甲醇精馏的方案设计书

1、目录设计任务书（委托书） 2前言 3工艺流程图 4主机（精微塔）的设计和计算 51、平衡关系图 52、Rmin,R的选取及N的确定 73、物料衡算 84、塔型的选择及依据 115、塔径D,塔高Z及压降P的计算 126、计算结果列表 15辅机（辅助设备）的选型计算 161、储槽（原料液储槽）的选型计算 162、换热器的选型计算 173、泵的选型计算 194、流量计，温度计，压力计的选择 215、接管的选择 21设备一览表 23选用符号说明 24参考文献 25后记 25前言甲醇俗称木醇，是最简单的饱和脂肪族醇类的代表。分子式为CH3OH,分子量 32.04。为有特殊气味的易挥发、易燃烧的液体。有毒

2、，人饮后能致盲。比重0.791（20） ，沸点64.50，能与水和多数有机溶剂混溶.是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂， 广泛的运用于有机合成、 燃料、 医药、 涂料和国防等工业。随着技术的发展和能源结构的改变， 甲醇有开辟了许多新的用途， 如用于人工合成蛋白,可以单独或与汽油混合作为汽车燃料等。正在研究开发和工业化中，甲醇化工已成为化学工业中的一个重要的领域。甲醇的精馏本设计中就是要将粗甲醇精制成一定纯度的精甲醇以及使排出的废水中甲醇的含量达到预定的要求。本次委托设计的精馏塔的设计要求如下：年处理量为 85000 吨， 粗甲醇的质量浓度为 39.6， 要求出塔是甲醇的质量浓度为 98.8，

3、塔釜排放的废水中甲醇的质量浓度为 0.05。 由于塔顶出塔时甲醇的浓度较高，产品的质量较好，可直接送罐场；而塔釜排出液甲醇的浓度很低，可节省成本（现今甲醇市场价为 11001300 元每吨） ，提高经济效率，而且符合环保要求,无须再进行处理，可直接排放地沟。由于出塔的浓度要求较高，塔釜排放的釜液甲醇的含量要低， 故所要求的塔分离效率要高， 塔板效率也要高， 采用填料塔则造价比相同处理量的板式塔更低， 操作弹性大， 生产能力大， 压力降小等优点； 且在本项设计中， 物料的物性对精馏塔的操作没有影响， 料液处理量也不是特别大，总的来说很适合采所以本设计采用填料塔代替传统的板式塔。总的来说本设计符合

4、设计要求，而且合理正确。工艺流程图1 -原料储槽4-进料预热器7-塔顶水冷器a 进料d 出料3 过滤器6回流泵9-缓冲槽c 釜液出料2 -进料泵5甲醇精储塔8-冷冻液冷凝b -直接水蒸气加热e-排空流程说明：流程如图所示由原料储梢储存原料或上一工段送来回收的甲醇 液。料液通过进料泵加压泵出，再经过滤器、进料预热器，打进精储塔 加料板进料。大部分的塔顶气相由水冷的冷凝器冷凝，含有不凝性气 体的小部分产品甲醇通过冷冻剂的冷凝器冷冻成液体，不凝性气体放 空。所有的冷凝液先是存在缓冲梢内，一部分由回流泵打回塔顶作为 回流液，另一部分则作为产品输送到罐场。由于是甲醇-水混合体系， 可直接用蒸汽加热，所以

5、没有设计再沸器。塔釜釜残液甲醇浓度为0.05%(wt%),可直接排放入地沟，无须再进行处理主机（精储塔）的设计计算1、平衡关系图图二为作图求得的全回流下的最小理论板数，图二为图一的部分放大图。作图求得的最小理论板数为 Nmin=7.9。图一xWXfxD图二xw2、Rmin、R的选取及N的确定由进料浓度：39.6%塔顶浓度：98.8%塔底浓度：0.05%可得Xf=0.2694Xd=0.9789Xw=0.0002813由于泡点进料，可由图得 Xq=XF=0.2694 yq=0.6418故有:Rmin =xd - yq 0.9789- 0.6418yq - xq0.6418-0.2694=0.905

6、2对于指定的物系，RMin只取决于分离要求，这是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。 适宜回流比的数 值范围为R= (1.12.0) RMin,因为增大回流比，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。与此同时，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。为此，我们采用简捷法对 N(R+1)进行优化处理。根据吉利兰图计算Y =

7、 0.545827-0.591422X 0.002743/X故对R取不同的数值，有不同的 N(R+1)值，列表如下:R=1.1R1.2R1.3R1.4R1.5RN21.5418.8917.5716.6315.89N(R+1)42.9939.4138.2437.7037.46R=1.6R1.7R1.8R1.9R2.0RN15.2814.7514.3013.9113.56N(R+1)37.4037.4737.6237.8438.11计算示例：R=1.1Rmin=1.1 X 0.9052=0.9957R RMin0.9957 - 0.9052X0.04534R 10.9957 1Y=0.545827

8、-0.591422X 0.04534+0.0027431+ 0.04534=0.5795- 2Y NMinN 二1 -Y2 0.5795 7.91 - 0.5795=21.54N(R+1)=21.54 X (0.9957+1)=42.99由表中数据可得当R=1.6Rmin时，N(R+1)的值最小止匕时 R=1.448N=15.28图三、图四为作图法求解理论塔板数其中，图三为全视图,图四为图三的部分放大图作图得，所求的理论塔板数N=14.3由图三得:加料口为第八块理论板3.物料衡算年处理量：85000吨 年生产时间：7200hXf=0.2694Xd=0.9789Xw=0.0002813进料量F

9、=年处理量总生产时间1平均分子量78.5 107200132 0.2694 18 (1 - 0.2694)=542.246 Kmol/h> +V0 = D + WFXf = DXd WXwV。=(R + 1)D代入已知量F、Xf、Xd、Xw及R可解得:Vo=364.781Kmol/hD=149.012Kmol/hW=758.015Kmol/h图三图四：xW4、塔型的选择及依据选择塔型时，必须根据分离物料的性质和负荷，要求精馏过程的压力降、温度以及腐蚀程度等条件而决定的，目前主要有板式塔和填料塔两种。根据计算，该塔要求分离效率高，应采用填料塔。填料塔比板式塔具有以下优点：1、生产能力大，单

10、位截面积上 ,填料塔的生产能力高于板式塔；2、分离效率高，工业填料塔每米理论级大都在 2 级以上，最多可达10 级以上，而常用板式塔， 每米最多不超过2 级； 3、 压降小， 通常， 填料塔的压降为板式塔的 1/5；4、持液量小，填料塔，持液量一般小于6%而板式塔高达8%12%; 5、操作弹性大，填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计，可根据实际需要确定填料塔的操作弹性，而板式塔的操作弹性受塔板液泛、液沫夹带的限制，一般较小。该填料塔设计采用散装填料，颗粒体以散装方式堆积塔内，散装填料则选择鲍尔环填料，填料材质为金属。金属填料通量大，气体阻力小，具有较高抗冲击能力、由计算所得的结果来看，要达到设计

11、要求的分离效果，需要较多的理论板数。如采用板式塔，其分离效率低，每米理论板数少，塔高较高，压降大，能耗高，金属耗量大，设备造价高，经济效益低。所以在本次设计中考虑采用填料塔。这是因为填料塔具有以下优点：生产能力大，分离效率高，压降小，能耗低，操作弹性大，持液量小。而且在本次设计的甲醇水体系的物性对精馏塔的操作没有影响，应用填料塔是很适宜的。5、塔径D、塔高Z及压降 P的计算填料塔压降 P的计算安托尼方程为： LnPs=A-T C甲醇的安托尼方程系数：A=18.5875 B=3626.55 C= - 34.29水的安托尼方程系数：A=18.3036 B=3816.44 C= -46.13塔顶压力

12、(tD=66C)P0A=107.628KpaP0B=26.215KpaXa=0.9789Xb=1- Xa故 Pd= P0aXxa+ P°bXXb= 107.628X 0.9789+26.215X (1-0.9789)=105.910Kpa塔釜的压力(tw=104C)P0A=402.106KpaP0b=116.865Xa=0.0002813 Xb=1- Xa故 Pw= P0aXXa+ P0b X Xb=402.106X 0.0002813+116.865X (1-0.0002813)=116.945Kpa所以得精微塔压力降 P=PW-PD = 116.945-105.910=11.03

13、5Kpa、塔径的计算 塔顶各物料的物性：甲醇：A=753Kg/m3L = 0.36mPa S二 A=19.5mN m，水：PB =979.96Kg/m3 " = 0.43mPa S仃 B = 65mN m得 l =755.287Kg m"故工八Lmip.0.988 . 0.012753979.96= 1.324 10”m3KgMd0.988/32 0.012/18= 31.7041Kg Kmol-Md又Pd31.7041273.15105.910:V-1.191522.4TdR22.4339.15101.324甲-MO ：L = 979.96 755.287 = 1.297

14、47Log 1 l =、xLog = -3.4791= - 0.3318mPa S因为WWV=R/(R+1),所以根据埃克特通用关联图有:1.448 Y 1.1915 712.448 八 755.287)0.5=0.02349填料采用DN50金属鲍尔环，此时9 f =66m/g=9.81 N .Kg查表得u2 ：，卜 0.2 =021 故解得 uf = 4.36m/s g :L因设计的填料塔采用的是散装填料，故取泛点率为0.8故 u=0.8Uf=0.8X4.36=3.488m/s在常压下的操作，使得可以用理想状态方程求得MV=nRT/PD=(R+1)DX RT/PD=(1.448+1) X 1

15、49.012 X 8.314 X339.15/105.910/3600=2.698m 3/s日924 Vs4 2.698故得塔径D0.9927m = 1m二 u . 3.14 3.488塔釜各物料的物性：甲醇：A=710Kg m"A=0.23mPaS 二 A=15.1mNm 水：北= 955.44Kg m，北=0.28mPa S 二 b = 59.2mN mmipi0.0005 0.9995710955.44= 1.0468 10m3Kg，故得，=955.274Kg mMw0.0005/32 0.9995/18= 18.0039Kg KmolMw T0PW 18.0039 273.1

16、5 116.945:V0 W0.671922.4 TdP022.4377.15 101.324甲=，o= 955.44 955.384 = 1Log 1L xiLogJi =-3.55286=/L = 0.28mPa S由于 WL /Wv =L /V =(L+F )/V=(RD+F)/(R+ 1)D所以根据埃克特通用关联图有：0.50.5Wl Y Pv 11.448父 149.012 +542.246 Y 0.6719、 八八一L V =II = 0.0551IWv 人 PlJ <2.448 M49.012人955.274)填料采用DN38金属鲍尔环，此时Gf =92m,g=9.81 N

17、 .Kg查表得:ii26 中 r口 )uf f 上 22=019 故解得 uf=6.0956m/sg H广VS=nRT/P=(R+1)DX RT/Pw二(1.448+1) X 149.012 X8.314 X 373.15/116.945/3600=2.688故泛点率：u取内径 D=1m 可解得 Uf=4XVM D2=3.424m/s=3.424= 0 562uf6.0956 0.562、填料层的计算精微段的等板高度（HETP）1=0.9m故精储段的填料层 Z精=N精M（HETP）1=7.829=7.02m提储段的等板高度（HETP）2=0.66m故提储段的填料层 Z提=N提父（HETP）2=

18、6b 0.66=4.29m填料层 Z=Z提+Z精=7.02+4.29=11.31m （4）、压降的校核对精储段:0.5 :V0.5(1.448 丫 1.1915、2.448 人 755.287=0.02349当 u=3.488m/sPv心J 0.2L0.1344得 P 精/Z 精=130x 9.81Pa/m0.5对提储段：W 上 =0.0551WV：L当 u=3.424m/s* f* '上 l。2 = 0.060gJl广得 P 提/Z 提=45x 9.81Pa/m所以彳#A P =AP精/Z精XZ精+P提/Z提XZ提= 130X 9.81X 7.02+45X 9.81 x 4.29=1

19、0.851KPa误差分析E PAP'= 1.71%所得误差小于5%,符合要求6.计算结果列表进料摩尔进料摩尔塔顶摩尔SrS浓度XF浓度XDF(kmol/h)(%)(%)542.24626.9497.89最小回流最小理论回流比塔板数比 RminNminR0.90527.91.448提福段液提福段气精福段气体流量 L，体流量V，体流速(kmol/h)(kmol/h)u(m/s)758.015364.7813.488全塔高度填料塔塔塔顶压力Z(m)径 D(m)(KPa )11.311105.91塔底摩尔塔顶播出塔底播出浓度 X w量量W(kmol/h(%)D(kmol/h)0.2813149

20、.012758.015理论塔板精福段液精福段气体流量体流量数NL(kmol/h)V(kmol/h)14.3215.769364.781提福段气精福段等提福段等体流速板高度板高度u(m/s)Z(m)Z(m)3.4247.024.29塔釜压力 P压降校核误差 E(Kpa )(Pa)(%)116.94511.0351.71辅机（辅助设备）的选型计算1、储槽（原料液储槽）的选型计算a原料液储梢：主要受产品生产和原料的供应周期的影响综合各方面的因素，储梢中的温度取 20c该温度下进料液中各物料的物性如下:3p =899.306Kg/ m甲醇：pi=791Kg/m33水：p 2=998Kg/m故 1/ p

21、 = a 1/ p 1+ a 2/_ _ 3“85000 10Vs 二7200 899.306质量浓度=0.396质量浓度a2=0.604P 2=0.396/791+0.604/988_3=13.127m /h取储梢安全系数为0.7,按大厂计算，取8小时进料量计算,8 V 8 13 1270故所需的储梢实际体积为：V实际=8 = 8= 150.02m30.70.7由于该原料储梢容积较大，故需采用2个储梢并联使用，才能符合要求。且原料储梢工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。由于在常压下操作，不需强抗压能力，故采用立式平底锥盖容器，故选定JB1422-74（两个并联）c3该容器的工称容积 Vg

22、=80m,图号为：R22-00-15,筒体公称直径Dg=4000mm 筒体高度6200mm材质A3F,壁厚8mm设备重量6640Kg，工作容积是75.4 m3（b、中间储梢（缓冲梢）：缓冲梢是储存回流量及出料的储罐。缓冲梢的设置一般要考虑生产，程中在前面某一工序临时停车时仍能维持后面工段的正 常生产，所以要比原料罐的存储量要少的多。由于甲醇精储过程为连续生 产，故缓梢应设计能储存至少 2个小时的用量，且取安全系数为0.7。故可得VSR 1 DMd:D2.448 149.012 31.7041755.287=15.312m3 h可得储梢所需的实际体积VS = % = 2 15.312 = 43.

23、75m3 0.70.7该缓冲梢的工作温度取66C,工作压力取常压，故选用立式平底锥盖容器 系列(JB1422-74)。选取公称容积Vg=50m3,筒体公称直径Dg=3600mm 高度4800mm材质A3F,图号为：R22-00-13,壁厚8mm设备重量4870Kg, 工作容积是46.8 m3,大于计算出的工作容积43.65 m3,符合要求。2、换热器的选型和计算由于甲醇不宜与其它流体混合，故本设计采用间壁式换热器。而采用逆流 操作的原因在于在换热器的传热量 Q及总传热系数K值相同的条件下，逆 流所得的效率比并流要来得高，而且设备利用率较高，操作费用比并流来 得低。对换热器的传热面积，若换热器两

24、端冷、热流体的温差大，可使换 热器的传热面积小，节省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用 量就要大，增加了操作费用。故要选取合适的温差，使各种费用最低。a、原料液换热器的选型：00P = PaXaPbXbLnpA = A -3626.553816.44= 18.5875 =18.3036-T - 34.29T -46.13.0' BLnp b = A - T C其中P端釜压力PW提储段压降P=116945-1893.82= 115051Pa=862.95mmHg Xa =0.2694故解得 T = 361.55K 得 t=88.4C故平均热容在温度 t= (88.4+20) /2

25、=54.2 时，为 CF = 21.31Kcal/(kmol C)由于KAztm = WCF/t故A = WCF/t/KAm 采用过热水蒸气加料(120C)其中= (88.4-20) / (Ln (120-20) / (120-88.4)尸59.21 C由化工设计可知K的取值范围在400600W/rrC),而换热器在使用过程中会形成污垢，导致K的减小，故K取中间值，即K=500W/(m)3故 A= WCFAt/KAtm= 542.24621.31(88.4-20)-10"84 =31.029500 59.21 3600选用固定管板式换热器，型号 G4001V-25-40,标准图号为：

26、JB1145-71-3-42, 公称值40m2,管数为86,管程数为4,公称压力为25Kgf/cm2,公称直径为 400mmb、主冷凝器的选型：塔底温度为66C,物料物性：甲醇汽化潜热r甲醇=1070KJ/Kg水的汽化潜热 r水=2080KJ/Kg故总汽化潜热rD=aDxr甲醇+ (1- aD) xr水=0.988X 1070+0.012X 2080=1082.12KJ/Kg主冷凝器冷凝了 95%的蒸汽，5%为副冷凝器冷凝，故：Q 主=Md(R+1)Dd M.95 = 31.7041M 2.448M 149.012父 0.95 父 1082.12 _ 3302 51KJ/s 36003600.

27、如设冷流体由30c升至40C,热流体由气体冷凝为液体，则 tm=(40-30)/Ln(66-30)/(66-40)=32.73 C总传热系数K的推荐值为2901160W/(m2C),取K值为850W/(m2C)由 Q±=KStm 可得 S = 2 =牺"£ = 1187m2K tm850 32.73选用浮头式冷凝器，型号为：FLa700-160-10-4 ,施工图号为：JFL017,管程数为448,设备净重为4908Kgo计算换热面积为158.2 m2,大于实际的计算换热面积118.7 m2。该换热器的管程平均通道截面积为198 cm2 ,长度L=6000mm 公

28、称压力 Pg=10Kgf /cm2。c、副冷凝器的选型：副冷凝器冷凝了从主冷凝器出来的含一定量甲醇的蒸汽，甲醇冷凝下来，不凝气体排空。Q 副=0.05/0.95XQ 主=0.05/0.95X3302.51 = 173.816 KJ/s副冷凝器冷流体为-5 C的冷冻盐水，经换热后，温度提升至 5 c故4 t 尼5-(-5)/Ln(66+5)/(66-5)=65.87C对总传热系数K,推荐值为240490W/(m2C),现取K=360W/(m2 C)得换热器的换热面积A= Q =173.816 1000 =7.33m2Ktm360 65.87选取浮头式冷凝器，型号为：FLb400-15-25-4。

29、图号为：JFL002。管程数为68,计算换热面积为15.6 m2。该换热器的管程平均通道截面积为53cm2,长度 L=3000mm 公称压力 Pg=25Kgf/cm23、泵的选型与计算该工艺流程具有两个主要的泵装置，一个为进料泵，负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精储。本设计采用离心泵，选择原则根据化工流体输送的特殊性，要求泵操作方便，运行可靠，性能良好和维修方便；还要考虑到输送物料的基本性质，包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件a、料泵的选型:进料液进料时取温度为20C,该温度下物料的密度为:甲醇：PA

30、=7 9Kg m水：Pb =9 9Kg 'm”得平均密度0.396 0.604+791998= 904.288Kg3m-进料流量 Q=V=13.127m3/h考虑到操作中有可能以流量波动以及开车、停车的需要，取安全系数 1.15:得 Q =1.15Q=1.15X 13.127=15.09 m 3/h泵的扬程H=®料口高度+"P+£ hf =裙座高+1m+d +Z提+ &P+£ hf:g:g45 9.81 4.29=3+1 + 1+4.29+- +3+2= 14.50m9.81 908.21查化工工艺设计手册，选取Y型离心油泵65Y-60A

31、,流量Q22.5m3 ,h，扬程 为49m,转速为2950r/min,效率49%,功率N为6.13Kw,电机效率7.5Kw,允许气 蚀余量3.0m。b、回流泵的选型:料液在66c下，其平均密度为P平均=755.287Kg，m，,故其回流流量为空迎” = 15.3m3 h平均755.287取安全系数为 1.15 得 Q =1.15Q=1.15X 15.3121=17.6089 m3/h泵的扬程H材料口高度+ +Z hf =裙座高+1m+Dk料+Z提+ +Z hf 7g:g=3+1 + 1 + 11.31 +130 9 81 7 02130 9.81 7.02 +3+2=22.52m9.81 75

32、5.287查化工工艺设计手册,选取Y型离心油泵65Y-60B,流量Q24m3，h扬程为34m,转速为2950r/min,效率46%,轴功率N为4.83Kw,电机效率5.5Kw。3、流量计、压力计、温度计的选取a、流量计的选取：转子流量计用来测量液体、气体介质的流量，特别适合测量 中小管径、较低雷数的中小流量。故流量计采用玻璃管转子流量计， 安装时必须 垂直安装。现选取LZB-4,测量比为1: 10,精度等级为2.5级被测介质状况为 20 c 120 C。b、温度计的选取：温度计可以采用双金属温度计，该温度计适用测量中、低温， 可用来直接测量气体、液体的温度，具有易读数、坚固耐用等优点。查化工工

33、 艺设计手册，采用防护型号，选取 WSS-401-F公称直径为1200mm测量范围 为 0 c 300 C。c、压力计的选取：压力计的选取，要考虑量程、精度、介质性质和使用条件等 因素。在安装时，应力求避免振动和高温的影响。其量程为稳定压力（1/33/4） 的量程上限，精度工业用在1.5级及2.5级，现选用TG-1200,测量范围为0 1200mmH）,精度等级1.5,最大工作压力6Kgf/cm2。5、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，管径大，则基建费用增加；管径小则动力消耗即运转费用增加。初步选 定流体的流速后，通过计算或查管径算图来确

34、定管径。a、进料管的设计：由进料流量 Vs=13.127m3/h 而一般流速经验值为1.53m/s,现取进料管中流速u=2.2m/s故可得进料口管径D为：c 4 Vs 4 13.127D0.046m二 u3.14 2.2 3600所选规格：管道为中、低压无缝钢管 GB8163-87,16M,管径为657 M 3.5b、回流管的设计:由回流量Vs =15.312 m/h 流速u=2.2m/s,故可得回流管管径 D为:4 Vs4 15.3123.14 2.2 3600=0.051m所选规格：管道为中、低压无缝钢管 GB8163-87,16M,管径为663.5父3.5。c、产品输出管的设计:4 D采中MD木;±1D2二7A36004 149.012 31.7041 0.0333m二 2 3600 753所选规格：管道为中、低压无缝钢管 GB8163-87,16M,管径为645父3.5。d、塔顶输出管的设计:塔底输出管的流速u=20m/s故可得输出管径为:4Vs4 2.6983.14 20=0.4145m所选规格：管道为热扎无缝钢管GB8163-87,管径为G450设备一览表设备位号 设备名称标准图号T301V301V302H301H302A填料塔原料液储梢缓冲梢 预热器 G400IV-25-40R22-00-15R22-00-13JB1145- 7