甲醇化工厂毕业设计2部分

1、设备是化工工艺运作的载体，选择合适的设备，对于提高生产率，降低原料，能是的消耗有着重要的作用。5.1 合成系统的设备计算及选型5.1.1 合成塔主要尺寸计算 .入塔气管径d1取u1=10m/s，Vs13由Vs=3600d12u1得：d1= m圆整到100 mm。 .出塔气管径d2取u2=10m/s，Vs23/h，同理可得：d2= m圆整到90mm。 .其它尺寸选定反应管选用342mm钛管，长为，裙座高h=1500mm，上封头高300mm，下封头高300mm，上下接管长各为250mm。则反应器总高：H=1500+3002+2502+4500=6800mm5.1.2 出塔气冷凝器出塔气中含甲醇7.

2、15%加其它未反应气体，通过冷凝器可使出塔气中大部分甲醇和其它产物冷凝下来，以利分离，一般有喷淋式和壳管式，由设计采用管壳式冷凝器。冷凝器传热面积计算平均温度差=气体的平均体积流量V=管子采用无缝钢管气体流速10m/s管子根数=473.6 取474根传热系数K=-3mm-167.2KJ/(m2h)则 K=159.5W/(m2K)则传热面积A=624.175.1.3 甲醇分离器甲醇分离器的作用是将经过冷凝器冷凝下来的液体甲醇和未反应气体进行气液分离，分离出的甲醇在液面控制下在分离器底部减压送粗甲醇贮槽。5.1.4 粗甲醇贮槽贮槽的工作压力为0.6MPa,液体以5MPa减压后，溶于粗甲醇中的气体释

3、放出来，以贮罐气的形式在压力控制下经气体排出口排出，贮槽液体出口管上装有液体控制装置。5.1.5 压缩机压缩机的任务是把合成塔来反应的气体送回甲醇合成塔，其动力由高压蒸汽透平提供。管内气体的平均温度为气体的平均体积流量V=3/s转化管采用用离心浇铸的含25%铬和20%镍高合金不锈钢管管子根数 为留有一定的余量用80根管子传热面积计算 传热系数 =89.18W/(m2)则换热面积 S=管子长度 L=采用火管式，列管六角形排列 管内气体的平均温度气体的平均体积流量 即3/h火管采用mm的无缝钢管管子根数 用353根管子传热系数式中 -导热系数-管子厚度=31.61W（m2K）平均温度差平均温度差=

4、传热面积A 2本工段采用JTL-4常温精脱硫新工艺。第一脱硫塔内装填氧化铁精脱硫剂，第二脱硫塔装填EZX多功能精脱硫剂。操作压力小于15MPa，操作温度1060的常温下操作，空速8001500h-1, 。操作压力 2.2MP 操作温度 40空速 1000h-1由于天然气中含硫量较低，且主要以H2S形式存在，所以对脱硫塔的塔径进行简单的计算。体积流量V1的计算： 即： V13/h脱硫塔的塔径D的计算：u为气体流速 即: u= 则塔内径选400mm停留时间 催化层高度 H=u5.4 精馏系统设备选型及计算精馏工段只有三个塔，即预精馏塔，加压精馏塔，常压塔。这里只对常压塔进行计算。条件：（1）.精甲

5、醇质量：精甲醇含醇：99.95%(wt) 残液含醇：1%(wt) （2）.操作条件：塔顶压力：106Pa塔底压力：106Pa塔顶温度：67塔底温度：105 回流液温度：40 进料温度：124基础数据整理（1）.精馏段平均温度：平均压力：106106) 106表5-1精馏段物料流率物料质量流量：kg/h分子量kg/kmol摩尔流量：kmol/h内回流32标准状况下的体积：V0=22.4= Nm3/h操作状况下的体积：V1=m3/h气体负荷：Vn=68m3/s气体密度：=1液体负荷：Ln=1.613查化工工艺设计手册，时甲醇的密度=721kg/m3=24时甲醇密度=721kg/m3（2）.提馏段

6、平均温度： 入料压力：106106) 平均压力：103106表5-2 提馏段内回流量物料质量流量：kg/h分子量kg/kmol摩尔流量：kmol/h内回流32标准状况下的体积：=22.4= Nm3/h操作状态下的体积：=所以：气体负荷：Vm=5m3/s气体密度：=2.093kg/m3查得进料状态甲醇溶液温度124，含甲醇55.7%，密度为3。塔底含醇1%，可近似为纯水，105，下水的密度为3。所以：液体平均密度=3则液体负荷Lm=8m3/s 初估塔径本设计采用F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT5m，溢流堰高hc。1.精馏段1. 求操作负荷系数C精馏段功能参数：()=()塔板间有效高

7、度H0=HT-HC5-0.05=0.30m查斯密斯图甲醇工学化工工学出版社。得负荷系数：G。又查得时，甲醇的表面张力为：10-5N/cm水的表面张力为：10-5N/cm精馏段甲醇水溶液的平均组成为：甲醇：(0.9995+0.417083 wt则含水为：0917 wt所以表面张力：08310-591710-5 =10-5N/cm所以：C=71.最大流速Umax7133m/sU适330.7=0.793m/s求塔径D D=1.234 m .提馏段1 求操作负荷系数C提馏段功能参数：（）=()84查斯密斯图得G又得时，甲醇表面张力为：10-5N/cm水的表面张力为：10-5N/cm提馏段甲醇水混合平均

8、组成：甲醇：(0.01+0.41714水：1-=平均表面张力：=10-5+078610-5=10-5 N/cm所以：C= =0.0442. 求提馏段Umax0 m/s适= m/s3. 求塔径= m对全塔，取塔径D=1300mm理论板数的计算 .各点的甲醇摩尔分数，设加压塔后甲醇的甲醇摩尔人率为Xf。Xf=精甲醇中甲醇的摩尔分率Xd。Xd=残液中甲醇的摩尔分率Xw。Xw= .处理能力F= =52.07 kmol/h精馏段物料量：D精=F =21.57 kmol/h提馏段物料量：D提=F .平均挥发度：查得124时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH=705.38 Kpa水的饱和蒸汽压P*H2O=22

9、9.47 Kpa105时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH=439.08 Kpa水的饱和蒸汽压P*H2O=123.18 Kpa由=得：124时，124=3.074105时，105=平均挥发度：= .求最小理论塔板数Nm：因为：Xd，Xw；Xd1=0.001Xw1；根椐芬斯克公式：Nm= 块 .求最小回流比各组分参数列表组分进料组成Xi,F釜液组成Xi,Di水甲醇用恩德伍德公式计算：=Rm+1=1-q因为：为露点进料所以：q=1=0=+用试差法求出：，代入：=Rm+1=+故：Rm操作回流比m则= .求实际理论板数查吉利兰图得：则：=所以：N块 .计算板效率1. 求平均相对挥发度与平均粘度的积(、)

10、塔顶塔底平均温度为：(105+67)=8686时：10-310-3则：= Xf+(1-Xf)10-310-3(1-0.417)10-3PaS所以：10-310-32. 查板效率与关联图得：板效率：所以实际板数为： 块 但是，通常甲醇精馏塔塔板数为75-85，本设计选择80块，这是因为：.精馏的精甲醇不是简单的-水系流，其中还有与甲醇相对挥发度较小组分，如乙醇。.在设备的制造和操作中，不可能每一部分都达到最佳状态。.操作变量，如塔内蒸汽速成度，回流比温度，压力等对产品质量影响大。.增加塔板数有利天减小回流比，降低操作费用。 塔内件设计.溢流堰设计塔板上的堰是为了保持塔板上有一定的清液层高度，若过

11、高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效。根椐经验，取清液层高度，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。堰长取Lw1300=858mm堰高：hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度how how=E()-(a)提馏段及精馏段计算结果如下：精馏段提馏段溢流强度i，i=L/Lw,m3/(h.m)i=i=i=5-25适合要求适合要求求E，由(L/Lw查图=E=E=堰上液层高度howHow=2/3How=12/3由(a)计算=5堰高.0124=Hw=圆整到Hw=Hw= .降液管设计Lw=858mm，查阅代工原理(下)天津科学技术出版社，得到：，Wd-降液管弓形宽度mAf-降液管弓形面积m

12、2AT-塔截面积m2Wd1.2=0.182mAT=D2=(1.2)2=1.3267m2Af=0.079=m2降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停锱时间t，一般大于5S，即：t=精馏段：t=5S提馏段：t=5S故降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有：H0=，取，则：精馏段：H0=1m提馏段：H0=0.0115m .塔板布置及浮阀数目与排列：取阀孔动能因子F0=10,计算如下：精馏段提馏段U0=U0=U0=每层浮阀数N=N=N=96=100取边缘高度泡沫区宽度考虑到塔的直较大，必须采用分块式塔盘，取=65mm，按=75mm，=65mm以等腰三角形顺排，示意图如图5-

13、1。图5-1 常压塔塔盘布置图排得阀数为104个，按N=104个重新换算F，计算结果如下：精馏段提馏段U0=m/s=m/sF0=U0=阀孔动能因素变化不大，仍在9-12之间。塔板开孔率：=11.92% 塔板流体力学验算 .气相通过浮阀塔的压降 Hp=Hc+Hl+H.干板阻力精馏段提馏段Uoc=6.193m/sUoc=6.207m/s因为U0UocU0UocHcHc=.板上充气液层阻力。取充气系数0hl=1hL液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。 所以hp=hc+hL 对精馏段：hp=0.025+0.031=0.056对提馏段：hp27=0.052渣塔 为防止淹塔，要求严格控制降流管中液层高

14、度。 Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA、气体通过塔板的压降相当的液降高度hp精馏段hpm 提馏段hp=0.052mB、液体通过降液管的压头损失。 因为不设进口堰：精馏段：hd=0.153()2()2提馏段：hd()2()262C、板上液层高度：hL所以Hd=hp+hL+hd精馏段：Hd=0.05+61=0.1121m提馏段：Hd=0.05+0.05262=0.1122m取=0.5 选定HT5hw则：（HT+hw5+0.039）=所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。雾沫夹带。 泛点率按下二式计算泛点率=100% （A）泛点率=100% （B）板上液体流经长度:ZL=D-2Wd-2=板上

15、泛液面积：Ab=AT-2Af=-2=m2塔釜高Hb=甲醇水系统属无泡沫系统，查化工原理（下）得CF CF CF由（A）式得 泛点率=%泛点率=%由（B）式得泛点率=%泛点率=% 对于D1200的塔而言，由（A）、（B）算出的泛点率都小于70%，则满足雾沫夹带evg（液）/kg（气）的要求，本设计算出的塔径取值刚好1300mm，也以此计算。5.4.6 塔板负荷性能图 .雾沫夹带线泛点率=对于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相对于的泛点率上限可确定，得V-L关系式，按泛点率=70%计算：精馏段：化简得：s+1.273Ls=即：Vs=1.472-Ls由上可知，雾沫夹带线为直线。

16、.液泛线(HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd忽略掉H，有：(HT+HW+0.153()2+(1+0) HW+E()1/3因塔板结构一定，物系一定，则HT，HW，H0，Lw，v，l，0和定值，U0=式中d0，N也是定值，故：上式可简化为：精馏段：Vn2+Ln2+Ln2/3提馏段：2657Vm2+358Lm2+1.459Lm2/3此即常压塔的泛点率。 .液相负荷上限液体在降液管中停锱时间不低于5S为停留时间的上限。由=有：L=则精馏段：Ln(max)=提馏段：Lm(max)= .漏液线对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷由F0=U05，得U0由V=d0NU0=所以：精馏

17、段：Vn(min)=0.0392=0.412 m3/S提馏段：Vm(min)=2=0.413 m3/S.液相负荷下限取板上液层高度m，作为液相负荷下限条件。L(min)=()3/2精馏段：Ln(min)=()3/2=10-4m3/S提馏段：Lm(min)=()3/2=10-4m3/Sm图5-2 精馏段负荷性能图从图中可以看出：.在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处于适合操作区内的适宜位置。.由于液泛线过高，不能在图上表达，因些塔板的气相负荷完全由雾沫夹带控制，下限由漏液线控制，.按固定的液气比，可从图中查出气相负荷的上下限图5-3 提馏段负荷性能图表5-2常压塔工艺计算结果汇总项目数值

18、及说明备注塔径00板间距Hf：m塔板形式单溢流方形降液管整块式塔板空塔气速U：m/S堰长Lw：m堰高Hw：m板上液层高度HL：m精馏段提馏段降这底隙高度h0：m浮阀个数：个104等腰三角形顺排阀孔气速U0：m/S阀孔动能因素临界阀孔气速Uoc：m/S孔心距：m排间距：m单位压降P：mH2O62降液管液体停留时间t：s9降液管内流液层高度Hd：m泛点率液相负荷上限Vs(max)：m3/s雾沫夹带控制气相负荷上限Vs(min)：m3/s104104漏液线控制操作弹性常压塔主要尺寸确定.壁厚选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10mm。.封头采用标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔体相同，即：Sn=10mmhi=1000=300mm，h0=40mm图5-4标准椭圆封头.裙座以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10mm，内径等于塔内径D=1200mm，高度为2m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。 .塔高设计塔釜高取Hb，塔顶高为，顶接管高为3