甲醇回收塔结构设计说明

目录摘要 (Ⅲ)Abstract (Ⅳ)第1章前言 (1)第2章流程确定和说明 (2)2.1加料方式 (2)2.2进料状况 (2)2.3塔顶冷凝方式 (2)2.4回流方式 (2)2.5加热方式 (2)2.6加热器 (3)第3章精馏塔设计计算 (4)3.1操作条件与基础数据 (4)3.2精馏塔工艺计算 (6)3.3精馏塔主要工艺设计 (11)3.4填料的选择 (15)3.5塔径设计计算 (16)3.6填料层高度计算 (17)第4章塔附件的选型与设计 (19)4.1冷凝器 (19)4.2加热器 (19)4.3塔内管径的计算及选择 (19)4.4液体分布器 (20)4.5填料支承板的选择 (21)4.6塔釜设计 (21)4.7裙座设计 (22)4.8吊柱 (22)4.9人孔 (22)4.10法兰 (22)4.11除沫器 (23)第5章塔总体高度设计 (25)5.1塔顶部空间高度 (25)5.2进料部位空间高度 (25)5.3塔立体高度 (25)第6章塔设备的机械设计 (26)6.1设计条件 (26)6.2按压力计算筒体和封头厚度 (26)6.3塔的质量计算 (27)6.4塔的自振周期计算 (28)6.5地震载荷计算 (29)6.6风载荷计算 (30)6.7各种载荷引起的轴向应力 (32)6.8筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核 (34)6.9筒体和裙座水压试验应力校核 (35)6.10基础环设计 (37)6.11地脚螺栓计算 (38)6.12开孔补强 (40)参考文献 (42)致谢 (43)附录1 (44)附录2 (47)甲醇回收填料精馏塔设计摘要精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作，在抗生素药物生产中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，然后对甲醇溶媒进行精馏，从而将甲醇进行回收利用。

精馏操作一般在塔设备中进行，塔设备分为两种，板式塔和填料塔。

填料塔结构简单、装置灵活、压降小、持液量少、生产能力大、分离效率高、耐腐蚀，且易于处理易起泡、易热敏、易结垢物系。

来??源：百川资讯更新时间：2011-09-0116:17【打印】【收藏】
关键字：甲醇?合成塔
摘??要：甲醇合成塔设计的关键技术之一就是要高效移走和利用甲醇合成反应所放出的巨大热量。

甲醇合成塔设计的关键技术之一就是要高效移走和利用甲醇
热性和热稳定性较好，反应温度接近等温，易于控制，一氧化碳与二氧化碳的单程转化率和气相产物中的甲醇百分含量高于传统的气-固相催化法。

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甲醇合成塔介绍2011-09-01 16:17 【打印】【收藏】百川资讯更新时间：来源：甲醇合成塔关键字：甲醇合成塔设计的关键技术之一就是要高效移走和利用甲醇合成反应所放出的巨大热量。

摘要：甲醇合成塔设计的关键技术之一就是要高效移走和利用甲醇合成反应所放出的巨大热量。

甲醇合成反应器根据反应热回收方式不同有许多不同的类型，下面将应用较广的几种合成器分别予以简单介绍。

一、I.C.I反应器英国ICI公司低压法甲醇合成塔采用多层冷激式绝热反应器，内设3-6层催化剂，催化剂用量较大，合成气大部分作为冷激气体由置于催化剂床层不同高度平行设立的菱形分布器喷入合成塔，另一部分合成气由顶部进入合成塔，反应后的热气体与冷激气体均匀混合以调节催化床层反应温度，并保证气体在催化床层横截面上均匀分布。

反应最终气体的热量由废热锅炉产生低压蒸汽或用于加热锅炉给水回收。

该法循环气量比较大，反应器内温度分布不均匀，呈锯齿形。

ICI冷激塔结构简单、用材省且要求不高、并易于大型化。

单塔生产能力大。

但由于催化剂床层各段为绝热反应，使催化剂床层温差较大，在压力为8.4MPa和12000h-1空速下，当出塔气甲醇浓度为4%时，一、二两段升温约50℃，反应副产物多，催化剂使用寿命较短，循环气压缩功耗大，用冷原料气喷入各段触媒之间以降低反应气温度。

因此在降温的同时稀释了反应气中的甲醇含量，影响了触媒利用率，而且反应热只能在反应器出口设低压废锅回收低压蒸汽。

为了防止触媒过热，采用较大的空速，出塔气中甲醇含量不到4%。

最大规模3000t/d，全世界现有40多套。

二、德国林德Lurgi管壳式反应器水冷型。

图２Lurgi甲醇合成反应器是管壳式的结构。

管内装催化剂，管外充满中压沸腾水进行换热。

合成反应几乎是在等温条件下进行，反应器能除去有效的热量，可允许较高CO含量气体，采用低循环气流并限制最高反应温度，使反应等温进行，单程转化率高，杂质生成少，循环压缩功消耗低，而且合成反应热副产中压蒸汽，便于废热综合利用。

合成甲醇回收塔操作规程600#合成甲醇回收塔操作规程一岗位（设备）简述：1、岗位任务：本甲醇回收塔是用以回收甲醇分离器设有冷凝分离下来的甲醇气体（含1.0%左右）。

2、工艺原理：利用甲醇极易溶于水的原理，用除盐水从顶部进，循环气从下部进，通过规整填料增大传质面积，逆流接触达到回收循环气中的甲醇，达到增产、节能、降耗，提高经济效益的目的。

水吸收甲醇是一个混溶的物理过程。

甲醇属低级醇，低级醇易溶于水，主要是因为水分子和醇分子间也能形成氢键的缘故：H-O………H-O………H-O 或 H-O……H-O……H-OCH3 H CH3 H CH3 H甲醇水甲醇水甲醇水随着碳链的增长，醇的羟基（OH）在整个分子中的影响减弱，在水中的溶解度减低以至不溶于水。

二、工艺流程：（见附图）三、工艺指标1、回收塔压力≤5.3MPa。

2、泵出口压力≤5.4MPa3、回收塔液位40～60%4、甲醇水溶液浓度40～50%（暂定）5、除盐水压力3.5～4.5MPa（满足系统需要）6、除盐水加水量≤2.5吨/时（泵一开一备）7、泵电机温升≤45℃+室温四、正常操作要点：1、严格控制各项工艺指标，将压力、液位、浓度控制在指标范围内。

2、保证往复式水泵的正常运转，用“看、听、摸、闻”的方法，注意电机、机器响声，温度是否正常。

注意克服跑冒滴漏，尤其是柱塞填料的泄漏要经济检查（一小时一次）。

3、注意调节流量：根据负荷的大小，调节甲醇水溶液浓度，如负荷降低，甲分出口气体中CH3OH含量低，回收浓度低，可部份打循环或全打循环。

即关小（或关死）溶液出口调节阀，开（或开大），回收塔出口至泵进口阀门循环，在一般正常生产，为保证足够的喷啉密度，应部份打循环。

即一边进水，一边循环一边放料（甲醇水溶液）入闪蒸槽。

保证水溶液的浓度，保证精馏系统水不过剩（水平衡）。

即回收塔加入水量不得超过（最好相等）在相同负荷下精馏加的萃取水量。

4、注意泵的压力在正常生产中，不必人为控制，泵的压力是随回收塔或系统压力的升降而升降。

甲醇回收成套装置之甲醇填料回收塔设计甲醇回收装置⼯艺流程⽅框图信阳市某制药⼚酸性废⽔回收甲醇之填料精馏塔设计1 设计条件：1.1 设计压⼒: 1.0MPa；1.2 设计温度:200℃；1.3 设计处理能⼒:5000（6000；8000）kg/h;1.4 要求达到技术指标:塔顶产品: 回收甲醇≥99% ，⽔份≤0.4%;塔底稀酸中含甲醇≤100ppm（wt）。

1.6 蒸汽：压⼒0.4～0.7Mpa温度151℃～170℃2 技术要求:2.1 进料量：5000（6000；8000）kg/h2.2 回收甲醇≥99% ，⽔份≤0.4%；稀酸中含甲醇≤100ppm（wt）。

2.3 系统蒸汽消耗保证值：每⼩时处理吨酸性废⽔消耗0.6Mpa压⼒的饱和蒸汽1.28吨。

2.4 装置负荷可调范围为30% 120%，并装置确保蒸汽在0.4Mpa压⼒、151℃的⼯况下，满⾜上述装置能⼒与负荷可调范围。

3 设计内容：3.1.设计⽅案的确定及流程说明3.2.塔的⼯艺计算3.3.塔和填料主要⼯艺尺⼨的设计计算3.4.设计结果概要或设计⼀览表3.5.塔附属设备的选型与计算3.6.图纸及技术资料的提供：带控制节点的⽣产⼯艺流程图、回收塔⼯艺条件图3.7.对设计的评述或有关问题的分析讨论3.8.编制设计说明书信阳市某制药⼚酸性废⽔回收甲醇之板式精馏塔设计。

1 设计条件：1.1 设计压⼒: 1.0MPa;1.2 设计温度:200℃;1.3 设计处理能⼒: 5000（6000；8000）kg/h;1.4 要求达到技术指标:塔顶产品: 回收甲醇≥99% ，⽔份≤0.4%;塔底稀酸中含甲醇≤100ppm（wt）。

1.6 蒸汽：压⼒0.4～0.7Mpa温度151℃～170℃2技术要求:2.1 进料量：5000（6000；8000）kg/h 。

2.2 回收甲醇≥99% ，⽔份≤0.4%；稀酸中含甲醇≤100ppm（wt）。

2.3 系统蒸汽消耗保证值：每⼩时处理吨酸性废⽔消耗0.6Mpa压⼒的饱和蒸汽1.28吨。

【关键字】说明书设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：Kpa(表压)全塔效率：ET=47%建厂地址：武汉[设计计算](一)设计方案的确定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回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

(二)精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：MA=/Kmol 水的摩尔质量：MB=/KmolxF=32.4%xD=99.47%xW=0.28%2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 32.4%*32+67.6%*18=/KmolMD= 99.47*32+0.53%*18=/KmolMW= 0.28%*32+99.72%*18=/Kmol3、物料衡算原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数MT的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y图(附表)②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e(0.324，0.324)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交战坐标为(xq=0.324,yq=0.675)故最小回流比为Rmin= (xD- yq)/( yq - xq)=0.91取最小回流比为：R=2Rmin=2*0.91=1.82③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/hV=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL′=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/hV′=V=146.30 Kmol/h④精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)xD =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527提馏段操作线方程为：y′=(L′/V′)x′ + (W/V′)xW=(254.63/146.30) x′-(108.33/146.30)*0.28%=1.7405 x′-0.0021⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数(附图)，求解结果为：总理论板层数：NT=13(包括再沸器)进料板位置：NF=10精馏段实际板层数：N精＝9/47%=20 N提＝4/47%=9(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、塔顶操作压力：P D＝101.3 Kpa每层塔板压降：△P＝0.7 Kpa进料板压力：P F＝105.3+0.7*20＝119.3 Kpa精馏段平均压力：（105.3+119.3）/2＝112.3 Kpa2、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，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t D＝64.6℃进料板温度：t F＝76.3℃精馏段平均温度：t M＝70.45℃3、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D=y1=0.9947,查y-x曲线（附表），得x1＝0.986M VDm=0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93M LDm=0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（附图），得y f=0.607 x F=0.229M VFm=0.607*32+(1-0.607)*18=26.50M LFm=0.229*32+(1-0.229)*18=21.21所以精馏段平均摩尔质量：M Vm=（31.93+26.50）/2=29.22M Lm= (31.80+21.21)/2=26.514、 平均密度计算 ⑴气相密度计算由理想气体状态方程计算，即 ⑵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t D ＝64.6℃ 查手册得， 进料板液相平均密度的计算 由t F ＝76.3℃ 查手册得， 进料板液相的质量分量 ⑶精馏段液相平均密度为： 5、 液体平均表面张力计算⑴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t D ＝64.6℃，查手册得⑵进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝76.3℃，查手册得 ⑶精馏段液相平均表面张力为： 6、 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即∑=iiL x m μμlg lg⑴塔顶液相平均粘度的计算 由t D ＝64.6℃ 查手册得， ⑵进料板液相平均粘度的计算 由t F ＝76.3℃ 查手册得 ⑶精馏段液相平均表面张力为（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：取板间距H T ＝0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T -h L =0.40-0.06＝0.34m 查史密斯关联图得，C 20＝0.074 取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后，为D=1.0m 塔截面积为22785.04m D A T ==π实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316s m / 2、 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精＝（N 精－1）H T ＝（20-1）*0.4＝7.6m 提馏段有效高度为Z 提＝（N 提－1）H T ＝（9-1）*0.4＝3.2m 在进料板上方开2人孔，其高度为0.8m故精馏塔有效高度为Z ＝N 精+N 提+0.8*2＝12.4m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置计算因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴塔长l W =0.66D=0.66m⑵溢流堰高度h W 由h W ＝h L -h OW选用平直堰，堰上液层高度h OW 近似取E ＝1，则取板上清液层高度h L ＝60mm故m h w 33310*07.5210*93.710*60---=-=⑶弓形降液管宽度W d 和截面积A f由l w /D=0.66,查图得 A f /A T =0.0722 W d /D=0.124 验算液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理⑷降液管底隙高度h 0 故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度wh '=50mm 2、 塔板布置⑴塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式，且分为3块⑵边缘区宽度确定取m W m W W C S S 035.0065.0=='= ⑶开孔面积A a⑷筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t ＝3d 0＝15 mm筛孔数目n 为个2731015.0532.0*155.1155.122===t A n a 开孔率为%1.10)015.0005.0*907.0)907.0220==（（＝t d ϕ气体通过阀孔的气速为（七）筛板的液体力学验算1、 塔板压降⑴干板阻力h c 计算 干板阻力 )()(051.0200LVc C u h ρρ= 由d 0/δ＝3/5=1.667, 得C 0＝0.772 故液注0448.0)81215.1()772.023.19(051.02==c h ⑵气体通过液层的阻力h l 计算 h l ＝βh L查图得，β=0.59故液柱m h h h h ow w L l 0354.0)10*93.710*07.52(59.0)(33=+=+==--ββ⑶液体表面张力的阻力σh 计算液体表面张力所产生的阻力σh 由下式计算 气体通过每层塔板的液柱高度h P 可按下式计算，即 h P =h c +h l +h σh P =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱 气体通过每层塔板的压降为设计允许值）(7.045.66781.9*812*084.0h P p KPa g L <===∆ρ2、 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

化工原理课程设计说明书设计题目：甲醇-水系统甲醇回收精流塔设计设计者：专业：化学工程和工艺学号：指导老师：2013 年12 月27 日目录一前言---------------------------------------------------------4二.工艺流程确定和说明------------------------------------------5三.工艺计算和主体设备设计--------------------------------------61.工艺条件----------------------------------------------------62.汽液平衡关系及平衡数据--------------------------------------63.塔的物料衡算------------------------------------------------7 4．物料性质计算----------------------------------------------105.气液负荷计算-----------------------------------------------156.塔和塔板主要工艺尺寸计算-----------------------------------16四.配套设备选型-----------------------------------------------191.换热器-----------------------------------------------------192.储槽计算---------------------------------------------------213.接管的选型-------------------------------------------------224.泵---------------------------------------------------------245.温度计-----------------------------------------------------266.压力计-----------------------------------------------------267.液位计-----------------------------------------------------268.流量计-----------------------------------------------------269.设备一览表-------------------------------------------------27五.选用符号说明-----------------------------------------------28六.参考文献---------------------------------------------------29七.后记-------------------------------------------------------29八.附录(工艺流程简图)-----------------------------------------30 一.前言甲醇,又名木醇,分子式为CH3OH,分子量:32.04.本品为有特殊气味的易挥发、易燃烧的液体.有毒,人饮后能致盲.比重0.791（20℃）,沸点64.50℃,能和水和多数有机溶剂混溶.三.工艺计算及主体设备设计1．工艺条件系统进料：25ºC处理量：15,000吨/年进料浓度：20%（质量）处理要求：塔顶浓度≧98%（质量）塔底浓度≦0.2%（质量）塔顶压强：109.5kPa（绝压）塔釜压强：115kPa塔顶冷凝全凝器.塔底再沸器间壁加热.进塔物料状态：泡点进料冷却水温：28ºC加热蒸汽：0.2 Mpa年工作：7200小时年工作日：300天,连续操作2．汽液平衡关系及平衡数据温度t/℃液相中甲醇摩尔分数x A汽相中甲醇摩尔分数y A100 0.0 0.0 96.4 0.02 0.134 93.5 0.04 0.23491.2 0.06 0.304 89.3 0.08 0.365 87.7 0.10 0.418 84.4 0.15 0.517 81.7 0.20 0.579 78.0 0.30 0.665 75.3 0.40 0.729 73.1 0.50 0.779 71.2 0.60 0.825 69.3 0.70 0.870 67.6 0.80 0.915 66.0 0.90 0.958 65.0 0.95 0.979 64.5 1.0 1.0 表1：甲醇－水汽液平衡数据Tx/y C E图2:甲醇-水体系t-x-y相平衡曲线图3.塔的物料衡算3.1由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率：()()/0.20/32.040.1233/1/0.20/32.0410.20/18.02F A F F A F B a M x a M a M ===+-+-()()/0.98/32.040.9650/1/0.98/32.0410.98/18.02D A D D A D B a M x a M a M ===+-+-()()/0.002/32.040.001126/1/0.002/32.0410.002/18.02W A W W A W B a M x a M a M ===+-+-3.2.全塔物料衡算 F=平均分子量总生产时间年处理量1⨯15000100017200606032.040.123318.020.8767s ⨯=⨯⨯⨯⨯+⨯ =29.3s mol /则有：F D W F D W D W 29.3Fx Dx Wx 0.9650D 0.001126W 29.30.1233=++=⎧⎧⎨⎨=+⨯+⨯=⨯⎩⎩ 解得 W=25.58s mol / D=3.71s mol / 3.3求解R Min ,R,N Min ,N T采用图解法求解最小理论塔板数,作图(a)图解法求解最小理论塔板数-全图(b)图解法求解最小理论塔板数-局部放大图图3:图解法求解最小理论板数由图读知Nmin=6.9-1=5.9原料泡点进料,故x q=x F=0.1233,从图可知y q=0.4653,故有：D q Min q q 0.96500.46531.41680.46530.1126x y R y x -=--==-对于指定的物系,R Min 只取决于分离要求,即设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值,实际操作回流比应大于最小回流比.但增大回流比,起初显著降底所需塔板层数,设备费用明显下降.再增加回流比,虽然塔板层数仍可继续减少,但下降的非常慢.和此同时,随着回流比的加大,塔内上升蒸气量也随之增加,致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大.因此,回流比增至某一数值时,设备费用和操作费用同时上升,回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小.通常,适宜回流比的数值范围为R=（1.1~2.0）R Min .本设计取R=1.4116 R Min =1.4116R Min =2所以精馏段操作线方程方程为1121×0.96501133n n D n R y x x x R R +=+=+++因为泡点进料,所以q 线方程为f x x ==0.1233 采用图解法求解理论塔板数(a)图解法求解理论塔板数-全图(b)图解法求解理论塔板数-局部放大图4:图解法求解理论塔板数由图可得,理论塔板数为N T =13.3-1=12.3 或采用吉利兰图(R-Rmin)/(R+1)=(2-1.4168)/3=0.1944在0.1到0.9范围内 X=(R-Rmin)/(R+1) Y=(N-Nmin)/(N+2)Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X=0.445 Nmin=5.9N=12.2和图解法近似,证明计算无误. 4．物料性质计算 4.1平均温度m t 由安托尼方程;lg CT BA P +-=︒(︒P 5,10;Pa T ⨯,K )查表得: 表2:安托尼方程参数)1(D BD D AD D x P x P P -⋅︒+⋅︒=列方程式得0.965*Exp[11.9643-3626.55/(T-34.29)]+0.035*Exp[11.6834-3816.44/(T-46.13)=1.095由mathmatic 解得塔顶温度D t =67.2℃⋅︒=AW W P P (1)w BW w x P x +︒⋅-列方程式得0.001126*Exp[11.9643-3626.55/(T-34.29)]+0.998874*Exp[11.6834-3816.44/(T -46.13)]=1.15参数物种ABC甲醇 11.9673 3626.55 -34.29 水11.68343816.44-46.13由mathmatic 由解得塔釜温度W t =103.5℃F AF P P =︒⋅(1)F BF F x P x +︒⋅-列方程式得0.1123*Exp[11.9643-3626.55/(T-34.29)]+0.8877*Exp[11.6834-3816.44/(T-46.13)]=(1.095+1.15)*6.2/12.2 由mathmatic 解得进料温度F t =96℃(9667.2)/281.6t =+=精馏段℃(96103.5)/299.5t =+=提馏段℃4.2平均分子量 塔顶 x =0.917y =0.965M l =0.917*32.04+0.083*18.02=30.88kg/kmol M v =0.965*32.04+0.035*18.02=31.55kg/kmol进料板 x =0.1233y =0.0986M l =0.1233*32.04+0.8767*18.02=19.75kg/kmol M v =0.0986*32.04+0.9014*19.02=20.30kg/kmol塔釜 x =0.000282 y =0.001126M l =18.02kg/mol M v =18.02kg/mol精馏段 x =(0.1233+0.917)/2=0.520y =(0.0986+0.9650)/2=0.531M l =0.520*32.04+0.480*18.02=25.31kg/kmol M v =0.531*32.04+0.469*18.02=25.46kg/kmol提馏段 x =0.061y =0.049M l =0.061*32.04+0.939*18.02=18.88kg/kmol M v =0.049*32.04+0.951*18.02=18.71kg/kmol4.3平均液相密度 塔顶0.98D a = 进料板0.2F a = 塔釜0.002a = 精馏段0.59a = 提馏段0.101a =查得81.6℃下甲醇3744/kg m ρ= 水3970.8/kg m ρ= 由1ABLm LA LBa a ρρρ=+10.5910.59744970.5Lmρ-=+ 得： 精馏段液体平均密度Lm ρ＝823kg/m 3查得99.5℃下甲醇3716/A Kg m ρ= 水3958.4/B Kg m ρ= 由10.10110.101716958.4LFmρ-=+ 得: 提馏段液体平均密度LFm ρ＝927kg/m 3 4.4塔的压力塔顶的压力：109.5 kPa塔釜的压力：101.3kPa+13.7kPa=115.0kPa 所以精馏塔的压力降为：D W P P P -=∆=5.5kPa 塔顶压力D P ＝109.5kPa,取每层塔板压力降P ∆＝5.512＝0.46kPa 精馏塔平均压强P=111.1kPa 提馏塔平均压强P=113.85kPa 4.5平均气相密度3m Vm Vm P M 111.125.460.976/RT 8.31475.5273.2kg m ρ⨯⨯（精馏）（精馏）（精馏）＝＝＝（精馏）（＋）3m Vm Vm P M 113.8518.71/RT 8.31493273.2kg m ρ⨯⨯（提馏）（提馏）（提馏）＝＝＝0.700（提馏）（＋）4.6液体粘度L A ALn T Bμ=- 查得A B 甲醇 555.30 260.64 水658.25283.16塔顶： 67.2℃时555.30555.300.499267.2273.15260.64LA Log μ=-=-+658.25658.250.390967.2273.15283.16LB Log μ=-=-+ln ln (1)ln LD A LA A LB x x μμμ⨯+-＝0.6094LD cp μ= 进料板： 96℃时 555.30555.300.626596273.15260.64LA Log μ=-=-+658.25658.250.541796273.15283.16LBLog μ=-=-+ ln ln (1)ln LF A LA A LB x x μμμ⨯+-＝0.5362LF cp μ= 塔釜： 103.5℃时 555.30555.300.6564103.5273.15260.64LA Log μ=-=-+658.25658.250.5772103.5273.15283.16LB Log μ=-=-+ln ln (1)ln LW A LA A LB x x μμμ⨯+-＝0.5202LW cp μ=精馏段平均液相粘度 0.53620.6094(0.5728cp 2Lm μ+精馏）＝＝提馏段平均液相粘度 0.53620.5202(0.5282cp 2Lm μ+精馏）＝＝4.7液体表面张力计算t=67.2℃,查甲醇表面张力16.0mN/m 水表面张力0.65mN/m, 塔顶液体表面张力160.9650.6530.03515.46/D mN m σ=⨯+⨯= t=81.6℃, 查甲醇表面张力17.2mN/m 水表面张力0.64mN/m, 进料板液体表面张力17.20.12330.640.8767 2.682/F mN m σ=⨯+⨯= t=103.5℃, 查甲醇表面张力14.6mN/m 水表面张力0.59mN/m, 进料板液体表面张力0.59/F mN m σ=精馏段液体表面张力15.46 2.689.07/2mN m σ+== 提馏段液体表面张力0.59 2.681.65/2mN m σ+==4.8塔的工艺条件和物料性质列表系统进料： 25ºC 处理量： 15000吨/年 进料浓度： 20%（质量）处理要求： 塔顶浓度≧98%（质量） 塔底浓度≦0.2%（质量） 塔顶冷凝 全凝器. 塔底再沸器 间壁加热. 进塔物料状态： 泡点进料 回流比： 2 冷却水温： 28ºC 加热蒸汽： 0.2 Mpa 年工作： 7200小时 年工作日：300天连续操作 表3：工艺条件列表物料性质 提馏段 精馏段 平均温度 81.6℃ 99.5℃ 平均液相分子量 18.88kg/kmol 25.31kg/kmol 平均气相分子量 18.71kg/kmol 25.46kg/kmol 平均液相密度 927kg/m 3 823kg/m 3 平均气相密度 0.700kg/m 3 0.976 kg/m 3 液体粘度0.5728cp0.5282cp液体表面张力 9.07mN/m 1.65mN/m 平均压力 111.1kPa 113.85kPa(a)物料性质 塔顶 进料 塔釜 平均温度 67.2℃96℃ 103.5℃ 平均液相分子量 30.88 kg/mol 19.75 kg/mol 18.02kg/mol 平均气相分子量 31.55 kg/mol 20.30 kg/mol 18.02 kg/mol 平均压力 109.5kPa 112.7kPa 115.0kPa 液体粘度 0.6094cp 0.5362cp 0.5202cp 液体表面张力15.46mN/m2.682mN/m 0.590mN/m(b)表4:物料性质列表5.气液负荷计算 5.1精馏段汽相负荷计算(1)(21) 3.7111.1/V L D R D mol s =+=+=+⨯=3(11.125.46100.283/V Vm W V M kg s -=⨯⨯⨯精馏）＝＝5.2精馏段液相负荷计算2 3.717.42/L RD mol s ==⨯＝3(7.4225.31100.188/L Lm W L M kg s -=⨯⨯⨯精馏）＝＝ 5.3提馏段汽相负荷计算'11.1/V V mol s =='3(11.118.71100.208/V Vm W V M kg s -=⨯⨯⨯提馏）＝＝5.4提馏段液相负荷计算 '36.57/L L F mol s =+=''3(36.5718.88100.690/L Lm W L M kg s -=⨯⨯⨯提馏）＝＝ 6.塔和塔板主要工艺尺寸计算 6.1填料选择甲醇－水不属于难分离系统,腐蚀性较小,采用金属阶梯环DN38填料,查表得填料因子=Φ160. 6.2塔径计算 6.2.1精馏段塔径计算横坐标0.50.50.1880.976()0.0230.283823V L V L W W ρρ=⨯（）＝ 查埃克特通用关联图得 纵坐标20.2()0.205V F Lu g ρψμρΦ= L 974.5826.8ρψρ===水 1.179 20.2*160*1.1790.976()0.57280.2059.81823u =f u =3.169m/s对于不同填料,所采用的泛点率（操作空塔和泛点气速之比）不同.对于散装填料： U/U f =0.6~0.85 对于规整填料： U/U f =0.6~0.95因设计的填料塔采用的是散装填料,加压操作应取较高泛点率,故取泛点率为0.85即 u=0.85f u =2.693m/s Vs=nRT/P=11.1*8.3145*348.7/167500=0.1929m 3/s 440.19290.3022.693S V m u ππ⨯==⨯ 6.2.2提馏段塔径计算 横坐标0.50.5''0.6900.700()0.091''0.208927V L V L W W ρρ=⨯（）＝ 纵坐标20.2()0.149V F Lu g ρψμρΦ=L 963.2 1.028937.0ρψρ===水 20.2*160*1.0280.700()0.52820.1499.81927.0u =f u =3.624m/su=0.85f u =3.080m/sVs=nRT/P=7.428*8.3145*348.7/167500=0.1286m 3/s 440.19290.2823.080S V m u ππ⨯==⨯ 6.2.3圆整计算圆整,取D=0.32m224'40.193' 2.400/3.140.32' 2.4000.7573.169'0.50.85S F FV u m s D u u u u π⨯===⨯==<< 6.3塔高H 计算等板高度法,取HETP ＝0.4m Z=HETP*N T =12.2*0.4=4.88m对于计算出的填料层高度,还应留出一定的安全系数.根据设计经验,填料层的设计高度一般为()Z Z 5.1~3.1=',取 1.385 6.759Z Z m '== 6.4压降P ∆的计算 6.4.1精馏段220.20.22.4160 1.1790.976()()0.57280.1189.81823V F L L u g ρψμρΦ⨯⨯=⨯⨯= 0.50.50.1880.976()0.0230.283823V L V L W W ρρ=⨯（）＝ 查埃克特通用关联图得：1009.81/PPa m Z∆=⨯ (09.8170.554P Pa ∆⨯⨯⨯精馏）＝10＝3804.36.4.2提馏段220.20.22.4160 1.0280.700()()0.52820.0669.81927.0V F L L u g ρψμρΦ⨯⨯=⨯⨯= 0.50.5''0.6900.700()0.091''0.208927.0V L V L W W ρρ=⨯（）＝ 查埃克特通用关联图得：609.81/PPa m Z∆=⨯ (609.81 5.20.5541695.6P Pa ∆⨯⨯⨯提馏）＝＝6.4.3P P '∆∆与检验：'()()P P P ∆=∆+∆精馏提馏＝3804.3+1695.6=5499.9kPa'55005499.90.000020.055500P P P ∆-∆-==<∆所以假设成立,D ＝0.32m 6.5计算结果列表进料口F 塔顶D 塔釜W 进料量（mol/s ） 29.29 3.71 25.58 浓度（摩尔分率） 0.1233 0.9650 0.001126 压力（KPa ） 112.3 109.5 115 温度（℃） 9667.2 103.5 表5:物料衡算表 塔径D N 塔高H 填料层压降P ∆ 误差分析E ∆ 0.32m6.759m5.499KPa0.002%表6: 填料塔参数表1.1原料液换热器根据《化工设计》书可知K 的取值范围一般在400-600W/m 2℃,由于换热器在使用过程中会形成污垢,导致K 的减小, 故取K=450 W/m 2℃ 查《化学工程手册》可得：原料液25C ︒,进料温度96C ︒,原料液的质量分率为=F a 0.2 25C ︒时,)/(2.4),/(5.211K kg kJ C K kg kJ C PB PA ⋅=⋅= 96C ︒时, 222.85/(), 4.24/()PA PB C kJ kg K C kJ kg K =⋅=⋅原料液于25C ︒预热至87C ︒的平均热容12122.5 2.852.67/()2.5ln ln2.85PA PA PA PA PA C C C kJ kg k C C --===⋅ 12124.2 4.24 4.22/()4.2ln ln42.4(1)0.2 2.67(10.2) 4.22 3.91/()PB PB PB PB PB P F PA F PB C C C kJ kg k C C C a C a C kJ kg k --===⋅=+-=⨯+-⨯=⋅15000000/7200/36000.579/F m kg s ==则预热器原料液吸收的热量为:Q=0.579 3.9171160.74/F P m C t kJ s ⋅⋅∆=⨯⨯= 预热器采用120℃的过热蒸汽预热 水蒸气 120℃ → 120℃ 甲醇水 25℃ ← 96℃Δt 95℃ 24℃ 平均温差2121952451.695ln ln24m t t t C t t ∆-∆-∆===︒∆∆ 传热面积A=32160.7410 6.9245051.6m Q m K t ⨯==∆⨯选用浮头式换热器,选用型号为：F B 325－5－40－2,公称直径325mm,公称压力402/cm kgf ,2管程,排管数32根,管子为5.225⨯Φ,换热面积为5m,计算传热面积7.4m.标准图号为：JF001.计算值大于所需的实际传热面积,故符合要求.1.2塔顶冷凝器假设冷流体从25℃升至40℃,热流体从气体冷凝为液体 甲醇的沸点在60摄氏度度左右, 67℃时,查得甲醇、水的汽化潜热：1074/107432.041634412.7/A r KJ Kg KJ Kmol ==⨯= 1850/185018.014833327.4/B r KJ Kg KJ Kmol ==⨯=KmolKJ x r x r r D B D A /34375)9650.01(4.333279650.07.34412)1(=-⨯+⨯=-+=⨯⨯逆流换热,采用水冷却(6725)(6740)33.956725ln6740m t ---∆==--℃取2400/()K W m K =⋅ 11.1/V mol s = 据热量衡算可得： 211.13437528.0940033.95m V r S m K t ⨯⨯===∆⨯ 查《化工工艺设计手册》上册（第一版） 选取U 型管式换热器 型号为YA 325-25-64/64-4图号为JY006 1.3塔底再沸器103℃时 查得甲醇、水的汽化潜热：998/99832.041631977.5/A r KJ Kg KJ Kmol ==⨯= 2250/225018.014840533.3/B r KJ Kg KJ Kmol==⨯=KmolKJ x r x r r w B w A /66.40523001127.013.40533001127.05.31977)1）＝（－（-⨯+⨯=⨯+⨯=逆流换热, 采用130℃的水蒸气加热130********W t t ∆=-=-=℃取2400/()K W m K =⋅ s mol V V /03.8'==2''11.140531.441.6640027V r S m K t ⨯⨯===⨯∆⨯ 查《化工工艺设计手册》上册（第一版）,选用立式虹吸式重沸器,型号为：GCH600－16－30,公称直径600mm,公称压力162/cm kgf ,管子数32根,标准图号为：JB1146－71.计算值大于所需的实际传热面积,故符合要求. 2 储槽选型在本设计任务中的储槽有原料液储槽和中间槽两种,而储槽的存储量是储槽设计及选型的主要参数.故应从储槽的存储量来设计. 2.1原料液储槽原料液的存储量是要保证生产能正常进行,主要根据原料生产情况及供应周期而定的.一般说来,应保证在储槽装液60％～80％,如不进料仍能维持运作24小时.取装料60％～80％是因为在工业中为了安全,储槽一般要流出一定的空间.该设计任务中,取储槽装料70％,即装填系数为0.7.原料液温度为t=25℃,此时进料液中各物料的物性是：甲醇：3/3.797m kg A =ρ 质量浓度0.2A a = 水： 3/9.996m kg B =ρ 质量浓度0.8B a =进料液体积流量:BBA A S a a V ρρ⨯⨯+⨯=7200100010000720010001000031000010000.21000010000.81.463/7200797.37200996.9m h ⨯⨯⨯⨯=+=⨯⨯所需的储槽体积：32424 1.46350.0750.70.7S V V m ⨯===进料槽原料储槽工作于常温、常压下,甲醇是一级防爆品, 综合以上因素,最终选用选用卧式椭圆形封头容器（JB1422-74）,选图号为：R28-2.5-32的卧式椭圆形封头容器, 公称容积Vg=63m 3,计算计算值V=63.9m 3,筒体公称直径Dg=3000mm,筒体壁厚S=8mm,筒体长度L=8000mm,封头厚度S 1=12mm,材质A 3F,允许腐蚀裕度1.5,设备重量8150Kg.4.2.2 中间槽：中间槽是储存回流量及出料的储罐.甲醇精馏过程为连续生产,中间槽的设计依据是中间槽装液60％～80％能保持至少1～2个小时的流量,该设计任务中,槽装液70％,即取安全系数为0.7,保持流量2小时. 进料槽的体积流量：()31(21) 3.71 3.631.55 1.623/777.434D S D R DM V m h ρ++⨯⨯⨯'===中间槽实际体积322 1.6234.6370.70.7S S V V m '⨯===中间槽的工作压力取常压,根据文献,可用立式平底锥盖容器系列（JB1422-74）.选取图号为：R23A-00-16公称容积,43m V g =计算体积309.4m V =计,工作体积384.3m V =工,筒体公称直径g D =1400mm,壁厚5mm,高度2400mm,材质F A 3,设备重量672Kg. 3.接管的选型管径的设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定,因为管径大,则壁厚,重量增加,阀门、管件尺寸也增加,使基建费用增加；管径小,则管内流速增加,流体阻力增加,动力消耗即运转费用增加.在设计过程中,对所有的管道都进行这样的经济比较是不可能的,一般用常用流速的经验值来计算管径.初步选定流体的流速后,通过计算或查管径算图来确定管径,最后圆整到符合公称直径的要求. 3.1 进料管的设计 进料量流量 731.510/72000.000609/950.6023600FS LFmm V m s ρ⨯===⨯ 一般液体流速经验值为1.5～31-⋅s m ,现取进料管中流速13u m s -=⋅, 则进料口管径D 为:440.0006090.016116.13SV D m mm uππ⨯====⨯选用为管道为冷扎无缝钢管（YB231—64）,外径20mm,壁厚2.2mm,管内径15.6mm 大于D,满足要求. 3.2 塔顶气体出口管 塔顶气体摩尔流量为 V=(R+1)D=11.1mol/s31.55g/VD M k kmol =3109.531.551.103/D VD VD D DP M kg m RT RT ρ⨯=== 311.131.550.317/1.103VMVD Vs m s VDρ⨯=== 管内气体流速的经验值u=15 1-⋅s m 管径440.0003175.1915SV d mm uππ⨯===⨯选用管道为冷扎无缝钢管(YB231-64),外径6mm,壁厚0.25mm,管内5.5mm, 大于d 满足要求 3.3回流进口管回流液的摩尔流量为L=RD=7.42mol/s 回流液的平均密度3/434.777m kg LDm =ρ 回流液的体积流量37.4231.550.000301/777.434LDLDmLM Vs m s ρ⨯===取回流液流速为u=1.5m/s,回流管内径为 440.0003010.016016.01.5Vsd m mm uππ⨯====选用管道为冷扎无缝钢管(YB231-64),外径20mm,壁厚0.5mm,管内16mm 大于d,满足要求. 3.4 再沸器出口管V '=V=11.1mol/skmolkg M VWm /0385.18=311518.03850.902/8.314(103.5273.15)W VWmVW W P M kg m RT ρ⨯===⨯+ 311.118.03850.222/0.902VWmVmV M Vs m s ρ'⨯===取管内气体流速u=15 1-⋅s m ,则再沸器所需管内径:440.2220.1373137.315SV d m mm uππ⨯====⨯选用管道为热扎无缝钢管(YB231-64),外径150mm,壁厚6mm,管内径138 mm大于d,满足要求. 3.5 釜液输出管h kmol L /5921.86='336.5718.020.0006897/955.537LWmLWmL M Vs m s ρ'⨯===取釜液流速u=1.5m/s,则釜液输出管所需内径为:440.00068970.024224.21.5Vsd m mm uππ⨯====选用管道为冷扎无缝钢管(YB231-64),外径28mm,壁厚1mm,管内径26mm 大于d,满足要求. 4.泵 4.1 进料泵进料液在25℃下,各物料的密度为:甲醇：39.795-⋅=m Kg A ρ 水： 395.996-⋅=m Kg B ρ 进料液的平均密度3602.95085.996193.0189.795193.0111-⋅=-+=-+=m kg a a LBF LA FL ρρρ 进料液的流量 731.510/72000.000609/950.6023600L FQ m s ρ⨯===⨯取泵的安全系数为1.1,进料泵的设计流量31.10.00067/Q Q m s '===2.4123/m h进料液由进料泵打到进料板处,提馏段理论板数5.2,提馏段填料层高度：5.2 1.3850.4 2.88TZ N HETP m ''=⨯=⨯⨯= 进料泵最小扬程=提馏段填料层高度+塔底预留空间及裙座高,本次设计任务中,塔底预留空间及裙座高可取1.5m.进料泵扬程 H=2（提馏段填料层高度+1.5m ）=2(2.88 1.5)⨯+=8.76m 选用IS65-50-125,转速1450r/min, 流量15m 3/h,扬程8.8m,轴功率0.21kw,泵重50kg,效率53%. 4.2回流泵料液在67℃下冷凝回流,前已算得 3/434.777m kg LDm =ρ回流流量30.1880.8712/777.434LLDmW Q m s ρ===取安全系数为1.2,则回料泵的设计流量311.10.9583Q Q m h -'==⋅ 回流泵扬程 H=2（总填料层高度+1.5m ）=)5.19.6(2+⨯=16.6m选用IS50-32-125离心泵,转速2900r/min,流量15m 3/h,扬程18.5m,轴功率1.26kw,泵重32kg,效率55%. 5 温度计根据该设计任务,温度范围在150℃内.根据文献（4）,可选用镍铬－铜镍(WRKK)型热电偶,分度号为E,套管材料1Cr18Ni9Ti,外径d=2mm,测量范围0~300℃,允差值±3℃.最高使用温度700℃,公称压力P ≤500kgf/cm 2.也可选用WRK －240型隔爆镍铬－铜镍热电偶,分度号E,结构特征:固定螺纹安装,测温范围0~600℃,公称压力P100kgf/cm 2. 6 压力计选用压力测量仪表时,要考虑其量程、精度及介质性质和使用条件因素,该设计任务压力不高,变动不大,工业用精度要求为1.5至2.5级,介质无腐蚀性不易堵塞.压力表安装的地方,应力求避免振动和高温的影响.取压管的内墙面和设备或管道的内壁应平整.无凸出物或毛刺以保证正确取得静压力.被测介质温度超过60℃时,取压口至阀门见或阀门至压力表间应有冷凝管.根据该设计任务,查阅文献（4）,选用电接点压力表.电接点压力表有触点装置,在被测压力逾出上下限时能实现自动控制,发讯和报警.适合在周围环境适度为－40～60℃,相对湿度不大于80%下使用.根据该设计任务,查阅文献（１）选用防爆型电接点压力表YX －160－B 3C,精度等级 1.5级,测温范围2.5kgf/cm 2. 7 液位计 7.1 原料槽液位计该设计任务中,原料槽采用卧式椭球形封头容器,筒体公称直径3m,故所选液位计测量范围大致在0～3m,希望实现自动控制, 查阅文献（4）,可选用ULF-2型电远传翻板式液位计,该液位计能就地指示和远传液位,可和ULFX-2型液位数字显示报警仪配套使用.ULF-2-H ⅢC 防爆远传翻板液位计和ULF-2-H ⅢC 防爆液位数字显示报警仪配套使用,可用于爆炸危险场合的液位测量.ULFX-2,ULF-2-H ⅢC 适合在环境温度－10℃～40℃和相对湿度不大于80%下使用,电源电压为220V,50Hz. 8.1进料管流量计根据该设计任务,选用LZJ－40A型,测量比1：10,测量范围250～2500(L/h),单机精度1.5,互换精度2.5,转子材料不锈钢,允许被测介质状况：-20～120℃,压力≤6kgf/cm2.8.2 回流管流量计根据该设计任务,选用LZJ－25A型,测量比1：10,测量范围100～1000(L/h),单机精度1.5,互换精度2.5,转子材料不锈钢,允许被测介质状况：-20～120℃,压力≤6kgf/cm2.9.设备一览表五.选用符号说明英文希腊文A 安托尼方程系数ρ密度 kg/m3B 安托尼方程系数μ粘度 Pa·sC 安托尼方程系数热容 kJ/(kg.℃)Φ填料因子 m-1D 直径 m塔顶产品摩尔流量kmol/h Ψ液体密度校正系数上下标说明F 进料摩尔流量 kmol/h A 甲醇g 重力加速度 m/s2 B 水HETP 填料层等板高度 m D 塔顶产品K 传热系数 w/(m2·℃) F 进料M 物料质量流量 kg/h摩尔质量 kg/kmolf 泛点N 理论板数i 纯组分P 压力 Pa L 液体Q 传热量 kJ/h Min 最小量r 汽化潜热 kJ/kg m 平均值S 换热器面积 m2 s 饱和蒸汽T 绝对温度 K V 气体或蒸汽t 摄氏温度℃平均u 流体流速 m/s '提馏段V 容器体积 m塔内蒸汽量 mol/s体积流量 m3/sW 塔釜产品摩尔流量kmol/hx 物料摩尔分率Z 理论填料层高度 m六.参考文献1．《化工传质和分离过程》贾绍义，柴诚敬化学工业出版社2．《化工流体流动和传热》柴诚敬，张国亮化学工业出版社3．《化工热力学》陈钟秀，顾飞燕，胡望明化学工业出版社4．《化工设计》黄璐，王保国化学工业出版社5．《化工工艺设计手册》国家医药管理局上海医药设计院化学工业出版社7.《中国化工机械设备大全》蔡源众，成都科技大学出版社8．《甲醇工学》房鼎立，宋维端，肖任坚，朱炳辰审定化学工业出版社9.《化工设备机械基础》董大勤化学工业出版社10．《化工设备机械基础课程设计指导书》詹长福机械工业出版社11．《化工设备机械基础课程设计指导书》蔡纪宁，张秋翔化学工业出版社七.后记。