万吨煤制甲醇精馏工艺设计课程设计

/陕西能源职业技术学院课程设计40万吨煤制甲醇精馏工艺设计学生姓名:指导老师：李秉昌专业：应用化工技术系部：地质测量系摘要甲醇是煤化工中非常重要的有机产品，在甲醇合成工业生产过程中，粗甲醇的精制不仅是决定甲醇产品质量的重要工序，而且也是影响甲醇生产成本的关键因素之一。换热器是化工生产中重要的通用热工设备之一,管壳式换热器以其结构简单、牢固、操作弹性大等特点被广泛应用于工业生产中.本文的研究对象是四塔甲醇精馏工艺，与传统工艺相比新工艺能够节约能量，节约软水；但是同时新工艺增加了系统的藕合程度，加强了塔之间的关联性,提高了系统对于进料波动的响应的复杂性,给控制带来了很大的难题。为了能够实现新工艺的工业应用，对新工艺进行详细的研究。关键词:甲醇精馏,AspenPlus模拟,换热器计算，设备选型目录TOC\o"1-3"\h\u29576摘要 II122前言 I4813第一章文献综述 —6—165841。1研究背景 -6—58041。1.1课题的提出 -6-24221.1。2研究目标 -6-225091.2甲醇的简介 -6-111241.3甲醇精馏流程发展 —7-65991。3.1工艺流程概述 -7—253531.3。2典型的工艺流程 —7—76171。3.3影响精馏操作的因素与调节 -10—28814第二章甲醇精馏工段物料衡算 —11—235482.1甲醇精馏原理 —11—266562.1。1预精馏塔的作用 —11—109042。1.2加碱对甲醇精馏的改善 —11—307092.1.3萃取精馏在甲醇精馏中的应用 -12-136322。1。4回流比的选择 -12—87502。2四塔精馏工段工艺的物料衡算 -12-282002.2。1甲醇精馏工段物料衡算任务 —12—36752。2。2甲醇精馏工段物料衡算计算原理[18］ -13-112762。2.3甲醇精馏工段物料衡算 —13-30739第三章常压塔冷却器的设计 —18-12463.1确定设计方案 —18—110803。2确定物性数据［18] —18—131403.2。1计算总传热系数 —18-174743.2.2工艺结构尺寸 —19-13953.2。3折流板 —20—226263。2。4接管 —21—12133。3换热器核算 —21—56673。4确定折流挡板形状和尺寸 -25-196483.5波形膨胀节 —25—76613。6设备主要附件的选择［17] -25—274033。6。1接管及法兰的选型 -25-88863.6.2左管板的选型 —27-153153。6.3换热管的选择 —28-62863。6.4左管箱短节的选择 —28-43123.6.5左管箱封头的选择 -28—103623.6。6左管箱隔板的选择 -29—72343。6.7左管箱法兰和密封垫片的选型 —29-72523。6.8右管板 —29-101243。6。9右管箱设计 -29—190853.6.10鞍座的选型 -30—78713。7设计结果一览表 —30-2296第四章结论 -31—31369参考文献 -32—10004致谢 -33—前言甲醇是重要的有机基本产品，用途非常广泛。甲醇的产品质量、能耗指标是甲醇精馏系统的关键因素。甲醇精馏工艺对整个甲醇生产流程的生产能力、产品质量、能源消耗与原料消耗、环境保护都有重大影响.精馏过程占总能耗的很大部分，甲醇生产能耗其中约60%就用于精馏过程.精馏投资约占项目总投资的30%-40%.要研究和开发一种新工艺，传统的方法是先进行实验，再经过小试、中试、工业规模生产等等逐级放大的过程,周期长，投资大。应用流程模拟软件，对工艺流程进行模拟，则很容易实现对流程的考察，可以改进工艺流程布置，优化工艺操作参数，只要选择的模型及热力学方法适当，模拟结果是相当可靠的，可以用来指导生产，或者为装置改造以及新装置的设计提供基础数据。国内一些甲醇生产装置，甲醇精馏能耗较高、产品收率较低、甚至一些装置的甲醇产品质量较差.同时，国内甲醇产能的扩张很迅速，但是目前新项目设计还是沿袭以往设计为主、没有足够的甲醇精馏系统设计应用理论研究基础.因此,对甲醇精馏工艺作系统的研究对于甲醇精馏系统的合理设计、通过设备改造和调整工艺来降低甲醇精馏的能耗、提高甲醇产品质量和收率有突出的现实意义。现本文通过查阅国内外文献和实际生产中的工艺资料，利用流程模拟软件，使用专有的物性热力学包模拟计算了四塔甲醇精馏工艺流程，并和实际的工艺数据进行了对比，同时对常规甲醇精馏工艺的不同流程的设计参数和操作参数进行了总结和分析，提出了甲醇精馏系统的工艺设计原则和设备设计原则.在此基础之上对于甲醇精馏系统提出了新的改进流程和全新流程的开发。对于甲醇工业的发展具有重要的意义.由于本人水平有限,文章中有不妥之处还望老师批评指正。第一章文献综述1。1研究背景1.1。1课题的提出粗甲醇中含有多种有机杂质和水分，需要精制。精制过程包括精馏与化学处理。化学处理主要用碱破坏在精馏过程中难以分离的杂质，并调节pH.精馏主要是除去易挥发组分，如二甲醚、以及难以挥发的组分、高级醇、水等[1]。在确定粗甲醇精馏的工艺流程时，应对生产过程中能耗、自动化程度、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.甲醇精馏过程的物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。根据甲醇质量要求不同，甲醇精馏可分为一塔流程、双塔流程和三塔流程。另外,ICI公司上世纪80年代末为节省能耗，还将双塔流程改为四塔流程.因此，对甲醇精馏工艺作系统的研究对于甲醇精馏系统的合理设计、通过设备改造和调整工艺来降低甲醇精馏的能耗、提高甲醇产品质量和收率有突出的现实意义。现本文通过查阅国内外文献和实际生产中的工艺资料,利用流程模拟软件,使用专有的物性热力学模拟计算了四塔甲醇精馏工艺流程，并和实际的工艺数据进行了对比,同时对常规甲醇精馏工艺的不同流程的设计参数和操作参数进行了总结和分析,提出了甲醇精馏系统的工艺设计原则和设备设计原则。1.1.2研究目标本论文的研究目标是:甲醇精馏工段进行初步设计(1）通过热力学原理对甲醇精馏工段的工艺流程进行选择，进行物料衡算和能量衡算；（3)根据换热器的热力计算、流动计算、结构计算和强度设计，对换热器进行合理的选型；(4）利用AutoCAD软件,绘制甲醇精馏工段的物料流程图、带控制点的工艺流程图、冷却器的设备图、0。000平面的精馏工段设备布置图。1。2甲醇的简介纯甲醇为无色透明略带乙醇气味的易挥发液体，沸点65℃，熔点-97.8℃，和水相对密度0.7915。甲醇能和水以任意比互溶,但不形成共沸物，能和多数常用的有机溶剂(乙醇、乙醚、丙酮、苯等）混溶，并形成恒沸混合物。甲醇剧毒,内服10ml有失明危险,30ml能导致人死亡，空气中允许最高甲醇蒸汽浓度为0。05mg/h。易燃烧，其蒸汽能和空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.0～36。5％（体积)［2］。甲醇具有上述多种重要的物理化学性质,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C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.甲醇通过ZMS—5分子筛催化剂转化为汽油已经工业化为固体燃料转化为液体燃料开辟了捷径.甲醇加一氧化碳加氢可以合成乙醇。又如甲醇可以裂解制烯烃。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。3甲醇精馏流程发展1.3.1工艺流程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中间入料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液，下部侧线出杂醇［3］。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，老的工艺装置由于能耗过高，在市场竞争力下降,技术更新和技术进步成为必走之路。1.3。2典型的工艺流程甲醇精馏产生工艺有多种，分为单塔精馏,双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏[4］。（1）单塔流程描述单塔流程（见图1。1)为粗甲醇产品经过一个塔就可以采出产品。粗甲醇塔中部加料口送入,轻组分由塔顶排出，高沸点的重组分在进料板以下若塔板处引出，水从塔底排出，产品甲醇在塔顶以下若干块塔板引出.DANTADANTACJIACHUNGAOFEIWUJJIACHUNDIFEIWUSHUI图1.1甲醇精馏工艺的单塔流程（aspen模拟图）（2)双塔流程描述［5]从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔,此塔为常压操作。为了提高预精馏塔后甲醇的稳定性，并尽可能回收甲醇，塔顶采用两级冷凝。塔顶经部分冷凝后的大部分甲醇、水及少量杂质留在液相作为回流返回塔,二甲醚等轻组分(初馏分）及少量的甲醇、水由塔顶逸出,塔底含水甲醇则由泵送至主精馏塔。主精馏塔操作压力稍高于预精馏塔，但也可以认为是常压操作,塔顶得到精甲醇产品，塔底含微量甲醇及其它重组分的水送往水处理系统（见图1.2）。图1。2甲醇精馏工艺的双塔流程（3)三塔流程描述从合成工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。三塔流程（见图1。3）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。［6]图1。3甲醇精馏工艺的三塔流程（4）四塔流程描述四塔流程（见图1.4)包含预精馏塔、加压精馏塔、常压精馏塔和甲醇回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔，脱除轻组分后(主要为不凝气、二甲醚等），塔底甲醇及高沸点组分加压后进入加压精馏塔；加压精馏塔顶的气相进入冷凝蒸发器,利用加压精馏塔和常压精馏塔塔顶、塔底的温差,为常压塔塔底提供热源,同时对加压塔塔顶气相冷凝。冷凝后的精甲醇进入回流罐，一部分作为加压塔回流，一部分作为精甲醇产品出装置；加压塔塔底的甲醇、高沸组分、水等进入常压塔,常压塔顶馏出精甲醇产品,在进料板下方设置侧线抽出,抽出物主要为甲醇、水和高沸点组分，进入甲回收塔再回收甲醇，塔底废水进入生化系统处理；回收塔设有侧线抽出，主要抽出物为高沸点醇类，以保证回收塔塔顶精甲醇质量和塔底废水中总醇含量要求，塔底废水送生化处理。图1.4甲醇精馏工艺的四塔流程1。3。3影响精馏操作的因素与调节(1）进料状态［7]精馏塔的进料(含水甲醇）：当进料状况发生变化（回流比、塔顶精馏产物的组成固定)时,这直接影响到提馏段回流量的改变，进料板的位置也随着改变，将引起理论板数和精馏段、提馏段塔板数分配的改变。对于固定进料状况的精馏塔来说，进料状况的改变,将会影响到产品质量及损失情况的改变。（2）回流比回流比对精馏塔操作影响很大，直接关系着塔内各层扳上的物料浓度的改变和温度的分布.最终反映在塔的分离效率上,是重要的操作参数之一。一般情况下，选取适宜回流比为最小回流比的1.3～2倍。两塔甲醇精馏甲醇主精馏塔的回流比为2.0～2.5。其调节的依据是根据塔的负荷和精甲醇的质量。当塔的热负荷较低时,可以取较低的回流比比较经济，为保证精甲醇的质量，精馏段灵敏板的温度可以控制的略低；反之,则增大回流比，在照顾精甲醇质量的同时，为保持塔釜温度，灵敏板温度可控制略高。对粗甲醇精馏，回流比过大或过小，都会影响精馏操作的经济性和精甲醇的质量,一般在正常生产条件受到破坏或产品不合格时，才调节回流比;调节后尽可能保持塔釜的加热量稳定，使回流比稳定.在调节回流的同时，要注意板式塔的操作特点，防止液泛和严重漏液，都将会造成塔内操作温度的混乱。当改变回流比时，由于操作的变动，必然会引起塔内每层板上浓度(组成）和温度的改变，影响甲醇的质量和甲醇的收率，必须通过调节，控制塔内适宜的温度,达到新的平衡，在粗甲醇含量和产量确定的条件下，甲醇精馏系统正确的设计十分关键.（3）进料量和组成甲醇精馏塔进科量和组成改变时,都会破坏塔内物料平衡和气液平衡，引起塔温的波动，如不及时调节，将会导致精甲醇的质量不合格或者增加甲醇的损失.随着进料量的调节，各层塔板上的气液组成重新分配，可以控制一定的灵敏板温度与之相适应.粗甲醇的组成一般是比较稳定的,只是在合成催化剂使用的前后期随着反应温度的升高而变化较大。但是预精馏后的含水甲醇中，甲醇浓度总会有些小幅度波动。不论是其中甲醇浓度增加或降低，都会造成塔内物料不平衡，形成轻组分下降或重组分上升,引起塔釜温度降低或塔项温度升高，加大了甲醇损失或降低了精甲醇的质量。这时，在回流比仍属适宜的情况下，只需对精甲醇的采出量稍作调节，就可达到塔温稳定，物料和气液又趋平衡；如果粗甲醇的组分变化较大时，则需适当改变其进料板的位置，或是改变回流比，才保证粗甲醇的分离效率。当合成催化剂后期生产的粗甲醇进行蒸馏时，有时为确保精甲醇的质量,以保证精馏塔进料位置降低，同时适当加大回流比。如前所述，对粗甲醇精馏塔的操作概念，可以概括如下:在稳定塔压的前提下，采用在较高蒸汽速度（负荷）下操作，既提高传质效果又最经济;选择适宜的回流比，降低能量消耗;一般在进料稳定和变化缓慢的情况下，通过经常性小量调节精甲醇和重组分的采出量，以保持塔温的合理分布和稳定，维持好塔内三个平衡，使产品甲醇达到质量指标，同时回收副产品──重组分,并尽最大可能降低残液中有机物的含量.第二章甲醇精馏工段物料衡算2。1甲醇精馏原理甲醇精馏的目的,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.本课题研究四塔甲醇精馏工段工艺,,包括预精馏塔、加压塔、常压塔以及回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔，脱除轻组分后,塔底甲醇及高沸点组分通过泵提压后送入加压塔，加压塔顶部出来的气体进入常压塔再沸器换热后，再以回流的方式全部返回加压塔,从加压塔塔顶第2块填料位置采出产品，加压塔塔釜液送入常压塔，常压塔塔顶馏出精甲醇产品，塔釜液送入汽提塔处理，常压塔提馏段侧线采出杂醇油送往回收塔处理,回收塔塔釜液与来自常压塔塔釜液一并送往汽提塔处理。2.1.1预精馏塔的作用预塔精馏的主要作用是脱除粗甲醇中的低沸点杂质和可与甲醇形成共沸物的杂质,它们一般由二氧化碳、醚类、胺类、烃类、酯类、醛酮类物质组成。二氧化碳、醚类、胺类等低沸物可随不凝气一起放空。对预塔的作用国内外有不同的看法,主要有两种观点:一种认为预塔对保证甲醇的质量有重要作用,国外大都持这种观点，它们的预塔比较高。国内亦有不少厂家的预塔较高,如大庆、吉林、兰州、太原等化肥厂，以及80年代末、90年代初投建的小联醇厂；另一种观点认为铜基触媒的选择性好，粗甲醇中杂质少，预塔高度不必太高,甚至将预塔冷凝器直接垂直安放在塔顶，回流量没有计量,早期的小联醇就是这样[14]。2。1.2加碱对甲醇精馏的改善利用NaOH处理在精馏过程中难以分离的杂质,例如粗甲醇中的酸类、酯类等,使其生成较容易被脱出的盐。粗甲醇中含有的有机酸，对设备，管道腐蚀厉害，经过碱的中和作用,减轻了腐蚀，延长了设备、管道的使用寿命。例如羧酸与NaOH反应生成羧酸钠：RCOOH+NaOH→RCOONa+H2O还调节了粗甲醇的pH值。在碱存在下,酯发生皂化反应，生成羧酸盐：RCOOR’+NaOH→RCOONa+R’OH羧酸钠溶于水,易于分离。加碱处理使得一些难分离的杂质，在预精馏塔分解［15］.2.1。3萃取精馏在甲醇精馏中的应用粗甲醇中的一些烃类、酯类杂质，它们常温下与甲醇混溶，但不溶或难溶于水.这些醇溶性杂质对精甲醇水溶性特别敏感,只要甲醇中残存几十g/m3，其水溶液就会混浊，达不到精甲醇水溶性的要求。又因为杂质密度与甲醇密度差距较大，杂质多时也容易造成精甲醇密度指标不合格。这类物质的沸点较高,且易与甲醇形成低于甲醇沸点的共沸物，主要集中在预塔塔顶而大量进入二级冷凝器回流液.这类物质如不在回流液中脱除，就会造成预塔塔釜出料杂质多，影响精甲醇的质量。脱除这些杂质的方法主要是利用其不溶于水的特性.在预塔加入萃取水可提高醛、酮类物质的相对挥发度，从而使其从塔顶采出。[16］2.1。4回流比的选择回流比对精馏塔操作影响很大，直接关系着培内各层扳上的物料浓度的改变和温度的分布。一般情况下，选取适宜回流比为最小回比的1.3~2倍。两塔甲醇精馏甲醇主精馏塔的回流比为2。0~2.5。其调节的依据是根据塔的负荷和精甲醇的质量。为保持四塔精馏系统的稳定操作、降低能耗并减少投资，应选取：加压塔回流比R1≥2。5，常压塔回流比R2≥2;两塔负荷比Q1/Q2：0.59－0。79；并在保持稳定生产、产品质量合格的基础上，R1，R2选取得尽量小。2。2四塔精馏工段工艺的物料衡算2。2.1甲醇精馏工段物料衡算任务已知：原料是粗甲醇，成分及含量如下表2.1粗甲醇组成成分含量（wt％）CH3OH93.40CH3OCH30。42C4H9OH0。26CH3OCCH30。32

H2O5。6合计100设计要求：（1）粗甲醇中甲醇回收率不小于99％；（2)精馏工段产品为精甲醇，其甲醇含量不低于99。5％2.2.2甲醇精馏工段物料衡算计算原理[18］全塔物料衡算（通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成之间的关系）。连续精馏塔做全塔物料衡算，并以单位时间为基准，即总物料易挥发组分式中F-原料液流量，kmol/h；D—塔顶产品（馏出液）流量，kmol/h；W-塔底产品（釜残液)流量，kmol/h；—原料液中易挥发组分的摩尔分数;—馏出液中易挥发组分的摩尔分数；—釜残液中易挥发组分的摩尔分数。塔顶易挥发组分回收率塔底难挥发组分回收率2。2.3甲醇精馏工段物料衡算以精甲醇年产40万吨计，粗甲醇中含甲醇90.29％，则每年所需粗甲醇总量为：400000/0。934=428266t/y年工作日以330天计，则精甲醇每日、每小时产量为：400000/330=1212。1t/d=50.505t/h=50505.1kg/h每日、每小时所需粗甲醇量为：428266/330=1297.78t/d=54。07t/h=54074kg/h1）粗甲醇组成（1)甲醇含量：93.40%（2）水含量:5.6%（3)轻馏分含量：二甲醚0.42％（4）初馏分含量:异丁醇0.26％（5）高级烷烃：辛烷0.32%2）预塔物料衡算（1）入料：①粗甲醇入料量：54047kg/h②碱液每吨精甲醇消耗92％的NaOH0。811kg，则消耗10%的碱液量：=376。8kg/h则甲醇年消耗量:376。8×24×330=2984t碱带入的水量=376.8×（1—0.1）=339.12kg/h（相当于加入的萃取水量)③粗甲醇含水量=54047×0.056=3026。6kg/h水量=粗甲醇含水量+碱液含水量=3026。6+339.12=3365.72kg/h④轻馏分量=54047×0.0042=227kg/h⑤初馏物=54047×0.0026=140.5kg/h⑥高级烷烃=54047×0.0032=172.95kg/h总入料量=粗甲醇量+碱液量=54047+376。8=54423。8kg/h（2）出料①甲醇：50505kg/h②水量：3365。72kg/h③NaOH：376.8kg/h④轻馏分:227kg/h⑤初馏物：140。5kg/h⑥高级烷烃：172。95kg/h其中：气相塔顶=轻馏分+高级烷烃=227+172.95=399。95kg/h液相塔底=甲醇+水+初馏物+NaOH=50505+3365。72+140。5+376。8=54388kg/h（3）预塔回流量脱醚塔回流量回流比一般R20,且考虑到节省能源的问题.结合ASPEN简捷模拟取R=31.5则回流量=1071.2×31.5=33787。68kg/h3）加压塔物料衡算加压塔出料甲醇含量86.7％（即塔底甲醇含量）（1）入料：总入料量=出料液相=54388kg/h其中：①水量=预出料水量=3365。72kg/h②甲醇量=预出料甲醇量=50505kg/h③NaOH=预出料碱量=376.8kg/h④初馏物=预出料初馏物=140。5kg/h（2)出料:①出料水量=入料水量=3365。72kg/h②NaOH=376。8kg/h③初馏物=140。5kg/h④甲醇=（出口水量+NaOH+初馏物）×出料甲醇含量/（1-出料甲醇含量）=(3365。72+376.8+167。8）×0。867/(1—0.867）=25491kg/h⑤采出精甲醇量=入塔甲醇量—出料甲醇量=50505-25491=25014kg/h⑥总出料量=总入料量-采出精甲醇量=54388—25014=29374kg/h其中塔顶：液相=精甲醇量=25014kg/h塔底：液相=粗甲醇量=29374kg/h（3）回流量为保持系统的稳定操作，降低能耗，并减少投资，应选取：加压塔回流比R1≥2.5常压塔回流比R2≥2.0并且在保持稳定生产,产品质量合格的基础上，R1、R2选取的尽量小.则取加压塔回流比R=2。8回流量=R×D=2.8×25014=70039.2kg/h4）常压塔物料衡算（1）入料总入料量=加压塔塔底总出料量=29374kg/h其中①甲醇=29374×0。867=25467.3kg/h②水=3365。72kg/h③NaOH=376。8kg/h④初馏物=140。5kg/h（2）出料①侧线排出量=初馏物+水+甲醇初馏物=140.5kg/h占0。26%则侧线排出量=140.5/0.0026=5403.8kg/h其中:甲醇=5403.8×0.6062=3275.8kg/h（占60.62％）水=5403.8×0。3023=1633.6kg/h（占30。23%）初馏物=140.5kg/h(占0。26％）②塔底排出残液其中：NaOH=376。8kg/h水=入料水-侧线排出=3365。72-1633.6=1732.12kg/h塔底排出残液中含甲醇量=（残液中水+NaOH）×残液甲醇含量/（1-残液中甲醇含量)=（1732.12+376.8）×0.001/（1-0。001）=2。1110kg/h残液总量=水量+NaOH+醇量=1732。12+376。8+2。1110=2111.0kg/h③塔顶塔顶采出精甲醇=入塔精甲醇—侧线排出—残液中含醇量=25467.3-3275。8—2.1110=22189.4kg/h总出料量：塔顶精甲醇=22189。4kg/h塔侧线=初馏物+水+甲醇=5403。8kg/h塔底残液=NaOH+水+甲醇=2111.0kg/h(3)回流量回流量=R×D=2×22189.4=44378。8kg/h5）回收塔物料衡算（1）入料入料量=侧线排出量=5403.8kg/h其中甲醇=3275.8kg/h 水=1633。6kg/h 初馏物=140。5kg/h(2）出料：①塔顶采出精甲醇量=3275。8×0。97367=3189。5kg/h(精甲醇占入料精甲醇的97.367%）②侧线抽出物甲醇=入料甲醇—塔顶甲醇=3275。8—3189.5=86。3kg/h（甲醇占20.27％）侧线抽出物=86.3/20。27%=425。8kg/h其中异丁醇=425。8×0。0026=1.11kg/h水=425。8×0。056=23。8kg/h甲醇=86。3kg/h③塔底其中水=入料水量-侧线出水=1633.6-23。8=1622.8kg/h异丁醇=入料异丁醇—侧线抽出异丁醇=14.05—1.11=12.94kg/h总量=水量+异丁醇=1622。8+12.94=1635.74kg/h(3)回流液量回流比:R取5回流量=D×R=5×3189。5=15947.5kg/h6)粗甲醇中甲醇回收率甲醇回收率=（加压塔采出精甲醇量+常压塔采出精甲醇量+回收塔采出精甲醇量）/粗甲醇中精甲醇量=(25014+22189。4+3189.5）/50505.1=99。778％第三章常压塔冷却器的设计3.1确定设计方案两流体温度变化情况：精甲醇进口温度71℃，出口温度49℃；冷却水进口温度25℃，出口温度30℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度降低,考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大,因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器.3。2确定物性数据［18］⑴流体平均温度Tm和tmTm1＝(Ti＋To）/2＝（71＋49)/2＝60℃tm1＝（ti＋to)/2＝（25＋30）/2＝27。5℃⑵平均温度下的物性数据表3-1各组分物性数据物料项目单位数据物料项目单位数据水密度kg/m3994甲醇密度kg/m3760粘度pa•s0.000725粘度pa•s0。000344导热系数W/（m•K）0.626导热系数W/（m•K）0.188比热容kJ/（kg•K）4。08比热容kJ/(kg•K)2.9433。2.1计算总传热系数⑴热负荷QQ=Q0cp0t0+Q0r=22189。4×2。943×（71—49）+22189。4/3035。28/3600=1436。682kW⑵平均传热温差’===11。47℃⑶冷却水用量===253532kg/h总传热系数K管程传热系数===13710=0。023=0.023=2734.6w/(m2K）壳程传热系数假设壳程的传热系0=290W/（m2·℃)；污垢热阻=0。000172m2·℃/W=0。000172m2·℃/W管壁的导热系数λ=45W/(m•K)===229.67W/（m2·℃）3.2。2计算传热面积S’===512.3m2考虑15％的面积裕度，S=1.15×S’=1。15×512.3=599。5m23。2。2工艺结构尺寸管径和管内流速选用Φ25×2.5传热管（碳钢），去管内流速=0.5m/s管程数和传热管数===452（根）按单程管计算，所需的传热管长度为L=S/（πd0ns)=512.3/(3.14×0。025×452)=8.3（m）取传热管长l=9m，则该换热器管程数为Np=L/l=8.3/9≈1(管程）传热管总根数N=452×1=452（根)平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数R=（71—49)/(30-25）=8.8P=(30—25）/（71—25）=0.102按单壳程，多管程结构,温差校正系数查《化工原理（上册）》第232页图4—19，可得=0。99平均传热温差=’=0。99×12=12℃传热管排列和分程方法采用组合排列法，取管心距t=1.25d0，则t=1。25×25=31.25≈32mm横过管束中心线的管数===26(根)壳体内径采用多管程结构,取管板利用率η=0。8,则壳体内径为=1。05=1.05=798.7圆整可取D=800mm圆整后，换热器壳体圆筒内径为D=800mm，壳体厚度选择10mm。长度定为9000mm.壳体的标记：筒体DN800δ=103.2.3折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，折流板的板间距为h=0。25800=200mm，则折流板数去折流板间距=，则==（mm),可取B为250mm.NB=9000/250－1=59(块）3。2.4接管壳程流体进出口接管：取接管内甲醇流速为u=0.5m/s，q=22189。4/760/3600=0。00811m3/s,则接管内径为===0。144m取标准管径为150mm管程流体进出口接管:取接管内水流速为u=0。5m/s,q=253532/994/3600=0.0709m3/s.===0。425m取标准管径为450mm筒体材料选择为Q235—A,单位长度的筒体重110kg/m,壳体总重为110×(5。910—0.156）=632.94kg.（波形膨胀节的轴向长度为0。156m，见本设计设备图)3。3换热器核算(1)热量核算A.壳程对流传热系数因为是有相变的换热过程，且甲醇蒸汽在水平管束外冷凝，采用凯恩公式估算，即=0.725()1/4当量直径，由正三角形排列得=壳程流通截面积So＝BD（1-)＝0。25×0.8(1－0。025/0。032）＝0。04375㎡壳程流体流速及雷诺数分别为uo＝Vs/So＝=0。1854m/sReo＝==8191.0αo＝0.725×(2。9433×7602×9。81×35.258×1000/30/262/3/0.025/0。000344/6.3）1/4＝3099。5W/（m2·℃)B.管程对流传热系数αi＝0.023Re0。8Pr0。4管程流通截面积Si＝＝0。785×0。022×452/1＝0.141928㎡管程流体流速ui=Vs/Si=＝0.04369m/sRei＝＝＝1198。0普兰特准数Pr＝＝＝4.73αi＝0.023×0。626/0。02×1198.00。8×4。730.4＝389。029W/（m2·℃)C.传热系数K==324.9W/(m2·℃)D。传热面积S===368。5m2该换热器的实际传热面积SPSp＝=3。14×0。025×(9-0.09)×(452—26)=297.96㎡该换热器的面积裕度为：F=＝＝23.7％传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。换热器内流体的流动阻力管程流动阻力∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2）FtNpNs（3—15）其中，ΔP1，ΔP2——分别为直径及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，paFt——结垢校正因数，无因次，取1。5，Np——管程数，Ns—-串连的壳程数。流速0。1854m/s，雷诺准数1198.0(层流)==0.0534=0。0534××=410。5Pa==51.3Pa=（410。5+51.3）=1385。4Pa管程流动阻力在允许范围之内B.壳程阻力其中,ΔP1‘——流体横过管束的压降，paΔP2‘-—流体流过折流板缺口的压强降,paFs——壳程压强降的结垢正因数，无因次，取1。15Ns——串连壳程数.其中，F-—管子排列方式对压强降的校正因数fo—-壳程流体的摩擦系数，当Re〉500,f=5。0Re-0.228Nc-—横过管束中心线的管子数NB——折流挡板数管子为三角形排列，F=0.237，NB=59，nc=26，u0=1.108m/s所以==0.640809∴由式(），得：==3095Pa(3—18）=59×(3.5－）×=2311。9Pa=3095+2311.9=5406。9PaC合理压降在常压操作下，操作压力范围0-0。07MPa(表压)，合理压降为ΔP=P/2本冷却器的的操作压力为0.03MPa(表压)，合理压降ΔP=P/2=（0.03﹢0。1303）/2=0.06565MPa（绝压)通过比较,管程压降与壳程压降亦在合理范围。3.4确定折流挡板形状和尺寸选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板,直径为700mm，厚度为10mm。缺口弓形高度为圆形板直径的约1/4，本设计圆整为200mm。折流挡板上换热管孔直径为25.6mm，共有452-78=374个；拉杆管孔直径为16.6mm，每个折流挡板上有4个。折流挡板重量为5.1kg。选择折流挡板间距h=200mm。折流挡板数NB=L/h-1=9000/200-1=44块.3.5波形膨胀节冷流体循环水的定性温度为(30℃+25℃）/2=27.5℃热流体废液的定性温度为（71+49）/2=60℃。该换热器用循环水冷却,冬季操作时进口温度会降低。考虑到这一因素,估计该换热器的管壁温度和壳体壁温之差较大，因此确定选用带波形膨胀节的固定管板式换热器.波形膨胀节的壁厚与壳体相同，为10mm。根据换热器壳体的公称直径800mm,可知波形膨胀节的公称直径也是800mm,根据公称直径，查《化工设备机械基础》（化学工业出版社，2008)书中表16-9的对应条目,获得波形膨胀节的具体尺寸（见换热器设备图)3.6设备主要附件的选择[17］3.6。1接管及法兰的选型（1）管口A管口A为循环水出口。①接管管径的确定：流量253532kg/h，密度为994kg/m3，相当于q=253532/994/3600=0.0709m3/s。循环水为低粘度流体,在接管中的合理流速u=0。5——2m/s.本设计取u=0.5m/s。则接管的内径===0.425m=425mm。接管的外径选择为430mm,壁厚选择为8mm,材质为20钢，每米管子的重量17.14kg(GB—T17395—1998无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差)。②接管长度的选择:接管的长度L选择150mm,则重量为1。9kg。接管的标记：接管Φ90×4.5L=125③接管法兰的选择:查《大学工程制图》(华东理工大学出版社，2005）表14-5，接管外径dH=159mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=150mm。选择公称压力PN=0。6MPa的突面法兰，材料为Q235—A，标记为：HG20592法兰PL150（B）—0。6RFQ235-A。重量为5。14kg。该法兰有8个均布在外周的螺孔，使用8个M16螺栓、螺母、垫片与工艺管道连接。（2)管口B管口B为废水出口。废水的流量为27155.9kg/h，密度为760kg/m3，相当于q=27155。9/760/3600=0.009925m3/s。废水在接管中的合理流速u=0.5——2m/s。本设计取u=0.5m/s。则接管的内径===0.0253m=45mm。（3)管口C管口C为排气口。①接管管径的确定:接管的外径选择32mm，壁厚选择为3.5mm，材质为20钢，每米管子的重量2。46kg（GB-T17395-1998无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）.②接管长度的选择：接管的长度L选择125mm，则重量为0。349kg。接管的标记：接管Φ32×3.5L=100③接管法兰的选择：查《大学工程制图》（华东理工大学出版社,2005）表14-5，接管外径dH=32mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=25mm。选择公称压力PN=0。6MPa的突面法兰，材料为Q235-A，标记为：HG20592法兰PL25（B)—0。6RFQ235—A。该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M10螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。（4）管口D管口D为废水进口。接管、法兰与管口A和B的完全相同。（5)管口E管口E为排污口.1接管长度的选择：接管的长度L选择90mm，则重量为0.493kg。接管的标记：接管Φ57×3.5L=1002接管法兰的选择：查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005)表14-5，接管外径dH=57mm的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN=50mm。选择公称压力PN=0。6MPa的突面法兰，材料为Q235—A,标记为：HG20592法兰PL50(B）-0。6RFQ235-A.重量为1.51kg.该法兰有4个均布在外周的螺孔,使用4个M12螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。（6)管口F管口F为循环水进口.接管、法兰与管口A、B和D的完全相同。3。6。2左管板的选型（1）管板厚度:《化工设备机械基础》(化学工业出版社，2008）中有表16-8管板厚度表。管板的设计压力为管、壳程设计压力中的大者。当设计压力小于1MPa时，取为1MPa；表中的设备壳体内径×壁厚最接近本课程设计值的是700×10；管、壳程的温度差=60—27。5=32。5℃；根据上述的设计压力、壳体内径×壁厚以及温度差，查表得管板的厚度δ=52mm。管板材料为16Mn（锻件）。（2）管板形状：管板同时起到法兰的作用,密封面为凸面，可以和管箱的法兰（密封面为凹面)连接。管板直径与管箱法兰的相同,为830mm.外周均布24个Φ18螺孔。（3）管板的开孔①开孔和管程隔板密封槽分布情况：左管板共有312个安装换热管的开孔和8个拉杆安装孔以及2道管程隔板密封槽（见设备图）。②安装换热管的开孔尺寸:为了便于在管板上焊接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大0.4mm，即Φ25。4mm。开孔形状见设备图。(或者:为了便于在管板上胀接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大0.3mm,即Φ25。3mm.开孔内表面有两道环向的槽，槽深0.5mm。管板开孔形状和内表面环向槽的位置、尺寸见下图：图4.2管板开孔形状和内表面环向槽的位置、尺寸③拉杆安装孔和管程隔板密封槽的尺寸见设备图。3.6。3换热管的选择(1）选择20钢材质的无缝钢管，规格：Φ25×2.5。(2）换热管的长度为6000mm。(3)换热管与管板连接采用焊接.（或者:换热管与管板连接采用胀接。）具体见设备图。3。6.4左管箱短节的选择（1）左管箱短节的内径与壁厚：左管箱短节为圆柱筒体,内径与壁厚选择与设备壳体相同。（2）左管箱短节的长度：左管箱短节连接A和F管口。选择左管箱短节的长度为管口接管公称直径的两倍，即250×2=500mm.选择Q235-A材料制作.左管箱短节的标记：筒体DN70010=8L=500。（3）左管箱短节的材质选择材质选择与换热器壳体相同:Q235-A3。6。5左管箱封头的选择选择公称直径为700mm的标准椭圆封头。壁厚与壳体相同，也是10mm.材质也是Q235-A。重量约21。6kg。标记：EHA550×8—Q235—AJB/T4746-2010.3。6.6左管箱隔板的选择(1）材质选择普通的碳素钢：Q235-A.(2)管箱隔板厚度的选择：由于管程压强降较小，用公式计算隔板厚度会小于GB151规定的隔板最小厚度（换热器公称直径〈=600时，碳钢隔板的最小厚度为10mm），所以直接选择隔板厚度为10mm.(3）数量:左管箱需要2块相同的隔板。面积:217977.2468mm2，厚度：10mm。(4)重量：单个左管箱隔板重=（217977。2468mm2×10mm)×7.8×10—3×10-3kg·mm—3=17kg。3。6.7左管箱法兰和密封垫片的选型(1)法兰：根据公称直径,查《化工设备机械基础》(化学工业出版社,2008)书中表10-3。选择甲型平焊容器法兰,公称直径700mm，公称压力0.6MPa，密封面为凹面(FM)，与凸密封面的左管板连接。外周均布24个Φ16螺孔，用M16双头螺柱与左管板连接.标记：法兰—FM700-0.6JB4701—2000.重量为26.4kg.（2）密封垫片：选择甲型平焊容器法兰用非金属软垫片,公称直径700mm,公称压力0.6MPa。标记:垫片750—0。6JB4704—2000.重量略。左管箱总重量：33+24+17×2+26.4+(2。6+5.14)×2=132.9kg。3。6。8右管板右管板没有拉杆开孔，只有一道管程隔板密封槽，其他与左管板相同，具体见设备图。3.6。9右管箱设计(1）右管箱封头：与左管箱封头相同。（2）右管箱短节的选择：①右管箱短节的内径与壁厚:右管箱短节为圆柱筒体,内径与壁厚选择与设备壳体相同。②右管箱短节的长度：长度选择50mm.选择Q235-A材料制作.右管箱短节的标记：筒体DN700δ=10L=50。（3）右管箱隔板的选择：①材质选择普通的碳素钢：Q235-A。②右管箱隔板厚度的选择:厚度与左管箱隔板相同,为10mm。③数量：右管箱需要1块隔板。面积：100645.7361mm2，厚度：10mm。⑤重量：单个左管箱隔板重=（100645.7361mm2×10mm）×7。8×10—3×10—3kg·mm—3=7。9kg。(4）右管箱法兰和密封垫片的选型：①法兰：与左管箱的相同。②法兰密封垫片:与左管箱的相同。长宽厚：550＊12*4mm.重量略。3.6.10鞍座的选型根据换热器壳体的公称直径700mm，可知鞍座的公称直径也是700mm。选择焊制的有垫板的鞍座：左鞍座标记：鞍座BI700-SJB4712—1992，右鞍座标记：鞍座BI700—FJB4712—1992。根据公称直径,查《化工设备机械基础》（化学工业出版社，2008）书中表13-4的对应条目，获得鞍座的具体尺寸和重量。单个鞍座的质量为22kg（不带垫板的为17kg）.3.7设计结果一览表换热器工艺设计结果如下表所示:表3.2设计结果一览表壳径D,mm800换热