年产十万吨甲醇设计

年产十万吨甲醇设计学号:题目：院（部）系所学专业年级、班级完成人姓名指导教师姓名专业技术职称论文原创性保证书我保证所提交的论文都是自己独立完成，如有抄袭、剽窃、雷同等现象，愿承担相应后果，接受学校的处理。专业：班级：签名：年月日摘要本设计重点描述了甲醇合成工艺流程。甲醇是重要的化工原料和燃料，应用于多个领域。首先简单地介绍了甲醇的生产发展、甲醇合成的反应热力学和动力学、甲醇反应需要的催化剂、甲醇合成工艺和甲醇的发展前景。其中，甲醇合成催化剂和工艺选择关系着甲醇合成产量。中低压、铜基催化剂的条件有利于甲醇合成。紧接着介绍了甲醇合成工艺。甲醇合成首先要进行造气。造气选用煤作原料，得到的粗煤气经脱硫、脱碳等净化操作后进入合成塔合成甲醇。甲醇合成工艺选择Luigi低压合成，合成气于5MPa、220°C下进入Luigi管壳式反应器。从合成塔得到的粗甲醇必须要进行精馏。本设计需要将原料粗甲醇精制到含醇量99.95%的纯度。根据现代对甲醇精馏工艺设计的了解，甲醇三塔精馏技术以其能耗低、产品质量好的优点领先于其他工艺。所以本设计采用三塔精馏工艺。再接着对甲醇的生产合成和精馏过程进行了详细的物料衡算。最后进行了常压精馏塔的计算，包括设备选型、塔的外形设计以及塔板流体力学验算。通过本次设计，对合成甲醇以及提纯甲醇有更深刻的认识。关键词：甲醇；合成；工艺设计；三塔精馏；常压塔AbstractKeywords:Thisdesignformethanolsynthesisprocessesweredescribedemphatically.Methanolisanimportantchemicalrawmaterialandfuel,isappliedtothefields.Firstsimplyintroducesthemethanolproductiondevelopment,thereactionthermodynamicsandkineticsofmethanolsynthesis,methanolreactionrequiresacatalyst,methanolsynthesisprocessandthedevelopmentprospectsofmethanol.Methanolsynthesiscatalystandprocessselectionisoneoftherelationshipbetweentheyieldofmethanolsynthesis.Inconditionsoflowpressure,copperbasecatalystformethanolsynthesis.Followedbymethanolsynthesisprocesswasintroduced.Gasificationmethanolsynthesisshouldfirst.Gasificationcoalasrawmaterials,therawcoalgasafterdesulfurizationanddecarbonizationpurificationoperationintothesynthesisofmethanolsynthesistower.ChooseLuigilow-pressuresynthesismethanolsynthesisprocess,synthesisgasin5mpa,220°CunderintoLuigitubularreactor.Fromthecrudemethanolsynthesistowerhastobedistillation.Thisdesignneedtobematerialcrudemethanolrefiningtothealcoholcontentof99.95%purity.Accordingtothemodernunderstandingofthemethanoldistillationprocessdesign,methanoltowerdistillationtechnologyforitslowenergyconsumption,productqualitygoodadvantageaheadofothertechnology.SothisdesignUSESthreetowerdistillationprocess.We'llgoonwiththeproductionofmethanolsynthesisandmaterialbalanceofdistillationprocessindetail.Finally,thecalculationofatmosphericdistillationcolumnwascarriedout,includingequipmenttypeselection,designofthetowerandtrayhydrodynamicscalculation.Throughthedesign,formethanolsynthesisandpurificationofmethanolhasamoreprofoundKeywords:methanol；synthetic;processdesign;threetowerdistillation;atmosphericcolumn目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章前言1\o"CurrentDocument"概述11.1生产及技术发展1\o"CurrentDocument"甲醇合成22.1合成反应热力学22.2合成反应动力学32.3合成反应催化剂3\o"CurrentDocument"2.4合成工艺42.5合成甲醇的目的和意义5\o"CurrentDocument"第二章工艺概述6\o"CurrentDocument"造气工段61.1原料61.2原料气的制备71.3工艺概述71.4净化工段8合成工段8\o"CurrentDocument"精馏工段9\o"CurrentDocument"第三章工艺计算12\o"CurrentDocument"甲醇生产的物料平衡计算121.1合成塔物料平衡计算121.2甲醇精馏的物料平衡计算15\o"CurrentDocument"第四章常压精馏塔计算18基础数据18塔板数的计算192.1处理能力192.2最小理论板数192.3最小回流比202.4理论板数202.5进料位置202.6全塔效率的估算20精馏段与提馏段的体积流量213.1精馏段213.2提馏段23\o"CurrentDocument"塔径计算244.1精馏段244.2提馏段25塔内件设计265.1溢流堰的设计265.2溢流装置265.3塔板布置及浮阀数目与排列27塔板流体力学验算296.1塔板压降296・2液泛296.3雾沫夹带30\o"CurrentDocument"塔板负荷性能图317.1雾沫夹带线317.2液泛线317.3液相负荷上限线327.4漏液线327.5液相负荷下限线33\o"CurrentDocument"常压塔工艺计算汇总34\o"CurrentDocument"常压塔塔高计算35\o"CurrentDocument"第五章AspenPlus的模拟计算36泰山医学院本科毕业设计第一章前言第一章前言1.概述甲醇是最简单的化学品之一，是重要的化工基础原料和清洁液体燃料，广泛应用于有机合成、染料、医药、农药、涂料、汽车和国防等工业中。随着科技的进步与发展，甲醇将被应用于越来越多的领域。1.1生产及技术发展1.1.1世界甲醇工业的发展甲醇的生产始于1923年，德国巴夫斯公司采用Zn-Cr氧化物催化剂，在30〜35MPa,300〜400°C条件下合成甲醇，并在洛伊纳建成3000t/a装置。1966年英国ICI公司开发成功了以天然气为原料，采用冷激式绝热反应器在250C、5MPa和铜基催化剂存在下合成甲醇技术，简称ICI低压合成法。1971年，德国鲁奇公司成功开发了以天然气或渣油为原料的低压鲁奇法工艺，采用管壳式反应器，在200〜300C、5〜8MPa下合成甲醇，简称鲁奇低压法。与此同时，丹麦的托普索公司，日本三菱瓦斯化学公司等相继开发成功了各自的低压法技术。20世纪70年代以来，世纪各国新建与改进的甲醇装置几乎全部是低压法，其中采用ICI公司、鲁奇公司技术生产甲醇约占世界甲醇总量的80%左右。现在国际上标准甲醇装置的生产规模为2500〜3000t/d，最近在天然气丰富廉价地区投资建设的装置规模都在5000t/d的水平，由此可见，目前甲醇装置建设正向大型化的规模经济发展。现在商业的甲醇合成工艺均为气相合成，存在合成效率低、能耗高等多种缺陷。所以人们对甲醇的合成研究，无论是在催化剂的研制，还是在合成路线上的开发，一直没有停止过。由于甲醇的合成是一个比较强的放热反应过程，从热力学的角度来看，降低温度有利于反应朝生产甲醇的方向移动。采用原料气冷激和列管式反应器很难实现等温条件的操作，反应器出口气中甲醇的含量偏低，一般体积分数只能维持在41.5%〜61.0%。因而使得反应气的循环量加大。由于气一液一固三相物料在过程中的流动状态不同，三相反应器主要有滴流床、搅拌釜、浆态床、流化床与携带床5种。目前在液相甲醇合成方面，采用最多的主要是滴流床和浆态床。滴流床反应器与传统的固定床反应器结构类似，由颗粒较大的催化剂组成固定第一章前言层，液体以液滴的方式自上而下流动，气体一般也是自上而下流动，气体和液体在催化剂颗粒间分布。滴流床兼有浆态床和固定床的优点，与固定床相类似。它的催化剂装填量大且无磨蚀，床层中的物料流动接近于活塞流且无反混现象存在，同时又具备浆态床高转化率等温反应的优点，更适合于低氢碳比的合成气。与同体积的浆态床相对比，滴流床合成甲醇的产率几乎增加了一倍。但至今未见到工业应用的报道。从工业角度来看，滴流床中的液相流体中所含的催化剂粉末很少，输送设备易于密封且磨损小，长时间运行将更为可靠。1.1.2我国甲醇工业的发展我国的甲醇工业经过十几年的发展，生产能力得到了很大提高。1991年，我国的生产能力仅为70万吨，截止2004年底，我国甲醇产能已达740万吨，117家生产企业共生产甲醇440.65万吨，2005年甲醇产量达到500万吨，比2004年增长22.2%，进口量99.1万吨，因此下降3.1%。甲醇合成2.1合成反应热力学合成甲醇的主要化学反应为CO和鸟在多相铜基催化剂上的反应：CO+2H2。CHOH(g)AH&8=-90.8kJ/mol反应气体中含有CO时，发生以下反应：2CO2+3H2oCHOH+HO(g)AH%=-58.6kJ/mol同时CO2和h2发生CO的逆变换反应：CO?+H2oCO+HO(g)反应过程中除生成甲醇外，还伴随一些副反应的发生，生成少量的烃、醇、醛、醚、酸和酯等化合物。2CO+4H2oCHOCH3+HOCO+3H2oCH4+HO4CO+8H2oC4HOH+3HO由CO、CO2和史合成甲醇的反应是强放热的体积缩小的反应。从热力学上说，提高反第一章前言应压力和降低反应温度有利于生成甲醇的反应，但同时也有利于副反应的发生。因此，为了达到合成甲醇的目的，必须选择性能良好的催化剂，严格控制反应条件，以提高主反应的生成速率，抑制副反应的发生。2.2合成反应动力学20世纪30年代就有人开始研究CO加氢合成甲醇的反应机理和动力学行为。最初认为合成甲醇是CO或CO2加氢反应。但20世纪70年代后期，通过同位素跟踪研究，发现合成甲醇反应中，甲醇分子上的碳原子来自于CO2分子。随后提出了CO2加氢和CO水气转换为CO2的反应机理。实际的多相催化反应过程中，还存在许多过渡反应和平衡。X是“表面活性部位”。假定合成甲醇的催化反应动力学方程如下：CO2+X0XCO2H2+X0X•H2X•CO?+H20X•CO?•H2X•H2+CO?0X•CO?•H2X•CO2+H2+X0X•O+X•CO•H2X•CO•H2+H20CHOH+XCHOH+2X•O0H2+HO+CO+2X2.3合成反应催化剂自从CO加氢合成甲醇工业化以来，合成催化剂和合成工艺不断研究改进。就目前来说，虽然实验室研究出了多种甲醇合成催化剂，但工业上使用的催化剂只有锌铬和铜基催化剂。2.3.1锌铬催化剂锌铬（ZnO/CrO）催化剂是一种高压固体催化剂。锌铬催化剂的活性较低，为获得较高23的催化活性，操作温度在590〜670K之间；为了获取较高的转化率，需在高压条件下操作，操作压力为25〜35MPa，因此被称为高压催化剂。锌铬催化剂的耐热性、抗毒性以及机械性都较令人满意。锌铬催化剂使用寿命长、使用范围宽、操作控制容易，目前国内外仍有一部分工厂采用锌铬催化剂生产甲醇。2.3.2铜基催化剂铜基催化剂是一种低压催化剂，其主要成分为CuO/ZnO/AlQ。操作温度为500〜530K,压力却只有5〜10MPa，比传统的合成工艺温度低得多，对甲醇反应平衡有利。2.4合成工艺2.4.1常用的合成工艺甲醇合成是可逆强放热反应，受热力学和动力学控制。通常在单程反应器中，CO和CO2的单程转化率达不到100%。反应器出口气体中，甲醇含量仅为3%〜6%，未反应的CO、CO2和H需与甲醇分离，然后进一步压缩循环到反应器中。较早开发的锌铬催化剂活性较低，2反应温度达到300°C时才具有足够的活性。为了保证反应器出口气体中有较高的甲醇含量，一般采用30MPa以上的反应压力。铜基催化剂有较高的催化活性，反应温度为270C时就显示出很好的活性，一般采用中压或低压合成压力。两种催化剂的比较见表1-1。表1-1锌铬、铜基两种催化剂的比较操作压力/MPa合成塔出口甲醇白分比/%锌铬催化剂出口温度648K铜基催化剂出口温度543K335.518.2202.412.4100.65.850.22.5高压法合成甲醇由于操作压力高，动力消耗大，设备复杂，产品质量差等缺点，正在逐渐淘汰。中低压法使用铜基催化剂，操作压力在5〜10MPa左右。低压法由于操作压力低，使得设备体积庞大，而且甲醇的合成收率也低，在投资和经济评价上不如中压法。目前，世界上约70%的甲醇生产采用英国ICI公司的中、低压法生产，规模从50t/d到2500t/d。目前，甲醇的生产方法还主要有①甲烷直接氧化法：2CH+O-2CHOH.②由一氧化碳和423氢气合成甲醇，③液化石油气氧化法2.4.2本设计采用的合成工艺比较以上三者的优缺点，以投资成本，生产成本，产品收率为依据，选择中低压法为生产甲醇的工艺，用CO和电在加热压力下，在铜基催化剂作用下合成甲醇，其主要反应式为：CO+HfCHOH。232.5合成甲醇的目的和意义甲醇既是一种应用广泛的重要有机化工原料，又是一种性能优良的清洁能源和车用燃料。作为化工原料，可以用来生产甲醛、甲酸、甲酸甲酯、甲胺、乙酸、乙酸甲酯、丙烯酸甲酯、碳酸二甲酯、甲基丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、二甲醚、甲基叔丁基醚等一系列有机化工产品。随着碳一化工的发展，由甲醇出发合成乙二醇、乙醛、乙酸等工艺日益受到重视。甲醇作为原料，在农药、医药、染料、三大合成材料等工业中有着重要的地位。甲醇还可经生物发酵生产甲醇蛋白，用作饲料添加剂。甲醇作为性能优良的洁净能源，可直接用作汽车燃料，也可与汽油掺合使用；甲醇可直接用于发电装置发动机的燃料，或经ZSM-分子筛催化剂转化为汽油；甲醇可与异丁烯反应生成甲基叔丁基醚，用作汽油添加剂。随着科学技术的发展和进步，甲醇的化学加工和工业应用的新领域不断被开发出来，甲醇后加工的深度和广度正在发生深刻的变化。第二章工艺概述总工艺路线图见图2-1。■^43二心——|畔丹仁厂'•[~~~~H~~4^1~~dlF图2-1煤制甲醇示意图1.造气工段1.1原料我国甲醇生产制造原料气的原料有气体、液体和固体原料。气体原料有天然气、焦炉气、乙炔尾气、炼厂气、高炉气等。液体原料有石脑油、重油、渣油等。固体原料有焦炭、无烟煤、褐煤等。以不同原料制取甲醇的经济效果，可以单纯地对比如下（以褐煤为100）。褐煤焦炉气天然气乙炔尾气投资10070〜856535成本1009050〜5540可见，以煤为原料制取甲醇的投资和成本最高。但是，随着能源的紧张，石油价格的大幅增长，世界煤的储藏量远远超过天然气和石油，我国情况更是如此。从长远的战略观点来看，将来终将以煤制取甲醇的原料路线占主导地位。1.2原料气的制备合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。若以氢和一氧化碳合成甲醇，其分子比应为n(H2):n(CO)=2:1,与二氧化碳反应则为n(H2):n(CO2)=3:1。一般合成甲醇的原料气中含有氢、一氧化碳和二氧化碳，所以应满足式"(H2)—〃(。气)=2。n(CO)+(CO)制造甲醇原料气，一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳和二氧化碳组成的混合体，以及残余未经转化的甲烷或少量氮。显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，是惰性气体，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关。另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机硫和无机硫的化合物。为了满足氢碳比，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时，则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入转化设备，反之，如果碳多，则在以后的工序要脱去多余的碳(以CO形式)。21.3工艺概述反应器选择德士古煤气化炉，采用水煤浆气化激冷流程。煤先在球磨机中加水磨成高浓度水煤浆，贮存于煤浆槽中。水煤浆浓度约为70%，加入添加剂以控制水煤浆粘度，提高其稳定性，加入碱液及助溶剂，以调节煤浆的pH值和灰渣的流动度。水煤浆通过煤浆泵加压后与高压氧气一起通过烧嘴进入气化炉，在压力为6・4MPa、温度为1300〜1500笆下进行气化反应。氧与煤浆的比例是气化反应的重要因素，通过调节给料煤浆与氧气的比例控制反应温度高于煤的灰熔点。离开反应室的高温气体在激冷器中用水激冷，激冷水由碳洗涤塔引入，气体被水蒸气饱和，同时将反应中产生的大部分煤灰和少量未反应的碳以灰渣形式除去。根据灰渣粒度大小分为粒渣和细渣两种，粒渣在激冷器中沉积，通过灰渣锁斗定期与水一同排入灰渣收集槽，细渣以灰水形式连续排出。离开激冷器的粗煤气通过文丘里洗涤器和洗涤塔除去灰尘和冷却后去CO变换工序，所得水煤气的组成为：CO44%〜51%，叫13%〜18%，史35%〜36%，CH40.1%，N20.27%，硫化物0.18%。德士古煤气化工艺流程示意图如下图。氧气德上古裁气化工茗流程而意1—理霸机F—谁津幅篇一瞄4-r—窥％露&一次都牛7一火海顺集糟8-m9-Xk里洗幕蚩10—览淬墟11—澄梅12—'"审13—咒婀1.4净化工段由于水煤浆气化工序制得粗煤气的水汽比高达1.4可以直接进行CO变换不需加入其他水蒸气，故先进行部分耐硫变换，将CO转化为CO2，变换气与未变换气汇合进入低温甲醇洗工序，脱除H2S和过量的CO2,最终达到合适的碳氢比，得到合成甲醇的新鲜气［4］。CO反应式：CO+H2O=CO2+H22.合成工段经过净化的原料气，经预热加压，于5Mpa、220°C下，从上到下进入Lurgi反应器，在铜基催化剂的作用下发生反应，出口温度为250C左右，甲醇7%左右，因此，原料气必须循环。甲醇的合成是可逆放热反应，为使反应达到较高的转化率，应迅速移走反应热，本设计采用Lurgi管壳式反应器，管程走反应气，壳程走4MPa的沸腾水。甲醇合成的工艺流程：已魅邮3危捌暮4璀蚌5r早静蚪&榆7,例弗#&丑例琲这个流程是德国Lurgi公司开发的甲醇合成工艺，流程采用管壳式反应器，催化剂装在管内，反应热由管间沸腾水放走，并副产高压蒸汽，甲醇合成原料在离心式透平压缩机内加压到5.2MPa（以1：5的比例混合）循环，混合气体在进反应器前先与反应后气体换热，升温到220笆左右，然后进入管壳式反应器反应，反应热传给壳程中的水，产生的蒸汽进入汽包，出塔气温度约为250°C,含甲醇7%左右，经过换热冷却到40°C,冷凝的粗甲醇经分离器分离。分离粗甲醇后的气体适当放空，控制系统中的惰性气体含量。这部分空气作为燃料，大部分气体进入透平压缩机加压返回合成塔，合成塔副产的蒸汽及外部补充的高压蒸汽一起进入过热器加热到50C,带动透平压缩机，透平后的低压蒸汽作为甲醇精馏工段所需热源。合成主反应：CO+2H2。CHOH主要副反应：CO2+3H2。CHOH+HO3-精馏工段精馏工段工艺流程图如下图所示。1-W2-W3国船4-mm5-w6-w7-wm8-m9-m本设计采用三塔精馏工艺流程。此流程采用了有效的精馏方法，从粗甲醇中分离出水、乙醇和其它有机杂质，得到的高纯度精甲醇产品中甲醇含量达到99.95%o如上图所示，粗甲醇进入预精馏塔1前，先在粗甲醇换热器中，用蒸汽冷凝液将其预热至65C，粗甲醇在预精馏塔1中除去其中残余溶解气体及低沸物。塔顶设置两个冷凝器5。将塔内上升气中的甲醇大部分冷凝下来进入预塔回流槽4,精预塔回流泵8送入塔1顶作回流。不凝气、轻组分及少量甲醇蒸汽通过压力调节后至加热炉作燃料。预精馏塔1塔底由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量。由预精馏塔1塔底出来的预后甲醇，经加压塔进料泵升压后，进入第一主精馏加压塔2,塔顶甲醇蒸汽进入冷凝再沸器7,即第一精馏加压塔2的气相甲醇又利用冷凝潜热加热第二精馏常压塔3的塔釜，被冷凝的甲醇进入回流槽4,在其中稍加冷却，一部分由加压塔回流泵8升压至约0.8MPa送至加压塔作回流液，其余部分经加压塔精甲醇冷却器9冷却至40°C后作为成品送至精甲醇计量槽。加压塔2用低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量，通过低压蒸汽的加入量来控制塔的操作温度。加压塔操作压力约为0・57MPa，塔顶操作温度约为121C，塔底操作温度约为127Co由加压塔2塔底排出的甲醇溶液送至第二主精馏常压塔3下部。从常压塔塔顶出来的第二章工艺概述甲醇蒸汽经常压塔冷凝器冷凝冷却到40笆后,进入常压塔回流槽，再经常压塔回流泵加压,一部分送至常压塔塔顶作回流，其余部分送至精甲醇计量槽。常压塔塔顶操作压力约为0.006MPa，塔顶操作温度约为65.9°C，塔底操作温度约94・8°C。常压塔的塔底残夜另由汽提塔进料泵加压后进入废水汽提塔，塔顶蒸汽经汽提塔冷凝器冷凝后，进入汽提塔回流槽，由汽提塔回流泵加压，一部分送废水汽提塔塔顶作回流，其余部分经汽提塔甲醇冷却器冷却器冷却至40C,与常压塔3采出的精甲醇一起送至产品计量槽。如果采出的精甲醇不合格，可将其送至常压塔进行回收，以提高甲醇蒸汽的回收率。汽提塔塔底用低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量，塔底下部设有测线，采出部分杂醇油，并与塔底排出的含醇废水一起进入废水冷却器冷却到40C，由废水泵送至污水生化处理装置。第三章工艺计算1.甲醇生产的物料平衡计算1.1合成塔物料平衡计算已知：年产100000吨精甲醇，每年以320个工作日计算。精甲醇中甲醇含量（wt）:99.95%粗甲醇组成（wt）［lurgi低压合成工艺］甲醇：93.98%二甲醚：0.2%异丁醇：0.02%100000X100000X1000=13020.83kg/h320x2413020.83x99.(时产粗甲醇：93.98%也%=13847.97kg/h根据粗甲醇组分，算得各组分的生成量为：CHOH(32)13014.32kg/h3406.70kmol/h9110.02m3/h(CH3)2O(46)27.70kg/h0.60kmol/h13.49m3/hC4H9OH(74)2.77kg/h0.037kmol/h0.84m3/hHO(18)803.18kg/h244.62kmol/h999.51m3/h合成甲醇的化学反应为：主反应：CO+2H20CHOH①副反应：2CO+4H20(CH3)2O+HO②CO+3H20CH4+HO③2所以，时产精甲醇:④4CO+8H2=C4HOH+3HOCO?+H2。CO+HO生产中，测得每生产1吨粗甲醇生成甲烷7.56m3，即0.34kmol,故CH每小时生成量为:47.56X13.84797=104.69m3，即4.67kmol,74.78kg。第三章工艺计算忽略原料气带入份，根据②，③，④得反应⑤生成的水的量为：44.62-0.60-0.037X3-4.67=39.239kmol/h，即在CO逆变换中生成的水为39.239kmol/h,即878・95m3/h。5.06MPa,40°C时各组分在甲醇中的溶解度见表3-1。表3-15.06MPa,40C时各组分在甲醇中的溶解度组分H2COCO2N2ArCH4溶解度m3/h01.0085.5010.5040.5291.008根据以上计算，则粗甲醇生产消耗量及生产量及组成见表3-2。表3-2甲醇生产消耗量及生产量及组成消耗方式单位消耗物料量生成物料量合计COH2CO2N2CH4CH3OHC4H9OH(ch3)2OH2O消耗生成①式kmolm3406.709110.02813.4018220.16406.709110.0227330.189110.02②式kmolm31.2026.882.4053.760.6013.490.6013.4980.8426.98③式kmolm34.67104.6914.01313.824.67104.694.67104.69418.51209.38④式kmolm30.1483.320.2966.630.0370.840.1112.499.953.33⑤式kmolm339.239878.9539.239878.9539.239878.9539.239878.952636.85878.95气体溶解m31.00805.5010.5041.0087.0131.008合计m310124.86819473.32884.4510.504105.6989110.020.8413.49999.6230483.14310229.668消耗组成%(v)33.2163.882.900.01生成质量kg13014.322.7727.70803.1813847.97生成组成%(wt)93.980.020.205.80100设新鲜气量为G新鲜气，驰放气为新鲜气的9%。G新鲜气=G消耗气+G驰放气=G消耗气+°.°9G新鲜气=30483.143+0.09G新鲜气G=33497.96m3/h新鲜气表3-3新鲜气组成组分H2COCO2N2总计m321399.2511126.23971.92°.5633497.96组成％63.8833.212.9°°.°11°°测得，甲醇合成塔出塔气中含甲醇7.12%。设出塔气量为G爵又知醇后气中含醇°.61%。9110.02+0.61%GG出塔所以：醇后=7.12%G醇后=G新鲜气-G肖耗气+Gch=33497.96-30483.143+105.698=3120.515^3/hG出塔=128217.07游/hG出塔G循环气=G出塔-G醇后G生成+Gch-G溶解=128217.07-3120.515-10299.668+105.698-8.021=114916.56m3/h甲醇生产循环气量及组成见表3-4。表3-4甲醇生产循环气量及组成组分COCO2H2N2CH4ArCHOH3HO2合计流量m3/h7231.274°23.7691178.393667.3755°6.8°2644.187°1.2811.51114964.56组成％6.293.5°79.313.194.792.3°°.61°.°11°°G入塔=G盾环气+G新鲜气=114964.56+33497.96=148462.52m3/h表3-5甲醇生产入塔气流量及组成组分COCO2H2N2CH4ArCHOH3HO2合计流量m3/h18357.54995.68112577.643667.9355°6.8°2644.187°1.2811.51148462.52组成％12.373.3675.832.473.711.78°.47°.°11°°

又由G出塔=G入塔-G消耗+G生成，得表3-6。表3-6单位：m3/h组分COCO2H2N2CH4ArCHOH3HO2C4H9OH(CH3)2O合计入塔18357.54995.68112577.643667.935506.802644.18701.2811.51148462.52消耗10124.868884.45119473.320.50430483.143生成105.6989110.02999.620.8413.4910229.668出塔8232.6324111.22993104.323667.4265612.4982644.189811.31011.130.8413.49128209.045组成％6.423.2172.622.864.382.067.650.79微0.01100甲醇分离器出口气体和液体产品的流量及组成见表3-7。表3-7甲醇分离器出口气体和液体产品的流量及组成组分COCO2H2N2CH4ArCHOH3C4H9OH(CH3)2OHO2合计损失1.0085.50100.5041.0080.5298.55出气8231.6244105.72893104.323666.9225611.492643.6519811.3127175.035组成％6.473.2373.212.884.412.087.71100出液kg13014.322.7727.70803.1813847.97组成％93.980.020.205.801001.2甲醇精馏的物料平衡计算已知：精甲醇的甲醇质量分数为99.95%100000x1000=13020.83kg/h320x24表3-8粗甲醇组成表成分CHOH3(CH)O3C4H9OHHO2合计组成％93.980.200.025.801001.2.1预塔的物料衡算(1)进料A粗甲醇：1302°.83x99%%=i3847.97kg/h93.98%B碱液：为了防止工艺管路和设备的腐蚀，先以8%的氢氧化钠溶液和粗甲醇中的酸性物质反应，使其呈弱碱性。每吨粗甲醇的耗碱量按0.1g计算。则消耗氢氧化钠：0.1x13.84797=1.385kg/h换成碱液：1.385-8%=17.31kg/hC软水：软水的加入量按精甲醇的20%计，则需补加软水:13020.83x20%-17.31x92%=2588.24kg/h将以上计算结果列表3-9。表3-9预塔进料组成表物料量：kg/hCHOH3HO2NaOH(CH)2OC4H9OH合计粗甲醇13014.32803.1827.702.7713847.97碱液15.9251.38517.31软水2588.242588.24⑵出料A塔底：甲醇13014.32kg/hB塔底水：粗甲醇含水803.18kg/h碱液带水：15・925kg/h软水：2588.24kg/h合计：3407.345kg/hC塔底异丁醇及高沸物：2.77kg/hD塔顶二甲醚及低沸物：27.70kg/h表3-10物料量：kg/hCHOH3HO2NaOH(CH?2OC4H9OH合计塔顶27.7027.70塔底13014.323407.3451.3852.7716425.82合计13014.323407.3451.38527.702.7716453.521.2.2主塔的物料平衡按照加压塔和常压塔的采出量之比2:3计算，常压塔釜液含甲醇1%。⑴进料A加压塔：预后粗甲醇16453.52kg/hB常压塔：16453.52-13014.32x2/5x1/0.9995=11245.19kg/h(2)出料A加压塔：塔顶13014.32x2/5x1/0.9995=5208.33kg/h塔釜16453.52-5208.33=11245.19kg/hB常压塔：塔顶13014.32x3/5x99%x1/0.9995=7734.37kg/h塔釜甲醇99.32kg/h水3407.345kg/hNaOH1.385kg/h高沸物2.77kg/h根据以上计算得到表3-11。表3-11甲醇精馏塔物料平衡汇总（单位：kg/h）成分物料加压塔顶出料常压塔顶出料常压塔釜出料甲醇13014.325208.337734.3799.32NaOH1.3851.385水3407.3453407.345高沸物2.772.77合计16425.825208.337734.373510.82第四章常压精馏塔计算已知：(1)要求精甲醇的纯度为质量分数99・95%。(2)操作条件：进料压力110kPa冷凝器压力130kPa再沸器压力110kPa进料温度70°C塔顶温度65C塔底温度100C回流液温度40C1.基础数据常压塔进料的液相中甲醇的含量：13014.32乂3/5=0.6944总0.7011245.19查甲醇-水溶液气液平衡表，得到对应气相中甲醇的含量为0.87。查甲醇-水溶液气液平衡表，原料液中甲醇的摩尔分数:精甲醇中甲醇的摩尔分数:87/32

y==0.79f87/32+13/1899.95/32残夜中甲醇的摩尔分数：yyD—99.95/32+0.05/18=爵"1/32=0.0061/32+99/187833.69/32精甲醇中甲醇的摩尔分数：xD=0.999进料液相中甲醇的摩尔分数：x==0564f7833.69/32+3411.5/18*7833.69/32残液中甲醇的摩尔分数:x=99.32X99.95%/32=0.016w99.32x99.95%/32+(3510.82-99.32x99.95%)/18进料液的平均摩尔质量：M=xM+(1-x)M=0.564x32+(1-0.564)x18=25.896kg/kmolFFCH3OHFH2O

2.塔板数的计算2.塔板数的计算2.1处理能力厂G11245.19F===434.24kmol/hMf25.896精馏段物料量：D=FxXf—气矿=434.24x爵64—0"16=242.08kmol/h精xD-七0.999-0.016提馏段物料量：D提=F—D精=434.24-242.08=192.16kmol/h2.2最小理论板数H2OH2O105.912a==4.237d24.999平均相对挥发度：am查资料得到以下数据:表4-1组分饱和蒸汽压/kPa塔顶65°C进料70C塔底100C甲醇105.912124.54353.039水24.99931.164101.33由公式a=「CH3河得:P*124.54353.039以f=a】164=3.996a^=皿33=3.484:adaf%=&：4.237x3.996x3.484=3.893已知：七M."已知：七M."9,赐=0.016w根据芬斯克公式:x、/1—x09991—0016lg[(J)(——)]lg[()(')Nmin1—Xd七—1=卜爵99八0.016/—1=7.112lgalgNmin2.3最小回流比Rmin因为是饱和液体进料，所以丁丁0.564,=气.七=WT冬=0.834q1+（a-1）x1+2.893x0.564_0.611R_0.999-0.834min-0.834-_0.611取操作回流比R_1.5Rmin-1.5x0.611_0.9172.4理论板数由R-Rmin-0.160，查吉利兰图得到"N野=。葡R+1N+2其中Nmin=7.112解得N=15.57(不包括再沸器)2.5进料位置a，=\.af=y4.237x3.996=4.115ig［〜）（工）］噎（_099L）（1z2^）］Nmin,。1―七-1=卜爵990.564-1Nmin,。lga'lg4.115前已查出二上诅=0.48,N.。=3.700，解得N=9.176故加料板为从塔顶往下的第10层理论板。2.6全塔效率的估算全塔平均温度为：1x(100+65)=82.5°C2在温度82.5C下查得水的粘度为0.3457mPa•s水的饱和蒸汽压为52.36kPa甲醇的粘度为0.28mPa•s甲醇的饱和蒸汽压为196.133kPa则：日=£x日.=0.564x0.28+0.436x0.3457=0.3086mPa-sL冬:3.75052.36全塔效率为：Et=0.49（叫L）-0.245=0.49x（3.750x0.3086）-0.245=47.28%所以，实际进料板：9.176/47.28%=19.4，圆整后取20块。实际塔板数：15.57/47.28%=32・9，圆整后取33块。精馏段与提馏段的体积流量3.1精馏段巳知精馏段的数据如下表4-2。表4-2精馏段数据所处位置进料板塔顶（第一板）质量分数乂寸=0.6966xd=0.9998七=0.87yd=0.9995摩尔分数Xf=0.564Xd=0.999yF=0.79yD=0.999摩尔质量kg/kmolMlf=25.896Mld=31.99Mvf=29.06MD=31.99温度笆7065液相平均摩尔质量M=Mlf+Mld=25.896+31.99=28.94kg/kmol22液相平均温度t=以d=70+65=67.5°Cm22p=752.21kg/m3甲醇在平均温度67.5C下查得p=979.2p=752.21kg/m3甲醇那么液相平均密度为上=〔+■P〔mP甲醇P水xLm工=0.6966+0.9998、。钏？2Pl=779.64kg/mxLm工=0.6966+0.9998、。钏？2Pl=779.64kg/m3那么，精馏段的液相负荷为：L=RD=0.917x242.08=221.99kmol/hLMLPLm221.99x28.94=8.24m3/h779.64气相平均摩尔质量为M=Mvf+Mvd=29.06+31.99=30.53kg/kmolV22若气体为理想气体，在均温67.5°C，均压130kPa下，PM水=130X18=0.83kg/m3、RT8.314x(273.15+67.5)P甲醇pM….一-一甲醇==1.47kg/m3RT8.314x(273.15+67.5)130x32气相平均密度为PVm^v^+二PP甲醇水xVm二=°.87+笊995=0.93482P=1.40kg/m3Vm精馏段的气相负荷为：V=(R+1)D=1.917x242.08=464.07kmol/hv=VM^

hPVm1.40464.07x30.53=10120.04v=VM^

hPVm1.40表4-3精馏段的气、液相负荷表名称液相气相平均摩尔质量kg/kmol28.9430.53平均密度kg/m3779.641.40体积流量m3/h8.2410120.043.2提馏段所处位置进料板塔釜质量分数乂寸=0.6966x=0.01七=0.87y=0.006摩尔分数Xf=0.562xw=0-016yF=0.79y^=0.006摩尔质量体积流量m3/h8.2410120.043.2提馏段所处位置进料板塔釜质量分数乂寸=0.6966x=0.01七=0.87y=0.006摩尔分数Xf=0.562xw=0-016yF=0.79y^=0.006摩尔质量kg/kmolMlf=25.896M^=18.224Mvf=29.06M^=18.08温度笆70100整理提馏段的数据于表4-4。表4-4提馏段数据液相平均摩尔质量：M=Mlf+、矿L225.896+18.224=22.06kg/kmolm，t+170+100平均温度：t=f2w=——2——=85C在平均温度85°C下，p水=968.55kg/m3,P=730.92kg/m3甲醇液相平均密度为：上=—+工mPLmP甲醇P水xLm==0.6966+0.01=0.35332P'=868.76kg/m3Lm提馏段的液相负荷：L=L+F=221.99+434.24=656.23kmol/hL=LMl

hpLm656.23x22.06868.76=16.66m3/h若气体为理想气体，在平均温度85°C，平均压力130kPa下,pM水—130x18RT-8.314x(273.15若气体为理想气体，在平均温度85°C，平均压力130kPa下,pM水—130x18RT-8.314x(273.15+85)=0.79kg/m3p甲醇pM——甲醇==1.40kg/m3RT8.314x(273.15+85)130x32气相平均密度:,Xm+1-XvmPvmP甲醇P水xVm'二=0.87+0.006=0.4382P'=0.98kg/m3Vm提馏段的气相负荷：V'=V=464.07kmol/hv，=V^Mv.hp'Vm464.07x23.57

098=11161.36m3/h提馏段的负荷如表4-5。表4-5提馏段的气、液相负荷名称液相气相平均摩尔质量kg/kmol22.0623.57平均密度kg/m3868.760.98体积流量m3/h16.6611161.36塔径计算本设计采用F1重型浮阀塔，全塔选用标准结构，板间距H=0.50m，板上液层高度Th=0.06m。采用F1型重阀的质量为0.033kg,孔径为0.039m。L4.1精馏段求操作负荷系数C

精馏段功能参数:LX(J)；=竺X(779.64)1=0.0192精馏段功能参数:p10120.041.40V塔板间有效高度：H0=Ht-、=0.50-0.06=0.44m根据史密斯图查得符合系数J=0.094又查得67.5^时，甲醇的表面张力为0・0176N/m水的表面张力为0.06478N/m精馏段甲醇水溶液的平均摩尔组成为：甲醇：1x(0.999+0.564)=0.7822水：1-0.782=0.218表面张力：ql=0.782x0.0176+0.218x0.06478=0.0279N/m所以，C—C(二)0.2=0.094x(279)0.2—0.1005202020最大流速umaxUmax=Ct^P^-^V—0.1005X■779.64T40—2.370m/sUmax=Ct^P取安全系数为0.8,则空塔气速为：u=0.8u=0.8x2.370—1.896m/s⑶求塔径D亚:'4X8.24/3600—1.37m、’兀u兀x1.8964.2提馏段(1)求操作符合系数4.2提馏段(1)求操作符合系数CLx以)2-也66x冬-0.044提馏段功能参数：VhPV11161.360.98查史密斯图得符合系数C20—0.056又查得85°C时，甲醇的表面张力为0・0161N/m水的表面张力为0.06165N/m提馏段甲醇水溶液的平均摩尔组成为:甲醇：1x(0.016+0.564)=0.292水：1-0.29=0.71表面张力：ql=0.29x0.0161+0.71x0.06165=0.04844N/m所以，C-C（二l）0.2=0.056x（竺44）0.2=0.067202020（2）最大流速umaxumax头=0.067x:86"76-爵8=1.99m/umaxPv\0.98取安全系数为0.8,则空塔气速为：u=0.8u=0.8x1.99=1.592m/smax⑶求塔径D八.'4V74x11161.36/3600D==，:=1.57m"u兀x1.592对全塔，取塔径为D=1.6m塔内件设计5.1溢流堰的设计在精馏塔中，塔板上的堰可以保持塔板上有一定的清液高度。倘若过高，那么雾沫夹带严重；过低，则气液接触时间短，这样的话，都会使塔板的效率降低。该设计可以取清液层高度h=0.06m，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。L5.2溢流装置堰长lw取堰长l=0.7D=0.7x1.6=1.12mw出口堰高hw「匕一hw

采用平直堰，堰上液层高度h=兰4E(匕弟-1000l近似取E=1，h=0.01m则h=0.06-0.01=0.05m⑶弓形降液管宽度吧和面积a由£=0.7，D查弓形降液管的宽度和面积图，得E=0.15，DA-A=0.09TD=1.6m，A=—D2=^x1.62=2.01m2T44所以，Wd=0.15x1.6=0.24m，A^=0.09x2.01=0.18m2液体在降液管中停留时间，即e=3600AfHTLh精馏段：e=3600x0」8x0.5=39.3s>5s0.243600x0.18x0.5

提馏段：e==19.4s>5s16.66(4)降液管底隙高度h0取降液管底隙处流体流速u'=0.1m/s，则

08.24精馏段：h0=3600x1.12x0.116.66=0.02m提馏段：h==0.04m03600x1.12x0.15.3塔板布置及浮阀数目与排列塔的平均蒸汽流量:y=V+V'=10120.04+11161.36

s—S2S=2x3600=2.96m3/s塔的平均液相流量:L=Ls+Ls=8.24+16.66=0.0035m3/ss2塔的气相平均密度:p=Pv+PV=1.40+0.98=1.19kg/m3V22塔的液相平均密度:p广=次4+F=824Zg/m3塔的液相平均表面张力:=〜=°.0279+°.0484=0.0382N/m2取阀孔动能因子F0=10孔速勺=_^=^==9.167m/s勾Pv',=271每层塔板上的浮阀数N=*曜*3：69.16700=271取边缘区宽度吧=0.06m，破沫区宽度W，=0.10m，则塔板上鼓泡区面积为一，•二兀x、A=2(xzR2—x2+1-—R2arcsinr)R=D-W=16-0.06=0.74m2c2x=D-(W+W)=16-(0.24+0.10)=0.46mA=2x(0.46x0.742-0.462+-^x0.742xarcsin^^)=1.27m2a1800.74浮阀排列方式采用等边三角形排列，取孔中心距t=0.075m筛孔数目n=空皂=L155X技7=261120.0752按N=261重新核算孔速及阀孔动能因子:4x2.96=9.494m/s兀x0.0392x261F0=9.494X、；1?19=10.36阀孔动能因子变化不大，仍在9〜12范围内。实际空塔气速u=匕=296=1.473m/sA^2.01塔板开孔率小=U=1473=15.5%u09.494塔板流体力学验算6.1塔板压降Ap=h+h+hppLdh=h+h+hpcib⑴干板阻力hc73.1'73.1临界孔速"疽呷=i呷179=9.548m/s因为u。＜uoc，故u0.1759.4940.175h=19.9-。—=19.9X8242=0.036质液柱PL.板上充气液层阻力hl本设备分离甲醇和水的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数£0=0.5。hf0h=0.5x0.06=0.03m液柱液面表面张力所造成的阻力hb此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为h=0.036+0.03=0.066m液柱则单板压降Ap=hpLg=0.066x824.2x9.81=534Pa6.2液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度气=h+七+hd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hph=0.066m液柱液体通过降液管的压头损失h』d因不设进口堰，故h=0.153(4)2=0.153x(0.0035)2=0.0017m液柱dlh01.12x0.03板上液层高度hLh=0.06mL则Hd=0.066+0.06+0.0017=0.1277m液柱取卜0.5，H=0.50m，h=0.05mTw则e(Ht+h)=0.5x(0.50+0.05)=0.275m气<。(Ht+hw)，符合防止液泛的要求。6.3雾沫夹带V：Py+1.36LZ泛点率=皿PL「PVWx100%①KCFAbVPy及泛点率=Pl~Pvx100%②0.78KC&板上液体流经长度=D-2W=1.60-2x0.24=1.12m板上液流面积A^=At-2Af=2.01-2x0.18=1.65m2

甲醇和水为正常系统，取物性系数K=1.0，查泛点负荷系数图，得七=0.115。代入式①，得泛点率2.96x一1.19—+1.36x0.0035x1.12g2-1」9x100%=62.1%1.0x0.115x1.651.19代入式②，得泛点率=2.96x■"2-1"x100%=0.78x1.19代入式②，得泛点率=2.96x■"2-1"x100%=0.78x1.0x0.115x2.0162.4%根据两式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足七＜0.Mg(液)/kg(气)的要求。塔板负荷性能图7.1雾沫夹带线V：一^一+1.36LZ泛点率=二KCFAb按泛点率为80%计算如下:叮一^1^一+1.36Lx1.120.155x1.65、'824一1」9S—=0.800.155x1.65整理，得：V=3.995-40.08L由式(1)知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L值，依式⑴算出相应的匕值列于表4-6中。据此，可作出雾沫夹带线(1)。表4-6L/(m3/s)0.0010.005V/(m3/s)3.9553.795

7.2液泛线。(H+h)=h+h+h=h+h+h+7.2液泛线。(H+h)=h+h+h=h+h+h+h+h,lbLdTwpLdc忽略h^，则PU2NH+h)=5.344-Pl2gL2.843600L、】+0.l53(y^)2+(l+8)[h+E(s)2/3]lh00w1000l因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H,h,l,p,p点及8等均为定值，而u=g-，TwwVL00兀d2N0式中N与d0亦为定值，因此可将上式简化成匕与L,的如下关系式:V2=49.5-33545.3L2-229.65L2/3(2)sss在操作范围内任取若干个L值，依式⑵算出相应的V值列于表4-7中。L/(m3/s)0.0010.0050.010.015VZ(m3/s)6.8686.4775.9575.290表4-7据表中数据作出液泛线(2)。7.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3〜5s。液体在降液管内停留时间为0=3600气气=3〜5s。Lh以0=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则Ls,max=AH50.18x0.550.018m3/s(3)求出上限液体流量L值(常数)。在匕-L图上液相负荷上限线为与气体流量V无关的竖直线(3)。

7.4漏液线TOC\o"1-5"\h\z对于F1型重阀，依F=u、,厂=5计算，则u=「L。又知V=1d2Nu，则得00，V0；'ps400\o"CurrentDocument"V=-d2N「^。s40.phV以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则V=-x0.0392x261x_