产66000吨甲醇水精馏塔工艺设计.doc

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1、题目：年产66000吨甲醇-水精馏塔工艺设计设计任务1. 进料液含30%甲醇（质量），其余为水。2. 产品的甲醇含量不得低于95%（质量）。3. 残液中甲醇含量不得高于0.5%（质量）。4. 进料方式：饱和液体进料。5. 采取直接蒸汽加热6. 全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=15，出 口t=45。操作条件（1）、精馏塔顶压强2.5KPa(表压)。 （2）、单板压降0.5 KPa。 （3）、全塔效率：Et50%设计内容1 .选定连续精馏流程；2 .塔的工艺计算；3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计：（1）、塔高、塔径及塔板结构的主要参数；（2）、塔板的流体力学验算（仅验算压降）；

2、4 辅助设备选型与计算；5包括全凝器的型号的选用及性能参数6设计结果一览表；7工艺流程图及全凝器主体设备图。目录一概述 1二精馏塔设计方案简介 12.1 操作压力的选择分析 22.2 进料热状况的选择分析 22.3 加热方式的选择分析 22.4 回流比的选择分析 22.5 产品纯度或回收率 22.6 方案的确定 22.7 总述 2三塔的工艺尺寸的计算 33.1 精馏塔的物料衡算 33.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 33.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 33.1.3 物料衡算 33.2 塔板数的确定 43.2.1 理论板层数的求取 43.2.2 实际板数的求取 63.

3、3 精馏塔的物性计算 63.3.1精馏段物性计算 63.3.1.1.操作压力计算 63.3.1.2.操作温度计算 6 3.3.1.3.平均摩尔质量计算 73.3.1.4.平均密度计算 73.3.1.5.液体平均表面张力计算 73.3.2提馏段物性计算 83.3.2.1 操作压力计算 83.3.2.2 操作温度计算 83.3.2.3 平均摩尔量计算 83.3.2.4平均密度计算 9四 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 94.1 塔径的计算 94.2 塔高的计算 10五 塔板主要工艺尺寸的计算 105.1 溢流装置计算 115.2 塔板布置 12六.流体力学验算 136.1 塔板压降 13七.全凝器的设计

4、 147.1确定物性数据 147.2换热器的初步选型 147.3估算传热面积 157.3.1热流量 157.3.2.平均传热温差 157.3.3.冷却水用量 157.3.4.传热面积 15 7.4工艺结构尺寸 16 7.4.1管径和管内流速 16 7.4.2管程数和传热管数 16 7.4.3.平均传热温差 16 7.4.4.传热管排列和分程方法 16 7.4.5壳体内径 16 7.4.6折流板 17 7.4.7接管 177.5换热器核算 177.5.1热流量核算 177.5.1.1壳程表面传热系数 177.5.1.2管内表面传热系数 187.5.1.3污垢热阻和管壁热阻 187.5.1.4 传

5、热系数 197.5.1.4传热面积裕度 19 7.5.2换热器内流体的流动阻力 197.5.2.1管程流体阻力 197.5.2.2壳程阻力 20八.换热器的结果汇总 21九.总结 22十.参考文献 23十一.符号说明 24一概述 甲醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，甲醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在公交、出租车行业内被采用。长期以来，甲醇多以蒸馏法生产，但是由于甲醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的甲醇来说产量不好

6、。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进甲醇水体系的精馏设备是非常重要的。二设计方案简介2.1操作压力的选择分析操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于甲醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。2.2 进料热状况的选择分析该塔的进料状况选为泡点进料，因为泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。2.3加热方式的选择分析塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安

7、装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。2.4回流比的选择分析影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据

8、选定； 先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；2.5 产品纯度或回收率产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求，则产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这意味着设备费用或操作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。本设计中纯度已经给定，故设计时不需要再考虑。2.6 方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物，对于二

9、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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。为保持塔的操作稳定性，采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。该物系属于恒沸物系，故不能用一般的蒸馏方法分离，可采用低压普通蒸馏的方法。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.7总述蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽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用考虑余热的利

10、用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另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。三塔的工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算31.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔品质 = 32 kg/kmol 水的摩尔品质 = 18.02 kg/kmol =0.195 =0.915=0.0033.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 =0.19532.00+（1-0.195）18.02=20.93 kg/kmol =0.91532.00+(1-0.915)18.02=30

11、.81 kg/kmol =0.00232.00+(1-0.002)18.02=18.05 kg/kmol3.1.3 物料衡算塔顶产品量： F= 359.97kmol/h总物料衡算： 359.97= D+W甲醇物料衡算：359.97=D0.915+0.003W联立解得： D=75.78 kmol/h W=284.19 kmol/h摩尔流量kmol/h摩尔组成%平均分子量g/mol原料F359.97 20.93甲醇70.19 19.5水 289.78 80.5 釜液W284.19 18.05甲醇0.85 0.3水 283.3399.7馏出液D 75.78 30.81甲醇69.3591.5水 6.4

12、4 8.5物料衡算汇总如下表：3.2 塔板数的确定3.2.1理论板层数的求取 对甲醇水物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得甲醇水物系的汽液平衡资料，绘出xy图甲醇水溶液体系的平衡数据 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图中对角在线，自点e(0.195,0.195)作垂线，即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 =0.575， =0.195。故最小回流比为：实际操作回流比R=2 求精馏塔的气、液相负荷 =RD=275.78=151.56 kmol/h =(R+1)D=(2+1)75.78=227.34 kmol/h =L+F=151.56+359.97=511.53

13、kmol/h =227.34kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为 y=x+=+0.915=0.667x+0.305提馏段操作线方程为 =-=2.25-1.25图解法求理论塔板数采用图解法求理论板层数，求解结果如图：总理论板层数 =9 （包括再沸器）进料板位置 =53.2.2 实际板数的求取 全塔效率 =50% 精馏段实际板层数 =5/0.50=10 提馏段实际板层数 =4/0.5=83.3 精馏塔的物性计算 3.3.1精馏段物性计算 3.3.1.1.操作压力计算 塔顶操作压力 =101.3+2.5=103.8 kpa 每层塔板压降 =0.5 kpa 进料板压力 =103.3+0.59=1

14、07.8 kpa 精流段平均压力 =（103.3+107.8）/2=105.5 kpa3.3.1.2.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，水的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。查手册（化学方程手册第一卷）可得 Antonie 方程 lg=A- （为在T温度下的蒸汽压，mmHg）对于甲醇，A=7.87863，B=1473.11，C=230.0塔顶温度=103.3 kpa , 代入解得 :=21.18 泡点进料=107.8 kpa, 代入解得 :=21.98精馏段平均温度=（+）/2=21.583.3.1.3.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算： 由=0.915

15、，查平衡曲线，得 =0.80 =0.91532.00+（1-0.915）18.02=30.81=0.8032.00+（1-0.80）18.02=43.82 进料板平均摩尔质量计算： 由图解理论板，得 =0.517 查平衡曲线， 得 =0.15 精馏段平均摩尔质量为： 3.3.1.4.平均密度计算 气相平均密度计算： 由理想气体状态方程计算得， kg/ 液相平均密度计算： 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算： 由，查手册得， 精馏段液相平均密度为 3.3.1.5.液体平均表面张力计算 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（化学方程手册第一卷）得

16、， ， =26.87 进料板液相平均表面张力的计算： 由，查手册得， ， 精馏段液相平均表面张力为： 3.3.2提馏段物性计算3.3.2.1 操作压力计算 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 提馏段平均压力3.3.2.2 操作温度计算 由安托尼方程时，T=300.7K 则=30.5而，则提馏段温度3.3.2.3 平均摩尔量计算塔底平均摩尔质量计算由（因为0.003太小，就近似相等，误差可忽略）进料板平均摩尔质量=31.97 =28.04提馏段平均摩尔质量 3.3.2.4平均密度计算 气相平均密度计算：由前计算可得知 液相平均密度计算 液相平均密度依照下列公式计算，即 塔底液相平均密度计算，

17、查手册（化学方程手册第一卷）得 =791.0则由前面计算，进料板液相密度提馏段液相平均密度四 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为： 由 ，式中C= 由史密斯关联图可查得， 先算横坐标： 取板间距，板上液层高度，则 查史密斯关联图得， 取安全系数为0.75，则空塔气速为 按标准塔径圆整后，D=1.0m 塔截面积为： 实际空塔气速为： 4.2 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数N=18为块，板间距为0.4，由于料液较清洁，无需经常清洗，可每隔六块板设一个人孔，则人孔数目S: S=18/6-1=2个 取人孔之间间距为0.7，塔顶空间1.0m，塔底

18、空间2.0m，进料板空间高度0.6m，那么全塔高度：Z=1.0+(18-2-2)0.4+40.7+2.0=11.4m 五 塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算 因塔径D=1.0m，由溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，因此可采用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。计算如下： 堰长取 溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度可由弗兰西斯公式计算，即 近似取E=1，则 取板上清夜层高度 故 弓形降液管宽度和截面积 由 ，查图，得， ， 故 由式 验算液体在降液管中停留时间，即 s 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 取，则 故降液管高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。5.2 塔板布置 塔板的分块

19、 因D800，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为5块。 边缘区宽度确定取， 开孔区面积计算 开孔区面积按公式计算，即 其中 故 浮阀布置 浮阀按正三角形叉排排列，这样相邻两阀中吹出气流搅拌液层的相互作用较显著，相邻两阀容易吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀。采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。 取，由公式可得: 故浮阀个数为 个若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为 5.3塔板负荷性能图5.3.1 漏液线由提馏段漏液气速 板上清液高度堰上液层高度 得，精馏段最小气相体积流率：同理可得，提馏段最小气相体积流率： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-

20、1 、数据表（），0.00050.00100.00150.0020，0.3400.3490.3570.364，0.3340.3360.3380.340由上表数字即可作出漏液线1。5.3.2 液沫夹带线以=0.1液/气为限，求精馏段Vs-Ls关系如下由液沫夹带量 气体通过液层的速度堰上清液层高度 清液高表示的板压降 整理得，精馏段气体体积流量 同理可计算，提馏段液沫夹带量 整理得，提馏段气体体积流量 在操作范围内，任取几个Ls（Ls）值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-2 ，值（），0.00050.00100.00150.0020，0.8620.8250.7930.766，0.8640.8

21、220.7860.754由上表得出液沫夹带线2。4.6.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得堰上液层高度取E=1，则精馏段最小的液体体积流率同理，提馏段最小的液体体积流率据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图3。4.6.4 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得 故，精馏段的最大液体体积流率 提馏段的最大液体体积流率据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图4。4.6.5 液泛线令由式中，故精馏段的气体体积流率的平方提馏段的气体体积流率的平方在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-3，

22、值0.00050.00100.00150.00201.2211.1861.1451.0951.3801.3321.2861.240由上表数据即可作出液泛线5。4.6.6 塔板负荷性能图根据所求数据作出的负荷性能图如下图4.3 塔板操作负荷性能图在负荷性能图4.3上可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为液相负荷下限控制。由图5-1查得 故操作弹性为六.流体力学验算6.1 塔板压降 干板阻力的计算 由公式得 液柱 气体通过液层的阻力的计算 液柱 液体表面张力的阻力由公式计算得： =液柱 m液柱 气体通过每层塔板的压降为：4.6.7 筛板塔工艺计算结果汇总表4-4 筛板塔工艺设计计算结果汇总表

23、项目符号单位数值/形式精馏段提镏段平均温度71.5488.95平均压强kPa108.45115.10气相平均流量m3/s0.66570.6586液相平均流量m3/s0.0005310.001029液相平均摩尔质量kg/kmol26.3219.50气相平均摩尔质量kg/ kmol28.9222.04气相平均密度kg/ m31.0940.8427液相平均密度kg/ m3814.8919.48液体平均表面张力mN/m35.9456.05项目符号单位数值/形式精馏段提镏段液体平均粘度mPa.s0.33970.3194实际塔板数N块910板间距m0.35含有人孔板的板间距m0.7人孔直径m0.45塔有效

24、高度m7.35塔径m0.8塔顶高度m1.2进料板高度m0.7塔底空间高度m0.88空塔气速um/s1.3251.313塔板液流形式单流型溢流管形式单溢流降液管形式弓形受液盘形式平行溢流堰形式平直进口堰形式不设堰长m0.48堰高m0.052650.04869溢流堰宽度m0.08管底与受液盘距离m0.013830.02679板上清液层高度m0.06项目符号单位数值/形式精馏段提镏段安定区宽度m0.04边缘区宽度m0.03开孔区面积m20.3703筛孔直径mm4.5筛孔数目n个2189孔中心距tmm13.95开孔率%9.44筛孔气速m/s19.0418.84每层板上开孔面积m20.3703干板阻力m

25、0.03690.0242气体穿过板上液层的阻力m0.03540.0372克服表面张力的阻力m0.003990.00551总塔板压强kPa0.076290.0669单板压强Pa609603.44雾沫夹带线kg液/kg气0.079860.0489漏液速度m/s9.43510.55筛板稳定系数2.021.8液体在降液管停留时间s17.2178.884稳定系数2.021.8降液管内清液层高度m0.137290.1279液相负荷上限m3/s0.00228550.0022855项目符号单位数值/形式精馏段提镏段液相负荷下限 m3/s0.00040940.0004094操作弹性2.143塔板分块形式3块冷凝

26、器热负荷kJ/s895.35再沸器热负荷kJ/s1329.8进料管管径mm24回流管管径mm65塔底出料口管径mm29塔顶蒸汽出料管管径mm206塔釜进气管mm191七全凝器的设计7.1确定物性数据由前面的计算可知，混合气体进入换热器的进口温度是21.18，而混合气体的出口温度满足y1=xD=0.915,由t-x-y图可查的t2=67.6,由于t1与t2不接近,可近似认为t=(t1+t2)/2=44.39,进料的体积流量Vs=1.440定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= 管程流体的定性温度为t=44.39 根据定性温度

27、，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 混和气体在44.39下的有关物性数据如： 密度 1 热导率 =0.0279w/m粘度 =1.510-5Pas循环水在21.58 下的物性数据： 密度=998/m3 定压比热容=4.183kj/kg 热导率 =0.599w/m粘度 =1.00510-3Pas7.2换热器的初步选型根据流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器，从两物流的操作压力看，应使混合汽体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和汽体走壳程。根据JBT 47151992，初步选

28、定换热器的型号为G 4501MPa58.4.具体要求如下：外壳直径450 mm公称压力1 MPa公称面积58.4 m2实际面积55.58 m2管子规格25mm2.5mm管长6 m管子排列方式正三角形管程 2管间距32 mm管程流通面积0.0198 m27.3估算传热面积7.3.1热流量 从化学工程手册查得:水的比汽化热 r1=2425 kj/kg甲醇的比汽化热 r2=1168 kj/kg 故 =r10.085r20.915 =1275 kj/kg Q1=qmr =1.230.1441275103 =0.3103kw7.3.2.平均传热温差 因为是蒸汽冷凝,所以无论是逆流,还是并流,相差不大,故

29、本设计中仅仅只考虑逆流的情况,则: =7.3.3.冷却水用量 m=7.3.4.传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=600W/(k)则估算的传热面积为 S1=7.4工艺结构尺寸7.4.1管径和管内流速 选用252.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=0.75m/s。7.4.2管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns=按单程管计算，所需的传热管长度为 L=按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为 Np=传热管总根数 Nt=822=164 7.4.3.平均传热温差因为是直接是蒸汽

30、，则可以不用考虑平均热温差校正系数,则可以认为=47.96 7.4.4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列。 取管心距t=1.25d0，则 t=1.2525=31.2532横过管束中心线的管数=1.19根7.4.5壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率=0.75 ，则壳体内径为 D=1.05t按卷制壳体的进级档，可取D=450mm7.4.6折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的30%，则切去的圆缺高度为 H=0.3450=135m，故可取h=150mm取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3450=130mm，可取B为200m

31、m。折流板数目7.4.7接管壳程流体进出口接管：取接管内冷却水流速为u1=2m/s，则接管内径为m圆整后可取管内径为50mm。管程混合气体进出口接管：取接管内液体流速u=2.5m/s，则接管内径为圆整后去管内径为100mm7.5换热器核算7.5.1热流量核算7.5.1.1壳程表面传热系数 壳程走的是混合气体,是冷凝放热过程,对流传热系数可按下式计算: 当量直径 : =壳程流通截面积，得 壳程流体流速及其雷诺数分别为: 粘度校正 则有： 7.5.1.2管内表面传热系数 对流传热系数按下式计算: 管程流体流通截面积管程流体流速 由化学工程手册可查得： 7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻查表可得:管外侧污垢热阻 管内侧污垢热阻管壁热阻下式计算，依表可知，碳钢在该条件下的热导率为45w/(mK)。所以7.5.1.4 传热系数依式有 而前面计算时假设K=600，基本相近。7.5.1.4传热面积裕度 计算传热面积Ac为该换热器的实际传热面积为Ap该换热器的面积裕度为传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。注:所计算出的面积裕度会稍稍偏大,是因为计算时忽略了一部分热量,即蒸汽冷凝之后的那部分温差所释放的热量。7.5.2换热器内流体的流动阻力7.5.2.1管程流体阻力