年产3万吨甲醇精馏工艺设计毕业论文

1、年产3万吨甲醇精馏工艺设计The Design of Single Tower Distillation Process 30kt/aMethanol摘要目录错误！未定义书签。矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。Abstract错误！未定义书签。聞創沟燴鐺險爱氇谴净。引言 1残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。第一章文献综述 2酽锕极額閉镇桧猪訣锥。1.1本课题研究的目的和意义 2彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。1.2 甲醇的简介 2謀养抟箧飆鐸怼类蒋薔。1.2.1 甲醇的性质 2厦礴恳蹒骈時盡继價骚。1.2.2 甲醇的用途 2茕桢广鳓鯡选块网羈泪。1.3甲醇工业的发展及现状 3鹅娅尽損鹤惨歷茏鴛賴。1.3.1 甲醇的消费量 3籟

2、丛妈羥为贍债蛏练淨。1.3.2 世界甲醇工业的发展 3預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。1.3.3 我国甲醇工业发展 3渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。1.4 甲醇精馏的方法 4铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。1.5 工艺流程的选择 4擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。1.6单塔工艺流程的描述 5贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。1.7塔设备的选择6坛搏乡囂忏蒌鍥铃氈淚。第二章精馏塔物料衡算及热量衡算 7蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。2.1 精馏塔的物料衡算7買鯛鴯譖昙膚遙闫撷凄。2.1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 72.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 72.1.3物料衡算72.2 热量衡算82.2.1塔顶冷凝器的热量衡算 82.2.2 全

3、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 143.1.3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 163.2.1操作压力163.2.2操作温度163.2.3平均摩尔质量计算163.2.4平均密度计算173.2.5液体平均表面张力的计算 183.2.6平均粘度计算193.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算 203.3.1 塔径计算203.3.2精馏塔有效高度的计算 223.4塔板主要工艺尺寸的计算223.4.1溢流装置计算223.4.2塔板布置243.5塔板的流体力学验算 253

4、.5.1塔板压降253.5.2液面落差263.5.3 液沫夹带 263.5.4 漏液27綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。 驅踬髏彦浃绥譎饴憂锦。 猫虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。 锹籁饗迳琐筆襖鸥娅薔。 構氽頑黉碩饨荠龈话骛。 輒峄陽檉簖疖網儂號泶。 尧侧閆繭絳闕绚勵蜆贅。 识饒鎂錕缢灩筧嚌俨淒。 凍鈹鋨劳臘错痫婦胫籴。 恥諤銪灭萦欢煬鞏鹜錦。 鯊腎鑰诎漣鉀沩懼統庫。 硕癘鄴颃诌攆檸攜驤蔹。 阌擻輳嬪諫迁择植秘騖。 氬嚕躑竄贸恳彈濾颔澩。 釷鹆資贏車贖孙滅獅赘。 怂阐譜鯪迳導嘯畫長凉。 谚辞調担鈧谄动禪泻類。 嘰觐詿缧铴嗫偽純铪锩。 熒绐譏钲鏌觶鷹緇機库。 鶼渍螻偉阅劍鲰腎邏蘞。 纣忧蔣氳頑莶驅藥悯骛。 颖刍莖峽

5、饽亿顿裊赔泷。 濫驂膽閉驟羥闈詔寢賻。 銚銻縵哜鳗鸿锓謎諏涼。 挤貼綬电麥结鈺贖哓类。 赔荊紳谘侖驟辽輩袜錈。 塤礙籟馐决穩賽釙冊庫。 裊樣祕廬廂颤谚鍘芈蔺。 仓嫗盤紲嘱珑詁鍬齊驚。 绽萬璉轆娛閬蛏鬮绾瀧。3.5.5 液泛273.6 塔板负荷性能图 28骁顾燁鶚巯瀆蕪領鲡赙。361 精馏段塔板负荷性能图 28瑣钋濺暧惲锟缟馭篩凉。3.6.2 提留段塔板负荷性能图 32鎦诗涇艳损楼紲鯗餳類。3.7塔附件及总塔高设计35 栉缏歐锄棗鈕种鵑瑶锬。3.7.1 塔附件设计 35辔烨棟剛殓攬瑤丽阄应。3.7.2 塔总体高度的设计 36峴扬爛滾澗辐滠兴渙藺。3.8 接管的设计 37詩叁撻訥烬忧毀厉鋨骜。3.

6、8.1 塔顶蒸气出口管的直径 37则鯤愜韋瘓賈晖园栋泷。3.8.2 回流管的直径 37胀鏝彈奥秘孫戶孪钇賻。3.8.3 进料管的直径 38鳃躋峽祷紉诵帮废掃減。3.8.4 塔底出料管的直径 38稟虛嬪赈维哜妝扩踴粜。3.8.5加热蒸汽进口管38陽簍埡鮭罷規呜旧岿錟。3.9筛板塔设计计算结果39沩氣嘮戇苌鑿鑿槠谔應。结论40钡嵐縣緱虜荣产涛團蔺。致谢 错误！未定义书签。 懨俠劑鈍触乐鹇烬觶騮。参考文献41 謾饱兗争詣繚鮐癞别濾。附录A34呙铉們欤谦鸪饺竞荡赚。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

7、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。莹谐龌蕲賞组靄绉嚴减。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 99.9%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

8、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。麸肃鹏镟轿騍镣缚縟糶。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 Methanol 納畴鳗 吶鄖禎銣腻鰲锬。Abstract: Through this project is desig ned to un dersta nd the developme nt proce

9、ss of metha nol distillatio n and recycli ng waste of metha nol, the metha nol of waste conv ersi on into en ergy, full use of turni ng waste into treasure, harm in to, which saves n atural resources and en ergy, but also to achieve the purpose of the production profitability, the design introduces

10、the methanol distillati on process. Si nee the waste of metha nol contains a variety of orga nic impurities in and water, n eed refi ning. Due to the small product ion, the desig n uses a sin gle colu mn process tech no logy,the separati on effect of the process is good, easy to operate, the process

11、is simple, with a high practical value風撵鲔貓铁频钙蓟纠庙。Methanol distillation section of the whole process for material balanee ,heat balanee 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 through single column distillation in

12、30kt/a of waste ,methanol into the heat balanee 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 Distillati on colu mn desig n, choice of sieve tray, sieve tower structure is simpler tha n the float valve tower, easeof proce

13、ss in g, large capacity, high tray efficie ncy, lower pressure drop. Sieve tower process desig n calculatio ns as follows, the actual plate nu mber is 32, the rectify ing sect ion is 13 plates, stripp ing sect ion is 19 plates. Sectio n 14 of the feed plate. The number of sieve is 2756, the total he

14、ight of the tower is 18.625 meters, diameter of one meter tower and other releva nt data嗳骇諗鋅猎輛觏馊藹。Key words: methanol distillation ； process design Single tower； Flow chart 铹鸝饷飾镡閌赀诨癱骝。主要符号说明英文字母Aa塔板开孔区面积，m2h w进口堰咼度，mAfh与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱降液官截面积，mAo筛孔总面积，m2Hd降液管内清液层咼度，mAt2塔截面积，mHp人孔处塔板间距，mCo流量系数，无因

15、次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/sdo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，kg 1/2/(s*m 1/2) Pp气体通过每层筛板的压降，PaFo1/2 1/2筛孔气相动能因子，kg /(s*m)t筛孔的中心距，mhw出口堰咼度，mu空塔气速，m/shi进口堰与降液间的水平距离，muo气体通过筛孔的速度，m/she与干板压降相当的液柱高度，m液柱Uo,min漏液点气速，m/shd与液体流过降液管相当的液柱高度，muo

16、液体通过降液管底隙的速度，m/shf塔板上鼓泡高度，mVs3气体体积流量，m /shi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板上清液层咼度，mWd弓形降液管宽度，mho降液管的底隙高度，mWs破沫区宽度，mhow堰上液层咼度，mZ板式塔的有效高度，m希腊字母3充气系数，无因次筛板厚度，m0液体在降液管内停留时间，s粘度，mPa/sp密度，kg/m36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

17、油作为及其重要的能源储量是有限的，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。攙閿频嵘陣澇諗谴隴泸。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 1.2 X103kt，预计到2015年达到约7200万吨。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

18、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。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。趕輾雏纨颗锊讨跃满賺。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

19、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。夹覡闾辁駁档驀迁锬減。45第一章文献综述1.1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。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。，视絀镘鸸鲚鐘脑钧欖粝。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

20、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。偽澀锟攢鴛擋緬铹鈞錠。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：CHOH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

21、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、酯化反应、卤化反应、脱水反 应、甲基化反应等等。 緦徑铫膾龋轿级镗挢廟。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。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

22、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。騅憑钶銘侥张礫阵轸蔼。1.3甲醇工业的发展及现状1.3.1甲

23、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1.2 X103kt，预计到2015年达 到约7200万吨3。我国甲醇的消费增长也很快，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。 疠骐錾农剎貯狱颢幗騮。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

24、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 1991-1998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。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/a镞锊过润启婭澗骆讕瀘。1.3.3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

25、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7000万吨。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

26、要意义。榿贰轲誊壟该槛鲻垲赛。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。邁茑赚陉宾呗擷鹪讼凑。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，贝U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。嵝硖贪塒廩袞悯倉華糲。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

27、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。至U最后制得接近纯态的低沸点组分。该栎谖碼戆沖巋鳧薩锭。1.5工艺流程的选择甲醇

28、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- 步阐述。劇妆诨貰攖苹埘呂仑庙。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6.0 x 105 kJ，即消耗两吨以上的蒸汽，因此降低能耗是十分必要

29、的。 臠龍讹驄桠业變墊罗蘄。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。鰻順褛悦漚縫輾屜鸭骞。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

30、高，操 作难度大。穡釓虚绺滟鳗絲懷紆泺。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。隶誆荧鉴獫纲鴣攣駘賽。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。FL0105-219X14PUJ10W219XL4-卜YiiEO101 A X心咒二忑屮芒”訂2X82X 制宀图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

31、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

32、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 V0103o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。 浹繢腻叢着駕骠構砀湊。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

33、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。鈀燭罚櫝箋礱颼畢韫粝。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

34、同塔径的泡罩塔可增加 1015%o 塔板效率咼，比泡罩塔咼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

35、料及热量衡算。惬執缉蘿绅颀阳灣愴鍵。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M A =32.04kg/kmol水的摩尔质量M B =18.02kg/kmol0.46/32.04xF0.3240.46/32.04 0.54/18.020.999/32.04xD0.9980.999/32.04 0.001/18.020.005/32.04xW0.0030.005/32.04 0.995/18.022.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量M F =0.324 32.04+(1-0.324)18.02=22.56kg/kmol2.1.3物料衡算Md =0.998

36、 32.04+(1-0.998)MW =0.003 32.04+(1-0.003)原料处理量3 107F 二300 24 22.56总物料衡算 F=D+W18.02=32.01kg/kmol18.02=18.06kg/kmol=184.69kmol /h甲醇物料衡算 184.69 0.324 =0.998D 0.003W联立解得D=59.58kmol/hW=125.11kmol/h质量衡算 4167.06 = D+ W4167.06X 0.324 = 0.998D + 0.003W解得： D = 1344.35kg/hW= 2822.71kg/h表2.1物料衡算表进出项目数量（kg/h）项目数

37、量（kg/h）进料F4167.06产品D1344.35塔底出量W2822.71合计4167.06合计4167.062.2 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:图2.1塔顶能量平衡图Qv = Ql Qd Qw式中 Q塔顶蒸气带入系统的热量;Q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 C,改温度也为回流液和馏出液的温度。贞廈给鏌綞牵鎮獵鎦龐。由给定条件知：塔顶的操作压强为P= 101.3kPa(3) 基准态

38、的选择以101.3kPa、64.6 C的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，贝U：Q= Q= 0(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： vHn甲醇(Tb) =39.234kJ/mol vHn水 (Tb) =40.66kJ/mol正常沸点分别为：T b甲醇二337.65K T b水 = 373.15K使用Watson公式计算甲醇和水在64.6 C的汽化焓： =V H m 仃2)八 VHmTX1)0.381 -TM式中 二工一一对比温度；Tc临界温度。TC查的甲醇和水的临界温度分别为：T c甲醇= 513.15K Tc水 = 647.30K对于甲醇： Tr1 = 33765

39、 =0.6580Tr2 = 33775 =06582513.15513.15Hm甲醇=39.234 (1 一6582)0.38 七9.22(kJ/mol)1-0.6580对于水：2 =37315 =0.5765Tr2 = 33775 =0.5218647.30647.3VHm(64.6C) -40.66 (1_0.5218) 0.38=42.58(kJ / mol)10.5765由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：Qv 二VXD Hm甲醇(64.60c) V(1-Xd) Hm水(64.6C)=165.39 (0.998 39.225+0.002 42.58)6=6.48853 10 (kJ

40、/h)代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：Qw = 6.48853 10 kJ/h(5) 冷却水的用量设冷却水的流量为qm,则:Q W qmCp(t 2 t 1)已知：11 30 C 12 45 C以进出口水温的平均值为定性温度：如=宁=弩5 = 3施查得水在37.5 C时的比热容为：Cpm 4.175kJ/(kg. C)qmCpm (t2 _ t1)6.49 1064.175 (45-30)=103632.7( kg /h) = 5750.98( kmol/ h)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图2.2全塔能量平衡图(1) 热量衡算式根据热量衡算式

41、，可得：Qf Qv 二 Qd Qw Qw Ql由设计条件知:Q 5泊0.05 QQF+ 0.95 Q= Q+ QW+ QW式中QF进料带入系统的热量;Q加热蒸汽带入系统的热量；Q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。(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:tf= 77.5 C t d= 64.6 C t 心 99.5 C(3) 基准态的选择以101.3kPa、64.6 C的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，贝U：D=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：64.6

42、99.5 二 82.05C 二 355.2K的比热容计算各股物流的热量。c= 28.68 x 106据：Cpm= a + bT + cT + dT查得：(甲醇) a=19.40b=101.56 x 103(水)a=29.16b=14.49 x 10_3c= 2.022 x 10_6故甲醇的比热容为:Cpm甲醇=19.40+101.56 10 3 355.2 28.68 10 6 355.22= 51.86J/(mol.K)水的比热容为:Cpm水=30+10.7 10 3 355.2-3.3 10“ 355.22= 34.05J /(mol.K)由此可求得进料与釜残液的热量分别为：Qf = Fx

43、fCpm甲醇心 一 64.6) F(1-XF)Cpm水(tF -64.6)= 184.69(77.5-64.6)0.324 51.86 0.997 34.05= 94872.24(kJ /h)QW - WxWCpm甲醇(tW 64*6) W(1 xw )C pm7K (tw _64*6)= 125.11(99.5-64.6)0.003 51.86 0.997 34.05 = 148907.14(kJ/h)将以上结果代入到热量衡算式中：94872.24+ 0.95 Q= 0+148907.14+6.48853 X 106解得：Q= 6886910.421 kJ/h热损失为：Q= 0.05 Q=

44、344345.5211 (kJ/h )(5) 加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为qm，贝U:Q= qm . 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u 2113kJ/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6981782.6616981782.661qmQv _ 6886910421 r 一 2113= 3259.30(kg/h)第三章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

45、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。嚌鳍级厨胀鑲铟礦毁蕲。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：xA2yA，再根据表18数据可得到不同温度下的挥发度，见表3.2Xa(1 Ta)表3.1温度/C液相中甲醇摩尔分数x气相中甲醇 摩尔分数y温度液相中甲醇摩气相中甲醇 摩尔分数y/ c尔分数 x1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591

46、.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/ c挥发度温度/ c挥发度96.47.582784.63293.57.33275.34.03591.26.84373.13.52589.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.46.06667.62.69181.75.501662.534所以一:韦-1-：込宀5 二 4.4

47、5(2) 求最小回流比及操作回流比泡点进料：Xq二Xf =0.324故最小回流比为-：m XF1(： m -1)Xf4.45 0.3241(4.45 -1) 0.324= 0.681取操作回流比为Rmin =冷-yq =0.998-0.681yq-xq 0.681 -0.324= 0.888R=2Fmin =2 0.888=1.776(3) 求精馏塔的气、液相负荷L = RD =1.776 59.58= 105.81kmol/hV = (R +1)D = 2.776 59.58 = 165.39kmol/hL= L + F = 105.81 +184.69 = 290.5kmol/hV = V

48、 =165.39kmol /h(4) 求操作线方程精馏段操作线方程yn 1 =Xnx=1T76R 12.776+ 0998 =0.640 xn +0.360n 2.776(a)提馏段操作线方程L W 290.5y严云丁125 11亦 o.003 756。.0027(b)3.1.2采用逐板法求理论板层数Xqy由yq得x =1+(a-1)兀a(a1)y将:=4.45代入得相平衡方程y 二 y:_(: _1)y4.45 _3.45y(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 y_! = xD 二 0.998由（c）式求得第一块板下降液体组成yi4.45 -3

49、.45y0.9984.45 3.45 0.998= 0.991利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为Xn乞Xw为止,y2 =0.640捲 0.360 =0.994交替使用式（a）和式（c）直到Xn空Xf，然后改用提馏段操作线方程，直到 计算结果见表3.3。表3.3板 12345678号y0.9980.9940.9830.9550.8890.7720.6360.493X0.9910.9740.9290.8270.6430.4320.282 XF0.180板号91011121314y0.3140.1610.0700.0580.0230.0068X0.0930.0410.03440.0140.005

50、0.001 =4.489=2.512:7.582则精馏段的平均挥发度：精丁72.512 4.489 =3.358提馏段的平均挥发度 提J ,7.582 4.489 =5.834（2）全塔效率Et和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：Et =0.49CJl）245计算所以精馏段 Et =0.49 (3.358 0.349)卫245 = 0.471提馏段 Et -0.49 (5.834 0.322) 245 = 0.4214精馏段实际板层数N精二凹 612.74 ：.13块Et0.471提馏段实际板层数N提二N_t818.98 ： 19块E0.42143.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.2

51、.1操作压力塔顶操作压力FD =101.3kPa每层塔板压降P = 0.7kPa进料板压力PF -101.3 0.7 13=110.4kPa精馏段平均压力匕=(101.3 110.4)/2 =105.85kPa塔底操作压力Pw =101.3 0.7 32 =123.7kPa提馏段平均压力P =(110.4 123.7)/2 =117.05kPa3.2.2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一液相平衡图查取塔顶温度tD = 64.6 C进料板温度tF =77.5 C塔釜温度tw= 99.5 c精馏段平均温度tm =(64.6 77.5)/2 =71.05 C提留

52、段平均温度tm, = (99.5 77.5)/2 =88.5 C3.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由 % 二 0.998，x 1 = 0 . 991MVDm =0.998 32.04 (1-0.998) 18.02 =32.01kg/kmolM LDm =0.991 32.04 (1 -0.991) 18.02 = 31.91kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算yF =0.636xf =0.282MvFm =0.636 32.04 (1 -0.636) 18.026.94kg /kmolMLFm =0.282 32.04 (1 -0.282) 18.02 = 21.97kg / kmol 塔釜平均摩尔质量计算由 y1=0.007x 1=0.001M vw=0.007 x 32.04+(1-0.007) x 18.02=18.12kg/kmolM lw=0.001 x 32.04+(1-0.001) x 18.02=18.03kg/kmol 精馏段平均摩尔质量MVm =(32.0126.94)/2 =29.48kg/kmolMLm =(31.9121.97)/2 =26.94kg/kmol提馏段平均摩尔质量M vn=(26.94+18.12)/2=22.53kg/kmolM Lf(21.97+18.03)/2=