毕业设计论文甲醇水溶液精馏塔工艺设计

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。目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原

2、油价格在变化,总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法是至关重要的。本计为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，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，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。 关键字：精馏 泡点进料 物料衡算 目录

3、1精馏塔的物料衡算.21.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率21.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量21.3物料衡算3 2塔板数确定.2.1理论板层数的求取32.1.1求最小回流比及操作回流比32.1.2求精馏塔的气、液相负荷32.1.3求操作线方程42.2实际板层数的求取4 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.1操作压力53.2操作温度53.3平均摩尔质量计算53.4平均密度计算63.5液体平均表面张力的计算83.6液体平均粘度84精馏塔的塔体工艺尺寸计算94.1塔径的计算8 4.1.1精馏段塔径计算. 4.1.2 提馏段踏进计算.4.2精馏塔有效高度的计算125 塔板主要工艺尺寸的计

4、算13 精馏段5.1溢流装置计算135.1.1堰长135.1.2溢流堰高度.15.1.3弓形降液管宽度和截面积135.1.4降液管底隙高度14 提馏段5.2溢流装置计算145.2.1堰长.145.2.2溢流堰高度.145.2.3弓形降液管宽度和截面积15 5.2.4 降液管底间隙高度.5.3塔板布置16 精馏段5.3.1塔板的分块165.3.2边缘区宽度确定165.3.3开孔区面积计算165.3.4筛孔计算及排列16 提馏段5.3.5塔板的分块175.3.6边缘区宽度确定175.3.7开孔区面积计算175.3.8筛孔计算及排列.176塔板的流体力学验算18 精馏段6.1塔板压降186.1.1干

5、板阻力计算186.1.2气体通过液层的阻力计算186.1.3液体表面张力的阻力计算186.2液面落差196.3液沫夹带196.4漏液196.5液泛20 提馏段6.6塔板压降206.6.1干板阻力计算206.6.2气体通过液层的阻力计算216.6.3液体表面张力的阻力计算216.7液面落差216.8液沫夹带.216.9漏液.22 6.10液泛.22 7塔板负荷性能图23 精馏段7.1漏液线237.2液沫夹带线247.3液相负荷下限线257.4液相负荷上限线257.5液泛线25 提馏段7.6漏液线277.7液沫夹带线287.8液相负荷下限线297.9液相负荷上限线29 7.10液泛线.8筛板塔设计

6、计算结果319 辅助设备及选型.33 9.1原料储罐 .33 9.2 产品储罐.33 9.3 塔顶全凝器. 9.4 塔底再沸器.34 9.5 精馏塔.35 9.6 接管尺寸计算.36 9.6.1 塔顶蒸气出口管的直径.36 9.6.2 回流管的直径.36 9.6.3 进料管的直径.36 9.6.4 塔底出料管的直径.37 9.7 泵的计算.3710. 参考文献.3811 评述.39致谢.41 绪论甲醇生产现状 甲醇性质 目国内甲醇装置规模普遍较小，且多采用煤头路线，以煤为原料的约占到78%；单位产能投资高，约为国外大型甲醇装置投资的2倍，导致财务费用和折旧费用高。这些都影响成本。据了解，我国有

7、近200家甲醇生产企业，但其中10万吨/年以上的装置却只占20%，最大的甲醇生产装置产能也就是60万吨/年，其余80%都是10万吨/年以下的装置。根据这样的装置格局，业内普遍估计，目前我国甲醇生产成本大约在1400元1800元/吨（约200美元/吨）。一旦出现市场供过于求的局面，国内甲醇价格有可能要下跌到约2000元/吨，甚至更低。这对产能规模小、单位产能投资较高的国内大部分甲醇生产企业来讲会压力剧增不仅如此，国外大型甲醇装置多以天然气为原料，采用天然气两段转化或自热转化技术，包括德国鲁奇公司、丹麦托普索公司、英国卜内门化工公司和日本三菱公司等企业的技术。相对煤基甲醇技术，天然气转化技术成熟可

8、靠，转化规模受甲醇规模影响较小，装置紧凑，占地面积小。尽管近年来国际市场天然气价格也在上涨，但国外甲醇生产企业依靠长期供应协议将价格影响因素降至最低不仅如此，国外大型甲醇装置多以天然气为原料，采用天然气两段转化或自热转化技术，包括德国鲁奇公司、丹麦托普索公司、英国卜内门化工公司和日本三菱公司等企业的技术。相对煤基甲醇技术，天然气转化技术成熟可靠，转化规模受甲醇规模影响较小，装置紧凑，占地面积小。尽管近年来国际市场天然气价格也在上涨，但国外甲醇生产企业依靠长期供应协议将价格影响因素降至最低。 而我国大部分甲醇生产以煤为原料，气化装置规模有限和占地面积大的先天缺陷制约着甲醇生产装置向大型化发展。同

9、时近年来煤炭价格的大幅度上涨对本来还具有一定成本优势的煤基甲醇产生较大影响，再加上煤基甲醇大多建在西部地区，运输费用较高。种种因素进一步削弱了煤基甲醇的价格竞争力 尽管我国已成为最主要的甲醇生产国，但目前国内甲醇生产企业还属内向型企业，产品几乎全部面向国内市场，建设项目的市场分析和决策几乎也全部依赖于国内市场，出口量微乎其微，根本无暇顾及到国际市场上的需求和变化，因此甲醇有着很大发展空间，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

10、，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，

11、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

12、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

13、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。 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

14、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。（注：下标a表示ch3oh ， 下标b

15、表示h2o)1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 =32.04kg/kmol水的摩尔质量 =18.02kg/kmol1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量=0.28932.04+(1-0.289) 18.02=22.07kg/kmol=0.88632.04+(1-0.886) 18.02=30.16kg/kmol=0.00632.04+(1-0.006) 18.02=18.10kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量: 根据回收率： = xd×d/(xf×f)=99%代入数据得： d=82.33kmol/h 由总物料衡算：f= d+w

16、以及: xf×f= xd ×d+w×xw容易得出： w=166.88kmol/h2 塔板数的确定2.1 理论板层数的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图 ）2.1.1 求最小回流比及操作回流比泡点进料： 故最小回流比为=取操作回流比为r=2=20.547=1.094.2.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 2.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程为=+=+=0.523+0.413 （a）提馏段操作线方程 2.2 实际板层数的求取由图解法求得 精馏塔的理论塔板数为 =8 (包括再沸器) 进料板位置： 由已知条件得，全塔的效率为et=50%，则可得

17、精馏段实际板层数 块 提馏段实际板层数 块3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力 3.2 操作温度由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽液相平衡图查取 塔顶温度 进料板温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提留段平均温度 3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由， 进料板平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量计算 由y1=0.006 x1=0.001 mvwm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.02=18.09kg/kmol mlwm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.02=18.02k

18、g/kmol精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 mvm=(27.37+18.09)/2=22.73kg/kmol mlm=(22.28+18.02)/2=20.15kg/kmol3.4平均密度计算精馏段平均密度的计算3.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 3.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由，查手册2得 进料板液相平均密度的计算由，查手册得 进料板液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 提馏段平均密度的计算3.4.3气相平均密度计算由理想气体状态方程得3.4.4液相平均密度计算查可得tw=102.8时 a718.6kg/m3 b=957

19、.2kg/m3提馏段平均密度 lm=(956.6+855.2)/2=905.9kg/m33.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册2得 进料板液相平均表面张力计算由，查手册2得 塔底液相平均表面张力的计算 由tw=102.8查得 a= 14.48n/m b=58.27mn/mlwm=0.006×14.48+0.994×58.27=58.01mn/m精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力lm=(48.44+58.01)/2=53.23mn/m3.6平均粘度计算塔顶物料黏度：用内插法求得，查手册2得 求得 液体平均粘

20、度进料黏度：用内插法求得查手册2得 求得塔釜物料黏度：用内插法求得，查手册得 求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1 塔径计算4.1.1精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为史密斯关联图查取，图的横坐标为 由 式中的c由式计算，其中由取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图3得=0.070 u max 取安全系数为0.8，则空塔气速为u按标准塔径圆整后为 d=1.0m塔截面积为实际空塔气速为u实际u实际/ umax=1.720/2.217=0.776<0.8(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)4.1.2提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相体

21、积流率为 vs= ls=史密斯关联图查取，图的横坐标为 由 式中的c由式计算，其中由取板间距，ht=0.40m，板上清液层高度hl=0.06m，则ht-hl=0.34 m由史密斯关联图，得知 c20=0.070气体负荷因子 s取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.8×2.93=2.344m/s按标准塔径圆整后为d=1.0m塔截面积为at=3.14×1×1=0.785 m2实际空塔气速为u/umax=1.786./2.93=0.610<0.8(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在

22、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5 塔板主要工艺尺寸的计算精馏段5.1 溢流装置计算因塔径d1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：5.1.1 堰长取5.1.2 溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取e=1，则取板上清液层高度故 5.1.3 弓形降液管宽度和截面积由 /d=0.60查弓形降液管的参数图3，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。5.1.4 降液管底隙高度取 则 >0.02故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。提留段5.2.溢流装置计算因塔径d=1m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹

23、形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：5.2.1 堰长lw可取lw=0.6/d=0.6m5.2.2 溢流堰高度hw由hw=hlhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有取板上清液层高度hl=0.06 m故 hw=0.06-0.0149=0.0451 m5.2.3 弓形降液管的宽度wd和截面积af 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 验证结果为降液管设计符合要求。5.2.4降液管底隙高度ho 取 uo'=0.16m 则 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm。5.3塔板布置精馏段5.3.1塔板的分块因，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为3块。

24、 5.3.2边缘区宽度确定取 ws=0.05 wc=0.0355.3.3开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中 故 5.3.4筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为 气体通过阀孔的气速为提留段5.3.5塔板的分块因为d 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。5.3.6边缘区宽度确定取ws=ws= 0.05m, wc=0.035m5.3.7开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中 故 5.3.8筛孔计算与排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数

25、目n为个开孔率为 气体通过阀孔的气速为6 算塔板的流体力学验精馏段6.1 塔板压降6.1.1 干板阻力计算干板阻力由式计算由，查干筛孔得流量系数图3得， 故 液柱6.1.2 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算 查充气系数关联图，得0.54。液柱6.1.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力可按式计算，即 液柱气体通过没层塔板的液柱高度可按下式计算，即 液柱 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。6.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。6.4 漏

26、液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显液漏。6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即 甲醇水物系属一般物系，取，则 =0.5(0.40+0.048)=0.224而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。提留段6.6 塔板压降6.6.1干板阻力计算干板阻力由式计算由，查干筛孔得流量系数图3得， 故 液柱6.6.2气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算 查充气系数关联图，得0.56。液柱6.6.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力可按式计算，即 液柱气体通过没层塔板的液柱高度可按

27、下式计算，即 液柱 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）6.7液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。6.8液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。6.9漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显液漏。6.10 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即 甲醇水物系属一般物系，取，则 =0.5(0.40+0.0451)=0.231而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。7 塔板负荷性能图精馏段7.1漏液线由 =得 4.4

28、= 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下， 0.0002 0.0015 0.003 0.005， 0.533 0.568 0.594 0.622由上表数据即可作出漏液线7.2液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0506=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下， 0.0002 0.0015 0.003 0.005， 1.920 1.759 1.624 1.476由上表数据即可作出液沫夹带线7.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准。由式得取e=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂

29、直液相负荷下限线7.4液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线7.5液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下， 0.0002 0.0015 0.003 0.005， 2.191 2.069 1.943 1.710由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示. 在负荷性能图上，作出操作点a，连接oa，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得 故

30、操作弹性为提留段7.6液线由 =得 4.4 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下， 0.0002 0.0015 0.003 0.005， 0.245 0.347 0.410 0.4707.7液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0451=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.951 1.785 1.653 1.5087.8液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准。由式得取e=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负

31、荷下限线7.9液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线7.10液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 0.02v2s=0.152-963.72 ls2-1.442 ls 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下， 0.0002 0.0015 0.003 0.005， 2.754 2.717 2.636 2.457在负荷性能图上，作出操作点a，连接oa，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得 故操作弹性为8 筛板

32、塔设计计算结果所设计筛板塔的主要结果汇总于下表序号项目精馏段提馏段1平均温度 tm 71.890.355气相流量 vs m3/s1.3501.4067液相流量 ls m3/s0.0010.0029实际塔板数1610有效段高度 z m6.411精馏塔塔径 m1.012板间距 m0.413溢流形式单溢流14降液管形式弓形15堰长 m0.6016堰高 m0.0506 0.0541 0.045117板上液层高度 m0.060.0619堰上液层高度 m0.00940.014921降液管底隙高度 m0.02380.02123安定区宽度 m0.0524边缘区宽度 m0.03525开孔区面积 m20.5372

33、6筛孔直径 m0.00527筛孔数目275628孔中心距 m0.01529开孔率 10.130空塔气速 m/s1.7201.78632筛孔气速 m/s24.8925.9234稳定系数2.382.4336精馏段每层塔板压降 kpa0.6890.67138负荷上限液泛控制39负荷下限漏液控制40液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.08980.072742气相负荷上限 m3/s1.7821.70644气相负荷下限 m3/s0.6080.38746操作弹性2.9504.4089、辅助设备的计算及选型9.1 原料贮罐 设计原料的储存利用时间为3天m=249.21×22.82kg/h&

34、#215;24h×3=409462.00kg 则可知：v= m/进料密度=409462.00/923.5kg/m3 =443.38m3设其安全系数为：0.8 则有：v实际=443.38/0.8=554.23m3原料储罐的选择规格为：公称体积550/m39.2产品贮罐设计产品的储存时间为3天m=3387.44kg/h×24h×3=243895.94kg 产品密度=甲醇密度×0.99+水密度×0.01=750.0×0.99+979.4×0.01=752.29 kg/m3 则可知：v= m/产品密度 =243895.94/752.

35、29=324.20 m3设其安全系数为：0.8 则有：v实际=324.20/0.8=405.25 m3产品储罐的选择规格为:公称体积450/m39.3塔顶全凝器甲醇的气化热rqc=(r+1)d×r=(1.094+1)×(82.33×30.16)×1101= 5724709.4kj/h冷凝塔顶产品由温度65.7.0冷却到温度40 采用冷凝水由20到40 tm=(t1t2)/ln(t1/t2)=22.73 选择k=600w/( m2·k) 则有：a= qc /(k×tm)= 32.25m2 取安全系数为0.8 实际面积a=32.25/0.

36、8=40.31 m2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：25×2.5mm公称直径600/mm9.4塔底再沸器qc=vw r=(172.40×18.02×2259)=7017917.8塔釜产品由温度102.8加热到温度130tm=130.0-102.8=27.2选择k=600w/( m2·k) 则有：a= qc /(k×tm)=38.94m2取安全系数为0.8 则有 a实际=38.94/0.8=48.68 m2选择冷凝器的系列：采用公称直径600/mm9.5精馏塔 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其

37、高度应该大于板间距。所以塔顶间距为（1.52.0）ht h=1.8×0.4=0.72 m 塔底空间 塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 设塔底的密度为1000kg/ m3 v=(144.54×18.04×5/60)/1000 =0.217 m3 v=r2h 算出h=0.32 m 所以 塔底高度设计为1.35m 塔支座为2.5m 塔体总高度为：h=6.4+0.72+1.35+2.5=10.97m 9.6管径的设计 9.6.1 塔顶蒸气出口管的直径dv操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 dv=(4vs/uv)1/2，其中dv-塔顶

38、蒸气导管内径m vs-塔顶蒸气量m3/s，则dv =(4×1.350)/(3.14×12.0)1/2 =0.3784m 名称接管公称直径dg接管 外径×厚度接管伸出长度规格400mm420×10mm200mm9.6.2 回流管的直径dr当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速ur可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速ur取0.3m/s)dr=(4ls/ur)1/2=(4×0.001/3.14×0.3)1/2=0.065m 名称接管公称直径dg接管

39、 外径×厚度接管伸出长度规格100mm107×3.5mm200mm 9.6.3 进料管的直径df若采用高位槽送料入塔，料液速度可取uf=0.40.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.52.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度uf= 0.5)df=(4vs/uf)1/2 =(4×0.006)/(3.14×0.5)1/2=0.124m 名称接管公称直径dg接管 外径×厚度接管伸出长度规格150mm110×5mm200mm9.6.4 塔底出料管的直径dw一般可取塔底出料管的料液流速uw为0.51.5 m/s，循环式再沸器取

40、1.01.5 m/sdw=(4lw/uw)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速uw为0.8 m/s) =(4×0.004)/(3.14×0.8)1/2=0.094m 名称接管公称直径dg接管 外径×厚度接管伸出长度规格100112×61509.7泵的计算及选型进料口高度为：h=2.5+1.35+3.6=7.45 进料密度：进料密度=甲醇密度×0.289+水密度×0.711=732.0×0.289+968.5×0.711=900.2kg/m3由m=m/进料密度=5686.97(kg/h)/900.2(kg/m3)=6

41、.32m3/h则液体在泵里的流速为u=m/(×r2进料口) =0.10m/sre=du/=(0.15×0.10×900.2)/(0.6×10-3) =225054000所以液体在管中的流动形式为湍流hf=hf+hf =(li+lei)/d +i(u2/2g)选择泵的型号为：流量为11.5m3/h，扬程为11.5m。10. 参考文献1 张颖、郝东升.化工工艺设计（第2版）.呼和浩特.内蒙古大学出版社.2005.12.221331 2 冯元琦.联醇生产.北京.化学工业出版社.1989.257268. 3 谢克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化学工业出版社.2

42、002.57 4 冯元琦.甲醇生产与操作问答.北京.化学工业出版社.2005.712 5中国寰球化学工程公司、中国石油化工总公司、兰州石油化工设计院.氮肥工艺设计手册（气体压缩、氨合成、甲醇合成）.北京。化学工业出版社.1989.346356 6刘光启、马连相、刘杰.化学化工物性数据手册.北京.化学工业出版社.1989.224235，255260 7 武汉大学主编 化学工程基础 高等教育出版社 415-4258 张颖、郝东升.化工工艺设计（第2版）.呼和浩特.内蒙古大学出版社.2005.12.221331 9柴诚敬、张国亮。化工流体流动与传热。北京。化学工业出版社。2000.525-530 10 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.02 11 天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津：天津大学出版社. 1999.0411. 评述 本设计精馏塔的主要优点是其具有结构简单，造价低，生产能力较大，气体分撒均匀，传质效率较高等优点，但也有筛孔易堵塞等缺点