30kta甲醇精馏工艺设计

30kt/a甲醇精馏工艺设计TheDesignOf30kt/aMethanolDistillationProcess目录14671摘要 30kt/a甲醇精馏工艺设计摘要：甲醇作为极其重要的有机化工原料，是碳一会化学工业的基础产品，在国民经济中占有重要的地位。在化工生产中，甲醇可用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺等。在世界范围内的所有化工产品中，其产量仅次于乙烯、丙烯、苯，居第四位。广泛用于有机中间体，是碳一化学的基础产品，并还用作溶剂和工业及民用燃料等。本文论述了甲醇的精馏工段。在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶媒重复利用，拟建立一套板式精馏塔，详细介绍了各种精馏工艺，根据各个工艺的优缺点和本设计的需要，选择了与设计需，要相适应的工艺和设备，并进行了计算。在甲醇精馏中选用了常压、单塔操作方式，选择的是筛板精馏塔，塔的有效高度是8米，塔径为1.2米。本设计分离效果良好，工艺流程简单，投资少，具有较高的是实用价值。关键词：甲醇化工原料筛板塔塔径精馏TheDesignof30kt/aMethanolDistillationProcessAbstract:Asanextremelyimportantorganicchemicalrawmaterial,methanolisthebasicproductofcarbonchemistryindustry,occupyinganimportantpositioninthenationaleconomy.Inchemicalproduction,themethanolcanbeusedinthemanufactureofformaldehyde,aceticacid,methylchloride,andmethylamineandsoon.Inallchemicalproductsworldwide,ItsproductionisSecondonlytotheethylene,propylene,benzene,Rankingfourthplace.Besides,methanoliswidelyusedinorganicintermediatesandalsousedasasolventandindustrialandcivilfuel.Thispaperdiscussesthemethanoldistillationsection.Inantibioticproductionprocess,methanolsolventisneededtowashthecrystals.Washingandfilteringproduceswastemethanolsolventwhichcontainsasmallamountofthedrugparticles.Inordertomakethewastemethanolsolventrecycle,thepaperestablishesasetofplatedistillationcolumn.Itintroducesavarietyofdistillationprocessindetail.Accordingtotheadvantagesanddisadvantagesoftheprocessandthedesignneed,itchoosesanddesignsthetechnologyandequipmentneededandcalculates..Inmethanolrectification,thechoiceissingletoweratmosphericoperationmodeandsieveplatedistillationcolumn.Thebottomofthetoweris8metershigh.Thediameterofthecolumnis1.2meters.Thedesignisofagoodseparationeffect,simpleprocessflow.Andthedesignhaslessinvestmentandahighpracticalvalue.Keywords:methanol;chemicalrawmaterials;sieveplatetower;diameterofthecolumn;rectification引言甲醇用途广泛，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、硫酸二甲酯等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。我国甲醇消费结构与国外类似，最大消费领域是甲醛生产，消费比例约为40%，在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，其组成为含甲醇46%、水54%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。由于甲醇消费市场的不断扩大，促使了甲醇生产工艺和提纯工艺的不断改进，使其成本生产规模日益扩大，生产成本不断下降。因此如果能有一套分离效率高，所花成本又低的工艺设备来有效进行废甲醇溶媒的甲醇分离是具有极为重要的经济意义的。基于以上各种原因以及需求现状，为使废甲醇溶媒重复利用，节约资源。由于筛板塔结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高，所以做下面的板式塔精馏工艺设计。第1章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。甲醇最早由木材和木质素干馏制得，故俗称木醇。木材在长时间加热碳化过程中，产生可凝和不可凝的挥发性物质，这种被称为焦木酸的可凝性液体中含有甲醇、乙酸和焦油。除去焦油的焦木酸可通过精馏分离出天然甲醇和乙酸。生产1Kg的甲醇大约需要60-80Kg的木材。这是生产甲醇的最古老的方法。甲醇是一种无色、透明、易燃、易挥发的有毒液体，常温下对金属无腐蚀性（铅、铝除外），略有酒精气味。分子量32.04，相对密度为0.792(20/4℃)，熔点-97.8℃，沸点64.5℃，燃烧热725.76KJ/mol，闪点12.22℃，自燃点463.89℃，蒸气密度1.11，蒸气压13.33KPa(100mmHg21.2℃)，蒸气与空气混合物爆炸极限为6～36.5%（体积比），能与水、乙醇、乙醚、苯、酮、卤代烃和许多其他有机溶剂相混溶，遇热、明火或氧化剂易燃烧。燃烧反应式为：CHOH+O→CO+HO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、硫酸二甲酯等多种有机产品，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，也加入汽油燃烧。甲醇和氨反应可以制造一甲胺。甲醇的生产，主要是合成法，尚有少量从木材干馏作为副产回收。合成的化学反应式为：2H+CO→CHOH。合成甲醇可以固体（如煤、焦炭）液体（如原油、重油、轻油）或气体（如天然气及其他可燃性气体）为原料，经造气净化（脱硫）变换，除去二氧化碳，配制成一定的合成气（一氧化碳和氢）。在不同的催化剂存在下，选用不同的工艺条件。单产甲醇（分高压法低压和中压法），或与合成氨联产甲醇（联醇法）。将合成后的粗甲醇，经预精馏脱除甲醚，精馏而得成品甲醇。高压法为BASF最先实现工业合成的方法，但因其能耗大，加工复杂，材质要求苛刻，产品中副产物多，今后将由ICI低压和中压法及Lurgi低压和中压法取代。甲醇生产过程比较简单,原料来源多样,煤、石脑油和天然气均可制甲醇。甲醇用途广泛,它的下游产品多达几百种。近年来由于世界各国环保意识的加强,特别是美国国会于1990年11月15日通过清洁空气法修正案以后,甲醇的身价备增,全球甲醇的需求增长加快。据全国化学工程技术委员会副主任、中石化宁波工程有限公司副总工程师唐宏青介绍，国内煤基甲醇每吨产品能耗为50～60吉焦，耗煤1.6吨左右，耗水22～30吨。以天然气为原料生产的甲醇每吨产品能耗约为40吉焦，耗天然气900～1150立方米，耗水16～20吨。我国小型联醇装置每吨产品耗能则高达70吉焦。而国外大型甲醇装置基本都以天然气为原料，并且每吨产品能耗只有25～30吉焦，耗天然气760～920立方米，耗水10～15吨。未来甲醇生产装置将具有一下特点：低投资成本为前提的大型、单列装置；可靠性较高的先进技术；环境污染小的生产技术。甲醇作为一种原材料用于甲醛的生产中，甲醛后来又用为多羟基化合物的原材料。因为在废液中分离的甲醇和甲醛有很高的产品收率，所以在用于分离那些混合物的时候被认为是更经济和节约的方法，并且可以被用在各自工艺流程的原材料。这种精心研究的分离技术是精馏。这种精馏工艺的主要目标是：通过实验室精馏学习到关于分离的知识；通过比较试验数据来模拟系统和完善模型；估计分离流程的设备规格和费用。合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。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、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H－CO）/（CO+CO）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，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和无机硫的化合物。为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳。第2章甲醇工艺流程2.1精馏反应设计方案的选择精馏装置包括精馏塔、原料预热器，再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。间歇精馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料作为塔顶产品冷却器的冷却介质，既可将原料预热，又可节约冷却介质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。操作压力的选择：精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压精馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏；对热敏系物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压精馏。例如苯乙烯常压沸点为145.2℃，而将其加热到102℃以上就会发生聚合，故苯乙烯应采用减压蒸馏；脱丙烷塔操作压力提高到1765KPa时，冷凝温度约为50℃，便可用江河水或者循环水进行冷却，则运转费用减少；石油气常压呈气态，必须采用加压精馏。进料热状况的选择：精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和液体进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少塔釜的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。加热方式的选择：蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时（如乙醇与水混合液）宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择：回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用简捷法求出对应理论板数N，作出N-R曲线，从中找出适宜操作回流比R,也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。2.2精馏原理以及塔设备的选择2.2.1精馏原理精馏是多级蒸馏过程。精馏是利用混合液中组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馏操作，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。为了使废液中的甲醇和水得到较好的分离，使废甲醇溶媒重复利用，应对废甲醇溶媒进行精馏。溶液的气液平衡是蒸馏过程的热力学基础，是精馏操作分析和过程计算的重要依据。气液平衡可用气液平衡方程或相图表示。精馏是利用混合液中组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馏操作，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝和部分冷凝的过程。精馏过程原理可以用如图2-1所示物系的t-x-y相图来说明。图2-1将组成为xF的混合液升温至泡点以上使其部分汽化，并将气液分开，两相的组成分别为y1和x1。由图看出，y1﹥xF﹥x1。两相的量由杠杆规则确定。若将组成为x1的液相继续进行部分汽化，则可得到组成为y2,的气相和组成为x2’的液相。如此将液体混合物进行多次部分汽化，在液相中可得到高纯度的难挥发组分产品。同时，将组成为y1的气相进行多次部分冷凝，在气相可获得高纯度的易挥发组分产品[5]。上述分别进行液相部分汽化和气相部分冷凝的过程，原理上可以获得混合物高纯度的分离，但因产生大量中间馏分而使所得产品量极少，收率极低。工业上的精馏过程是在精馏塔内将部分汽化和部分冷凝过程有机耦合而进行操作的。2.2.2进行精馏反应的塔设备的选择塔器是一种高径比很大的设备，它可使汽液、气液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际间传热的目的，因此是化工、炼油生产中最重要的设备之一。精馏、吸收、解吸和萃取等单元操作都可以在塔设备中完成。按照塔内气液流动的方式，可将塔板分为错流式与逆流式。错流式上带有降液管，在每层塔板上保持一定的液层厚度，气体垂直穿过液层，但对整个塔来说，两相为逆流流动。错流式塔板广泛应用于精馏、吸收等传质操作中。逆流塔板也称为穿流板，板上不设降液管，汽液两相同时由板上孔道逆向穿流而过[6]。这种塔板的结构虽简单，板面利用率也高，但需要较高的气速才能维持板上液层，操作范围较小，分离效率也低，工业上应用较少。塔板是板式塔的主要构件，在几种主要类型错流塔板中，应用最早的是泡罩塔，目前应用最广的是筛板塔和浮阀塔板[7]。同时，各种新型高效塔板不断问世。泡罩塔板的优点是因生气管高出液层，不易发生漏液现象，液气比范围大，有较大的操作弹性，即当气液流量有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，适宜处理各种物料。泡罩塔板的缺点是塔板结构复杂，金属耗量大，造价高，塔板压降大，生产能力及板效率均较低。在本次的设计中用的是筛孔塔板来进行甲醇和水的分离。筛孔塔板简称筛板，塔板上开有许多均匀分布的小孔。根据孔径大小，可以分为小孔径筛板和大孔径筛板两类。筛孔在塔板上通常做正三角形排列。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。筛板塔的优点是：结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。其主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。采用大孔径筛板可避免堵塞，而且由于气速的提高，生产能力增大。近年来筛板的应用日趋广泛。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的．常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等[8]。工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。传统的设计中，整流过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。近年来，随着塔设备设计水平的提高及新型塔构件的出现，上述传统已逐渐打破。在蒸馏过程中采用填料塔及在吸收过程中采用板式塔已有不少应用范例，尤其是填料塔在经流过程中的应用已非常普遍。对于一个具体的分离过程，设计中选择何种塔型，应根据生产能力，分离效率，塔压降，操作弹性等要求，并结合制造、维修、造价等因素综合考虑[9]。例如，对于热敏物系的分离，要求塔压降尽可能低，选用填料塔较为适宜；对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜；对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔；对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔；对于易发泡物系的分离，因填料层具有破碎泡沫的作用，宜选用填料塔。精馏装置包括精馏塔、原料预热器，再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷气等设备。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程[10]。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。间歇精馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响[11]。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。甲醇和水物系的分离应该采用多次蒸馏。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响．据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见表）．因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视[12]。表2-1化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例装置名称工艺设备类别搅拌设备反应设备换热设备塔设备合计化工和石油化工6.1522.9145.5525.39100%煤油和煤化工2.6313.0249.5034.84100%人造纤维12.192.3040.6144.90100%药物和制药33.6130.6025.929.87100%油脂工业19.588.9950.9420.49100%油漆和涂料53.6622.0312.9111.40100%橡胶15.3812.0457.4715.11100%作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：①生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。②操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。③流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。2.2.3塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板与逆流式塔板两类。工业上应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有下列几种。①泡罩塔板泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要元件为生气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为Φ80mm,Φ100mm,Φ150mm三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径小于1000mm,选用Φ80mm的泡罩；塔径大于2000mm,选用Φ150mm的泡罩。泡罩塔板的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要(如分离粘度大，易结焦等物系)外一般不宜选用。②筛孔塔板筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大，易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔宜堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料【15】。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。③浮阀塔板浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。应予指出，以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。由于浮阀具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他型式的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯型浮阀、双层浮阀、V-V浮阀、混合浮阀等，其共同特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动更趋于合理，操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。但应指出，在工业应用中，目前还多采用F1型浮阀，其原因是F1型浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比[16]。而采用新型浮阀，设计数据不够完善，给设计带来一定的困难，但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及工业应用的增加，其设计数据会逐步完善，在有较完善的性能数据下，设计中可选用新型浮阀。本设计应采用筛板塔。提高传质速率是对传质设备性能的根本要求。为此，应保证分散相的良好分散，两相的适当湍动和最大可能地接近逆流流动，以期获得大的传质面积、增大传质系数、提高传质推动力。筛孔塔板的相对生产能力为1.2～1.4，相对塔板效率为1.1，操作弹性和压力降低，结构简单，成本为0.4～0.5【17】。与其他类型的塔板相比，选择筛板塔能获得更大的效率。2.3工艺流程简介如图2-2为连续操作的板式精馏塔(C-101)流程示意图。原料液自塔(C-101)中部的适当位置加入塔内，塔顶冷凝器(E-103)将上升的蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品（冷凝液）采出，另一部分引入塔顶作为“回流液”，在塔板上建立液层。塔的底部装有再沸器(E-102)，加热液体产生蒸汽回到塔底，再沿塔上升。加料口将精馏塔分成两段，上段为精馏段，加料口以下为提馏段。在精馏段的各层塔板上，气相与液相密切接触，在温度差和组成差的存在下﹙传热、传质推动力﹚，气相进行部分冷凝，使其中部分难挥发组分转入液相；同时，气相冷凝时释放的潜热使液体部分汽化，部分易挥发组分转入气相中。经过每层塔板后，净的结果是气相中易挥发组分的含量增高，液相中难挥发组分增浓。只要精馏段有足够的塔板层数，在塔顶即可获得指定纯度的易挥发组分产品。同理，只要提馏段有足够的塔板层数，在塔底可得到高纯度的难挥发组分产品[18]。塔内的每层塔板为一个气液接触单元，若离开某层塔板的气相和液相在组成上达到平衡，则将这种塔板称为理论塔板。从以上分析可知，为达到混合液的高纯度分离，除了精馏塔具有足够层数塔板以外，还必须从塔顶引入“回流液”和从塔底产生上升蒸汽流，以建立气液两相体系。因此，塔底液相回流和塔底上升蒸汽流是精馏过程连续进行的必要条件。精馏塔操作流程由精馏塔主体、塔顶冷凝器、塔底再沸器、回流泵及其他辅助设备安装组合而成。工艺流程图2-2第3章精馏塔设备的主要计算3.1设计任务和基本的物性数据本设计任务为分离甲醇－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。（一天24小时，一年可连续工作300天）进料组成甲醇：46%水：54%﹙质量分数﹚分离纯度塔顶甲醇含量≥95%塔釜甲醇含量≤3%﹙质量分数﹚塔板类型筛板塔操作压力常压塔底加热蒸汽：0.3MPa水文：水量充沛，一次水tmax≤303.2设计方案的确定及流程说明3万吨甲醇的精馏。来自合成工段的粗甲醇首先与适量的软水混合，甲醇和水混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。3.2.1精馏塔的物料衡算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/kmol原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量=0.32432.04+(1-0.324)18.02=22.56kg/kmol=0.91432.04+(1-0.914)18.02=30.83kg/kmol=0.01732.04+(1-0.017)18.02=18.26kg/kmol物料衡算原料处理量总物料衡算184.693=D+W苯物料衡算联立解得D=63.212kmol/hW=121.481kmol/h3.2.2塔板数的确定①理论板层数的相对挥发度的求取由，再根据表1[19]数据可得到不同温度下的挥发度，见表3-2表3-1温度/℃液相中甲醇气相中甲醇温度/℃液相中甲醇气相中甲醇摩尔分数x摩尔分数y摩尔分数x摩尔分数y1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665表3-2温度/℃挥发度温度/℃挥发度96.47.582784.63293.57.3375.34.03591.26.84373.13.52589.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.46.06667.62.69181.75.501662.534所以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=20.653=1.306求精馏塔的气、液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程为=+=+=0.566+0.3963-1提馏段操作线方程3-2采用逐板法求理论板层数由得将=4.45代入得相平衡方程3-3联立（3-1）、（3-2）、（3-3）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则由（3-3）式求得第一块板下降液体组成利用（3-1）式计算第二块板上升蒸汽组成为交替使用式（3-1）和式（3-3）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，计算结果见表3。表3-3板号12345678y0.9140.7950.6600.5430.3730.2020.0850.023x0.7050.4660.304≤xF0.2110.1180.0540.0200.005≤xW精馏塔的理论塔板数为=8（包括再沸器）进料板位置②实际板层数的求取液相的平均粘度进料黏度：根据表1，用内插法求得查手册[20]得求得塔顶物料黏度：用内插法求得，查手册[21]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：精馏段和提馏段的相对挥发度根据表3-2，用内插法求得则精馏段的平均挥发度提馏段的平均挥发度全塔效率ET和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：计算所以精馏段提馏段精馏段实际板层数块提馏段实际板层数块3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力的计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力精馏段平均压力3.3.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下：塔顶温度进料板温度精馏段平均温度3.3.3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精馏段平均摩尔质量3.3.4平均密度计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即③塔顶液相平均密度的计算由，查手册[22]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3.3.5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[21]得进料板液相平均表面张力为由，查手册[21]得精馏段液相平均表面张力为3.3.6液体平均粘度计算见第18页精馏段液相平均黏度3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中的C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图[22]得=0.068取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为3.4.2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3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：①堰长取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③弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管的参数图[22]，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。④降液管底隙高度取则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。3.6塔板布置塔板的分块因，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为3块。边缘区宽度确定取开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中故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3.7塔板的流体力学验算3.7.1塔板压降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[21]得，故液柱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0.62。液柱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）3.7.2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。3.7.3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。3.7.4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。3.7.5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。3.8塔板负荷性能图3.8.1漏液线由==得=整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表4表3-4，0.00050.00100.0020.005，0.7330.7470.7710.821由上表数据即可作出漏液线（1）3.8.2液沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下由=0.0534=故整理得=在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表5表3-5，0.00050.00100.0020.005，1.9951.9341.8381.619由上表数据即可作出液沫夹带线（2）3.8.3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直液相负荷下限线（3）3.8.4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（4）3.8.5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，计算结果列于表6表3-6，0.00050.00100.00200.0050，2.7332.6412.5361.672由上表数据即可作出液泛线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示图3-1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，由图3-1查得故操作弹性为3.9筛板塔设计计算结果所设计筛板塔的主要结果汇总于表3-7表3-7序号项目数值1平均温度，℃71.82平均压力，103.053气相流量，1.1274液相流量，0.000715实际塔板数206有效段高度87塔径，1.28板间距，0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，0.7212堰高，0.053413板上液层高度，0.0614堰上液层高度，0.006615降液管管底隙高度，0.011015安定区宽度，0.0717边缘区宽度，0.0518开孔区面积，20.77919筛孔直径，0.00520筛孔数目415221孔中心距，0.01522开孔率，%10.123空塔气速，0.99724筛孔气速，14.32425稳定系数1.5226每层塔板压降，502.5527负荷上限液泛控制28负荷下限液漏控制29液沫夹带0.001730气相负荷上限，1.94531气相负荷下限，0.73532操作弹性2.6463.10精馏塔接管尺寸计算3.10.1塔顶蒸气出口管的直径操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12到20m/s，

蒸气管的直径为，其中

塔顶蒸气导管内径m

塔顶蒸气量m3/s，取，则

查附表A3取3.10.2回流管的直径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，流速可取0.2~0.5m/s。取，则查附表A3取3.10.3进料管的直径采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，则

查附表A3取3.10.4塔底出料管的直径一般可取塔底出料管的料液流速为0.5到1.5m/s，循环式再沸器取1.0到1.5m/s，取塔底出料管的料液流速为0.5m/s查查附表A3取结论通过本次的精馏工艺设计，年产量3万吨的废甲醇溶媒得到了较好的分离，能够满足塔顶甲醇溶媒中含水量≦5﹪﹙质量分数﹚，塔底废水中甲醇含量≦3﹪﹙质量分数﹚的精馏要求。本设计的平均操作温度为71.8℃，平均操作压力为104.1KPa,接近于常压操作，而塔底加热蒸气压力为0.3MPa。在对精馏塔进行了物料横算、热量衡算、塔体工艺尺寸计算、填料层压降计算、液体分布器简要设计、精馏塔接管尺寸计算以及液体分布器简要设计以后得到了如下结果：原料液进料量为184.693kmol／h，其组成为含甲醇46﹪,水54﹪﹙质量分数﹚；塔顶出料量为63.212kmol／h,得到含水量≦5％﹙质量分数﹚的甲醇溶媒；塔底出料量为121.481kmol／h,在塔底的废水中甲醇含量≦3％﹙质量分数﹚；精馏塔的理论板层数为20层，有效段高度为8m，塔径为1.2m,板间距为0.4m；气相流量为1.127m3／s,液相流量为0.00071m3／s；溢流形式为单溢流，降液管形式为弓形；堰长为0.72m,堰高为0.0534m；板上液层高度为0.06m；堰上液层高度为0.0066m，降液管底隙高度为0.0110m,安定区宽度为0.07m；边缘区宽度为0.050m；开孔区面积为0.779m2,筛孔直径为0.005m，筛孔数目4152，孔中心距为0.015m，开孔率为10.1﹪；空塔气速为0.997m／s，筛孔气速为10.09m／s,温度系数为1.522，每层塔板压降为502.5Pa；负荷上限受液泛控制，负荷下限受漏液控制，液相负荷下限为0.000467m3／s,液相负荷上限为0.00656m3／s,操作弹性为2.646。同时绘制出的生产工艺流程图和精馏塔设计条件图以及液体分布器施工图都是符合计算结果和实际情况的。本设计采用筛板精馏塔设计完成任务，采用筛板精馏塔的原因主要是其具有结构简单，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。由塔板负荷性能图可以看出，在本设计中的塔板的设计点在正常操作范围内，气液两相流量的变化对塔板效率影响不大，可以获得较理想的塔板效率。但操作弹性不大，增产的潜力较小。参考文献[1]魏兆灿等.塔设备设计[M].上海科学技术出版社,1988.[2]兰州石油机械研究所.现代塔器技术[M].烃加工出版社,1990.[3]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M].化学工业出版社,1989.[4]刘保柱,章渊昶,陈平,姚克俭.节能型甲醇精馏工艺研究[J].化工进展，2007,（05）：65-79.[5]李明虎,张雄伟,刘浙军.精细化工行业中的若干节能措施[J].浙江化工,2010,(5)：32-39.[6]张爱民.DN2400低压甲醇合成工艺的设计与运行[D],2009.[7]贾绍义,柴诚敬等.化工传质与分离过程[M].化学工业出版社,2001.[8]周志超,吴嘉.具有完全热集成和水集成的合成甲醇精制工艺[J].化工学报,2007,(12):152-158.[9]黄璐,王保国.化工设计[M].化学工业出版社,2001.[10]褚雅志,秦丽萍,王胜利,黄熠,周三平.甲醇精馏工艺及其塔器优化设计[J].化工进展,2008,(10):88-96.[11]李华昌,符斌.实用化学手册[M].化学工业出版社,2006.[12]祝春芳,王忠铭,袁振宏,黄大隆,李梅.精馏法与渗透汽化膜分离法在甲醇脱水提纯过程中的能耗比较[J].可再生能源,2011,(6):123-129.[13]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(1):4-9.[14]刁玉玮,王立业,喻健良.化工设备机械基础[M].大连理工大学出版社,2006.[15]谢克昌.甲醇及其衍生物[D].硕士,2002.[16]匡国柱,史启才.节能型甲醇精馏工艺研究化工进展[J].化工学报2007,(5)：12-17.[17]贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津大学出版社,2002.[18]石油化工工业部石油化工规划设计院编写.塔的工艺计算[M].石油工业出版社,1981.[19]林军科.甲醇及其下游产品的生产现状及发展前景[J].宁夏石油化工,2003,(3):5-7.[20]匡国柱,史启才.化工过程单元设计[M].化学工业出版社,1995.[21]刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）[M].北京：化学工业出版社，2002.[22]]贾绍义，柴城敬.化工原理课程设计[M].天津:天津大学出版社,2008.附录英文字母附表1Aa塔板开孔区面积，m2h’W进口堰高度，mAf降液管截面积，m2hσ与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱A0筛孔总面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2HP人孔处塔板间距，mC0流量系数，无因次HT塔板间距，mC计算时的负荷系数，lW堰长，mCs气相负荷因子，m/sLs液体体积流量，m3/sd0筛孔直径，mn筛孔数目D塔径，mNT理论板层数eV液沫夹带量，kg(液)/kg(气)P操作压力，PaET总板效率，无因次ΔP压力降，PaF气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)ΔPp气体通过每层筛板的压降，PaF0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)t筛孔的中心距，mhW出口堰高度，mu空塔气速，m/sh1进口堰与降液间的水平距离,mu0气体通过筛孔的速度，m/shc与干板压降相当的液柱高度，m液柱u0,min漏液点气速，m/shd与液体流过降液管相当的液柱高度，mu'0液体通过降液管底隙的速度，m/shf塔板上鼓泡高度，mVs气体体积流量，m3/sh1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱Wc边缘无效区宽度，mhL板上清液层高度，mWd弓形降液管宽度，mh0降液管的底隙高度，mWs破沫区宽度，mhOW堰上液层高度，mZ板式塔的有效高度，m希腊字母附表2β充气系数，无因次δ筛板厚度，mθ液体在降液管内停留时间，sμ粘度，mPa/sρ密度，kg/m3б表面张力，N/mФ开孔率，无因次不锈钢管规格表大全不锈钢管公称尺寸标外径*管壁厚度规格：附表3Ф6x1Ф34x2-8Ф70x3-10Ф152x3-20Ф8x1-2Ф36x2-8Ф73x3-10Ф159x3-25Ф10x1-2Ф38x2-8Ф76x2-16Ф168x3-30Ф12x1-3Ф40x2-8Ф80x2-16Ф180x3-30Ф14x1-4Ф42x2-8Ф83x2-16Ф219x4-35Ф16x1-4Ф45x2-8Ф89x2-16Ф245x5-35Ф18x1-4Ф48x2-8Ф95x2.5-16Ф273x5-40Ф20x1-5Ф50x2-8Ф102x2.5-18Ф325x5-40Ф22x1-5Ф51x2-8Ф108x2.5-18Ф355x7-40Ф25x1.5-5Ф57x2-10Ф114x2.5-18Ф377x8-45Ф27x2-5Ф60x2-10Ф120x3-18Ф426x8-50Ф28x2-5Ф63x2-10Ф127x3-18Ф456x8-50Ф30x2-8Ф65x3-10Ф133x3-18Ф530x8-50Ф32x2-8Ф68x3-10Ф140x3-20Ф630x10-40目录第一章总论 11.1项目提要 11.2结论与建议 31.3编制依据 4第二章项目建设背景与必要性 52.1项目背景 52.2项目建设必要性 7第三章市场与需求预测 83.1优质粮食供求形势分析 83.2本区域市场需求预测 83.3服务功能 103.4市场竞争力和市场风险预测与对策 10第四章项目承担单位情况 124.1基本情况 124.2主要业务范围和业务能力 124.3人员构成 124.4主要技术成果获奖情况及转化能力 134.5现有基础和技术条件 154.6资产与财务状况 164.7项目技术协作单位情况 16第五章建设规模与产品方案 175.1建设规模确定的原则和依据 175.2建设规模及服务种类 18第六章项目选址与建设条件 19HYPERLINK\l"_Toc2038773