业论文

1、年产15万吨甲醇三塔精馏工艺设计the process design of three-tower-distillationon 15kt/a methanol目录摘要iabstractii主要符号说明iii第一章 甲醇生产及其精馏工艺的选择11.1 甲醇的性质及用途11.1.1 甲醇的性质11.1.2 甲醇的用途21.1.3甲醇发展及前景31.2 甲醇精馏工艺的比较与选择41.2.1 甲醇精馏的重要性41.2.2 甲醇精馏工艺概述41.2.3 甲醇工艺流程的选择5第二章 工艺计算72.1 物料衡算72.1.1 设计任务与摩尔衡算72.1.2 预塔物料衡算82.1.3 加压塔的物料衡算82.1

2、.4 常压塔的物料衡算82.2 热量衡算92.2.1 塔顶冷凝器的热量衡算92.2.2 全塔的热量衡算112.2.3 塔釜冷凝再沸器的热量衡算13第三章 常压精馏塔设计143.1 塔板数的确定143.1.1 平均相对挥发度的计算143.2 理论塔板层数的求取153.3 全塔效率和实际塔板层数的求取173.4 精馏段和提馏段的数据的计算.183.5 精馏塔的塔体工艺尺寸223.5.1 塔径的计算223.5.2 精馏塔有效高度的计算243.6 塔板主要工艺尺寸的计算253.7 塔板布置273.8 浮阀个数及排列273.9 浮阀塔板流体力学的验算283.9.1 精馏段流体力学的验算283.9.2 提

3、馏段流体力学的验算313.10 塔板负荷性能图323.10.1 精馏段负荷性能图323.10.2 提馏段负荷性能图353.11 塔体壁厚计算373.12 接管设计383.12.1 塔顶蒸气出口管的直径dv383.12.2回流管的直径dr383.12.3 进料管的直径df393.12.4 塔底出料管的直径dw393.12.5 再沸器返塔连接管直径dv393.13 常压塔工艺计算汇总40结 论41致 谢42参考文献43附 录44年产15万吨甲醇三塔精馏工艺设计摘要：甲醇作为重要的有机化工原料和优质燃料，其用途广泛，主要应用于精细化工，塑料，农业等领域。正因为其在工业生产中的重要地位，往往对其纯度有

4、较高要求，但合成反应条件如温度、压力、催化剂等的作用使合成反应偏离主反应方向生成各种副产物，成为甲醇中的杂质，所以为了获得高纯度的甲醇，需进行精馏除质。本设计通过对单、双、三塔三种工艺设计进行比较，最终选用先进、高效和能耗较低的三塔工艺并使用f1重型浮阀塔为精馏系统的主设备。通过物料衡算，得出为了满足生产每年需16.64万吨含92%的粗甲醇；通过对常压塔的工艺尺寸计算，得出塔高为31.88米，塔径为1.4米，精馏段塔板数为20块，提馏段塔板数为30板，等主要参数并对部分设备进行校核。通过核算就本设计在生产中的可行性进行分析，最终表明本设计在生产中是可行的。关键词：甲醇 三塔精馏 常压塔 工业设

5、计 the process design of three-tower-distillation on 150kt/a methanolabstract：methanol as an important organic chemical raw materials and fuel quality, wide range of uses, mainly used in the field of fine chemicals, plastics, and agriculture. because of its important role in the industrial production

6、, the higher the purity is often required, but the effect of reaction conditions such as temperature, pressure, catalyst of the synthesis reaction deviates from the main direction of the reaction byproducts generated various become methanol impurities, so in order to obtain a high purity methanol, e

7、xcept for the quality required for distillation. through this design, single, double, three towers designed to compare three processes, the final selection of advanced, efficient, and low power consumption technology and use f1 three pagodas heavy float valve tower distillation system for the master

8、 device. by material balance, come to meet production needs 166,400 tons of crude methanol containing 92% annually; through the atmospheric tower geometries calculated the tower is 31.88 meters high, the tower diameter of 1.4 meters, rectifying section of the column plate number 20, number plate str

9、ipping section 30 boards, and other parts of the device and the main parameters to be checked. by accounting for analysis on the feasibility of the design in production, and ultimately show that the design is feasible in production.key words：methanol; three-tower-distillation; atmospheric tower; pro

10、cess design;主要符号说明aa塔板开孔区面积，m2； af降液管截面积，m2； at塔截面积，m2； co流量系数，无因次； d塔径，m； ev液沫夹带量，kg(液)/kg(气) ； e液流收缩系数，无因次； et总板效率，无因次；f阀孔气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) g重力加速度，9.81 m/s2；hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；ho 降液管的底隙高度，m； h与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； hd与液体过降压管的压降相当的液柱高度，m； hl 板上清液层高度，m； how堰上液层高度，m； hw出口堰高度

11、，m； ht 板塔间距，m; h塔高度，m; k稳定系数，无因次；lw 堰长，m； lh液体体积流量 ，m3/h；ls液体体积流量 ，m3/s； n阀孔数目；nt理论塔板层数； p操作压力，pa;p 压力降，pa; pp气体通过每层塔板的压降，pa；r鼓泡区半径，m； t浮阀孔的中心距，m；气体通过浮阀孔的速度，m/s; 漏液点气速，m/s;vh 气体体积流量，m3/h； vs气体体积流量，m3/s；wc 边缘区宽度，m； wd 弓形降液管宽m；ws 破沫区宽度，m； x 液相摩尔分数；y 气相摩尔分数； z塔的有效高m；u空塔气速，m/s;第一章 甲醇生产及其精馏工艺的选择1.1 甲醇的性质

12、及用途1.1.1 甲醇的性质甲醇（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： 分子结构：c原子以sp3杂化轨道成键，o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

13、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。甲醇可以和水以及许多有机液体如乙醇、乙醚等无限地混合，但不能与脂肪族烃类相混合。它易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其他物质，因此，只有用特殊的方法才能制得完全无水的甲醇。同样，也难以从甲醇中清除有机杂质，产品甲醇总含有有机杂质约0.01以下。 甲醇可以任意比例同多种有机化合物互溶，并与其中的一些有机化合物生成共沸混合物，据文献记载，迄今己发现与甲醇一起生成共沸

14、混合物的物质有100种以上。共沸混合物与甲醇的沸点比较接近，将影响到蒸馏过程对有机杂质的消除。表1.1 甲醇的一般性质性质数据性质数据密度0.8100g/ml()导热系数2.09103j/（cm.s.k）沸点 64.564.7表面张力22.55dyn/cm（20）熔点-97.8粘度5.945104pa.s(20)临界温度240燃烧热727.038kj/mol(25液体)临界压力78.5atm临界体积117.8ml/mol生成热238.798kj/mol（25液体）201.385kj/mol（25气体）临界压缩系数0.224蒸汽压96.6mmhg（20）腐蚀性常温无腐蚀性（铅、铝例外）热容2.5

15、12.53j(g.) (225液体)，爆炸性6.036.5%（vol）（在空气中爆炸范围）甲醇具有上述多种重要的性质，使它在许多工业部门得到广泛的用途，特别是由于能源结构的改变，和化学工业的发展，甲醇的许多重要的工业用途正在研究开发中，例如甲醇可以裂解制氢，用于燃料电池，日益引人注目；甲醇加一氧化碳加氢可以合成乙醇；甲醇可以裂解制烯烃等等。这对石油化工原料的多样化，面对石油资源日渐枯竭对能源结构的改变，具有重要意义。甲醇化工的新领域不断地被开发出来，其广度和深度正在发生深刻的变化。1.1.2 甲醇的用途目前，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

16、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

17、主要燃料的候补燃料之称，需用量十分巨大。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附 录附录a：甲醇三塔精馏工艺流程图附录b：浮阀精馏塔设备图。1.1.3甲醇发展及前景(1)甲醇的消费量我国甲醇的消费增长也很快，从1957年的1.664kt，到1990年的83kt，再到1990年的660kt、1991年的780kt，而1995年已经达到1133.8kt，199

18、6年达到1081.8kt，2005年7200kt，2008年实际产量达到11260kt，到了2009年全年产量达到近11160kt，新增产能约为850万吨，而且各地还在筹划建设的甲醇产能高达4320万吨，其中有相当一部分配套生产其他煤化工产品。(2)中国甲醇工业发展前景近几年我国甲醇工业的发展来看，良好的宏观经济环境和下游需求的高速增长使我国的甲醇工业继续保持着稳定快速的增长，另外甲醇工业有较多的下游产品。如甲醛、甲醇汽油、二甲醚等，甲醇需求量与经济的总体发展有密切关系。2005年世界甲醇需求量为3800万吨左右，全球甲醇需求年增长率约在4以上，2010年全球甲醇产量达到5099万吨，需求量约

19、为4226万吨。而与此同时，世界甲醇生产格局的变化导致消费格局发生重大变化。如工业发达的美国、西欧、日本等国目前已成为甲醇的主要生产国。随着国民经济的发展和人民生活水平的提高，我国的石油消费总量迅速上升，对进口石油依赖性越来越大，使能源供应的安全问题十分突出，尽快实现能源多样化，加速代用油品的步伐已成当务之急。在我国整个石油消费市场中，汽油、柴油的消费超过总消费的50%以上，这也是我国能源结构性矛盾的关键所在。据有关部门预测，在未来20年内我国汽车拥有量将翻一番，更加剧了我国能源危机。另一方面，根据环境保护要求，汽车及其他内燃机必须采取必要的措施，使尾气中的co和烃类等污染物的排放减少，重新寻

20、求洁净能源和新燃料显得尤为重要。随着国家对环保和生态治理力度的不断加大，各大中城市相继出台禁止机动车辆使用含铅汽油的规定，无铅汽油所必须的添加剂mtbe将会大幅度增加。多年来，我国一直是甲醇的进口国，特别是最近几年，国内对甲醇的进口量一直保持较高的增长，这同时也表明国内甲醇生产成本偏高，工艺技术落后，能耗高，无法与国外产品抗衡。1.2甲醇精馏工艺的比较与选择1.2.1甲醇精馏的重要性甲醇作为及其重要的有机化工原料，是碳一化学工业的基础产品，在国民经济中占有重要地位。随着甲醇生产技术的快速发展，节能降耗和如何提高产品质量成为提高甲醇市场竞争力的重要因素，而甲醇生产主要包括原料气的制备、净化、压缩

21、、合成与精馏工段。提高甲醇质量要优化精馏过程，也要提高粗甲醇的质量，而粗甲醇中含有杂质的种类和甲醇质量，又与原料结构、合成气的组成和合成条件，甚至设备的材质有关。可见粗甲醇的质量决定了精馏过程的难易,当前甲醇合成多采用铜系催化剂的中、低压法，由于反应温度低，减少了副反应，因此降低了粗甲醇的杂质含量，为精馏过程创造了有利条件。不论甲醇合成工艺如何改进，粗甲醇中总是含有部分杂质，需要通过精馏的方法除去，所以最终决定精甲醇质量的步骤仍在精馏工序。精馏工艺是石油、化工工业中耗能大的单元操作之一，一直是被密切关注的重要节能课题。显然，在追求降低甲醇生产总能耗的同时对降低精馏的能耗亦不容忽视。1.2.2甲

22、醇精馏工艺概述常规甲醇精制流程可以分为两大部分，第一部分是预精馏部分，另一部分是主精馏部分。预精馏部分除了对粗甲醇进行萃取精馏脱出某些烷烃的作用之外，另外的还可以脱除二甲醚，和其它轻组分有机杂质。其底部的出料被加到主塔的进料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液。甲醇市场竞争非常激烈，特别是近年来，随着甲醇精馏技术的进步和计算机在该领域的广泛应用，旧工业装置由于能耗过高，在市场上的竞争力下降，技术更新和进步将成为必走之路。甲醇精馏生产工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏和三塔精馏。甲醇精馏过程的能耗与粗甲醇质量关系很大，随着甲醇合成条件改进，甲醇精馏工艺出现了较大变化。单塔精馏工艺多用于燃料级甲醇，

23、其它几种流程多用于生产精甲醇，三塔精馏工艺是在双塔流程基础上改进的，其共同点是首先分离出轻组分，然后再分离出水和高沸物。在确定粗甲醇精馏的工艺流程时，应对生产过程中能耗、自动程度、精甲醇质量要求等进行综合考虑，合理选择适当的精馏方法。1.2.3甲醇工艺流程的选择甲醇精馏的目的，是实现甲醇与水及有机物等杂质的分离，生产出合格的精甲醇产品。三塔流程实际上是将二塔流程中的主精馏塔分成了加压塔和常压塔。这样，在同等的生产条件下，降低了主精馏塔的负荷，并且常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加热源。三塔流程虽然比二塔流程复杂，一次性投入比双塔精馏高出20%30%，操作难度大，但突出的优点是节能降耗，产品

24、质量高，操作费用低。随着三塔精馏生产规模的扩大，能耗还有进一步下降的空间。通过计算与比较，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。 采用规整填料为塔内件的三塔精馏工艺，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。图1.1 甲醇三塔精馏工艺流程甲醇三塔精馏工艺流程所示。从合成工

25、序来的粗甲醇入预精馏塔，在塔顶除去轻组分及不凝气，塔底含水甲醇由泵送加压塔。加压塔操作压力为57bar(g)，塔顶甲醇蒸气全凝后，部分作为回流经回流泵返回塔顶，其余作为精甲醇产品送产品储槽，塔底含水甲醇则进常压塔。同样，常压塔塔顶出的精甲醇一部分作为回流，一部分与加压塔产品混合进入甲醇产品储槽。三塔程（见图1.1）的主要特点是，加压塔塔顶冷凝潜热用作常压塔塔釜再沸器的热源，这样既节省加热蒸汽，还节省冷却水，达到节能的目的。从粗甲醇合成工段送来的粗甲醇到粗甲醇贮槽,经粗甲醇泵打到粗甲醇预热器，由蒸汽冷凝液升温至70左右进入预精馏塔，预精馏塔下部的再沸器采用0.5mpa低压蒸汽间接加热粗甲醇，保持

26、温度在80左右，塔顶温度用回流液控制在64左右，粗甲醇应加碱控制其ph值，以减少粗甲醇介质对设备的腐蚀，同时为了增加轻组分物质与甲醇的沸点差，应控制粗醇具有一定的浓度，一般控制预后粗甲醇比重为0.860.88。预精馏塔釜液依次通过加压塔进料泵、预后粗甲醇预热器进入加压精馏塔，用0.5mpa低压蒸汽加热加压精馏塔釜液，控制塔釜温度在130132，温度约122的塔顶蒸汽进入常压塔再沸器冷凝，冷凝液一部分通过加压塔回流分配器回加压精馏塔作为回流液，另一部分经过加压精甲醇冷却器冷却至3540作为产品去精甲醇产品贮槽，塔底较稀的甲醇溶液经冷却进入常压精馏塔。常压精馏塔塔釜再沸器由加压塔塔顶蒸汽加热，塔顶

27、蒸汽去常压塔冷凝器，冷凝液一部分打入塔顶作为回流液，另一部分经精甲醇冷却器冷却后作为产品去精甲醇醇贮槽。本工序的含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇贮槽，这样可避免设备、管道在检修时排出的含醇排净液对环境造成污染。第二章 工艺计算 甲醇的三塔精馏工艺由预塔、加压塔、常压塔组成，根据已知的数据分别对其进行物料衡算与热量衡算。2.1 物料衡算2.1.1设计任务与摩尔衡算表2.1粗甲醇进料组成主要成分ch3ohh2och3och3wt%92%7%1%由于其他组分含量甚微，这里忽略不计。已知:=32.04kg/kmol =18.02kg/kmol =46.07 kg/kmol则各

28、组分摩尔分率如下：= = 0.875= = 0.119= 10.8750.119 = 0.006平均摩尔质量=0.87532.040.11918.020.00646.07=30.46 kg/kmol年产精甲醇15万吨，则每天应产精甲醇为：15/(30024)=20833.33（/h）按精甲醇收率为98%,则粗甲醇进料为： 20833.33/(0.920.98)=23107.07（/h）原料液摩尔流量为：= 23107.07/30.46 = 758.60（kmol/h）进料中甲醇摩尔流量：= 758.600.875 = 663.78（kmol/h）进料中水摩尔流量： = 758.600.119

29、= 90.27（kmol/h）进料中二甲醚摩尔流量：= 758.600.006 = 4.55（kmol/h）2.1.2预塔物料衡算通过后面的加压塔、常压塔和回收塔对甲醇精馏得到精甲醇，因此预精馏塔的主要产品是轻馏分二甲醚。甲醇：663.78（kmol/h），水：90.27（kmol/h），二甲醚：4.55（kmol/h）碱液：23107.070.5% = 115.53（/h）软水加入量为:粗甲醇小时量20%补入碱液带水量23107.0720%-115.5395% = 4511.67（/h）塔顶初馏物量：初馏物量= 预塔进料2.5% = 23107.072.5% = 577.68（/h）其中 二

30、甲醚：231.07 /h 甲醇：346.61 /h塔底残液量（加压塔进料组成）残液量= 23107.07115.534511.67577.68= 27156.59（/h）其中 甲醇：23107.070.92346.61=20911.89（/h） 水：1617.494511.67115.53= 6244.69（/h）氢氧化钠含量很小，忽略不计。2.1.3加压塔的物料衡算加压塔在加压下操作，泡点温度进料，假设 =0.9985， = 0.25。= 999.87 （kmol/h） =0.652 总物料衡算 = + （2.1）甲醇物料衡算 = + （2.2）=537.00（kmol/h） =462.87

31、（kmol/h）式中 、分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；、分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。2.1.4常压塔的物料衡算设常压塔在常压下操作，泡点温度进料。进料组成为= 0.25，塔顶要求=0.9985，塔釜要求= 0.005。= 462.87 （kmol/h） =0.25 总物料衡算 = + 甲醇物料衡算 = + =114.15（kmol/h） =348.72（kmol/h）2.2 热量衡算 通过对加压塔、常压塔两塔的进出热量进行统计，对两塔进行热量衡算。2.2.1塔顶冷凝器的热量衡算(1)热量衡算式qvqwqlqd图2.1 塔顶冷凝器的热量衡算图如图所示，根

32、据热量衡算式，有： （2.3）式中 塔顶蒸气带入系统的热量； 回流液带出系统的热量； 馏出液带出系统的热量； 冷凝水带出系统的热量。(2)各股物流的温度与压力由塔顶蒸汽组成xd=0.9985，通过汽液平衡数据表，经过试差法可知塔顶蒸气温度为64.5，该温度也为回流液和馏出液的温度。有给定条件知：塔顶的操作压强为p=101.33kpa基准态的选择以101.33kpa、64.5的液态甲醇与水热量衡算的基准态，则： ql=qd=0(3)各股物流热量的计算查得甲醇与水在正常沸点下的汽化焓分别为：vhm甲醇（tb）=35.28kjmol vhm水（tb）=40.69kjmol正常沸点分别为： tb甲醇=

33、337.85k tb水=373.15k 使用watson公式计算甲醇和水在64.5的汽化焓： vhm(t2)=vhm(t1)()0.38 （2.4）式中 tc临界温度查得甲醇和水的临界温度分别为： tc甲醇=512.64k tc水=647.30k对于甲醇： rhm甲醇(64.5)=35.28()=35.30kjmol-1对于水： rhm水(64.5)=40.69()0.38=42.62kjmol-1由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为： =vxd rhm甲醇(64.5)+v(1-xd) rhm水(64.5) =312.770.998535.30+312.770.001542.62 =11044

34、.22103kj/h代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量的： =11044.22103kj/h(4)冷却水的用量 设冷却水的流量为qm,则： =qmcp(t2-t1) （2.5）取 t1=25 t2=45以进出口水温的平均值为定性温度： tm=35查得水在35时的比热容为： cpm=4.22kj/(kg) qm=130.86103kg/h2.2.2全塔的热量衡算如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。qfqwqdqlqwqb图2.2 全塔热量衡算图(1)热量衡算式根据热量衡算式，可得： qf+qb=qd+qw+ql （2.6）由设计条件知：ql=5%qb=0.05 qb qf+0.95

35、qb=qd+qw + qw error! reference source not found.error! reference source not found.式中qf进料带入系统的热量 qb加热蒸气带入系统的热量 qd馏出液带出系统的热量 qw釜残液带出系统的热量 qw冷却水带出系统的热量 ql热损失各股物流的温度由各股物流的组成，根据汽液平衡数据表，可得个股物流的温度分别为：tf86.10 td64.50 tw99.65基准态的选择以101.33kpa、64.5的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：qd=0(2)各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：根据比

36、热容计算各股物流的热量。据： cpmabtct2+ dt3 （2.7）查得：（甲醇） a=40.15 b=31.05102 c=10.29104 d=1.46106 （水） a=92.05 b=-3.995102 c=2.11104 d=0.535106故甲醇的比热容为：= 40.15+31.05102355.23+（10.29104）355.232+1.46106355.233=86.02水的比热容为：=92.05+（-3.995）10-2 355.23+（-2.11）10-4355.232+0.53510-6355.233=75.21由此可求得进料与釜残液的热量分别为：=462.870.2

37、586.0221.6+462.870.7575.2121.6=778968.55 (kj/h) =348.720.00586.0235.15+348.720.99575.2135.15 =922304.54( kj/h)将以上结果代入到热量衡算式中：778968.550.95qb0922304.5411044.22103解得： qb11776374.73( kj/h)热损失为： ql0.05qb0.0511776374.73588818.74（kj/h）2.2.3塔釜冷凝再沸器的热量衡算视加压塔塔顶为纯甲醇蒸汽。已知甲醇蒸气的压力为0.57mpa（绝压），查得该压力下甲醇蒸汽的汽化热为 r94

38、0kj/kg加压塔塔顶甲醇采出量为=537.00（kmol/h）设热损失为0.1，则甲醇蒸汽冷凝所提供的热量为 qb0.9qm.r=0.9537.0032.04940=14555836.08 kj/h故加压塔塔顶甲醇蒸汽可以为冷凝再沸器提供足够的热量而冷凝再沸器实际所需要的甲醇蒸汽量热量衡算表表2.2热量衡算表 基准：1h输 入输 出项目kj项目kj进料778968.55馏出液0甲醇蒸汽11776374.73釜残液922304.54冷却水11044.22103热损失588818.74总计12555343.2812555343.28第三章 常压精馏塔设计 对于精馏工艺中的常压塔，通过计算求出塔板

39、数、塔高、壁厚、塔径、浮阀数等主要参数并对其进行校核。3.1塔板数的确定 通过对常压塔的理论塔板数与塔板效率进行计算，得出实际塔板数。3.1.1平均相对挥发度的计算视甲醇与水为理想物系，故塔的平均挥发度的确定可运用安托宁方程和拉乌尔定律。采用试差法，通过excel计算。 = a - （3.1） （3.2）双组份理想液体相对挥发度的计算3：= （3.3）式中：-纯组分液体的饱和蒸汽压，mpa； t-温度，k； a、b、c-安托宁常数。由表查得； ，-液体温度为t时纯组分a、b的饱和蒸汽压，kpa; -相对挥发度 其中操作压力设为101.33 kpa,故p=101.33 kpa采用试差法，先在ex

40、cel中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在excel中假定一t值，代入公式4.1中计算出、,再将计算得到的、代入公式4.2中，计算出相应的值，若计算得到的值与所求的混合液组成的值相同，则假定的t值正确，同时可得到相应的值。计算结果见表4.1。平均相对挥发度的计算= （3.4）计算得甲醇和水的平均相对挥发度：=3.76塔顶产品塔底产品进料液=0.9985= 0.005= 0.25= 337.70 k= 372.80 k= 359.30 k=4.12=3.48=3.70 表4.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度及相对挥发度3.2理论塔板层数的

41、求取（1）求最小回流比及操作回流比因为设为泡点进料，所以 线方程：=相平衡线方程： （3.5）即=0.25 解得0.556 （3.6）操作回流比可取为最小回流比的1.12.0倍，所以取=1.2 =1.451.2=1.74求精馏塔的气、液相负荷精馏段回流液量：= 1.74114.15 =198.62（kmol/h）精馏段上升蒸汽量：= 2.74114.15=312.77（kmol/h）提馏段回流液量：198.62+462.87=661.49（kmol/h）提馏段上升蒸汽量：=312.77（kmol/h）求操作线方程精馏段操作线方程为： （3.7）提馏段操作线方程为： （3.8）（2）计算法求理论

42、塔板层数采用逐板计算法，运用excel交替使用相平衡方程和操作线方程可以快捷、准确地计算出理论塔板数。其excel表格设计原理如下：（相平衡）（精馏段操线）计算到则第n-1块塔板为进料板（相平衡）（精馏段操线）计算到则理论塔板数为n块。由excel计算结果见表4.2表4.2 逐板计算理论塔板数结果x90.270652017y100.535864031x100.234923473y110.513176405x110.218966186y120.467618652由计算结果可知：进料板为第10块，精馏段塔板数为9块，提馏段为14块。3.3全塔效率和实际塔板层数的求取根据奥康奈尔经验关联式计算全塔效

43、率，该公式的使用范围为=0.17.5:et=0.492()-0.245 （3.9）式中et为全塔效率；塔顶、塔底平均温度下的相对挥发度；进料液在塔顶、塔底平均温度下的粘度，mpas。由=(337.70+372.80)/2=355.25 k，查液体粘度共线图4可得： a=0.298 mpas b=0.352 mpas进料液平均粘度依式计算，即 10m=xi10i10 m =0.2510（0.298）+0.7510（0.352） （3.10）解得：m = 0.337 mpas代入数据计算，得：=1.27 可以采用奥康奈尔经验关联式：et=0.492()-0.245=0.492（1.27）-0.24

44、5=0.464实际塔板数依据下式计算et=ni/n （3.11）式中ni 理论塔板数n实际塔板数把ni=23 代入式中n=23/0.464=49.56 圆整为50块。求得精馏段塔板数为20块，提馏段塔板数为30块。3.4精馏段和提馏段的数据的计算 操作压力计算塔顶操作压力为 =101.33 kpa取每层进料板压降 =0.6 kpa进料板压力 =101.33+0.620=113.33 kpa塔底压力 =101.33+0.650=131.33 kpa精馏段平均压力 =（101.33113.33）/2=107.33 kpa提馏段平均压力 =（131.33113.33）/2=122.33 kpa操作温

45、度计算由泡点温度可知= 337.70 k = 359.30 k = 372.80 k精馏段平均温度=（337.70+359.30）/2=348.50 k提馏段平均温度=（372.80+359.30）/2=366.05 k平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xd=y1=0.9985，由相平衡方程可得 x1=0.9944 =0.998532.04+(1-0.9985)18.02=32.02kg/kmol =0.994432.04+(1-0.9944)18.02=32.00kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 由表可知xf =0.235 yf=0.536=0.53632.04+(1-0.536)1

46、8.02=25.53kg/kmol=0.23532.04+(1-0.235)18.02=21.31kg/kmol塔底平均摩尔质量计算 由表可知xw=0.0047 yf=0.017 =0.01732.04+(1-0.017)18.02=18.26kg/kmol=0.004732.04+(1-0.0047)18.02=18.09kg/kmol精馏段平均摩尔质量 =(32.02+25.53)/2=28.78kg/kmol=(32.00+21.31)/2=26.67kg/kmol提馏段平均摩尔质量 =(18.26+25.53)/2=21.80kg/kmol=(18.09+21.31)/2=19.70k

47、g/kmol气相平均密度计算塔顶 vm=塔底 vm= 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 1/ lm=ai/i塔顶液相平均密度的计算由= 337.70 k ，查有机液体的相对密度共线图4得：a=756.00kg/m3 b=980.51kg/m3ldm=756.42kg/m3进料板液相平均密度的计算由= 359.30 k，查有机液体的相对密度共线图得a=735.00kg/m3 b=969.20kg/m3 lfm=897.67kg/m3塔底液相平均密度的计算由= 372.80 k，查有机液体的相对密度共线图4得a=717.10kg/m3 b=958.15kg/m3lbm=956.94kg/

48、m3精馏段液相平均密度为 lm=(756.42+897.67)/2=827.05kg/m3提馏液相平均密度为 lm=(956.94+897.67)/2=927.31kg/m3液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算 lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由= 337.70 k，查液体表面张力共线图可得 a=18.40n/m b=65.30mn/mldm=0.998518.4+0.001565.3=18.47mn/m进料板液相平均表面张力的计算由= 359.30 k，查液体表面张力共线图可得 a =16.10n/m b =61.42mn/mlfm=0.2516.10+0.7561.42=50.09mn/m塔底液相平均表面张力的计算由= 372.80 k，查液体表面张力共线图可得 a=14.60mn/m b=58.60mn/mlwm=0.00514.60+0.99558.60=58