年产3万吨甲醇精馏工艺设计毕业论文

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1、 年产3万吨甲醇精馏工艺设计The Design of Single Tower Distillation Process 30kt/a Methanol目录摘要IAbstractII引言1第一章 文献综述21.1本课题研究的目的和意义21.2甲醇的简介2 1.2.1甲醇的性质2 1.2.2甲醇的用途21.3甲醇工业的发展及现状3 1.3.1甲醇的消费量3 1.3.2 世界甲醇工业的发展3 1.3.3我国甲醇工业发展31.4甲醇精馏的方法41.5工艺流程的选择41.6单塔工艺流程的描述51.7塔设备的选择6第二章 精馏塔物料衡算及热量衡算72.1 精馏塔的物料衡算7 2.1.1原料液及塔顶和塔

2、底的摩尔分率7 2.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量7 2.1.3物料衡算7 2.2 热量衡算8 2.2.1塔顶冷凝器的热量衡算8 2.2.2 全塔的热量衡算10第三章 精馏塔工艺设计计算133.1回流比及塔板数的确定133.1.1求最小回流比及操作回流比133.1.2采用逐板法求理论板层数14 3.1.3实际板层数的求取153.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算16 3.2.1操作压力16 3.2.2操作温度16 3.2.3平均摩尔质量计算16 3.2.4平均密度计算17 3.2.5液体平均表面张力的计算18 3.2.6平均粘度计算193.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算20 3.3

3、.1 塔径计算20 3.3.2精馏塔有效高度的计算223.4塔板主要工艺尺寸的计算22 3.4.1溢流装置计算22 3.4.2塔板布置243.5塔板的流体力学验算25 3.5.1塔板压降25 3.5.2液面落差26 3.5.3液沫夹带26 3.5.4漏液27 3.5.5液泛273.6塔板负荷性能图28 3.6.1精馏段塔板负荷性能图28 3.6.2提留段塔板负荷性能图323.7塔附件及总塔高设计35 3.7.1塔附件设计35 3.7.2 塔总体高度的设计363.8接管的设计37 3.8.1塔顶蒸气出口管的直径37 3.8.2回流管的直径37 3.8.3 进料管的直径38 3.8.4塔底出料管的

4、直径38 3.8.5加热蒸汽进口管383.9筛板塔设计计算结果39结论40致谢41参考文献42附录A43附录B43年产3万吨甲醇精馏工艺设计摘要：通过本课题的设计了解甲醇精馏的发展历程和废甲醇的回收利用，把废甲醇转化成能源，进行充分利用变废为宝、化害为利，既节约了自然资源和能源，又达到了生产创利的目的，本设计主要介绍了甲醇精馏工艺。由于废甲醇中含有多种有机杂质和水分，需要精制。由于产量小，本设计采用采用单塔流程工艺,其工艺分离效果良好、操作方便、工艺流程简单，具有较高的实用价值。 对甲醇精馏工段全流程进行物料热量衡算以及塔的工艺尺寸设计，得到计算结果如下，废甲醇3万吨经过单塔精馏得到纯度为99

5、.9%的甲醇1.38万吨，热量衡算中进料热量为94872.24kJ/h,加热蒸汽热量6886910.421kJ/h,算出热损失344345.5211kJ/h。精馏塔设计中，选用的筛板塔，筛板塔结构比浮阀塔更简单，易于加工，处理能力大，塔板效率高，压降较低。筛板塔工艺设计中计算结果如下，实际塔板数为32，精馏段13块板，提馏段19块板。第14块为进料板。筛孔数目2756个，塔总高度为18.625米，塔径为1米等相关数据。关键词：甲醇精馏；工艺设计；单塔；流程图The Design of Single Tower Distillation Process 30kt/a MethanolAbstra

6、ct: Through this project is designed to understand the development process of methanol distillation and recycling waste of methanol, the methanol of waste conversion into energy, full use of turning waste into treasure, harm into, which saves natural resources and energy, but also to achieve the pur

7、pose of the production profitability, the design introduces the methanol distillation process. Since the waste of methanol contains a variety of organic impurities in and water, need refining. Due to the small production, the design uses a single column process technology,the separation effect of th

8、e process is good, easy to operate, the process is simple, with a high practical value. Methanol distillation section of the whole process for material balance ,heat balance and process size design of the tower, get the results as follows, methanol, the purity of 99.9% in methanol 13,800 tons is got

9、 through single column distillation in 30kt/a of waste ,methanol into the heat balance in feeding a heat of 94872.24kJ/h, heating steam heat is 6886910.421kJ/h, calculate the heat loss is 344345.5211kJ/h.In the Distillation column design, choice of sieve tray, sieve tower structure is simpler than t

10、he float valve tower, ease of processing, large capacity, high tray efficiency, lower pressure drop. Sieve tower process design calculations as follows, the actual plate number is 32, the rectifying section is 13 plates, stripping section is 19 plates. Section 14 of the feed plate. The number of sie

11、ve is 2756, the total height of the tower is 18.625 meters, diameter of one meter tower and other relevant data.Key words: methanol distillation；process design；Single tower；Flow chart主要符号说明英文字母Aa塔板开孔区面积，m2hW进口堰高度，mAf降液管截面积，m2h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

12、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P压力降，PaF气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)Pp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，mu0液体通过降液管

13、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，mIII希腊字母充气系数，无因次筛板厚度，m液体在降液管内停留时间，s粘度，mPa/s密度，kg/m3表面张力，N/m开孔率，无因次IV引 言 甲醇是极为重要的有机化工原料，在化工、医药、轻工、纺织及运输等行业都有广泛的应用，其衍生物产品发展前景广阔。作为替代燃料：近几年，汽车工业在我国获得了飞速发展，随之带来能源供应问题。石油作为及其重要的

14、能源储量是有限的，而甲醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一。我国政府已充分认识到发展车用替代燃料的重要性。并开展了这方面的工作。 甲醇工业的发展及现状80年代以来，世界的甲醇总需求量增长很快，平均年增长率约8%。市场的需求必然导致甲醇产量的迅速增加。1982年全世界的甲醇产量不足1.2103kt，预计到2015年达到约7200万吨1。我国的甲醇工业发展是伴随着能源与美化工工业的发展而崛起的。特别是近年来，由于国际油价的节节攀升，煤化工工业对发挥我国丰富的煤炭资源优势，以此补充我国油气资源的不足与满足对化工产品的需求，保障能源安全，推动

15、煤炭清洁利用，促进我国经济的可持续发展发挥了重要作用。随着经济的快速发展，甲醇的用途很广，也必然会存在浪费，对环境造成的污染非常严重，而且，可用资源越来越少，因此，对于废甲醇的回收意义重大，关于这一课题的研究也越来越多。 由于废甲醇中含有多种固体杂质和水分，需要精制。精制过程包括精馏与预处理固体颗粒。精馏主要是除去易挥发组分，以及难以挥发的组分，如水等2。作为有机化工原料，作为精细化工。农药、医药的重要原料之一。对甲醇纯度的要求很高。因此，本设计研究甲醇精馏有非常重要的意义，由于产量小，选用单塔流程进行工艺设计，单塔流程操作方便、运行稳定。因此，本设计的工艺设计很有价值。 第一章 文献综述1.

16、1本课题研究的目的和意义 随着经济的快速发展，甲醇作为基础的有机化工原料和优质燃料，在石油化工、医药、轻纺、生物化工以及能源、交通运输等行业均有广泛用途，在国民经济中占有十分重要的地位1。甲醇的消耗量也逐渐增大，80年代以来，世界的甲醇总需求量增长很快，平均年增长率约8%。我国甲醇的消费增长也很快，市场的需求必然导致甲醇产量的迅速增加。因此，存在一个很严重的问题就是甲醇废水的污染和浪费。， 随着现代社会对环境保护的要求越来越高，可用资源越来越少，搞好废水废液的回收利用十分重要。甲醇废水回收的重要意义在于利用技改方式把它转化成能源，进行充分利用变废为宝、化害为利，既节约了自然资源和能源，又达到了

17、生产创利的目的，真正实现了社会效益、环境效益、经济效益的统一，为同类行业生产废水的综合利用提供了可行的实践经验。1.2甲醇的简介1.2.1甲醇的性质 甲醇是最简单的饱和一元醇，化学式为：CH3OH，在常温常压下，单质甲醇是无色、易挥发、有酒精气味的有毒液体。能与水、醇类、乙醚、苯、酯类、卤代烃和许多其他有机溶剂互溶，但是不与脂肪烃类化合物混溶。常温下对金属无腐蚀性（铅铝除外）易燃其蒸汽与空气易形成爆炸混合物，完全燃烧生成二氧化碳和水蒸气，同时放出热量。甲醇又名木醇，木酒精，甲基氢氧化物，是一种最简单的饱和醇。甲醇为最简单的饱和脂肪醇，其化学性能活泼，易燃烧。相关反应诸多，例如其氧化反应、酯化反

18、应、卤化反应、脱水反应、甲基化反应等等。1.2.2甲醇的用途 甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。也是一种新型的清洁能源。在石油化工、医药、轻纺、生物化工以及能源、交通运输等行业均有广泛用途，在国民经济中占有十分重要的地位1。甲醇主要应用于精细化工，塑料等领域，生产酚醛树脂、甲醛塑料等高分子材料和粘合剂等精细化工产品。甲醇作为化工基本原料，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。作为新一代燃料，甲醇是一种易燃易挥发的无色透明液体，具有与传统液体燃料极为相近的燃烧性能，辛烷值高，抗爆性能好，产品的运输、储存、分装加注和使用也与汽油、柴油

19、燃料极为相似。由甲醇转化生产的二甲醚具有清洁、动力性能好、污染少、易储存等特点，综合性能远优于液化气、天然气、甲醇、乙醇等产品，其作为替代柴油燃料的市场空间广阔。还是重要的溶剂，亦可掺入汽油作替代燃料使用。20世纪80年代以来，甲醇用于生产汽油辛烷值添加剂甲基叔丁基醚，甲醇汽油，甲醇燃料以及甲醇蛋白等产品，大大促进了甲醇生产的发展和市场需要。1.3甲醇工业的发展及现状1.3.1甲醇的消费量80年代以来，世界的甲醇总需求量增长很快，平均年增长率约8%。市场的需求必然导致甲醇产量的迅速增加。1982年全世界的甲醇产量不足1.2103kt，预计到2015年达到约7200万吨3。我国甲醇的消费增长也很

20、快，从1957年的1.664kt，到1970年的83kt，到了2009年全年产量达到近11160kt4，新增甲醇装置18套，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。1.3.2 世界甲醇工业的发展甲醇装置正向大型化发展，国外一共有甲醇生产装置进110套，每套的年平均生产能力都超过0.5Mt，年总达到了64Mt，在其中年生产能力超过0.8Mt的装置近32套，总生产能力约为30Mt，目前正建设的大型装置的总生产能力可达26Mt。在未来的几年内，更多超大规模的甲醇生产装置的集中投产，必将对国际甲醇生产和消费市场产生重大的影响。总体上说，世界甲醇工业从90年代开始经历了1

21、991-1998的供需平衡，1998-1999的供大于求，从2000年初至今的供求基本平衡三个基本阶段。1据Nexant Chen Systems公司的最新统计，全球2004年甲醇生产能力为4226.5万t/a61.3.3我国甲醇工业发展中国甲醇工业开始于20世纪50年代，我国的甲醇工业发展是伴随着能源与美化工工业的发展而崛起的。特别是近年来，由于国际油价的节节攀升，煤化工工业对发挥我国丰富的煤炭资源优势，以此补充我国油气资源的不足与满足对化工产品的需求，保障能源安全，推动煤炭清洁利用，促进我国经济的可持续发展发挥了重要作用。按照规划的目标，到2020年我国甲醇的生产能力可达到6000至700

22、0万吨。甲醇可作为“功能”储备来补充石油的不足，国家标准委连续发布了甲醇燃料及M85甲醇汽油两个国家标准，M15甲醇汽油等系列的国家标准也即将颁布，这些国家标准的颁布和实施必将进一步促进和加快甲醇燃料的规范发展。假设甲醇生产的战略储备对于调节甲醇的市场价格、促进煤化工的长期发展和保证我国能源的安全均有重要意义。1.4甲醇精馏的方法物理精馏方法，就是利用甲醇、水、有机物杂质的挥发度不同、沸点不同，通过精馏方法将杂质、水、甲醇进行分离。将粗甲醇精馏为纯组分。化学精馏方法，当采用蒸馏的方法不能将杂质降低至精甲醇所要求的指标时，则需要用化学净化的方法破坏掉这些杂质。例如废甲醇中含有还原性杂质，虽然采取

23、萃取蒸馏的方法分离，但残留在甲醇中的部分将继续影响其高锰酸钾值，若不除去继续蒸馏，则必然会造成精馏设备的复杂性、增加甲醇的损失、增加能耗等。所以必须采取化学方法进行预处理。本设计是对进行过预处理除去废甲醇中的固体颗粒之后的精馏工段，采用物理精馏方法，其分离的原理如下：精馏是将沸点不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中，同时多次部分气化和多次部分冷凝，使其分离成纯态组分的过程。对于由沸点不同的组分组成的混合液，加热到一定温度，使其部分气化，并将气相与液相分离。因低沸点组分易于气化，则所得气相中低沸点组分含量高于液相中的含量，而液相中高沸点组分含量，较气相中高。若将气相混合蒸汽再部分冷凝下来，将冷凝

24、液再加热到一定温度，使其部分气化，并将气相与液相分离，则所得气相冷凝液中的低沸点组分又高于原气相冷凝液。如此反复，低沸点组分不断提高。到最后制得接近纯态的低沸点组分。1.5工艺流程的选择甲醇精馏生产工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏(即三塔加回收塔)。在甲醇精馏流程的选择上，往往以规模的大小来确定装置。通常年产4万吨以下( 包括4万吨 ) 的甲醇装置选择单塔流程，年产4万吨以上的采用三塔四塔流程。本设计甲醇的年生产能力是3万吨 ，选用了单塔流程 。下面比较其他流程对选择单塔流程的原因做进一步阐述。 首先，双塔精馏流程简单、操作方便和运行稳定，产量大。但从国内双塔常压精馏现状

25、来看，能耗较高，以及精甲醇中乙醇含量较高，是两个比较突出的问题。不少工厂每蒸馏1吨精甲醇要耗能6.0105 kJ，即消耗两吨以上的蒸汽，因此降低能耗是十分必要的。其次，三塔精馏与双塔精馏在流程上的区别在于三塔精馏采用了两个主精馏塔，较双塔流程多1个加压塔。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，所以，三塔精馏既节约蒸汽，又节省冷却水。突出的优点是能耗小，操作费用低，产量大。但是三塔流程比一塔流程复杂，投资大，操作难度大。四塔流程在三塔的基础上加了甲醇回收塔。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

26、总醇含量要求，塔底废水送生化处理。四塔精馏和三塔精馏一样节约蒸汽，节省冷却水。但是缺点也是流程更复杂，成本高，操作难度大。最后，单塔流程适合与产量小，纯度要求不太高的上游生产流程的甲醇精馏设计，其优点是节约投资，而且减少了热能的损耗。流程简单、操作方便、运行稳定。综上，本设计选择单塔流程。1.6单塔工艺流程的描述 本设计是对进行过预处理除去废甲醇中的固体颗粒之后的精馏工段。下图是单塔精馏的工艺流程图。 图1.1 甲醇精馏工艺的单塔流程单塔精馏工艺流程图，本设计精馏工段为分离甲醇水混合物。单塔流程为废甲醇产品经过一个塔就可以采出产品。废甲醇不断地以连续式从塔中部加料口送入精馏塔内，馏出液和残液不

27、断地排出，加料板下部为提馏段，上部为精馏段，底部的釜称为蒸馏釜。原料液不断地由泵经预热器E0101预热至指定的温度而于提馏段的最上层塔板（加料板），加入塔内。进料在此处与精馏段的回流汇合，再逐层下流而入蒸馏釜中。在逐层下降的同时，液体和上升蒸汽互相作用，从液体中分离出易挥发组分，因而下流至塔底的液体几乎全为难挥发的组分。塔底液体的一部分称为残液，不断地被引出，入贮槽V0102，剩余部分则送入蒸馏釜内间接蒸汽被加热气化。蒸汽自塔底上升，依次经过所有的塔板，使蒸汽中易挥发组分逐渐增浓，而后进入冷凝器E0103中。一部分蒸汽在此冷凝所得液体送回塔顶做为回流，其余部分蒸汽则进入冷凝冷却器E0105，在

28、此将蒸汽全部冷凝并将馏出液冷却，馏出液经观测罩流入贮槽V0103。有时也可使从塔顶逸出的蒸汽在冷凝器内全部冷凝，再将所得馏出液分为两部分：一部分作为回流送回塔顶，另一部分则送入冷却器加以冷却。1.7塔设备的选择精馏设备所用的设备及其附属装置，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致有：生产能力大，效率高，流体阻力小，有一定的操作弹性，结构简单，造价低，安装检修方便。能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。筛孔塔板是在泡罩塔板的基础上发展起来的，它

29、吸收了泡罩塔板的优点。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平

30、度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。近些年来采用大孔径的筛板可以避免堵塞，而且由于气速提高，生产能力大大增加。本设计采用筛板塔。第二章 精馏塔物料衡算及热量衡算 前面对甲醇以及单塔流程做了详细的介绍，本设计用的原料为废甲醇，是在抗生素类药物生产过程中，需用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过后产生的废甲醇，其组成为含甲醇46%、水54%（质量分数），含有少量的药物固体颗粒，下面对经过预处理除去药物固体颗粒之后的废甲醇精馏过程进行物料及热量衡算。2.1 精馏塔的物料衡算2.1.1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

31、.02kg/kmol 2.1.2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 =0.99832.04+(1-0.998) 18.02=32.01kg/kmol =0.00332.04+(1-0.003) 18.02=18.06kg/kmol2.1.3物料衡算 原料处理量 总物料衡算 F=D+W 甲醇物料衡算 联立解得 D=59.58kmol/h W=125.11kmol/h 质量衡算 4167.06DW 4167.060.3240.998D0.003W 解得： D1344.35kg/h W2822.71kg/h 表2.1

32、 物料衡算表进出项目数量（kg/h）项目数量（kg/h）进料F合计4167.06 4167.06产品D塔底出量W合计1344.352822.714167.062.2 热量衡算2.2.1塔顶冷凝器的热量衡算（1）热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有： QVQWQLQD 图2.1 塔顶能量平衡图 式中 QV塔顶蒸气带入系统的热量； QL回流液带出系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW冷凝水带出系统的热量。（2）各股物流的温度与压力 由塔顶蒸气组成 xD=0.998，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温度为64.6，改温度也为回流液和馏出液的温度。 由给定条件知：塔顶的操作压强为 P1

33、01.3kPa（3）基准态的选择 以101.3kPa、64.6的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，则： QLQD0（4）各股物流热量的计算 查的甲醇与水在正常沸点下的汽化焓分别为： VHm甲醇（Tb）=39.234kJ/mol VHm水（Tb）=40.66kJ/mol 正常沸点分别为： Tb甲醇337.65K Tb水373.15K使用Watson公式计算甲醇和水在64.6的汽化焓： 式中 对比温度； TC临界温度。查的甲醇和水的临界温度分别为： TC甲醇513.15K TC水647.30K对于甲醇： 对于水： 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为： 代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量

34、为： QWkJ/h（5）冷却水的用量 设冷却水的流量为qm，则： QWqmCp(t2t1) 已知：t130 t245以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在37.5时的比热容为： Cpm4.175kJ/(kg.) 2.2.2 全塔的热量衡算如图3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。QFQWQDQLQWQV 图2.2 全塔能量平衡图（1）热量衡算式 根据热量衡算式，可得： 由设计条件知： QL5%QV0.05QV QF0.95QVQDQWQW 式中 QF进料带入系统的热量； QV加热蒸汽带入系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW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

35、。（2）各股物流的温度 由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为： tF77.5 tD64.6 tW99.5（3）基准态的选择以101.3kPa、64.6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（4）各股物流热量的计算 由于温度变化不大，采用平均温度： 的比热容计算各股物流的热量。 据： CpmabTcT2dT3 查得：（甲醇） a=19.40 b=101.56103 c=28.68106 （水） a=29.16 b=14.49103 c=2.022106 故甲醇的比热容为： 水的比热容为： 由此可求得进料与釜残液的热量分别为： 将以上结果代入到

36、热量衡算式中： 94872.240.95QV0+148907.14+6.48853106 解得： QVkJ/h 热损失为： QL0.05QV344345.5211（kJ/h）（5）加热蒸汽的用量 设加热蒸汽的用量为qm，则： QVqm.r已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热为 r2113kJ/kg由此可求得加热蒸汽用量为：表2.2 热量衡算表 基准：1h输 入输 出项目kJ项目kJ进料94872.24馏出液0加热蒸汽6886910.421釜残液148907.14冷却水6488530热损失344345.5211总计6981782.6616981782.661第三章

37、精馏塔工艺设计计算 本设计即以完善小规模甲醇工艺设计并作应用基础研究为目的，查阅国内外文献和实际生产中的工艺资料，采用单塔流程，采用筛板精馏塔设计完成任务，下面对筛板塔的塔高，塔径等进行工艺设计。3.1回流比及塔板数的确定3.1.1求最小回流比及操作回流比（1）相对挥发度的求取由，再根据表18数据可得到不同温度下的挥发度，见表3.2表3.1温度/液相中甲醇摩尔分数 x气相中甲醇摩尔分数 y温度/液相中甲醇摩尔分数 x气相中甲醇摩尔分数 y 1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591

38、.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96.47.582784.63293.57.332 75.34.03591.26.843 73.13.52589.36.61071.23.14387.76.464 69.32.86884.46.06667.62.69181.75.501 662.534所以（2）求最小回流比及操作回流比

39、泡点进料： 故最小回流比为 = 取操作回流比为 R=2=20.888=1.776（3）求精馏塔的气、液相负荷 （4）求操作线方程 精馏段操作线方程 =+=+=0.640+0.360 （a） 提馏段操作线方程 （b）3.1.2采用逐板法求理论板层数由 得 将 =4.45 代入得相平衡方程 （c）联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则由（c）式求得第一块板下降液体组成 利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为 交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，计算结果见表3.3。表3.3板号12345678y0.9980.9940.9830.9

40、550.8890.7720.6360.493x0.9910.9740.9290.8270.6430.4320.282xF0.180 板号91011121314y0.3140.1610.0700.0580.0230.0068x0.0930.0410.03440.0140.0050.001xW 精馏塔的理论塔板数为 =14（包括再沸器） 进料板位置 3.1.3实际板层数的求取（1）精馏段和提馏段的相对挥发度 根据表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 （2）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

41、3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.2.1操作压力 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力 提馏段平均压力 3.2.2操作温度 由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽液相平衡图查取 塔顶温度 进料板温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提留段平均温度 3.2.3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 塔釜平均摩尔质量计算 由y1=0.007 x1=0.001 MVWm=0.00732.04+(1-0.007)18.02=18.12kg/kmol MLWm=0.00132.04+(1-0.001)18.02=

42、18.03kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 MVm=(26.94+18.12)/2=22.53kg/kmol MLm=(21.97+18.03)/2=20kg/kmol3.2.4平均密度计算 精馏段平均密度的计算 （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 塔顶液相平均密度的计算 由，查手册2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 提馏段平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程得 （2）液相平均密度计算查可得tw=99.5时 A718.6kg/m3 B

43、=957.2kg/m3 提馏段平均密度 Lm=(956.6+861.4)/2=909kg/m33.2.5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2得 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册2得 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=99.5查得 A= 14.48N/m B=58.27mN/m LWm=0.00314.48+0.99758.27=58.14mN/m精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力 Lm=(49.49+58.14)/2=53.82mN/m3.2.6平均粘度计算 塔顶物料黏度：用内插法求得， 查手册2得 求得 液体平

44、均粘度进料黏度：用内插法求得 查手册2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：3.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.3.1 塔径计算（1）精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 史密斯关联图查取，图的横坐标为 由 式中的C由式计算，其中由取板间距，板上液层高度，则 查史密斯关联图3得=0.070 u max 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u 按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积为 实际空塔气速为 u实际u实际/ umax=1.583/2.096=0.7550.8(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)（2）提馏段塔径的计算提馏段的气

45、、液相体积流率为 VS2= LS2=史密斯关联图查取，图的横坐标为 由 式中的C由式计算，其中由取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m由史密斯关联图，得知 C20=0.070气体负荷因子 s取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.82.73=2.184m/s 按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=3.1411=0.785 m2实际空塔气速为u/umax=1.498/2.73=0.5490.02 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。 提馏段： 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度hw=50mm。3.4

46、.2塔板布置(1)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。精馏段和提馏段一致。(2)边缘区宽度确定精馏段和提馏段均取 Ws=0.05 Wc=0.035(3)开孔区面积计算精馏段和提馏段相同开孔区面积按式计算其中 故 每层塔板上的开孔面积 （4） 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 精馏段： 提馏段：3.5塔板的流体力学验算3.5.1塔板压降（1）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3得， 故 精馏段：液柱提馏段：液柱（2）气体通过液层的阻力计

47、算气体通过液层的阻力由式计算 精馏段： 查充气系数关联图，得0.54。 液柱 提馏段： 查充气系数关联图，得0.56。液柱（3）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，即精馏段： 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）提馏段： 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）3.5.2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。3.5.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 精馏段： 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。提馏段： 故在本设计中液沫夹带

48、量在允许范围内。3.5.4漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即精馏段： 实际孔速稳定系数为 故在本设计中无明显液漏。提馏段： 实际孔速稳定系数为 故在本设计中无明显液漏。3.5.5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，则精馏段： =0.5(0.40+0.0506)=0.225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。 提馏段： =0.5(0.40+0.0451)=0.223 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。3.6塔板负荷性能图3.6.1精馏段塔板负荷性能图（1)漏液线 由 = =得 4.4 = 整理得在