甲醇—水连续填料精馏塔 设计

1、 化工原理课程设计说明书设计题目： 甲醇水连续填料精馏塔 设计者： 专业： 化工工艺 学号： 指导老师： 2005年07月20日目录一、 前言 (3)二、 工艺流程说明(4)三、 精馏塔的设计计算1.由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率（5）2.全塔物料衡算（5）3.采用图解法，求解rmin，r (5）4.填料塔压力降的计算(6）5.d、z、计算（7）6.计算结果列表 （14）四、 辅助设备的选型计算7.储槽的选型计算 （15）8.换热器的选型计算 （16）9.主要接管尺寸的选型计算 （19）10.泵的选型计算 （21）11.流量计选取 （21）12.温度计选取 （22）13.压力计选取 （22）

2、五、 设备一览表 （23）六、 选用符号说明 （24）七、 参考文献 （25）八、 结束语 (25)前 言甲醇俗称木醇，木精，是一种大宗有机化学品，它不仅容易运输和储藏，而且可以作为很多有机化学品的中间原料。由它可以加工成的有机化学品有100余种，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。随着近年来技术的发展和能源结构的改变，甲醇开辟了新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白质的原料，目前，世界上已经有30万吨的甲醇制蛋白质的工业装置在运行。甲醇是容易运输的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。用孟山都法可以将甲醇直接合成醋酸。随着近年来碳一化学工业的

3、发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、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。此外，甲醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。许多反应在甲醇作为溶剂时产率非常好。虽然有一定的毒性，但相对于其它有机溶剂来说，还是比较安全的。本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，所以塔釜排出的水中含有的甲醇含量不大于0.002（wt），以提高甲醇的回率，减少对环境的污染；塔顶得到的甲醇的浓度为98.5（wt），可以代替纯的甲醇直接使用，这说明塔的效率是很好的。采用填料式精馏塔，因为随着填料塔技术的不断完善，在性能上比板式塔要好很多，而且填料塔的结构比较简单，制造、维修难度和

4、造价比板式塔低很多，所以选用填料塔，可以减少设计、制造、操作费用。也是符合实际生产需要的。工艺流程说明本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，要求回收甲醇的浓度达到98.5，所采用的流程如图所示，含19%的原料液通过原料泵加压，再经过过滤器、原料预热器，再进精馏塔进行精馏分离，塔顶气相通过冷凝器冷凝，不凝气体放空。冷凝液一部分由回流泵压回塔内作为回流液，其余部分则作为产品输送到罐场包装。塔形的选择：具体选择塔型时，要根据被分离物料的性质和负荷，要求精馏过程的压力降、温度以及腐蚀程度等条件决定。目前主要有板式塔和填料塔两种。根据计算要求该塔分离效率高，压力降小，应采用填料塔。填料塔与板式塔相比，具

5、有一定的优点：（1） 生产能力大。板式塔内件的开孔率均在50%以上，而填料塔中的空隙率则超过90%，故单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。（2） 分离效率高。工业填料塔每米理论级大多在2级以上，最多可达10级以上，而常用的板式塔每米理论级最多不超过2级。研究表明，在减压和常压操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔。（3） 压力降小。填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。一般情况下，板式塔的每个理论级压降约在0.41.1kpa。填料塔约为0.010.27kpa。压降低能降低操作费用，节约能耗。（4） 持液量小。填料塔持液量一般小于6%，而板式塔则高达8%12%。持液量大，虽可

6、稳定操作，但增长开工时间，增加操作周期及操作费用。（5） 操作弹性大。填料对负荷变化的适应性很大，而板式塔的操作弹性一般很小。（6） 填料塔塔内结构简单，耐腐蚀，且灵活，价廉。目前工业上95%以上采用填料塔，只有当液体处理量特别大或有固体时，才采用板式塔。主机（精馏塔）的设计计算1.由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率： 求得各个物料的摩尔分率如下：物料塔顶进料塔釜摩尔分率0.97360.11650.0011272.全塔物料衡算f= 则有：解得 w=25.956 d=3.4943.采用图解法，求解rmin，r 甲醇水溶液的平衡数据及部分数据。温度t/液相中甲醇摩尔分数xa 汽相中甲醇摩尔分数ya温

7、度t/液相中甲醇摩尔分数xa 汽相中甲醇摩尔分数ya1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665由平衡数据在坐标纸上描点，画出甲醇水溶液的x-y图 （附图在后）。由图读知n=12-1=11 ，从塔顶算起第7块塔板为进

8、料板，塔的理论塔板数为11。原料泡点进料，故xq=xf=0.1165,从图可知yq=0.440，故有：对于指定的物系，rmin只取决于分离要求，即设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值，实际操作回流比应大于最小回流比。但增大回流比，起初显著降底所需塔板层数，设备费用明显下降。再增加回流比，虽然塔板层数仍可继续减少，但下降的非常慢。与此同时，随着回流比的加大，塔内上升蒸气量也随之增加，致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大。因此，回流比增至某一数值时，设备费用和操作费用同时上升，回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小。通常，适宜回流比的数值范围为r=（1.12.

9、0）rmin。本设计中取r2rmin 。r=2 rmin =21.649 =3.2984. 填料塔压力降的计算 各组分的饱和蒸汽压由安托尼方程求得各组分的饱和蒸汽压的计算值： 项目安托尼方程常数饱和蒸汽压abc67103甲醇11.96733626.55-34.29111025387425水11.68343816.44-46.1327171.8112060塔顶的压力：109.5 kpa 塔釜的压力：（ =103） =所以精馏塔的压力降为： =5. d、z、计算5.1精馏段5.1.1平均温度料液泡点进料，取,假设，则精馏段平均温度5.1.2平均分子量塔顶： ，由图可知0.9500.973632.0

10、4+（1-0.9736）18.0231.67kg/kmol0.95032.04+(1-0.950)18.02=31.34kg/kmol进料板： ， 由图可知0.44032.04（1-0.440）18.0224.12kg/kmol0.116532.04+(1-0.1165)18.02=19.65kg/kmol精馏段平均分子量： 25.495kg/kmol =27.9895kg/kmol5.1.3精馏段平均操作压力塔顶压力109500pa，取每层塔板压力降238.36pa，则进料板压强 238.367+109500111169pa 110334pa5.1.4液相密度塔顶 由图一得 查得下甲醇 水由

11、 得：760.050kg/m3进料板 由图知加料板液相组成查得下甲醇 水 由 得：915.988kg/m3故精馏段液相平均密度 5.1.5精馏段汽相平均密度 5.1.6液体粘度 ab甲醇555.30260.64水658.25283.16查化学工程手册第一篇 ： 塔顶： 时 进料板： 时 则精馏段平均液相粘度 5.1.7汽相负荷计算 5.1.8液相负荷计算 5.1.9 填料选择目前市场上规整填料价格较昂贵，且甲醇水不属于难分离系统，腐蚀性较小，故采用价格低、性能优良的散装金属拉西环dn25填料，查表得填料因子257。5.1.10 塔径计算(采用埃克特通用关联图计算)横坐标 查化工传质与分离过程

12、图433可得纵坐标 1.17故 得 2.305m/s取安全系数0.7， 圆整塔径 取d=0.400m此时符合0.50.85范围,所以塔径圆整适合5.2提馏段 5.2.1平均温度料液泡点进料，取, 则提馏段平均温度 5.2.2平均分子量塔底 由图可，0.0023 0.002332.04+（1-0.0023）18.0218.05kg/kmol0.00112732.04+(1-0.001127)18.02=18.04kg/kmol进料板 0.44032.04（1-0.440）18.0224.33kg/kmol0.116532.04+(1-0.1165)18.02=19.61kg/kmol提馏段平均分

13、子量： kg/kmol =21.19kg/kmol5.2.3操作压力塔釜压力112703pa，则进料板压强 112370pa 111769.5pa5.2.4提馏段平均液相密度塔釜 由图一得 0.001127 查得103下，甲醇密度 水由 得：956.080kg/m3进料板 915.988kg/m3故提馏段平均液相密度 5.2.5提馏段汽相平均密度5.2.6提馏段平均液相粘度ab甲醇555.30260.64水658.25283.16查化学工程手册第一篇 ： 塔底 103 0.2663cp 进料板： 时 =0.3182cp则提馏段平均液相粘度 塔板效率et=0.17-0.616lg=0.487n=

14、nt/et=22.6实际塔板数应取23块。5.2.7液相负荷计算5.2.8汽相负荷计算5.3塔径计算(采用埃克特通用关联图计算)横坐标 查化工传质与分离过程 图433可得纵坐标 1.022 继续采用散装金属拉西环dn25填料 得uf3.698m/s取安全系数0.7， 圆整塔径 取 d=0.400m此时 符合0.50.85范围,塔径圆整合适5.4.塔高的计算 等板高度法，取hetp0.5m5.4.1精馏段 取安全系数为1.4 5.4.2提馏段 取安全系数为1.4 z=z1+z23.5+4.27.7m 5.5压降的计算5.5.1精馏段查埃克特通用关联图得： 5.5.2提馏段查埃克特通用关联图得：

15、检验： 0.05 所以假设成立，d0.400m6.计算结果列表6.1.物料衡算进料口f塔顶d塔釜w进料量（mol/s）29.453.49425.956浓度（摩尔分率）0.11650.97360.001127压力（pa）111169109500112370温度（）8567103 6.2.填料塔参数塔径dn填料层高度h填料层压降误差分析0.40m7.7m3927.9pa1.56%辅机（辅助设备）的选型计算7.1原料储槽的选型计算 原料液的存储量是要保证生产能正常进行，主要根据原料生产情况及供应周期而定的。根据经验，取储槽中的原料液温度为t=25，此时进料液中各物料的物性是：甲醇： 质量浓度水： 质

16、量浓度 进料液体积流量在工业中为了安全起见，储槽一般要留出一定空间。取储槽安全系数为0.7（安全系数，又称装填系数，是指有效容积占储槽总容积的百分率），按大工厂计算，取24小时进料量计算，故所需的储槽实际体积为： 原料储槽工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。综合以上因素，最终选用立式平底锥盖容器系列（jb1422-74），选公称容积，图号为：r22-00-15。7.2中间槽 中间槽是储存回流量及出料的储罐。甲醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液6080能保持至少12个小时的流量，该设计任务中，槽装液70，即取安全系数为0.7，保持流量2小时。取储槽中的料液温度为t=40，此时

17、进料液中各物料的物性是：甲醇： 质量浓度水： 质量浓度 进料液体积流量为： 选用卧式无折边球形封头容器系列，标准号jb1427-74，选公称容积，图号为：r22-0.7-21。7.3塔底冷凝液储槽仍取储槽中的料液温度为t=40， 进料液体积流量为： 选用立式平底平盖容器系列，标准号jb1421-74，选公称容积，图号为：r21a-00-15。8.换热器的选型计算在本设计任务中，甲醇浓度都比较高，在换热时不能直接与冷流体混合，所以应采用间壁式换热器。在冷、热流体的初、终温度相同的条件下，逆流的平均温差较并流的大。因此，在换热器的传热量q及总传热系数k值相同的条件下，采用逆流操作效果较好。若换热介

18、质流量一定时，可以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定时，可减少换热介质的流量，降低操作费。因而，工业上多采用逆流操作。同时，若换热器两端冷、热流体的温差大，可使换热器的传热面积小，节省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用量就要大，增加了操作费用，故温差的取值应考虑其经济合理性，即要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差，使投资和操作费用之和最小。8.1原料液换热器根据化工设计书可知k的取值范围一般在400，由于换热器在使用过程中会形成污垢，导致k的减小， 故取k=400进料温度查化学工程手册第1篇可得： 甲醇/kg 甲醇/kg 水 /kg 水 /kg 75.50进料温度为25摄氏度。如

19、图所示：2585100t逆流换热，采用饱和蒸汽加热： 据热量衡算可得： 查化工工艺设计手册选取: 浮头式换热器，型号为：fb3255402，公称直径325mm，公称压力40，2管程，排管数32根，管子为，换热面积为5m,计算传热面积7.4m。标准图号为：jf001。 8.2塔顶冷凝器假设冷流体从25升至40，热流体从气体冷凝为液体254067t67时，查得甲醇、水的汽化潜热： 逆流换热，采用水冷却 取 据热量衡算可得： 查化工工艺设计手册上册（第一版） 选取u型管式换热器 型号为ya 325-25-64/64-4图号为jy0068.3塔底再沸器103时 查得甲醇、水的汽化潜热： 逆流换热， 采

20、用130的水蒸气加热 取 查化工工艺设计手册上册（第一版），选用立式虹吸式重沸器，型号为：gch6001630，公称直径600mm，公称压力16，管子数32根，标准图号为：jb114671。计算值大于所需的实际传热面积，故符合要求。9.主要接管尺寸的选型计算管径设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定。管径大，则壁厚，基建费用增加；管径小，流动阻力大，运转费用增加。初步选定流体流速后，通过计算确定管径，最后圆整到符合公称直径的要求。9.1进料管已知料液流率为12000吨/年 料液密度为915.988kg/m3,则料液体积流率，0.00064取管内流速，则进料管直径

21、 查化工流体流动与传热上册 取进料管尺寸为，热轧无缝钢管 标准型号为yb-231-649.2塔顶气体出口管近似取精馏段体积为塔顶蒸汽体积流率, =31.55kg/kmol1.2222取管内蒸汽流速，则塔顶蒸汽出口管直径 查化工流体流动与传热上册 取釜液出口管尺寸为，热轧无缝钢管 标准型号为yb-231-649.3回流进口管回流液密度kg/m3， 30.92kg/kmol回流液体积流率 0.7584取管内流速，则回流进口管直径 查化工流体流动与传热上册 取回流管尺寸为，热轧无缝钢管 标准型号为yb-231-649.4釜液出口管釜液流率 w=25.956 釜液密度956.081kg/m3 18.0

22、2kg/kmol体积流率 取管内流速，则釜液出口管直径 查化工流体流动与传热上册 取釜液出口管尺寸为，热轧无缝钢管，标准型号为yb-231-649.5再沸器进口管 18.05kg/kmol取管内蒸汽流速，则再沸器进口管直径 查化工流体流动与传热上册 取再沸器进口管尺寸为，热轧无缝钢管 ，标准型号为yb-231-6410. 泵的选型计算10.1进料液泵该工艺流程具有两个主要的泵装置，一个为进料泵，负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精馏。由于所设计的泵用于输送化工液体，与一般泵不同，它要求泵操作方便，运行可靠，性能良好和维修方便。泵的选型首先要根据被输送物料的基本性

23、质，包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件。因为料液腐蚀性较小，粘度小，温度不高，流量小，扬程高，故可采用旋涡泵。进料泵最小扬程=提馏段填料层高度+塔底预留空间及裙座高扬程扬程时， 质量浓度 质量浓度 得：951.915流量 取安全系数1.3，查化工工艺手册 选w型旋涡泵 32w30 流量为，扬程,转速2900r/min,轴功率0.735kw，电机功率1.5kw.10.2回流泵同种条件下选取旋涡泵扬程料液经冷凝后温度为，查得下甲醇 水由 得 流量取安全系数1.3，查化工工艺手册 选w型旋涡泵 25w25 流量为，扬程,转速2900r/mi

24、n,轴功率0.378kw，电机功率0.75kw.11.流量计选取化工过程中需经常对物料进行流量和总量的测量。流量是指单位时间内通过的物料量。所选依据主要为介质的性质及流量测量范围。将料液由贮槽送往预热器处需一个测量流量的流量计。转子流量计结构简单、读数方便、能量损失小，测量范围宽。料液在低压及较低温度下输送，因此选用转子流量计。料液流量1.75m3/h,查化工工艺设计手册，选用lzb型玻璃转子, 型号lzb-4, 测量比1:10，液体测量范围110m3/h.回流液送往精馏塔处亦需流量计，采用转子流量计。回流液流量0.7584 m3/h,查化工工艺设计手册，选用lzb型玻璃转子, 型号lzb-5

25、0, 测量比1:10，液体测量范围0.44m3/h.12.温度计选取温度计可采用双金属温度计，该温度计适用测量中、低温，可直接测量气体、液体的温度，具有易读数、坚固耐用等特点。查化工工艺设计手册，采用防护型号，选取wss-401-f,公称直径为1200mm，测量范围为0300。或根据该设计任务，温度范围在150内。根据文献，可选用镍铬铜镍(wrkk)型热电偶,分度号为e,套管材料1cr18ni9ti,外径d=2mm,测量范围0300,允差值3.最高使用温度700,公称压力p500kgf/cm2。也可选用wrk240型隔爆镍铬铜镍热电偶,分度号e,结构特征:固定螺纹安装，测温范围0600,公称压

26、力p100kgf/cm2。13.压力计选取 压力计选取，需考虑量程、精度、介质性质及使用条件等因素。安装时，应力求避免振动和高温的影响。量程为稳定压力（1/33/4）的量程上限。精度工业用在1.5级及2.5级。介质无腐蚀性不易堵塞。压力表安装的地方，取压管的内墙面与设备或管道的内壁应平整。无凸出物或毛刺以保证正确取得静压力。被测介质温度超过60时，取压口至阀门见或阀门至压力表间应有冷凝管。现选用tg1200，测量范围为01200mmh2o.精度等级1.5，最大工作压力 6kgf/cm2。设备一览表序号设备名称数量型号图号，备注1填料塔12原料槽1jb1422-74r2200153原料液换热器1fb325-5-40-2jf0014塔顶冷凝器1 jy006yb-235-25-64/64-4