年产3万吨甲醇精馏工艺设计及研究毕业论文设计

年产3万吨甲醇精馏工艺设计及研究Thetechnicaldesignandresearchof30kt/amethanoldistillation目录摘要 ⅠAbstract Ⅱ引言 1第1章文献综述 21.1研究背景 21.1.1课题的提出 21.1.2课题的内容 21.1.3课题的方法 21.1.4课题的目的 21.2甲醇的简介 21.2.1甲醇的性质 21.2.2甲醇的用途及其发展 31.3甲醇精馏工艺主要精馏工艺 41.3.1甲醇精馏工艺发展 41.3.2甲醇主要精馏工艺的介绍 41.3.3双塔与三塔精馏技术比较 51.4甲醇三塔工艺流程介绍 61.4.1预精馏系统 61.4.2加压精馏系统 61.4.3常压精馏系统 61.5甲醇三塔精馏工艺流程操作控制 7第2章甲醇精馏工段物料及热量横算 92.1甲醇三塔精馏工艺物料衡算 92.1.1预塔物料衡算 92.1.2加压塔物料衡算 102.1.3常压塔物料衡算 112.1.4粗甲醇中甲醇回收率 122.2常压精馏塔的能量衡算 12第3章常压塔实际塔板数及塔径设计 163.1常压塔实际塔板数计算 163.1.1常压塔理论塔板数的计算 163.1.2常压塔实际塔板数的计算 183.2塔高的计算 18第4章浮阀塔塔盘工艺设计 204.1塔高设计 204.2溢流堰设计 204.3降液管设计 214.4塔板布置及浮阀数目与排列 224.4.1浮阀数目计算 224.4.2浮阀数排列 234.5塔板流体力学验算及校核 234.5.1气相通过浮阀塔的压降计算 234.5.2降液管液泛校核 244.5.3液体在降液管内停留时间 254.5.4雾沫夹带量校核 254.5.5塔板负荷性能 26第5章辅助设备的设计 285.1再沸器与贮罐的设计 285.2接管设计 28结论 30致谢 31参考文献 32①求操作负荷因C精馏段功能参数为，塔板间的有效高度为H0=HT-HC=0.35-0.05=0.30m。根据精馏段功能参数和H0查史密斯关联图查得负荷系数C=0.0515。查得94.5℃时，甲醇表面张力为15.8710-5N/cm；水的表面张力68.8710-5N/cm。甲醇水溶液的平均组成甲醇为(0.9995+0.557)/2=0.778；水为0.222。所以平均表面张=0.77815.8710-5+0.22268.8710-5=27.6410-5N/cm。

则②最大流速Umaxm/s又U=(0.6～0.8)Umax，则U适=0.7Umax=1.540.7=1.078m/s③求塔径Dm(2)提馏段①求操作负荷因子C提馏段功能参数：，同理史斯密斯图得C=0.0524。又得116℃时，甲醇表面张力为14.1310-5N/cm；水的表面张力57.0610-5N/cm。甲醇水溶液的平均组成甲醇为(0.01+0.557)/2=0.2835，水为1-0.2835=0.7165。所以平均表面张力=0.283514.1310-5+0.716557.0610-5=44.8810-5N/cm。则②最大流速U1maxm/sm/s③求塔径D1m所以对全塔，取塔径D=1.4m。第4章浮阀塔盘工艺设计4.1塔高设计(1)塔高①塔有效高度H1上述计算得塔板数N=33块，其中进料板上方1-19块板为精馏段，下方20-33块板为提馏段，精馏段和提馏段的板间距HT=350mm，入孔所在板间距增至HT=700mm，则H1=350×18+350×11+700=10850mm。②釜液高度H2釜液温度为108℃，0.13Mpa下液相流量为676.46kg/h，密度954.7kg/m3，设釜液在釜内停留时间为20min。则体积流量为：m3釜液高度：m③釜液上方气液分离空间高度H3釜液上方气液分离空间高度H3取0.5m。④塔顶部空间高度H4塔顶部空间高度指塔顶第一块板塔顶封头的垂直距离，一般在1.2～1.5m[23]，本设计取H4=1.5m。(2)裙座以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10mm，内径等于塔内径D=1400mm，高度为3m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。(3)壁厚由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10mm。封头高度采用标准椭圆封头，壁厚与塔体相同，即：Sn=10mm，h=390mm。综上，塔的总高度H=16700mm=16.7m。4.2溢流堰设计塔板上的堰是为保持塔板上有一定的清液层高度，若过高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效[24]。根椐经验，取清液层高度hc=0.05m，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用平直堰。堰长取Lw=0.8D=0.81.4=1.12m堰高hwhw=hc-how（4﹣1）堰上液层高度how（4﹣2）溢流强度i大小一般在5-25i=L/Lw（4﹣3）液流收缩系数E可由L/Lw2.5查图得。(1)精馏段堰高hw计算由（4-3）得：i=0.00333600/1.12=10.607m3/h·s，，查图得E=1.105。由（4-2）得：m由（4-1）得：hw=0.05-0.014=0.036m(2)提馏段堰高hw计算由（4-3）得：i=0.003123600/1.12=10.03m3/h·s，，查图得E=1.011。由（4-2）得：m由（4-1）得：hw=0.05-0.013=0.037m综上，取hw=0.037m。4.3降液管设计①由上述知LW=1.12m，=0.8。查阅《代工原理》(下)天津科学技术出版社，得到：Wd/D=0.2[25]，Ad/AT=0.134[25]Wd弓形降液管宽m；Ad弓形降液管面积m2；AT塔截面积m2；则Wd=0.21.4=0.28m，AT=D2=3.141.42=1.5386m2，Ad=1.53860.134=0.206m2②设降液管底隙高度H0对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，取=0.2m/s。（4﹣4）由（4-4）得精馏段：m；提馏段：m4.4塔盘浮阀数目及布置4.4.1浮阀数目计算取阀孔动能因子F0=11，浮阀孔直径d0=0.039m。（4﹣5）（4﹣6）U0--阀孔气速，m/sn--每层浮阀数目①精馏段由（4-5）得：m/s由（4-6）得：②提馏段由（4-5）得：m/s由（4-6）得：③由于浮阀孔实际排列的个数不等于理论计算的个数，因此需重新核算孔速及阀孔动能因数，排得阀数为150个，按n=150个重新换算F，计算结果如下：精馏段：U0=V/3.14d02n=1.542/3.140.0392150=8.61m/s，提馏段：U0=V/3.14d02n=1.26/3.140.0392150=7.035m/s，由上述计算可知阀孔动能因数变化不大，仍在8-12之间，所以N=150适宜。④塔板开孔率：4.4.2浮阀的布置由上述计算可知Wd=0.28m，取边缘宽度Wc=0.05m，两边安定区宽度Ws=0.0075m，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t1=0.075m。鼓泡区面积：m2式中m，m则浮阀孔排间距t=Ap/nt1=1/1500.075=0.089m，取t=90mm。4.5塔板流体力学验算及校核4.5.1气相通过浮阀塔的压降计算Hp=Hc+HL+H（4-7）（4-8）(4-9)干板阻力；m板上充气液层阻力；m克服液体表面张力阻力；m(1)干板阻力Hc由（4-8）得精馏段：m/s由于U0>Uoc，由(4-9)得：m同理提馏段：m/s，m(2)板上充气液层阻力HL取充气系数0=0.5，则Hl=1hL=0.50.05=0.025m。(3)克服液体表面张力阻力液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。综上，由（4-1）得：精馏段：Hp=0.025+0.044=0.069m水柱；提馏段：Hp=0.025+0.033=0.058m水柱4.5.2降液管液泛校核为防止淹塔，要求严格控制降液管中液层高度，即Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hd（4-10）hd液体通过降液管的压头损失；m①气体通过塔板的压降相当的液降高度hp精馏段hp=0.069m水柱，提馏段hp=0.058m水柱②液体通过降液管的压头损失hd精馏段：提馏段：③板上液层高度，hL=0.05m。综上，由（4-10）得：精馏段：Hd=0.05+0.069+5.310-5=0.119m；提馏段：Hd=0.05+0.058+4.7510-4=0.108m取=0.5，选定HT=0.35m，hw=0.037m，则（HT+hw）=0.5×(0.35+0.037）=0.1935m。所以Hd(HT+hw)，降液管不会发生液泛。4.5.3液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管中停留时间t大于3s～5s，才能保证液体所夹带气体的释出[26]。降液管中的停留时间t为降液管容积与液体流量之比液，即：t=AdHT/L（4-11）由（4-11）得：精馏段：t=0.206×0.35／0.0033=21.85s>5s；提馏段：t=0.206×0.35／0.00312=23.1s>5s4.5.4雾沫夹带量校核①计算泛点百分率校核雾沫夹带泛点率=(4-12）板上泛液面积：Ab=AT-2Ad=1.5386-20.206=1.1266m2，由表查得泛点负荷系数CF=0.115，物性系数K0=1.04。将以上数据代入(4-12)得：精馏段泛点率：提馏段泛点率：所得泛点率均低于80%，故不会产生雾沫夹带。②验算雾沫夹带量(4-13)(4-14)e雾沫夹带量m气液物性影响参数其中，，，，，B=9.48×107。将以上数据代入（4-13）、（4-14）得：精馏段：雾泡夹带量：提馏段：雾泡夹带量：综上以上结果均小于10%，符合要求。4.5.5塔板负荷性能(1)雾沫夹带线已知泛点率=，对于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K0，CF，ZL均已知，相对于ev<0.1的泛点率上限可确定，得V-L关系式，按泛点率为80%计算。精馏段：，化简得：提馏段：，化简得：由上可知，雾沫夹带线为直线。(2)液泛线液管液泛时，取得极值，即Hd=(HT+hw)=0.5×(0.35+0.037)=0.19350.1935=(HT+hw）=Hd=hw+how+hc+0.4hw+how+hd(4-15)有，精馏段：，提馏段：将上述式子代入（4-15）得：精馏段：提馏段：由对应的L和V数据可作出降液管液泛线。(3)液相负荷上限液体在降液管中停锱时间不低于5S为停留时间的上限。由t=AdHT/L得L=AdHT/t，则Ln(max)=0.206×0.35/5=0.01442m3/s(4)漏液线对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷。(4-16)(4-17)由(4-16)、(4-17)得：精馏段：m3/s提馏段：m3/s(5)液相负荷下限取板上液层高度how=0.015m，作为液相负荷下限条件。(4-18)由(4-18)得：精馏段：m3/s提馏段：m3/s第5章辅助设备的设计精馏系统的辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、贮罐等以及一些接管尺寸。5.1再沸器与贮罐的设计(1)再沸器釜液进出再沸器温度为108℃、110℃。选择0.9MPa下的蒸汽为热源，温度为130℃，Q=2825KW，选取传热系数K=500W/m2﹒K。则传热温差：℃传热面积：m2同理，其他的换热设备的传热面积可按上述方法设计初值。(2)贮罐系统中原料罐、回流罐以及产品罐及不合格产品罐应给定容积量。已知在常压塔中回流量为L=7650kg/h，。设凝液在回流罐中停留时间为20min，罐的填充系数为0.7。则容积：m3同理，采用上述方法确定其他罐的容积。5.2接管设计(1)塔顶甲醇蒸汽出口管由前面计算可知：塔顶蒸汽流量为1250kg/h，温度65℃，蒸汽流速取u=14m/s。则体积流量：m3/h出口管面积：m2出口管径：m回流液进口管已知回流液温度为40℃，甲醇液体流量为7650kg/h。查表知：40℃甲醇液体密度为772.21kg/m3，则体积流量V=7650/772.21=9.9m3/h，取液体流速u=0.5m/s。则回流进口管面积：m2入口管径：m(3)塔底出料管因塔底含醇1%，可近似为水，查表知0.13MPa，108℃下水的密度为954.7kg/m3，而塔底出料流量为676.46kg/h，仍取流速为0.5m/s。则出口管径：m(4)进料管进料状态为124℃，0.0894MPa，甲醇1262.64kg/h，水650.06kg/h，查得此状态下水的密度为939.85kg/m3，而醇的比重为0.690，所以甲醇的密度为：＝939.850.69＝648.49kg/m3，进料管流速取为u=0.5m/s。则进料体积流量：m3/h进料管直径：m(5)再沸器蒸汽入口管由前面计算可知：再沸器蒸汽流量为4800.24kg/h，温度为108℃，蒸汽流速取u=10m/s。则体积流量：m3/h入口面积：m2入口管径：m结论本文通过对甲醇三塔精馏工艺的流程及设备的设计，得到以下结论：(1)文中对常规双塔流程和三塔双效流程进行了比较，三塔精馏采用了两个主精馏塔，一个加压操作，一个常压操作，利用加压塔的塔顶蒸汽冷凝热作为常压塔的加热源，既节约了蒸汽，也节约了冷却用水。每精制1t精甲醇约节约1t蒸汽，节约蒸汽近50%，大大的降低了吨甲醇的生产能耗。(2)三塔流程操作中，预塔主要分离轻组分，加压塔是实现甲醇双效精馏的重要设备，是实现节能降耗的关键环节。保证加压塔足够的压力才能保证再沸器有足够的温差来传递热量，最终实现来生产低乙醇含量的甲醇。加压塔和常压塔都采出产品，粗甲醇中甲醇的回收率可达99.6%。(3)文中选择了甲醇三塔精馏为对象，设计出三塔流程，选择合适的操作条件，根据三塔流程和操作条件分别对三个精馏塔进行了物料衡算与热量衡算得出一些理论数据，并以这些理论数据为基础对三塔精馏工艺中的常压塔进行了计算与设计，具体如下：塔板数，33块；塔径，1.4m；塔高，16.7m；板间距，350mm；塔板上浮阀数，150及浮阀的排列。(4)溢流装置中的溢流堰、降液管的结构和尺寸对塔的行能有着重要的影响，本文对他们进行了初步的设计，并对设计结果进行了验算与校核。参考文献[1]沈佩芝，雷玉萍.甲醇市场状况及科技开发进展[J].化工进展，2003，22(1)：94-98．[2]兰仁水.精馏技术在理论与实践中发展[N].中国化工报，2008.[3]张子锋，张凡军.甲醇生产技术[M].北京:化学工业出版社，2008：163-171.[4]Klumpar1V,TerryARing.Airclassifiers[J].c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