年产15万吨甲醇三塔精馏工艺设计毕业论文

年产15万吨甲醇三塔精馏工艺 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 The Process Design of Three-tower-distillation on 15kt/a Methanol 毕业 论文 政研论文下载论文大学下载论文大学下载关于长拳的论文浙大论文封面下载 （设计）原创性声明 本人所呈交的毕业论文（设计）是我在导师的指导下进行的研究工作及取得的研究成果。据我所知，除文中已经注明引用的内容外，本论文（设计）不包含其他个人已经发表或撰写过的研究成果。对本论文（设计）的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确说明并表示谢意。 作者签名： 日期： 毕业论文（设计）授权使用说明 本论文（设计）作者完全了解**学院有关保留、使用毕业论文（设计）的规定，学校有权保留论文（设计）并向相关部门送交论文（设计）的电子版和纸质版。有权将论文（设计）用于非赢利目的的少量复制并允许论文（设计）进入学校图书馆被查阅。学校可以公布论文（设计）的全部或部分内容。保密的论文（设计）在解密后适用本规定。   作者签名： 指导教师签名： 日期： 日期： 注 意 事 项 1.设计（论文）的内容包括： 1）封面（按教务处制定的标准封面格式制作） 2）原创性声明 3）中文摘要（300字左右）、关键词 4）外文摘要、关键词 5）目次页（附件不统一编入） 6）论文主体部分：引言（或绪论）、正文、结论 7）参考文献 8）致谢 9）附录（对论文支持必要时） 2.论文字数要求：理工类设计（论文）正文字数不少于1万字（不包括图纸、程序清单等），文科类论文正文字数不少于1.2万字。 3.附件包括：任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）。 4.文字、图表要求： 1）文字通顺，语言流畅，书写字迹工整，打印字体及大小符合要求，无错别字，不准请他人代写 2）工程设计类题目的图纸，要求部分用尺规绘制，部分用计算机绘制，所有图纸应符合国家技术标准 规范 编程规范下载gsp规范下载钢格栅规范下载警徽规范下载建设厅规范下载 。图表整洁，布局合理，文字注释必须使用工程字书写，不准用徒手画 3）毕业论文须用A4单面打印，论文50页以上的双面打印 4）图表应绘制于无格子的页面上 5）软件工程类课题应有程序清单，并提供电子文档 5.装订顺序 1）设计（论文） 2）附件：按照任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）次序装订 3）其它 目录 I摘要 AbstractII III主要符号说明 1第一章 甲醇生产及其精馏工艺的选择 11.1 甲醇的性质及用途 11.1.1 甲醇的性质 21.1.2 甲醇的用途 31.1.3甲醇发展及前景 41.2 甲醇精馏工艺的比较与选择 41.2.1 甲醇精馏的重要性 41.2.2 甲醇精馏工艺概述 51.2.3 甲醇工艺流程的选择 7第二章 工艺计算 72.1 物料衡算 72.1.1 设计任务与摩尔衡算 82.1.2 预塔物料衡算 82.1.3 加压塔的物料衡算 82.1.4 常压塔的物料衡算 92.2 热量衡算 92.2.1 塔顶冷凝器的热量衡算 112.2.2 全塔的热量衡算 132.2.3 塔釜冷凝再沸器的热量衡算 14第三章 常压精馏塔设计 143.1 塔板数的确定 143.1.1 平均相对挥发度α的计算 153.2 理论塔板层数的求取 173.3 全塔效率和实际塔板层数的求取 3.4 精馏段和提馏段的数据的计算............................................................................18 223.5 精馏塔的塔体工艺尺寸 223.5.1 塔径的计算 243.5.2 精馏塔有效高度的计算 253.6 塔板主要工艺尺寸的计算 273.7 塔板布置 27 及排列 3.8 浮阀个数 283.9 浮阀塔板流体力学的验算 283.9.1 精馏段流体力学的验算 313.9.2 提馏段流体力学的验算 323.10 塔板负荷性能图 323.10.1 精馏段负荷性能图 353.10.2 提馏段负荷性能图 373.11 塔体壁厚计算 383.12 接管设计 383.12.1 塔顶蒸气出口管的直径DV 383.12.2回流管的直径DR 393.12.3 进料管的直径DF 393.12.4 塔底出料管的直径Dw 393.12.5 再沸器返塔连接管直径DV 403.13 常压塔工艺计算汇总 41结 论 42致 谢 参考文献 43 44附 录 年产15万吨甲醇三塔精馏工艺设计 摘要：甲醇作为重要的有机化工原料和优质燃料，其用途广泛，主要应用于精细化工，塑料，农业等领域。正因为其在工业生产中的重要地位，往往对其纯度有较高要求，但合成反应条件如温度、压力、催化剂等的作用使合成反应偏离主反应方向生成各种副产物，成为甲醇中的杂质，所以为了获得高纯度的甲醇，需进行精馏除质。 本设计通过对单、双、三塔三种工艺设计进行比较，最终选用先进、高效和能耗较低的三塔工艺并使用F1重型浮阀塔为精馏系统的主设备。通过物料衡算，得出为了满足生产每年需16.64万吨含92%的粗甲醇；通过对常压塔的工艺尺寸计算，得出塔高为31.88米，塔径为1.4米，精馏段塔板数为20块，提馏段塔板数为30板，等主要参数并对部分设备进行校核。通过核算就本设计在生产中的可行性进行分析，最终表明本设计在生产中是可行的。 关键词：甲醇 三塔精馏 常压塔 工业设计 The Process Design of Three-tower-distillation on 150kt/a Methanol Abstract：Methanol as an important organic chemical raw materials and fuel quality, wide range of uses, mainly used in the field of fine chemicals, plastics, and agriculture. Because of its important role in the industrial production, the higher the purity is often required, but the effect of reaction conditions such as temperature, pressure, catalyst of the synthesis reaction deviates from the main direction of the reaction byproducts generated various become methanol impurities, so in order to obtain a high purity methanol, except for the quality required for distillation. Through this design, single, double, three towers designed to compare three processes, the final selection of advanced, efficient, and low power consumption technology and use F1 Three Pagodas heavy float valve tower distillation system for the master device. By material balance, come to meet production needs 166,400 tons of crude methanol containing 92% annually; through the atmospheric tower geometries calculated the tower is 31.88 meters high, the tower diameter of 1.4 meters, rectifying section of the column plate number 20, number plate stripping section 30 boards, and other parts of the device and the main parameters to be checked. By accounting for analysis on the feasibility of the design in production, and ultimately show that the design is feasible in production. Key words：Methanol; Three-tower-distillation; Atmospheric tower; Process design; 主要符号说明 Aa—塔板开孔区面积，m2； Af—降液管截面积，m2； AT—塔截面积，m2； Co—流量系数，无因次； D​​—塔径，m； eV—液沫夹带量，kg(液)/kg(气) ； E—液流收缩系数，无因次； ET—总板效率，无因次； F—阀孔气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) g—重力加速度，9.81 m/s2； hc—与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h1—与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱； ho— 降液管的底隙高度，m； hσ—与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； hd—与液体过降压管的压降相当的液柱高度，m； hL —板上清液层高度，m； hOW—堰上液层高度，m； hW—出口堰高度，m； HT —板塔间距，m; H—塔高度，m; K—稳定系数，无因次； Lw —堰长，m； Lh—液体体积流量 ，m3/h； LS—液体体积流量 ，m3/s； n—阀孔数目； NT—理论塔板层数； P—操作压力，Pa; △P —压力降，Pa; △Pp—气体通过每层塔板的压降，Pa； r—鼓泡区半径，m； t—浮阀孔的中心距，m； —气体通过浮阀孔的速度，m/s; —漏液点气速，m/s; Vh —气体体积流量，m3/h； Vs—气体体积流量，m3/s； Wc —边缘区宽度，m； Wd —弓形降液管宽m； WS —破沫区宽度，m； x —液相摩尔分数； y —气相摩尔分数； Z—塔的有效高m； u—空塔气速，m/s; 第一章 甲醇生产及其精馏工艺的选择 1.1 甲醇的性质及用途 1.1.1 甲醇的性质 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： 分子结构：C原子以sp3杂化轨道成键，O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[1]。甲醇有毒，误饮5～10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[2]。 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，但是工业酒精的主要成分还是乙醇。 甲醇可以和水以及许多有机液体如乙醇、乙醚等无限地混合，但不能与脂肪族烃类相混合。它易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其他物质，因此，只有用特殊的 方法 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 才能制得完全无水的甲醇。同样，也难以从甲醇中清除有机杂质，产品甲醇总含有有机杂质约0.01％以下[3]。 甲醇可以任意比例同多种有机化合物互溶，并与其中的一些有机化合物生成共沸混合物，据文献记载，迄今己发现与甲醇一起生成共沸混合物的物质有100种以上[4]。共沸混合物与甲醇的沸点比较接近，将影响到蒸馏过程对有机杂质的消除。 表1.1 甲醇的一般性质 性质 数据 性质 数据 密度 0.8100g/ml(℃) 导热系数 2.09×103J/（cm.s.K） 沸点 64.5℃～64.7℃ 表面张力 22.55dyn/cm（20℃） 熔点 -97.8℃ 粘度 5.945×104Pa.S(20℃) 临界温度 240℃ 燃烧热 727.038KJ/mol(25℃液体) 临界压力 78.5atm 临界体积 117.8ml/mol 生成热 238.798KJ/mol（25℃液体） 201.385KJ/mol（25℃气体） 临界压缩系数 0.224 蒸汽压 96.6mmHg（20℃） 腐蚀性 常温无腐蚀性（铅、铝例外） 热容 2.51~2.53J(g.℃) (2~25℃液体)， 爆炸性 6.0~36.5%（Vol）（在空气中爆炸范围） 甲醇具有上述多种重要的性质，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；甲醇加一氧化碳加氢可以合成乙醇；甲醇可以裂解制烯烃等等。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[5]。 1.1.2 甲醇的用途 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[6]。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[7]。 　　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[8]。 1.1.3甲醇发展及前景 (1)甲醇的消费量 我国甲醇的消费增长也很快，从1957年的1.664kt，到1990年的83kt，再到1990年的660kt、1991年的780kt，而1995年已经达到1133.8kt，1996年达到1081.8kt，2005年7200kt，2008年实际产量达到11260kt，到了2009年全年产量达到近11160kt，新增产能约为850万吨，而且各地还在筹划建设的甲醇产能高达4320万吨，其中有相当一部分配套生产其他煤化工产品[9]。 (2)中国甲醇工业发展前景 近几年我国甲醇工业的发展来看，良好的宏观经济环境和下游需求的高速增长使我国的甲醇工业继续保持着稳定快速的增长，另外甲醇工业有较多的下游产品。如甲醛、甲醇汽油、二甲醚等，甲醇需求量与经济的总体发展有密切关系[10]。2005年世界甲醇需求量为3800万吨左右，全球甲醇需求年增长率约在4％以上，2010年全球甲醇产量达到5099万吨，需求量约为4226万吨。而与此同时，世界甲醇生产格局的变化导致消费格局发生重大变化。如工业发达的美国、西欧、日本等国目前已成为甲醇的主要生产国[11]。 随着国民经济的发展和人民生活水平的提高，我国的石油消费总量迅速上升，对进口石油依赖性越来越大，使能源供应的安全问题十分突出，尽快实现能源多样化，加速代用油品的步伐已成当务之急。在我国整个石油消费市场中，汽油、柴油的消费超过总消费的50%以上，这也是我国能源结构性矛盾的关键所在。据有关部门预测，在未来20年内我国汽车拥有量将翻一番，更加剧了我国能源危机。另一方面，根据环境保护要求，汽车及其他内燃机必须采取必要的措施，使尾气中的CO和烃类等污染物的排放减少，重新寻求洁净能源和新燃料显得尤为重要。随着国家对环保和生态治理力度的不断加大，各大中城市相继出台禁止机动车辆使用含铅汽油的规定，无铅汽油所必须的添加剂MTBE将会大幅度增加。多年来，我国一直是甲醇的进口国，特别是最近几年，国内对甲醇的进口量一直保持较高的增长，这同时也表明国内甲醇生产成本偏高，工艺技术落后，能耗高，无法与国外产品抗衡[12]。 1.2甲醇精馏工艺的比较与选择 1.2.1甲醇精馏的重要性 甲醇作为及其重要的有机化工原料，是碳一化学工业的基础产品，在国民经济中占有重要地位。随着甲醇生产技术的快速发展，节能降耗和如何提高产品质量成为提高甲醇市场竞争力的重要因素，而甲醇生产主要包括原料气的制备、净化、压缩、合成与精馏工段。提高甲醇质量要优化精馏过程，也要提高粗甲醇的质量，而粗甲醇中含有杂质的种类和甲醇质量，又与原料结构、合成气的组成和合成条件，甚至设备的材质有关[13]。可见粗甲醇的质量决定了精馏过程的难易,当前甲醇合成多采用铜系催化剂的中、低压法，由于反应温度低，减少了副反应，因此降低了粗甲醇的杂质含量，为精馏过程创造了有利条件。 不论甲醇合成工艺如何改进，粗甲醇中总是含有部分杂质，需要通过精馏的方法除去，所以最终决定精甲醇质量的步骤仍在精馏工序[14]。精馏工艺是石油、化工工业中耗能大的单元操作之一，一直是被密切关注的重要节能课题。显然，在追求降低甲醇生产总能耗的同时对降低精馏的能耗亦不容忽视[15]。 1.2.2甲醇精馏工艺概述 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进料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液。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，旧工业装置由于能耗过高，在市场上的竞争力下降，技术更新和进步将成为必走之路。 甲醇精馏生产工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏和三塔精馏。甲醇精馏过程的能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。单塔精馏工艺多用于燃料级甲醇，其它几种流程多用于生产精甲醇，三塔精馏工艺是在双塔流程基础上改进的，其共同点是首先分离出轻组分，然后再分离出水和高沸物。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[16]。 1.2.3甲醇工艺流程的选择 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。三塔流程实际上是将二塔流程中的主精馏塔分成了加压塔和常压塔。这样，在同等的生产条件下，降低了主精馏塔的负荷，并且常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加热源。三塔流程虽然比二塔流程复杂，一次性投入比双塔精馏高出20%~30%，操作难度大，但突出的优点是节能降耗，产品质量高，操作费用低。随着三塔精馏生产规模的扩大，能耗还有进一步下降的空间[17]。 通过计算与比较，本甲醇精馏装置采用的是以规整填料为塔内件的三塔精馏工艺，精馏用汽为低压蒸汽。各塔再沸器蒸汽冷凝液用作粗甲醇预热器热源，以节约能量。 采用规整填料为塔内件的三塔精馏工艺，其特点是： （1）精甲醇产品的质量好，甲醇回收率高； （2）能耗低。比两塔工艺减少蒸汽消耗约30%左右； （3）操作的灵敏性比板式塔好，但其稳定性不如板式塔好； （4）采取了萃取精馏和共沸精馏工艺，有效解决了微量难分离组分的脱除问题； （5）分离效率高，操作弹性大，生产能力大。 图1.1 甲醇三塔精馏工艺流程 甲醇三塔精馏工艺流程所示。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。三塔程（见图1.1）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[18]。 从粗甲醇合成工段送来的粗甲醇到粗甲醇贮槽,经粗甲醇泵打到粗甲醇预热器，由蒸汽冷凝液升温至70℃左右进入预精馏塔，预精馏塔下部的再沸器采用0.5MPa低压蒸汽间接加热粗甲醇，保持温度在80℃左右，塔顶温度用回流液控制在64℃左右，粗甲醇应加碱控制其PH值，以减少粗甲醇介质对设备的腐蚀，同时为了增加轻组分物质与甲醇的沸点差，应控制粗醇具有一定的浓度，一般控制预后粗甲醇比重为0.86~0.88。 预精馏塔釜液依次通过加压塔进料泵、预后粗甲醇预热器进入加压精馏塔，用0.5MPa低压蒸汽加热加压精馏塔釜液，控制塔釜温度在130~132℃，温度约122℃的塔顶蒸汽进入常压塔再沸器冷凝，冷凝液一部分通过加压塔回流分配器回加压精馏塔作为回流液，另一部分经过加压精甲醇冷却器冷却至35~40℃作为产品去精甲醇产品贮槽，塔底较稀的甲醇溶液经冷却进入常压精馏塔[19]。 常压精馏塔塔釜再沸器由加压塔塔顶蒸汽加热，塔顶蒸汽去常压塔冷凝器，冷凝液一部分打入塔顶作为回流液，另一部分经精甲醇冷却器冷却后作为产品去精甲醇醇贮槽。本工序的含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇贮槽，这样可避免设备、管道在检修时排出的含醇排净液对环境造成污染[20]。 第二章 工艺计算 甲醇的三塔精馏工艺由预塔、加压塔、常压塔组成，根据已知的数据分别对其进行物料衡算与热量衡算。 2.1 物料衡算 2.1.1设计任务与摩尔衡算 表2.1粗甲醇进料组成 主要成分 CH3OH H2O CH3OCH3 Wt% 92% 7% 1% 由于其他组分含量甚微，这里忽略不计。 已知: =32.04kg/kmol =18.02kg/kmol =46.07 kg/kmol 则各组分摩尔分率如下： = = 0.875 = = 0.119 = 1－0.875－0.119 = 0.006 平均摩尔质量 =0.875×32.04＋0.119×18.02＋0.006×46.07=30.46 kg/kmol 年产精甲醇15万吨，则每天应产精甲醇为： 15× /(300×24)=20833.33（㎏/h） 按精甲醇收率为98%,则粗甲醇进料为： 20833.33/(0.92×0.98)=23107.07（㎏/h） 原料液摩尔流量为： = 23107.07/30.46 = 758.60（kmol/h） 进料中甲醇摩尔流量： = 758.60×0.875 = 663.78（kmol/h） 进料中水摩尔流量： = 758.60×0.119 = 90.27（kmol/h） 进料中二甲醚摩尔流量： = 758.60×0.006 = 4.55（kmol/h） 2.1.2预塔物料衡算 通过后面的加压塔、常压塔和回收塔对甲醇精馏得到精甲醇，因此预精馏塔的主要产品是轻馏分二甲醚。 甲醇：663.78（kmol/h），水：90.27（kmol/h），二甲醚：4.55（kmol/h） 碱液：23107.07×0.5% = 115.53（㎏/h） 软水加入量为:粗甲醇小时量×20%－补入碱液带水量 23107.07×20%-115.53×95% = 4511.67（㎏/h） 塔顶初馏物量： 初馏物量= 预塔进料×2.5% = 23107.07×2.5% = 577.68（㎏/h） 其中 二甲醚：231.07 ㎏/h 甲醇：346.61 ㎏/h 塔底残液量（加压塔进料组成） 残液量= 23107.07＋115.53＋4511.67－577.68= 27156.59（㎏/h） 其中 甲醇：23107.07×0.92－346.61=20911.89（㎏/h） 水：1617.49＋4511.67＋115.53= 6244.69（㎏/h） 氢氧化钠含量很小，忽略不计。 2.1.3加压塔的物料衡算 加压塔在加压下操作，泡点温度进料，假设 =0.9985， = 0.25。 = 999.87 （kmol/h） =0.652 总物料衡算 = + （2.1） 甲醇物料衡算 = + （2.2） =537.00（kmol/h） =462.87（kmol/h） 式中 、 、 ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h； 、 、 ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 2.1.4常压塔的物料衡算 设常压塔在常压下操作，泡点温度进料。进料组成为 = 0.25，塔顶要求 =0.9985，塔釜要求 = 0.005。 = 462.87 （kmol/h） =0.25 总物料衡算 = + 甲醇物料衡算 = + =114.15（kmol/h） =348.72（kmol/h） 2.2 热量衡算 通过对加压塔、常压塔两塔的进出热量进行统计，对两塔进行热量衡算。 2.2.1塔顶冷凝器的热量衡算 (1)热量衡算式 SHAPE \* MERGEFORMAT 图2.1 塔顶冷凝器的热量衡算图 如图所示，根据热量衡算式，有： （2.3） 式中 ——塔顶蒸气带入系统的热量； ——回流液带出系统的热量； ——馏出液带出系统的热量； ——冷凝水带出系统的热量。 (2)各股物流的温度与压力 由塔顶蒸汽组成xD=0.9985，通过汽液平衡数据表，经过试差法可知塔顶蒸气温度为64.5℃，该温度也为回流液和馏出液的温度。 有给定条件知：塔顶的操作压强为P=101.33kPa 基准态的选择 以101.33kPa、64.5℃的液态甲醇与水热量衡算的基准态，则： QL=QD=0 (3)各股物流热量的计算 查得甲醇与水在正常沸点下的汽化焓分别为： ∆VHm甲醇（Tb）=35.28kJ∙mol ∆VHm水（Tb）=40.69kJ∙mol 正常沸点分别为： Tb甲醇=337.85K Tb水=373.15K 使用Watson 公式 小学单位换算公式大全免费下载公式下载行测公式大全下载excel公式下载逻辑回归公式下载 计算甲醇和水在℃64.5的汽化焓： ∆VHm(T2)=∆VHm(T1)( )0.38 （2.4） 式中 TC——临界温度 查得甲醇和水的临界温度分别为： Tc甲醇=512.64K Tc水=647.30K 对于甲醇： ∆rHm甲醇(64.5℃)=35.28×( )=35.30kJ∙mol-1 对于水： ∆rHm水(64.5℃)=40.69×( )0.38=42.62kJ∙mol-1 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为： =VxD ∆rHm甲醇(64.5℃)+V(1-xD) ∆rHm水(64.5℃) =312.77×0.9985×35.30+312.77×0.0015×42.62 =11044.22×103kJ/h 代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量的： =11044.22×103kJ/h (4)冷却水的用量 设冷却水的流量为qm,则： =qmCp(t2-t1) （2.5） 取 t1=25℃ t2=45℃ 以进出口水温的平均值为定性温度： tm= 查得水在35℃时的比热容为： Cpm=4.22kJ/(kg∙℃) ∴ qm= = =130.86×103kg/h 2.2.2全塔的热量衡算 如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。 SHAPE \* MERGEFORMAT 图2.2 全塔热量衡算图 (1)热量衡算式 根据热量衡算式，可得： QF+QB=QD+QW+QL （2.6） 由设计条件知：QL=5%QB=0.05 QB ∴ QF+0.95QB=QD+QW + Q′W 式中QF——进料带入系统的热量 QB——加热蒸气带入系统的热量 QD——馏出液带出系统的热量 Q′W——釜残液带出系统的热量 QW——冷却水带出系统的热量 QL——热损失各股物流的温度 由各股物流的组成，根据汽液平衡数据表，可得个股物流的温度分别为： tF＝86.10℃ tD＝64.50℃ tW＝99.65℃ 基准态的选择 以101.33kPa、64.5℃的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则： QD=0 (2)各股物流热量的计算 由于温度变化不大，采用平均温度： 根据比热容计算各股物流的热量。 据： Cpm＝a＋bT＋cT2+ dT3 （2.7） 查得：（甲醇） a=40.15 b=31.05×10－2 c=－10.29×10－4 d=1.46×10－6 （水） a=92.05 b=-3.995×10－2 c=－2.11×10－4 d=0.535×10－6 故甲醇的比热容为： = 40.15+31.05×10－2×355.23+（－10.29×10－4）×355.232+ 1.46×10－6×355.233=86.02 水的比热容为： =92.05+（-3.995）×10-2 ×355.23+（-2.11）×10-4×355.232+ 0.535×10-6×355.233=75.21 由此可求得进料与釜残液的热量分别为： =462.87×0.25×86.02×21.6+462.87×0.75×75.21×21.6 =778968.55 (kJ/h) =348.72×0.005×86.02×35.15+348.72×0.995×75.21×35.15 =922304.54( kJ/h) 将以上结果代入到热量衡算式中： 778968.55＋0.95QB＝0＋922304.54＋11044.22×103 解得： QB＝11776374.73( kJ/h) 热损失为： QL＝0.05QB＝0.05×11776374.73＝588818.74（kJ/h） 2.2.3塔釜冷凝再沸器的热量衡算 视加压塔塔顶为纯甲醇蒸汽。已知甲醇蒸气的压力为0.57MPa（绝压），查得该压力下甲醇蒸汽的汽化热为 r＝940kJ/kg 加压塔塔顶甲醇采出量为 =537.00（kmol/h） 设热损失为0.1，则甲醇蒸汽冷凝所提供的热量为 QB＝0.9qm.r=0.9×537.00×32.04×940=14555836.08 kJ/h 故加压塔塔顶甲醇蒸汽可以为冷凝再沸器提供足够的热量 而冷凝再沸器实际所需要的甲醇蒸汽量 热量衡算表 表2.2热量衡算表 基准：1h 输 入 输 出 项目 kJ 项目 kJ 进料 778968.55 馏出液 0 甲醇蒸汽 11776374.73 釜残液 922304.54 冷却水 11044.22×103 热损失 588818.74 总计 12555343.28 12555343.28 第三章 常压精馏塔设计 对于精馏工艺中的常压塔，通过计算求出塔板数、塔高、壁厚、塔径、浮阀数等主要参数并对其进行校核。 3.1塔板数的确定 通过对常压塔的理论塔板数与塔板效率进行计算，得出实际塔板数。 3.1.1平均相对挥发度α的计算 视甲醇与水为理想物系，故塔的平均挥发度的确定可运用安托宁方程和拉乌尔定律。采用试差法，通过Excel计算。 = A - （3.1） （3.2） 双组份理想液体相对挥发度的计算[3]： α= （3.3） 式中： -纯组分液体的饱和蒸汽压，MPa； T-温度，K； A、B、C-安托宁常数。由表查得； ， -液体温度为T时纯组分A、B的饱和蒸汽压，KPa; α-相对挥发度 其中操作压力设为101.33 KPa,故P=101.33 KPa 采用试差法，先在Excel中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在Excel中假定一t值，代入公式4.1中计算出 、 ,再将计算得到的 、 代入公式4.2中，计算出相应的 值，若计算得到的 值与所求的混合液组成的 值相同，则假定的t值正确，同时可得到相应的α值。 计算结果见表4.1。 平均相对挥发度的计算 α= （3.4） 计算得甲醇和水的平均相对挥发度：α=3.76 塔顶产品 塔底产品 进料液 =0.9985 = 0.005 = 0.25 = 337.70 K = 372.80 K = 359.30 K =4.12 =3.48 =3.70 表4.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度及相对挥发度 3.2理论塔板层数的求取 （1）求最小回流比及操作回流比 因为设为泡点进料，所以 线方程： = 相平衡线方程： （3.5） 即 =0.25 解得 0.556 （3.6） 操作回流比可取为最小回流比的1.1～2.0倍，所以 取 =1.2 =1.45×1.2=1.74 求精馏塔的气、液相负荷 精馏段回流液量： = 1.74×114.15 =198.62（kmol/h） 精馏段上升蒸汽量： = 2.74×114.15=312.77（kmol/h） 提馏段回流液量： 198.62+462.87=661.49（kmol/h） 提馏段上升蒸汽量： = =312.77（kmol/h） 求操作线方程 精馏段操作线方程为： （3.7） 提馏段操作线方程为： （3.8） （2）计算法求理论塔板层数 采用逐板计算法，运用Excel交替使用相平衡方程和操作线方程可以快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下： （相平衡）→ （精馏段操线）→ → → →…→ 计算到 < 则第n-1块塔板为进料板 （相平衡）→ （精馏段操线）→ → → →…→ 计算到 < 则理论塔板数为N块。 由Excel计算结果见表4.2 表4.2 逐板计算理论塔板数结果 x9 0.270652017 y10 0.535864031 x10 0.234923473 y11 0.513176405 x11 0.218966186 y12 0.467618652 由计算结果可知：进料板为第10块，精馏段塔板数为9块，提馏段为14块。 3.3全塔效率和实际塔板层数的求取 根据奥康奈尔经验关联式计算全塔效率，该公式的使用范围为αμ=0.1~7.5: ET=0.492(αμ)-0.245 （3.9） 式中ET—为全塔效率； α—塔顶、塔底平均温度下的相对挥发度； μ—进料液在塔顶、塔底平均温度下的粘度，mPa·s。 由 = =(337.70+372.80)/2=355.25 K，查液体粘度共线图[4]可得： μA=0.298 mPa·s μB=0.352 mPa·s 进料液平均粘度依式计算，即 ㏒10μm=∑xi㏒10μi ㏒10 μm =0.25㏒10（0.298）+0.75㏒10（0.352） （3.10） 解得：μm = 0.337 mPa·s 代入数据计算，得：αμ=1.27 可以采用奥康奈尔经验关联式： ET=0.492(αμ)-0.245=0.492×（1.27）-0.245=0.464 实际塔板数依据下式计算 ET=Ni/N （3.11） 式中Ni —理论塔板数 N—实际塔板数 把Ni=23 代入式中N=23/0.464=49.56 圆整为50块。 求得精馏段塔板数为20块，提馏段塔板数为30块。 3.4精馏段和提馏段的数据的计算 操作压力计算 塔顶操作压力为 =101.33 KPa 取每层进料板压降 △ =0.6 KPa 进料板压力 =101.33+0.6×20=113.33 KPa 塔底压力 =101.33+0.6×50=131.33 KPa 精馏段平均压力 =（101.33＋113.33）/2=107.33 KPa 提馏段平均压力 ＇=（131.33＋113.33）/2=122.33 KPa 操作温度计算 由泡点温度可知 = 337.70 K = 359.30 K = 372.80 K 精馏段平均温度 =（337.70+359.30）/2=348.50 K 提馏段平均温度 =（372.80+359.30）/2=366.05 K 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.9985，由相平衡方程可得 x1=0.9944 =0.9985×32.04+(1-0.9985)×18.02=32.02kg/kmol =0.9944×32.04+(1-0.9944)×18.02=32.00kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 由表可知xf =0.235 yf=0.536 =0.536×32.04+(1-0.536)×18.02=25.53kg/kmol =0.235×32.04+(1-0.235)×18.02=21.31kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算 由表可知xw=0.0047 yf=0.017 =0.017×32.04+(1-0.017)×18.02=18.26kg/kmol =0.0047×32.04+(1-0.0047)×18.02=18.09kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 =(32.02+25.53)/2=28.78kg/kmol =(32.00+21.31)/2=26.67kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 =(18.26+25.53)/2=21.80kg/kmol =(18.09+21.31)/2=19.70kg/kmol 气相平均密度计算 塔顶 ρVm= 塔底 ρVm＇= 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1/ ρLm=∑ai/ρi 塔顶液相平均密度的计算 由 = 337.70 K ，查有机液体的相对密度共线图[4]得： ρA=756.00kg/m3 ρB=980.51kg/m3 ρLDm= =756.42kg/m3 进料板液相平均密度的计算 由 = 359.30 K，查有机液体的相对密度共线图得 ρA=735.00kg/m3 ρB=969.20kg/m3 ρLFm= =897.67kg/m3 塔底液相平均密度的计算 由 = 372.80 K，查有机液体的相对密度共线图[4]得 ρA=717.10kg/m3 ρB=958.15kg/m3 ρLbm= =956.94kg/m3 精馏段液相平均密度为 ρLm=(756.42+897.67)/2=827.05kg/m3 提馏液相平均密度为 ρLm =(956.94+897.67)/2=927.31kg/m3 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算 σLM=∑xiσi 塔顶液相平均表面张力的计算 由 = 337.70 K，查液体表面张力共线图可得 σA=18.40N/m σB=65.30mN/m σLDm=0.9985×18.4+0.0015×65.3=18.47mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由 = 359.30 K，查液体表面张力共线图可得 σA =16.10N/m σB =61.42mN/m σLFm=0.25×16.10+0.75×61.42=50.09mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由 = 372.80 K，查液体表面张力共线图可得 σA=14.60mN/m σB=58.60mN/m σLWm=0.005×14.60+0.995×58.60=58.38mN/m 精馏段液相平均表面张力为 σLm=(18.47+50.09)/2=34.28mN/m 提馏段液相平均表面张力为 σLm =(58.38+50.09)/2=54.24mN/m 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 ㏒10μLm=∑xi㏒10μi 塔顶平均粘度的计算 由 = 337.70 K，查液体粘度共线图[4]可得 μA=0.345mPa∙s μB=0.437mPa∙s ㏒10 μm =0.9985㏒10（0.345）+0.0015㏒10（0.437） μLDm=0.345mPa∙s 进料板液相平均粘度的计算 由 = 359.30 K，查手册可得 μA=0.279mPa∙s μB=0.341mPa∙s ㏒10μLFm=0.25㏒10(0.279)+0.75㏒10(0.341) μLFm=0.324mPa∙s 由 = 372.80 K，查液体粘度共线图可得 μA=0.232mPa∙s μB=0.284mPa∙s ㏒10 μm =0.005㏒10（0.232）+0.995㏒10（0.284） μLWm=0.284mPa∙s 精馏段液相平均黏度为 μLm=(0.345+0.324)/2=0.335mPa∙s 提馏段液相平均黏度为 μLm =(0.324+0.284)/2=0.304mPa∙s 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸 3.5.1塔径的计算 精馏段的汽、液相体积流率为 Vs= = =2.34m3/s Ls= = =1.78×10-3m3/s 提馏段的汽、液相体积流率为 Vs＇= = =2.16m3/s Ls＇= = =3.90×10-3m3/s 最大空塔气速umax由下式计算： umax=C 其中 C=C20( 式中 C—操作物系的负荷因子，m/s; σL—操作物系的液体表面张力，mN/m。 C20由史密斯关联图[4]查取，C20的横坐标为 精馏段 = ×( )1/2=0.021 提馏段 = ×( )1/2=0.0587 精馏段塔径的计算 取板间距HT=0.5m，板上液层高度hL=0.06m HT-hL=0.44m 查史密斯关联图得 C20=0.092 则 C=C20( eq \f(σL,20) )0.2=0.092×（）0.2=0.102 umax=0.102× =2.83m/s 取安全系数为0.6。则空塔气速为 U=0.6umax=1.70m/s D= s,πu) ) = eq \r(=1.32m 按标准塔径圆整后 D=1.4m 提馏段塔径的计算 取板间距HT=0.5m，板上液层高度hL=0.06m HT-hL=0.44m 查史密斯关联图得C20=0.096 则 C=C20( eq \f(σL,20) )0.2=0.096×（）0.2=0.117 umax=0.117× =3.80m/s 取安全系数为0.6。则空塔气速为 U=0.6umax=2.28m/s D= s,πu) ) = eq \r(=1.10m 将精馏段、提馏段的塔径取相同值，则整个塔的直径按实际标准塔径圆整后为：D=1.4m 则塔截面积为 AT= 实际空塔气速为 u= = =1.52m/s 3.5.2精馏塔有效高度的计算 板式塔塔高可按下式计算，即： H=(n-1) HT+(HP-HT)nP+HB+HD+H1+H2 式中：H—塔高，m； n—实际塔板数； HT —塔板间距，m; HP—设人孔处塔板间距，m; nP—人孔数； HB—塔底空间高度，m; HD—塔顶空间高度，m; H1—封头高度，m； H2—裙座高度，m。 （1）封头 封头常见的形式有半球形、椭圆形、圆锥形、和平板型，其中标准椭圆封头无论是几何形状还是受力状态都比较好，制造难度又不大。所以采用标准椭圆封头。大多数椭圆形封头的壁厚与筒体壁厚相等。选择椭圆形封头的壁厚为5mm。查内径为公称直径的椭圆形封头的尺寸、内表面积和容积表可查得封头的曲面高度为350mm，直边高度为25mm。封头的高度等于封头曲面高度加上直边高度以及壁厚。所以： H1=350+25+5=380mm （2）塔底空间 一般塔底空间要贮存一定高度的液体，以便起到液封的作用，防止气体从底部方向流出。本设计选择停留时间为10min。塔底液面至最下层要留有1~2m的距离。其距离应大于板间距，设该距离为1.5m。 由ρLm =927.31kg/m3 s= = =2.06×10-3（m3/s） HZ= = =0.80(m) 故 HB=1.5+0.80=2.30m （3）塔顶空间 塔顶空间是塔顶第一块塔板到塔顶切线距离。一般取塔顶空间高度HD=1.2~1.5m，以利于气体中所含液滴的自由沉降和塔顶附件的安装。本设计采用HD=1.5m （4）人孔处板间距 因为D>1000mm,故需设人孔。一般每隔6~8块塔板设一人孔，所以本设计开6个人孔，即nP=6。采用人孔的直径为450mm，人孔伸出塔体长200mm。设人孔处的板间距为HP =700mm。 （5）裙座 裙式支座是由座圈、基础环和地脚螺栓座组成。座圈上开有人孔、引出管孔、排气孔和排污孔。裙座高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度。圆筒形裙式支座制作方便，经济合理，在塔设备支撑中广泛采用。裙座的座圈高度一般又工艺决定，有再沸器是为3~5m。所以本设计采用H2=3m。 整个精馏塔的有效高度为 H=(50-1) ×0.5+(0.7-0.5)×6+2.3+1.5+0.38+3=31.88m 3.6塔板主要工艺尺寸的计算 溢流堰装置计算 因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘,深度 hwˊ=50mm。由于塔径小于等于1400mm，故受液盘只需要开一个直径为10mm的泪孔。 堰长 取 LW=0.7D=0.7×1.4=0.98m 溢流堰高度hW 由hW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 hOW= eq \f(2.84,1000) E()2/3 取上清液层高度hL=60mm 近似取E=1,则 精馏段 hOW= eq \f(2.84,1000) ×1×()2/3=0.01m 故hW=0.06-0.01=0.05m 提馏段 hOW＇= eq \f(2.84,1000) ×1×()2/3=0.0168m 故hW＇=0.06-0.0168=0.0432m 取精馏段与提馏段出口堰hW =hW＇=0.05m。 则精馏段上清液层高度修正为hL=0.05+0.01=0.60m 则提馏段上清液层高度修正为hL=0.05+0.0168=0.668m 修正的hL对计算umax影响不大，故塔径的计算不用修正。 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 =0.7 查弓形降液管参数曲线得 则Af=0.095AT=0.095×1.54=0.1463m2 Wd=0.155×D=0.155×1.4=0.217m 依下式验算液体在降液管中停留时间 精馏段 θ = eq \f(3600AfHT,Lh) ==41.10 s＞5s 提馏段 θ＇= eq \f(3600AfHT,Lh) ==18.76 s＞5s 故降液管设计合理。 降液管的底隙高度 液体通过降液管底隙的流速一般为0.07～0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速 ，则有： 精馏段 提馏段 取精馏段降液管底隙高度 =0.02m 取提馏段降液管底隙高度 =0.035m － ≧0.006~0.012 且流速 在0.07～0.25m/s范围内，降液管底隙高度设计合理。 3.7塔板布置 (1)塔板分块，因D＝1400mm，查表将塔板分作4块安装。 (2)边缘区宽度确定 取Ws= Ws′=0.07m WC=0.05m 开孔区面积计算 Aa=2(x 其中 x= eq \f(D,2) -(Wd+Ws)= -(0.217+0.07)=0.413 r= eq \f(D,2) -WC=-0.05=0.65 故 Aa=2×(0.413× + sin-1 )=0.996m2 3.8浮阀个数 及排列 精馏段浮阀个数 及排列 取F1型浮阀，其阀孔直径d０=39mm，初取阀孔动能因子 =10，故阀孔的孔速 = =9.67(m/s) 浮阀个数 个 拟定塔板采用等腰三角形排列。取孔心距t＝75mm 作等腰三角形叉排时， m。 此处取h＝65mm。根据初步估算提供的孔心距t＝75mm和叉排高度h＝70mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为189个。 根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。 实际阀孔气速 (m/s) 动能因子 （在经验值范围之内） 开孔率为： φ= = =14.66% 提馏段浮阀个数 及排列 取F1型浮阀，其阀孔直径d０=39mm，初取阀孔动能因子 =10，故阀孔的孔速 = =10.68(m/s) 浮阀个数 个 拟定塔板采用等腰三角形排列。取孔心距t＝75mm 作等腰三角形叉排时， m。 此处取h＝75mm。根据初步估算提供的孔心距t＝75mm和叉排高度h＝75mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为177个。 根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。 实际阀孔气速 m/s 动能因子 （在经验值范围之内） 开孔率为： φ＇= = =13.72% 3.9浮阀塔板流体力学的验算 3.9.1精馏段流体力学的验算 （1）塔板压降 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)可以由下式计算 式中 —气体通过干板的压降 —板上充气液层阻力 —液体表面张力所造成的阻力 （2）气体通过干板的压降 临界孔速 < 因 ，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。 m 板上充气液层阻力 取充气系数 =0.5 = hL=0.5×0.06=0.03m （3）液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，忽略不计。 因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为： =0.03+0.0379=0.0679m 单板压降 △PP= EMBED \* MERGEFORMAT =0.0679×827.05×9.81=550.90(Pa)<0.6KPa 符合设计要求。 （4）雾沫夹带量校核 泛点率 式中 —板上液体流经长度，m; —板上液流面积，m2 ； —泛点负荷系数，; K—特性系数。 板上液流长度Z m 根据 kg/m3及HT＝0.50m，查得 =0.12。取K＝1.0。 泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。 （5）漏液校核 当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo＝5计算 m/s 稳定性系数 （不会产生过量液漏） （6）降液管液泛校核 为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 而 式中： —液体通过降液管的压头损失  —板上液层高度  —气体通过单层塔板压降所相当的液柱高度 m 0.0013+0.06+0.0658=0.127m 取 =0.5 已选定 =0.5 m, =0.050m =0.275 故 成立，故不会产生降液管液泛。 通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适 3.9.2提馏段流体力学的验算 1.塔板压降 （1）气体通过干板的压降 ＇ 临界孔速 因 ，故应在浮阀未全开状态下计算干板压降。 m （2）板上充气液层阻力 取充气系数 =0.5 ′= hL=0.5×0.0668=0.0334m （3）液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，忽略不计。 因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为： ＇=0.0334+0.0322=0.0656m 单板压降 △PP＇= EMBED \* MERGEFORMAT =0.0656×927.31×9.81=596.76(Pa) 符合设计要求。 2.雾沫夹带量校核 板上液流长度Z m 根据 0.876kg/m3及HT＝0.50m 查得 =0.11。取K＝1.0。 泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。 3.漏液校核 当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo＝5计算 m/s 稳定性系数 （不会产生过量液漏） 4.降液管液泛校核 为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 而 m 0.002+0.0668+0.0656=0.134m 取 =0.5 已选定 =0.5 m, =0.05 m =0.275 故 成立，故不会产生降液管液泛。 通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适 3.10塔板负荷性能图 3.10.1精馏段负荷性能图 （1）物沫夹带线 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、、K、及均为已知值，将各已知数代入上式，便得出Vs—Ls的关系式，据此可作出符合性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率80%计算 =0.8 整理得：0.036Vs+1.31Ls=0.096 即Vs=2.67－36.39 Ls 物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个Ls值，算出Vs。 （2）液泛线 由此可以确定液泛线，忽略式中 + +（ +1）[hw+ eq \f(2.84,1000) E()2/3] 0.275=398.27 2+ +1.5×(0.05+0.678 2/3) 整理得： =28.9－57636.76 －147.18 2/3 （3）液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s。 以 s作为液体降液管内停留时间的下限 m3/s （4）漏液线 对于 型重阀，依 =5作为规定气体最小负荷的标准。 m3/s （5）液相负荷下限 对于平直堰取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。 由how= eq \f(2.84,1000) E()2/3=0.006 取E=1,则 （LS）min=0.000840m3/s 根据以上各线方程，可作出浮阀塔精馏段的负荷性能图，如图3.1 图3.1精馏段塔板负荷性能图 在负荷性能图上作出操作线 在负荷性能图上，作出操作点A（0.00178，2.34），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏夜控制。由上图查得 故操作弹性为 3.10.2提馏段负荷性能图 （1）物沫夹带线 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、、K、及均为已知值，将各已知数代入上式，便得出Vs＇—Ls＇的关系式，据此可作出符合性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率80%计算 =0.8 整理得：0.031Vs+1.31Ls=0.0877 即Vs＇=2.95－42.73Ls＇ 物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个Ls＇值，算出Vs＇。 （2）液泛线 由此可以确定液泛线，忽略式中 + +（ +1）[hw+ eq \f(2.84,1000) E()2/3] 0.275=65.58 2+ +1.5×(0.05+0.678 2/3) 整理得： =1.96－1275 －9.97 2/3 （3）液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s。 以 s作为液体降液管内停留时间的下限 m3/s （4）漏液线 对于 型重阀，依 =5作为规定气体最小负荷的标准。 m3/s （5）液相负荷下限 对于平直堰取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。 由how= eq \f(2.84,1000) E()2/3=0.006 取E=1,则 （LS＇）min=0.000840m3/s 根据以上各线方程，可作出浮阀塔精馏段的负荷性能图，如图3.2 图3.2提馏段塔板负荷性能图 在负荷性能图上作出操作线 在负荷性能图上，作出操作点A（0.0039，2.16），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏夜控制。由上图查得 故操作弹性为 3.11 塔体壁厚计算 （1） 选择钢材 因甲醇对塔体腐蚀性小，又是一般温度操作，故可选 钢。 （2） 确定各设计参数 最大操作压力PW=122.325Kpa，因一般精馏塔体都装设安全阀，取设计压力 ，设计温度 ℃；假设壁厚在6~16mm范围内，查得 钢在设计温度115.5时的许用应力为 ；壳体采用双面焊对接接头无损检测，焊接接头系数 ；假设名义厚度在5.5~7.5mm内，查《化工设备机械设计基础》得，钢板厚度负偏差C1=0.6mm，取腐蚀余量C2=1.7mm；则厚度附加量 （3） 塔体厚度确定 ①计算厚度 ②最小厚度及设计厚度 对低合金钢容器，其最小厚度 ；由于计算厚度 ，故不满足刚度要求，因而设计厚度 。 ③名义厚度 按钢板厚度规格圆整，得塔体名义厚度 (与假设厚度范围一致)。 ④塔体水压试验时应力校核 根据式： 式中： 查表得， 钢在试验温度时 得　 可见 ， 故满足水压试验校核 3.12 接管设计 3.12.1塔顶蒸气出口管的直径DV 操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为u=12~20m/s，取uv=20m/s 所以 m 所以塔顶蒸汽出口管选用φ426×9mm 的普通热轧无缝钢管。所选用的管子的内径DV=426－2×9=408mm 所以管内的实际流速为： uv= = =18.98m/s 由表11.1可知塔顶蒸汽出口管伸出筒体长为200mm。 3.12.2回流管的直径DR 由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回流液靠重力自留入塔内，取 本设计取 所以有 所选用的管子的内径为： =76-2×3=70mm，所以管内流体的实际流速为： = = =0.46m/s 由表11.1可知塔顶回流管伸出筒体长为200mm。 3.12.3进料管的直径DF 本设计料液速度可取，本设计取uF=1.5m/s =897.67kg/m3 m 所选用的管子的内径为： =57-2×3=51mm，所以管内流体的实际流速为： = = =1.5m/s 由表11.1可知进料管伸出筒体长为150mm。 3.12.4塔底出料管的直径Dw 一般可采用塔底出料管的流速uW=0.5～1.51m/s，本设计取uW=1m/s =956.94 kg/m3 所选用的管子的内径为： =57-2×3=51mm，所以管内流体的实际流速为： = = =0.975m/s 由表11.1可知塔釜出料管伸出筒体长为150mm。 3.12.5再沸器返塔连接管直径DV 操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为u=12~20m/s，取uv=20m/s 所以 m 塔顶蒸汽出口管选用φ426×9mm 的普通热轧无缝钢管。所选用的管子的内径DV=426－2×9=408mm 所以管内的实际流速为： = = =16.53m/s 由表11.1可知塔顶蒸汽出口管伸出筒体长为200mm。 3.13常压塔工艺计算汇总 浮阀塔设计计算结果见表3.5 3.5浮阀塔设计计算结果 序号 项目 数值（精馏段） 数值（提馏段） 1 气相流量 ,( ) 2.34 2.16 2 液相流量 ,( ) 0.00178 0.0039 3 实际塔板数 20 30 4 有效段高度Z,m 12.8 19.1 5 塔径,m 1.4 1.4 6 板间距,m 0.5 0.5 7 堰长,m 0.98 0.98 8 堰高,m 0.05 0.05 9 板上液层高度,m 0.60 0.668 10 堰上液层高度,m 0.01 0.0168 11 降液管底隙高度,m 0.02 0.035 12 开孔区面积, 0.996 0.996 13 浮阀直径,m 0.039 0.039 14 浮阀数目 189 177 15 开孔率,% 14.6 13.72 16 阀孔气速,m/s 10.37 10.22 17 稳定系数 2.15 1.91 18 每层塔板压降,Pa 550.90 596.76 19 气相负荷上限, 2.61 2.65 20 气相负荷下限, 1.09 1.13 21 操作弹性 2.39 2.35 结 论 甲醇是一种简单的饱和脂肪醇，可以同多种有机化合物互溶，并与其中的一些有机化合物生成共沸混合物，主要应用于精细化工领域，是一种基础的有机化工原料和优质燃料。通过精馏的方法提高甲醇的质量，选择先进的精馏工艺，甲醇工业在市场的竞争中，才能有更长远的发展。 国内甲醇精馏工艺主要有单塔精馏工艺、双塔精馏工艺、三塔精馏工艺几种，本设计采用F1型重阀浮阀精馏塔组成的三塔精馏工艺流程。在保证纯度要求的基础上，三塔精馏以其节能明显优益于其他工艺，其优点明显：第一，生产能力大；第二，操作弹性大；第三，塔板的效率高；第四，气体的压强降及液面落差比较小；第五，塔的造价低。所以，本设计采用了这个工艺，并通过计算与校核证明本设计工艺是可行的，并用试差法通过Excel快捷地计算出特定组成的甲醇—水溶液的泡点温度及相对挥发度，采用逐板计算法计算出理论塔板数，并进一步对甲醇三塔精馏工艺进行物料衡算、热量衡算，对主要设备常压精馏塔进行设计，得出如下结论： （1）对于预塔，塔顶初馏物量577.68㎏/h，塔底甲醇流出量20911.89㎏/h；对于加压塔，塔顶馏出液量537.00kmol/h，釜底流出量462.87kmol/h；对于常压塔，塔顶馏出液量14.15kmol/h， 釜底流出量48.72kmol/h。 （2）常压精馏塔进料热量为778968.55kJ/h，塔顶出料带出热量为11776374.73 kJ/h，塔釜出料带出热量为922304.54( kJ/h，热损失为588818.74 kJ/h。 （3） 常压精馏塔塔板数为50，进料位置在第21块板，塔高为31.9 m，，塔径为1.4m，壁厚为6mm，浮阀个数为366，操作弹性为4.74，板效率为46.4%。 甲醇三塔精馏工艺中，加压精馏塔冷凝潜热作为常压塔再沸器热源，既节省了水蒸气，又减少了冷凝水的用量，在产能得到保证的情况下，功耗也得到了有效地控制。 参考文献 [1]应卫勇，曹发海．碳一化工主要产品生产技术[M]．北京：化学工业出版社，2004． [2]林俊科．甲醇及其下游产品的生产现状及发展[J]．宁夏石油化工，2003，(3):45~60． [3]Robert H.Williams Eric D.Larson．Reproduced with permission from Energy for Sustainable Development[J]． Chemical Engineering Science, 2003，12：103～106． [4]魏文德．有机化工原料大全（第二版）上卷[M]．北京：化学工业出版社，1991． [5]陈平．国内外甲醇市场分析[J]．现代化工，1996，16(12)：36~38． [6]谢克昌，房鼎业．甲醇工艺学[M]．北京：化学工业出版社，2010． [7]丁振亭．甲醇工业的发展趋势[J]．吉化科技，1996，3(1)：2～5． [8]周晓谦，殷伯良．煤制甲醇工业发展现状分析[J]．露天采矿技术，2006，(2)：5~6． [9]吴城琦．甲醇燃料—最具竞争力的可替代能源[J]．中外能源，2007，12（1）：20~21． [10]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． [11]张蕾．浅谈甲醇的合成与发展[J]．中国科技博览，2011，11(8)：7~8． [12]唐琼英，柯友胜，吐尔孙那依．甲醇燃料的研发现状及发展前景[J]．当代石油石化，2008，16（10）：23~25． [13]钟洪权．甲醇汽油的技术进展及应用前景[J]．西部煤化工，2007，(1)：30． [14]高恒．甲醇及二甲醚的生产现状和发展前景[J]．化学工业与工程技术，2005，(2)：47~49． [15]夏清，陈常贵．化工原理（下册）修订版[M]．天津：天津大学出版社，2009． [16]萧任坚．粗甲醇精馏浅谈[J]．中氮肥，1997，（1）：3~5． 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