240kta甲醇精馏工艺设计-毕业论文

240KT/A甲醇精馏工艺设计摘要甲醇是C1化工中非常重要的有机产品，在甲醇合成工业生产过程中，粗甲醇的精制不仅是决定甲醇产品质量的重要工序，而且也是影响甲醇生产成本的关键因素之一。换热器是化工生产中重要的通用热工设备之一，管壳式换热器以其结构简单、牢固、操作弹性大等特点被广泛应用于工业生产中。本文的研究对象是四塔甲醇精馏工艺，与传统工艺相比新工艺能够节约能量，节约软水；但是同时新工艺增加了系统的藕合程度，加强了塔之间的关联性，提高了系统对于进料波动的响应的复杂性，给控制带来了很大的难题。为了能够实现新工艺的工业应用，对新工艺进行详细的研究。关键词甲醇精馏，ASPENPLUS模拟，换热器计算，设备选型ABSTRACTMETHANOLISTHEVERYIMPORTANTBASICPRODUCTOFCHEMICALINDUSTRYINTHESYNTHESIZEDMETHANOLINDUSTRY,THEPURIFICATIONOFRAWMETHANOLISNOTONLYTHEIMPORTANTPROCESSDETERMININGTHEQUALITYOFPRODUCT,BUTALSOAKEYFACTORINFLUENCINGTHEENERGYCOSTOFPRODUCTIONTHEHEATEXCHANGERISONEKINDOFGENERALIMPORTANTTHERMALEQUIPMENTINTHEPETROLEUMCHEMICALINDUSTRYPRODUCTIONTHESHELLANDTUBEHEATEXCHANGERISWIDELYAPPLIEDINTHEINDUSTRIALPRODUCTIONDUETOITSSIMPLESTRUCTURE,RELIABILITYANDTHEOPERATIONFLEXIBILITYCOMPAREDWITHTHETRADITIONALDISTILLATIONPROCESS,THISNOVELPROCESSCOULDREDUCETHEHEATCONSUMPTIONANDSOFTWATERCONSUMPTIONHOWEVER,THISNOVELPROCESSENHANCESTHECOUPLINGOFDIFFERENTUNITSINTHESYSTEMANDTHEINTERACTIONSBETWEENDISTILLATIONCOLUMNS,WHICHRESULTSINTHECOMPLEXITYOFSYSTEMRESPONSESANDCONTROLTHEREFORE,ITISNECESSARYTOSTUDYTHEBEHAVIOROFTHISMETHANOLDISTILLATIONPROCESSOFFOURCOLUMNSBEFOREPUTTINGITINTOIMPLEMENTATIONOFINDUSTRIALAPPLICATIONKEYWORDSMETHANOLDISTILLATION,SIMULATIONOF,HEATEXCHANGER,DESIGNANDTYPESELECTION目录摘要第一章文献综述111研究背景1111课题的提出1112研究目标212甲醇的简介213甲醇精馏流程发展3131工艺流程概述3132典型的工艺流程3133影响精馏操作的因素与调节6第二章甲醇精馏工段物料衡算1021甲醇精馏原理10211预精馏塔的作用10212加碱对甲醇精馏的改善10213萃取精馏在甲醇精馏中的应用11214加压塔的节能效应11215回流比的选择1222四塔精馏工段工艺的物料衡算12221甲醇精馏工段物料衡算任务12222甲醇精馏工段物料衡算计算原理1813223甲醇精馏工段物料衡算13第四章常压塔冷却器的设计3941确定设计方案3942确定物性数据1839421计算总传热系数40422工艺结构尺寸41423折流板42424接管4243换热器核算4344确定折流挡板形状和尺寸4745波形膨胀节4846设备主要附件的选择1748461接管及法兰的选型48462左管板的选型50463换热管的选择51464左管箱短节的选择51465左管箱封头的选择52466左管箱隔板的选择52467左管箱法兰和密封垫片的选型52468右管板53469右管箱设计534610鞍座的选型5347设计结果一览表54第五章结论55参考文献55致谢57前言甲醇是重要的有机基本产品，用途非常广泛。甲醇的产品质量、能耗指标是甲醇精馏系统的关键因素。甲醇精馏工艺对整个甲醇生产流程的生产能力、产品质量、能源消耗与原料消耗、环境保护都有重大影响。精馏过程占总能耗的很大部分，甲醇生产能耗其中约60就用于精馏过程。精馏投资约占项目总投资的3040。要研究和开发一种新工艺，传统的方法是先进行实验，再经过小试、中试、工业规模生产等等逐级放大的过程，周期长，投资大。应用流程模拟软件，对工艺流程进行模拟，则很容易实现对流程的考察，可以改进工艺流程布置，优化工艺操作参数，只要选择的模型及热力学方法适当，模拟结果是相当可靠的，可以用来指导生产，或者为装置改造以及新装置的设计提供基础数据。国内一些甲醇生产装置，甲醇精馏能耗较高、产品收率较低、甚至一些装置的甲醇产品质量较差。同时，国内甲醇产能的扩张很迅速，但是目前新项目设计还是沿袭以往设计为主、没有足够的甲醇精馏系统设计应用理论研究基础。因此，对甲醇精馏工艺作系统的研究对于甲醇精馏系统的合理设计、通过设备改造和调整工艺来降低甲醇精馏的能耗、提高甲醇产品质量和收率有突出的现实意义。现本文通过查阅国内外文献和实际生产中的工艺资料，利用流程模拟软件，使用专有的物性热力学包模拟计算了四塔甲醇精馏工艺流程，并和实际的工艺数据进行了对比，同时对常规甲醇精馏工艺的不同流程的设计参数和操作参数进行了总结和分析，提出了甲醇精馏系统的工艺设计原则和设备设计原则。在此基础之上对于甲醇精馏系统提出了新的改进流程和全新流程的开发。对于甲醇工业的发展具有重要的意义。由于本人水平有限，文章中有不妥之处还望老师批评指正。第一章文献综述在世界基础有机化工原料中，甲醇是仅次于乙烯、丙烯和苯，列居第四位的重要基本有机化工原料之一。其生产原料可以是天然气、煤炭、焦炭、渣油、石脑油、乙炔尾气等，从世纪年代起，天然气逐步成为合成甲醇的主要原料。目前，我国甲醇产能已占世界总产能的1/4，而且，随着甲醇衍生物及其下游产品的迅速发展和甲醇燃料的应用，甲醇需求量还会越来越大，因此提高甲醇产品质量和降低生产消耗就越来越引起人们的关注。甲醇精馏是甲醇生产装置的最后一道工序，其能耗约占甲醇生产总能耗的20左右，甲醇精馏技术的好坏直接关系到精甲醇的质量，因此选择适合企业生产需要的精馏技术，是降低成本、节能降耗、提高企业经济效益和市场竞争力的重要举措。11研究背景111课题的提出粗甲醇中含有多种有机杂质和水分，需要精制。精制过程包括精馏与化学处理。化学处理主要用碱破坏在精馏过程中难以分离的杂质，并调节PH。精馏主要是除去易挥发组分，如二甲醚、以及难以挥发的组分，如乙醇、高级醇、水等1。在确定粗甲醇精馏的工艺流程时，应对生产过程中能耗、自动化程度、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。甲醇精馏过程的物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。根据甲醇质量要求不同，甲醇精馏可分为一塔流程、双塔流程和三塔流程。另外，ICI公司上世纪80年代末为节省能耗，还将双塔流程改为四塔流程。因此，对甲醇精馏工艺作系统的研究对于甲醇精馏系统的合理设计、通过设备改造和调整工艺来降低甲醇精馏的能耗、提高甲醇产品质量和收率有突出的现实意义。现本文通过查阅国内外文献和实际生产中的工艺资料，利用流程模拟软件，使用专有的物性热力学模拟计算了四塔甲醇精馏工艺流程，并和实际的工艺数据进行了对比，同时对常规甲醇精馏工艺的不同流程的设计参数和操作参数进行了总结和分析，提出了甲醇精馏系统的工艺设计原则和设备设计原则。112研究目标本论文的研究目标是甲醇精馏工段进行初步设计（1）通过热力学原理对甲醇精馏工段的工艺流程进行选择，进行物料衡算和能量衡算；（3）根据换热器的热力计算、流动计算、结构计算和强度设计，对换热器进行合理的选型；（4）利用AUTOCAD软件，绘制甲醇精馏工段的物料流程图、带控制点的工艺流程图、冷却器的设备图、0000平面的精馏工段设备布置图。12甲醇的简介纯甲醇为无色透明略带乙醇气味的易挥发液体，沸点65，熔点978，和水相对密度07915。甲醇能和水以任意比互溶，但不形成共沸物，能和多数常用的有机溶剂乙醇、乙醚、丙酮、苯等混溶，并形成恒沸混合物。甲醇剧毒，内服10ML有失明危险，30ML能导致人死亡，空气中允许最高甲醇蒸汽浓度为005MG/H。易燃烧，其蒸汽能和空气形成爆炸性混合物，爆炸极限60365体积2。甲醇具有上述多种重要的物理化学性质，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C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。甲醇通过ZMS5分子筛催化剂转化为汽油已经工业化为固体燃料转化为液体燃料开辟了捷径。甲醇加一氧化碳加氢可以合成乙醇。又如甲醇可以裂解制烯烃。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。13甲醇精馏流程发展131工艺流程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中间入料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液，下部侧线出杂醇3。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，老的工艺装置由于能耗过高，在市场竞争力下降，技术更新和技术进步成为必走之路。132典型的工艺流程甲醇精馏产生工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏4。（1）单塔流程描述单塔流程（见图11）为粗甲醇产品经过一个塔就可以采出产品。粗甲醇塔中部加料口送入，轻组分由塔顶排出，高沸点的重组分在进料板以下若塔板处引出，水从塔底排出，产品甲醇在塔顶以下若干块塔板引出。DANTACJIACHUNGAOFEIWUJJIACHUNDIFEIWUSHUI图11甲醇精馏工艺的单塔流程（ASPEN模拟图）（2）双塔流程描述5从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，此塔为常压操作。为了提高预精馏塔后甲醇的稳定性，并尽可能回收甲醇，塔顶采用两级冷凝。塔顶经部分冷凝后的大部分甲醇、水及少量杂质留在液相作为回流返回塔，二甲醚等轻组分初馏分及少量的甲醇、水由塔顶逸出，塔底含水甲醇则由泵送至主精馏塔。主精馏塔操作压力稍高于预精馏塔，但也可以认为是常压操作，塔顶得到精甲醇产品，塔底含微量甲醇及其它重组分的水送往水处理系统（见图12）。YUTAZHUTACJIACHUNBEN23FEISHUIJJIACHUNQZHUFENZZHUFEN图12甲醇精馏工艺的双塔流程（3）三塔流程描述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57BARG，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。三塔流程（见图13）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。6YUTAJIAYATACHYATAB16SHANZHENBENB19YUTADINYUTADIJIAYAJINSHZHYESHZHQITIJIAYADINJIAYADICHYAJINFEISHUIJJIACHUNGFEIWUSHUICJIACHUNSHUIHL图13甲醇精馏工艺的三塔流程（4）四塔流程描述四塔流程（见图14）包含预精馏塔、加压精馏塔、常压精馏塔和甲醇回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔，脱除轻组分后主要为不凝气、二甲醚等，塔底甲醇及高沸点组分加压后进入加压精馏塔；加压精馏塔顶的气相进入冷凝蒸发器，利用加压精馏塔和常压精馏塔塔顶、塔底的温差，为常压塔塔底提供热源，同时对加压塔塔顶气相冷凝。冷凝后的精甲醇进入回流罐，一部分作为加压塔回流，一部分作为精甲醇产品出装置；加压塔塔底的甲醇、高沸组分、水等进入常压塔，常压塔顶馏出精甲醇产品，在进料板下方设置侧线抽出，抽出物主要为甲醇、水和高沸点组分，进入甲回收塔再回收甲醇，塔底废水进入生化系统处理；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总醇含量要求，塔底废水送生化处理。YUTAJIAYATACHYAB2SHANZHENBENB3YUTADINYUTADIJIAYAJINSHZHYEDFEIWUJIACH1JIAYADICHYAJINFEISHUI1JIACH2SHUICJIACHUNSHUIHLHSB1CHYAHS39JIACH3FEISHUI2GFEIWU图14甲醇精馏工艺的四塔流程133影响精馏操作的因素与调节（1）进料状态7精馏塔的进料含水甲醇当进料状况发生变化回流比、塔顶精馏产物的组成固定时，这直接影响到提馏段回流量的改变，进料板的位置也随着改变，将引起理论板数和精馏段、提馏段塔板数分配的改变。对于固定进料状况的精馏塔来说，进料状况的改变，将会影响到产品质量及损失情况的改变。（2）回流比回流比对精馏塔操作影响很大，直接关系着塔内各层扳上的物料浓度的改变和温度的分布。最终反映在塔的分离效率上，是重要的操作参数之一。一般情况下，选取适宜回流比为最小回流比的132倍。两塔甲醇精馏甲醇主精馏塔的回流比为2025。其调节的依据是根据塔的负荷和精甲醇的质量。当塔的热负荷较低时，可以取较低的回流比比较经济，为保证精甲醇的质量，精馏段灵敏板的温度可以控制的略低反之，则增大回流比，在照顾精甲醇质量的同时，为保持塔釜温度，灵敏板温度可控制略高。对粗甲醇精馏，回流比过大或过小，都会影响精馏操作的经济性和精甲醇的质量，一般在正常生产条件受到破坏或产品不合格时，才调节回流比调节后尽可能保持塔釜的加热量稳定，使回流比稳定。在调节回流的同时，要注意板式塔的操作特点，防止液泛和严重漏液，都将会造成塔内操作温度的混乱。当改变回流比时，由于操作的变动，必然会引起塔内每层板上浓度组成和温度的改变，影响甲醇的质量和甲醇的收率，必须通过调节，控制塔内适宜的温度，达到新的平衡，在粗甲醇含量和产量确定的条件下，甲醇精馏系统正确的设计十分关键。（3）进料量和组成甲醇精馏塔进科量和组成改变时，都会破坏塔内物料平衡和气液平衡，引起塔温的波动，如不及时调节，将会导致精甲醇的质量不合格或者增加甲醇的损失。随着进料量的调节，各层塔板上的气液组成重新分配，可以控制一定的灵敏板温度与之相适应。粗甲醇的组成一般是比较稳定的，只是在合成催化剂使用的前后期随着反应温度的升高而变化较大。但是预精馏后的含水甲醇中，甲醇浓度总会有些小幅度波动。不论是其中甲醇浓度增加或降低，都会造成塔内物料不平衡，形成轻组分下降或重组分上升，引起塔釜温度降低或塔项温度升高，加大了甲醇损失或降低了精甲醇的质量。这时，在回流比仍属适宜的情况下，只需对精甲醇的采出量稍作调节，就可达到塔温稳定，物料和气液又趋平衡如果粗甲醇的组分变化较大时，则需适当改变其进料板的位置，或是改变回流比，才保证粗甲醇的分离效率。当合成催化剂后期生产的粗甲醇进行蒸馏时，有时为确保精甲醇的质量，以保证精馏塔进料位置降低，同时适当加大回流比。如前所述，对粗甲醇精馏塔的操作概念，可以概括如下在稳定塔压的前提下，采用在较高蒸汽速度负荷下操作，既提高传质效果又最经济选择适宜的回流比，降低能量消耗一般在进料稳定和变化缓慢的情况下，通过经常性小量调节精甲醇和重组分的采出量，以保持塔温的合理分布和稳定，维持好塔内三个平衡，使产品甲醇达到质量指标，同时回收副产品重组分，并尽最大可能降低残液中有机物的含量。第二章甲醇精馏工段物料衡算21甲醇精馏原理甲醇精馏的目的，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。本课题研究四塔甲醇精馏工段工艺，,包括预精馏塔、加压塔、常压塔以及回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔,脱除轻组分后,塔底甲醇及高沸点组分通过泵提压后送入加压塔,加压塔顶部出来的气体进入常压塔再沸器换热后,再以回流的方式全部返回加压塔,从加压塔塔顶第2块填料位置采出产品,加压塔塔釜液送入常压塔,常压塔塔顶馏出精甲醇产品,塔釜液送入汽提塔处理,常压塔提馏段侧线采出杂醇油送往回收塔处理,回收塔塔釜液与来自常压塔塔釜液一并送往汽提塔处理。211预精馏塔的作用预塔精馏的主要作用是脱除粗甲醇中的低沸点杂质和可与甲醇形成共沸物的杂质，它们一般由二氧化碳、醚类、胺类、烃类、酯类、醛酮类物质组成。二氧化碳、醚类、胺类等低沸物可随不凝气一起放空。对预塔的作用国内外有不同的看法,主要有两种观点一种认为预塔对保证甲醇的质量有重要作用,国外大都持这种观点,它们的预塔比较高。国内亦有不少厂家的预塔较高,如大庆、吉林、兰州、太原等化肥厂,以及80年代末、90年代初投建的小联醇厂另一种观点认为铜基触媒的选择性好,粗甲醇中杂质少,预塔高度不必太高,甚至将预塔冷凝器直接垂直安放在塔顶,回流量没有计量,早期的小联醇就是这样14。212加碱对甲醇精馏的改善利用NAOH处理在精馏过程中难以分离的杂质，例如粗甲醇中的酸类、酯类等，使其生成较容易被脱出的盐。粗甲醇中含有的有机酸，对设备，管道腐蚀厉害，经过碱的中和作用，减轻了腐蚀，延长了设备、管道的使用寿命。例如羧酸与NAOH反应生成羧酸钠RCOOHNAOHRCOONAH2O还调节了粗甲醇的PH值。在碱存在下，酯发生皂化反应，生成羧酸盐RCOORNAOHRCOONAROH羧酸钠溶于水，易于分离。加碱处理使得一些难分离的杂质，在预精馏塔分解15。213萃取精馏在甲醇精馏中的应用粗甲醇中的一些烃类、酯类杂质，它们常温下与甲醇混溶，但不溶或难溶于水。这些醇溶性杂质对精甲醇水溶性特别敏感，只要甲醇中残存几十G/M3，其水溶液就会混浊，达不到精甲醇水溶性的要求。又因为杂质密度与甲醇密度差距较大，杂质多时也容易造成精甲醇密度指标不合格。这类物质的沸点较高，且易与甲醇形成低于甲醇沸点的共沸物，主要集中在预塔塔顶而大量进入二级冷凝器回流液。这类物质如不在回流液中脱除，就会造成预塔塔釜出料杂质多，影响精甲醇的质量。脱除这些杂质的方法主要是利用其不溶于水的特性。在预塔加入萃取水可提高醛、酮类物质的相对挥发度，从而使其从塔顶采出。16214加压塔的节能效应三塔与四塔甲醇精馏系统充分利用自身热量的回收利用，一是常压精馏塔再沸器采用加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽来加热常压精馏塔釜液，二是精甲醇预热器采用加压精馏塔采出的精醇预热粗醇，因此蒸汽消耗低，随之冷却水用量大大减少。据测算，每吨精甲醇蒸汽消耗约为12095T，与板式塔工艺全部依靠外来低压蒸汽提供热能相比，甲醇消耗要低0304T17。215回流比的选择回流比对精馏塔操作影响很大，直接关系着培内各层扳上的物料浓度的改变和温度的分布。一般情况下，选取适宜回流比为最小回比的132倍。两塔甲醇精馏甲醇主精馏塔的回流比为2025。其调节的依据是根据塔的负荷和精甲醇的质量。为保持四塔精馏系统的稳定操作、降低能耗并减少投资，应选取加压塔回流比R125，常压塔回流比R22；两塔负荷比Q1/Q2059079；并在保持稳定生产、产品质量合格的基础上，R1，R2选取得尽量小。22四塔精馏工段工艺的物料衡算221甲醇精馏工段物料衡算任务已知原料是粗甲醇，成分及含量如下表21粗甲醇组成成分含量（WT）N2和AR002CO2169CH3OH9029CH3OCH3020C2H5OH015C4H9OH015CH3OCCH30005H2O7495合计100设计要求（1）粗甲醇中甲醇回收率不小于99；（2）精馏工段产品为精甲醇，其甲醇含量不低于995222甲醇精馏工段物料衡算计算原理18全塔物料衡算（通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成之间的关系）。连续精馏塔做全塔物料衡算，并以单位时间为基准，即总物料FDW易挥发组分XX式中F原料液流量，KMOL/H；D塔顶产品（馏出液）流量，KMOL/H；W塔底产品（釜残液）流量，KMOL/H；原料液中易挥发组分的摩尔分数；FX馏出液中易挥发组分的摩尔分数；D釜残液中易挥发组分的摩尔分数。W塔顶易挥发组分回收率10DFX塔底难挥发组分回收率WX223甲醇精馏工段物料衡算以精甲醇年产40万吨计，粗甲醇中含甲醇9029，则每年所需粗甲醇总量为400000/09029443017T/Y年工作日以330天计，则精甲醇每日、每小时产量为400000/33012121T/D50505T/H505051KG/H每日、每小时所需粗甲醇量为443017/330134247T/D5594T/H55936KG/H1）粗甲醇组成（1）甲醇含量9029（2）水含量7495（3）轻馏分含量二甲醚02丙酮0005（4）初馏分含量乙醇015异丁醇015（5）不凝气体氮气001氩气001二氧化碳1692）预塔物料衡算1入料粗甲醇入料量55936KG/H碱液每吨精甲醇消耗92的NAOH0811KG，则消耗10的碱液量3768KG/H109285则甲醇年消耗量376824330298T碱带入的水量3768（101）33912KG/H（相当于加入的萃取水量）粗甲醇含水量5593600749541924KG/H水量粗甲醇含水量碱液含水量419243391245315KG/H轻馏分量559360002051147KG/H初馏物5593600031678KG/H不凝气体55936001719565KG/H总入料量粗甲醇量碱液量559363768563128KG/H（2）出料甲醇50505KG/H水量45315KG/HNAOH3768KG/H轻馏分1147KG/H初馏物1678KG/H不凝气9565KG/H其中气相塔顶轻馏分不凝气1147956510712KG/H液相塔底甲醇水初馏物NAOH50505453151678376855212KG/H（3）预塔回流量脱醚塔回流量回流比一般R20,且考虑到节省能源的问题。结合ASPEN简捷模拟取R315则回流量107123153378768KG/H图21预塔全塔物料流程图3）加压塔物料衡算加压塔出料甲醇含量8566（即塔底甲醇含量）（1）入料总入料量出料液相55212KG/H其中水量预出料水量45315KG/H甲醇量预出料甲醇量50505KG/HNAOH预出料碱量3768KG/H初馏物预出料初馏物1678KG/H（2）出料出料水量入料水量45315KG/HNAOH3768KG/H初馏物1678KG/H甲醇（出口水量NAOH初馏物）出料甲醇含量/（1出料甲醇含量）（4531537681678）08566/（108566）28296KG/H采出精甲醇量入塔甲醇量出料甲醇量505052829622209KG/H总出料量总入料量采出精甲醇量552122220933003KG/H其中塔顶液相精甲醇量22209KG/H塔底液相粗甲醇量33003KG/H（3）回流量为保持系统的稳定操作，降低能耗，并减少投资，应选取加压塔回流比R125常压塔回流比R220并且在保持稳定生产，产品质量合格的基础上，R1、R2选取的尽量小。则取加压塔回流比R28回流量RD282220964406KG/H图22加压塔全塔物料流程图4）常压塔物料衡算（1）入料总入料量加压塔塔底总出料量33003KG/H其中甲醇3300308566282704KG/H水45315KG/HNAOH3768KG/H初馏物1678KG/H（2）出料侧线排出量初馏物水甲醇初馏物1678KG/H占（457459）916则侧线排出量1678/0091618319KG/H其中甲醇183190606211105KG/H占6062水18319030235538KG/H（占3023）初馏物1678KG/H（占916）塔底排出残液其中NAOH3768KG/H水入料水侧线排出45315553839777KG/H塔底排出残液中含甲醇量（残液中水NAOH）残液甲醇含量/（1残液中甲醇含量）（397773768）0001/（10001）40194KG/H残液总量水量NAOH醇量3977737684019440194KG/H塔顶塔顶采出精甲醇入塔精甲醇侧线排出残液中含醇量2827041110540194271559KG/H总出料量塔顶精甲醇271559KG/H塔侧线初馏物水甲醇18319KG/H塔底残液NAOH水甲醇40194KG/H（3）回流量回流量RD2271559543118KG/H图23常压塔全塔物料流程图5）回收塔物料衡算（1）入料入料量侧线排出量18319KG/H其中甲醇11105KG/H水5538KG/H初馏物1678KG/H（2）出料塔顶采出精甲醇量1110509736710813KG/H精甲醇占入料精甲醇的97367侧线抽出物甲醇入料甲醇塔顶甲醇1110510813292KG/H（甲醇占2027）侧线抽出物292/20271441KG/H其中乙醇144105764830KG/H异丁G/H水144101374198KG/H甲醇292KG/H塔底其中水入料水量侧线出水55381985340KG/H异丁醇入料异丁醇侧线抽出异丁醇839122717KG/H乙醇入料乙醇侧线出乙醇83983009KG/H总量水量异丁醇乙醇5340717096066KG/H（3）回流液量回流比R取7回流量DR71081375691KG/H图24回收塔全塔物料流程图6）粗甲醇中甲醇回收率甲醇回收率（加压塔采出精甲醇量常压塔采出精甲醇量回收塔采出精甲醇量）/粗甲醇中精甲醇量（2220927155910813）/50505199883第四章常压塔冷却器的设计41确定设计方案两流体温度变化情况精甲醇进口温度71，出口温度49；冷却水进口温度25，出口温度30。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。42确定物性数据18流体平均温度TM和TMTM1（TITO）/2（7149）/260TM1（TITO）/2（2530）/2275平均温度下的物性数据表31各组分物性数据物料项目单位数据物料项目单位数据水密度KG/M3994密度KG/M3760粘度PAS0000725粘度PAS0000344导热系数W/MK0626导热系数W/MK0188比热容KJ/KGK408甲醇比热容KJ/KGK2943421计算总传热系数热负荷QQQ0CP0T0Q0R2715592943（7149）271559/303528/36004972698KW平均传热温差114725304971LN12冷却水用量87753KG/HIWTCQPI08460总传热系数K管程传热系数13710REIUD07259400230023IA80IPIICD40408062175413726027346W/M2K壳程传热系数假设壳程的传热系0290W/M2；污垢热阻0000172M2/W0000172M2/WSIRSOR管壁的导热系数45W/MKKIISISODADBA0001102673450217025472922967W/M2322计算传热面积S1804M2MTKQ167290483考虑15的面积裕度，S115S11518042075M2422工艺结构尺寸管径和管内流速选用2525传热管（碳钢），去管内流速05M/SIU管程数和传热管数1562根SNUDVI245027803694/5157按单程管计算，所需的传热管长度为LS/D0NS2075/3140025157168M取传热管长L9M，则该换热器管程数为NPL/L168/92管程传热管总根数N1572314（根）平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数R7149/302588P3025/71250102按单壳程，多管程结构，温差校正系数查化工原理（上册）第232页图419,可得099T平均传热温差0991212MTT传热管排列和分程方法采用组合排列法，取管心距T125D0，则T12525312532MM横过管束中心线的管数22根CNN19314壳体内径采用多管程结构，取管板利用率08，则壳体内径为1051056657DT803142圆整可取D700MM圆整后，换热器壳体圆筒内径为D700MM，壳体厚度选择10MM。长度定为9000MM。壳体的标记筒体DN70010423折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，折流板的板间距为H025700175MM，则折流板数去折流板间距，则BD30MM,可取B为250MM。73021NB9000/250159块424接管壳程流体进出口接管取接管内甲醇流速为U05M/S,Q271559/760/36000009925M3/S,则接管内径为00253MDUQ4501392取标准管径为50MM管程流体进出口接管取接管内水流速为U05M/S,Q87753/994/360000245M3/S。02498MDUQ450124取标准管径为250MM筒体材料选择为Q235A，单位长度的筒体重110KG/M,壳体总重为1105910015663294KG。波形膨胀节的轴向长度为0156M，见本设计设备图43换热器核算1热量核算A壳程对流传热系数因为是有相变的换热过程，且甲醇蒸汽在水平管束外冷凝，采用凯恩公式估算，即07251/40ATDNG03/2当量直径，由正三角形排列得OEDT42202025143780422M壳程流通截面积SOBD1TDO02507（10025/0032）00383壳程流体流速及雷诺数分别为UOVS/SO02593M/S0387692715REOEUD11456403476259O0725294337602981352581000/30/222/3/0025/0000344/631/44116W/M2B管程对流传热系数I0023RE08PR04ID管程流通截面积SIPIN2407850022314/20049298管程流体流速UIVS/SI0492836/5870497446M/SREIIEUD0725946136403普兰特准数PRPC408107256473I00230626/002136403084730427232W/M2C传热系数KIOISISODRDBK00110273502170254726412997W/M2D传热面积S1461M2SMTKQ1729034该换热器的实际传热面积SPSPCONNLD3140025（9009）314222042该换热器的面积裕度为FNOS104620398传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。换热器内流体的流动阻力管程流动阻力PIP1P2FTNPNS315其中，P1，P2分别为直径及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，PAFT结垢校正因数，无因次，取15，NP管程数，NS串连的壳程数。流速04895M/S，雷诺准数13640（湍流）。设管粗糙度,M100521ID查关系图得0037RE21UDLP0037092497625457PA2UP049763236895PA25457368958744PAIP251管程流动阻力在允许范围之内B壳程阻力SONF21其中，P1流体横过管束的压降，PAP2流体流过折流板缺口的压强降，PAFS壳程压强降的结垢正因数，无因次，取115NS串连壳程数。211UFPBCO其中，F管子排列方式对压强降的校正因数FO壳程流体的摩擦系数，当RE500，F50RE0228NC横过管束中心线的管子数NB折流挡板数管子为三角形排列，F05，NB49，NC12，U01108M/S所以0F02814560593618由式（），得6004PA1P25907632059361831822UDHNB35（35）7055906224906PA60042490684956PA0PC合理压降在常压操作下，操作压力范围0007MPA表压，合理压降为PP/2本冷却器的的操作压力为003MPA表压，合理压降PP/2（00301303）/2006565MPA（绝压）通过比较，管程压降与壳程压降亦在合理范围。44确定折流挡板形状和尺寸选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板，直径为700MM,厚度为10MM。缺口弓形高度为圆形板直径的约1/4，本设计圆整为200MM。折流挡板上换热管孔直径为256MM，共有31478236个；拉杆管孔直径为166MM，每个折流挡板上有4个。折流挡板重量为51KG。选择折流挡板间距H250MM。折流挡板数NBL/H19000/250159块换热管排列的横截面如下图所示图41两管的布局图中圆环形的剖切面表示换热器壳体的剖面换热管分为两个管程,每个管程156根换热管图中各个圆形表示换热管45波形膨胀节冷流体循环水的定性温度为3025/2275热流体废液的定性温度为（7149）/260该换热器用循环水冷却，冬季操作时进口温度会降低。考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体壁温之差较大，因此确定选用带波形膨胀节的固定管板式换热器。波形膨胀节的壁厚与壳体相同，为10MM。根据换热器壳体的公称直径700MM，可知波形膨胀节的公称直径也是700MM，根据公称直径，查化工设备机械基础化学工业出版社，2008书中表169的对应条目，获得波形膨胀节的具体尺寸见换热器设备图46设备主要附件的选择17461接管及法兰的选型（1）管口A管口A为循环水出口。接管管径的确定流量为87753KG/H，密度为994KG/M3，相当于Q87753/994/360000245M3/S。循环水为低粘度流体，在接管中的合理流速U052M/S。本设计取U05M/S。则接管的内径02498M250MM。接管的外径选择为250MM，壁厚选择UQ4501324为8MM，材质为20钢，每米管子的重量1714KG（GBT173951998无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。接管长度的选择接管的长度L选择150MM，则重量为19KG。接管的标记接管9045L125接管法兰的选择查大学工程制图（华东理工大学出版社，2005）表145，接管外径DH159MM的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN150MM。选择公称压力PN06MPA的突面法兰，材料为Q235A，标记为HG20592法兰PL150B06RFQ235A。重量为514KG。该法兰有8个均布在外周的螺孔，使用8个M16螺栓、螺母、垫片与工艺管道连接。（2）管口B管口B为废水出口。废水的流量为271559KG/H，密度为760KG/M3，相当于Q271559/760/36000009925M3/S。废水在接管中的合理流速U052M/S。本设计取U05M/S。则接管的内径00253MUQ450139245MM。（3）管口C管口C为排气口。接管管径的确定接管的外径选择32MM，壁厚选择为35MM，材质为20钢，每米管子的重量246KG（GBT173951998无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。接管长度的选择接管的长度L选择125MM，则重量为0349KG。接管的标记接管3235L100接管法兰的选择查大学工程制图（华东理工大学出版社，2005）表145，接管外径DH32MM的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN25MM。选择公称压力PN06MPA的突面法兰，材料为Q235A，标记为HG20592法兰PL25B06RFQ235A。该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M10螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。（4）管口D管口D为废水进口。接管、法兰与管口A和B的完全相同。（5）管口E管口E为排污口。1接管长度的选择接管的长度L选择90MM，则重量为0493KG。接管的标记接管5735L1002接管法兰的选择查大学工程制图（华东理工大学出版社，2005）表145，接管外径DH57MM的板式平焊钢制管法兰的公称通径DN50MM。选择公称压力PN06MPA的突面法兰，材料为Q235A，标记为HG20592法兰PL50B06RFQ235A。重量为151KG。该法兰有4个均布在外周的螺孔，使用4个M12螺栓、螺母、垫片与配套的法兰盖装配。（6）管口F管口F为循环水进口。接管、法兰与管口A、B和D的完全相同。462左管板的选型（1）管板厚度化工设备机械基础化学工业出版社，2008中有表168管板厚度表。管板的设计压力为管、壳程设计压力中的大者。当设计压力小于1MPA时，取为1MPA；表中的设备壳体内径壁厚最接近本课程设计值的是70010；管、壳程的温度差60275325；根据上述的设计压力、壳体内径壁厚以及温度差，查表得管板的厚度52MM。管板材料为16MN（锻件）。（2）管板形状管板同时起到法兰的作用，密封面为凸面，可以和管箱的法兰密封面为凹面连接。管板直径与管箱法兰的相同，为830MM。外周均布24个18螺孔。（3）管板的开孔开孔和管程隔板密封槽分布情况左管板共有312个安装换热管的开孔和8个拉杆安装孔以及2道管程隔板密封槽（见设备图）。安装换热管的开孔尺寸为了便于在管板上焊接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大04MM,即254MM。开孔形状见设备图。（或者为了便于在管板上胀接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大03MM,即253MM。开孔内表面有两道环向的槽，槽深05MM。管板开孔形状和内表面环向槽的位置、尺寸见下图图42管板开孔形状和内表面环向槽的位置、尺寸拉杆安装孔和管程隔板密封槽的尺寸见设备图。463换热管的选择1选择20钢材质的无缝钢管，规格2525。2换热管的长度为6000MM。3换热管与管板连接采用焊接。或者换热管与管板连接采用胀接。具体见设备图。464左管箱短节的选择1）左管箱短节的内径与壁厚左管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设备壳体相同。2）左管箱短节的长度左管箱短节连接A和F管口。选择左管箱短节的长度为管口接管公称直径的两倍，即2502500MM。选择Q235A材料制作。左管箱短节的标记筒体DN700108L500。3）左管箱短节的材质选择材质选择与换热器壳体相同Q235A465左管箱封头的选择选择公称直径为700MM的标准椭圆封头。壁厚与壳体相同，也是10MM。材质也是Q235A。重量约216KG。标记EHA5508Q235AJB/T47462010。466左管箱隔板的选择1）材质选择普通的碳素钢Q235A。2）管箱隔板厚度的选择由于管程压强降较小，用公式计算隔板厚度会小于GB151规定的隔板最小厚度（换热器公称直径600时，碳钢隔板的最小厚度为10MM），所以直接选择隔板厚度为10MM。3）数量左管箱需要2块相同的隔板。面积2179772468MM2，厚度10MM。4重量单个左管箱隔板重（2179772468MM210MM）78103103KGMM317KG。467左管箱法兰和密封垫片的选型1法兰根据公称直径，查化工设备机械基础化学工业出版社，2008书中表103。选择甲型平焊容器法兰，公称直径700MM，公称压力06MPA，密封面为凹面FM，与凸密封面的左管板连接。外周均布24个16螺孔，用M16双头螺柱与左管板连接。标记法兰FM70006JB47012000。重量为264KG。2密封垫片选择甲型平焊容器法兰用非金属软垫片,公称直径700MM,公称压力06MPA。标记垫片75006JB47042000。重量略。左管箱总重量33241722642651421329KG。468右管板右管板没有拉杆开孔，只有一道管程隔板密封槽，其他与左管板相同，具体见设备图。469右管箱设计1右管箱封头与左管箱封头相同。2）右管箱短节的选择右管箱短节的内径与壁厚右管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设备壳体相同。右管箱短节的长度长度选择50MM。选择Q235A材料制作。右管箱短节的标记筒体DN70010L50。3）右管箱隔板的选择材质选择普通的碳素钢Q235A。右管箱隔板厚度的选择厚度与左管箱隔板相同，为10MM。数量右管箱需要1块隔板。面积1006457361MM2，厚度10MM。重量单个左管箱隔板重1006457361MM210MM78103103KGMM379KG。4右管箱法兰和密封垫片的选型法兰与左管箱的相同。法兰密封垫片与左管箱的相同。长宽厚550124MM。重量略。4610鞍座的选型根据换热器壳体的公称直径700MM，可知鞍座的公称直径也是700MM。选择焊制的有垫板的鞍座左鞍座标记鞍座BI700SJB47121992，右鞍座标记鞍座BI700FJB47121992。根据公称直径，查化工设备机械基础化学工业出版社，2008书中表134的对应条目，获得鞍座的具体尺寸和重量。单个鞍座的质量为