年产5万吨甲醇双塔精馏项目设计方案

3222322223年产5万吨甲双塔精项目设方案第章

1.1甲甲醇的性质甲醇是一种透明、无色、易燃、有毒的液体，略带酒精味。甲醇最早从木材干馏得到故又称木醇或木精甲醇又名其物理化学性质为点-℃点闪点℃，自燃点℃，相对蒸气密度1.11(空气=蒸气压13.33KPa(100mmHg℃；能与水、乙醇、乙醚、苯、酮、卤代烃和许多其他有机溶剂相混溶；遇热、明火或氧化剂易着火化学分子式为OH分子为极性分子甲醇易燃蒸气与空气能形成爆炸混合物，甲醇完全燃烧生成二氧化碳和水蒸气，同时放出热量[1]

。纯甲醇为无色透明略带乙醇气味的易挥发液体，沸℃熔点-℃，和水相对密度为0.7915(20/4)℃甲醇能和水以任意比相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点混合物甲醇能和一些盐如MgCl等形成结晶化合物，称为结晶醇如OH、MgCl·6CHOH，和盐的结晶水合物类似，甲醇蒸气能和空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.0～（体积醇燃烧时无烟，火焰呈蓝色。甲醇具有脂肪族伯醇的一般性质连有羟基的碳原子上的三个氢原子均可被一一氧,或脱氢生成甲,再氧化成甲,酸氧化的最终产物是二氧化碳和水。试剂甲醇常密封保存在棕色瓶中置于较冷处。甲醇有较强的毒性，对人体的神经系统和血液系统影响最大，它经消化道、呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸道粘膜和视力。急性中毒症状有：头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。慢性中毒反应为：眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、现力减退、消化障碍。甲醇摄入量超过4就会出现中毒反应，误服一小杯超过就能造成双目失明，饮入量大造成死亡。致死量为30升以上，甲醇在体内不易排出会发生蓄积，在体内氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生产工厂，中国有关部门规定，空气中允许甲醇浓度为53

，在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具，废水要处理后才能排放，允许含量小于。甲醇的中毒机理是，甲醇经人体代谢产生甲醛和甲酸（俗称蚁酸，然后对人体产生伤害。常见的症状是，先是产生喝醉的感觉，数小时后头痛，恶心，呕吐，以及视线模糊。严重者会失明，乃至丧命。失明的原因是，甲醇的代谢产物甲酸会累积在眼睛部位，破坏1

视觉神经细胞[。甲醇中毒，通常可以用乙醇解毒法。其原理是，甲醇本身无毒，而代谢产物有毒，因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。甲醇和乙醇在人体的代谢都是同一种酶，而这种酶和乙醇更具亲和力。因此，甲醇中毒者，可以通过饮用烈性酒（酒精度通常在度以上）的方式来缓解甲醇代谢，进而使之排出体外。而甲醇已经代谢产生的甲酸，可以通过服用小苏打（碳酸氢钠）的方式来中和。工业上用一氧化碳和氢气的混合气（合成气）在一定的条件下制备甲醇。甲醇可用做溶剂和燃料，也是一种化工原料，主要用于生产甲醛HCHO业酒精里含有甲醇，但是工业酒精的主要成分还是乙醇。甲醇的用途目前，甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要基础有机原料。甲醇为重要的化工原料，使用范围非常广泛。主要用于制造甲醛、纤维素、甲基化反应、萃取剂、橡胶加速剂，也可作染料、树脂、人造革、火漆薄膜、玻璃纸、喷漆等的溶剂以及油漆、颜料去除剂、有机合成的中间体等，也可用作燃料、焊剂。随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又开辟了许多新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，蛋白转化率较高，发酵速度快，无毒性，价格便宜。甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，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，也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇是容易输送的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，用它作为汽油添加剂可起节约芳烃，提高辛烷值的作用，汽车制造也将成为耗用甲醇的巨大部门，甲醇的消费已超过其传统用途，潜在的耗用量远远超过其化工用途，渗透到国民经济的各个部门。特别是随着能源结构的改变，甲醇有未来主要燃料的候补燃料之称，需用量十分巨大。我国目前甲醇的产量还较低，但近年来发展速度较快，近五年来甲醇的生产规模有了突飞猛进的发展。从我国能源结构出发，甲醇由煤制的技术已经成熟，近几年由煤制甲醇的工艺已经全面工业化生产，将来在我国甲醇有希望替代石油燃料和石油化工的原料，蕴藏着潜在的巨大市场。我国甲醇工业无疑将迅速发展起来。1.2甲甲醇的生产工艺发展1923年德国公司首先用合成气在高压下实现了甲醇的工业化生产，直到19652

年，这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。1966年英国ICI司开发了低压法工艺，接着又开发了中压法工艺。年德国的公司相继开发了适用于天然气－渣油为原料的低压法工艺。由于低压法比高压法在能耗、装置建设和单系列反应器生产能力方面具有明显的优越性，所以从年代中期起，国外新建装置大多采用低压法工艺。世界上典型的甲醇合成工艺主要有ICI工艺、工艺和三菱瓦斯化学公司(MCC工艺。目前，国外的液相甲醇合成新工艺具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点[。我国的甲醇生产始于年，50年代在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置年代建成了一批中小型装置并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺。年代四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的95kt/a低压法装置，采用英国ICI技术。1995年12月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的200kt/a甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺利投产，标志着我国甲醇生产技术向大型化和国产化迈出了新的一步2000杭州林达公司开发了拥有完全自主知识产权的低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被ICI、等国外少数公司所垄断拥的局面，并在年获得国家技术发明二等奖。2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。南京国昌化工科技有限公司研发的GC型轴径向低压甲醇合成塔技术，通过了中国石油和化学工业协会组织的鉴定专家认为该甲醇合成塔结构新颖计合理，属国内首创，填补了我国轴径向低压甲醇合成塔的空白。该项目为我国甲醇工业提供了一种技术先进、造价低且易于大型化的新型合成装置。该技术已于年底在山东久泰化工科技有限公司年产5吨低压甲醇装置上首次运用成功。甲醇市场状况自2002年初以来，我国甲醇市场受下游需求强力拉动，以及生产成本的提高，甲醇价格一直呈现一种稳步上扬走势。甲醇市场价格最高涨幅超过100%，醇生产的利润相当丰厚，效益好的厂家每吨纯利超过了元/吨，因而甲醇生产厂家纷纷扩产和新建，使得我国甲醇的产能急剧增加。目前在建或拟建的大型甲醇项目主要有：中海石油化学有限公司在海南建设的年产180万吨甲醇项目，其中第一期工程为年产万吨甲醇；山西焦化集团有限公司年产12万吨的甲醇技术改造项目；内蒙古鄂尔多斯市华建能源化工有限公司的年产100万吨甲醇项目，其中第一期工程年产万吨甲醇；我国陕西榆林天然气化学工业公司在陕西榆林的30吨/年甲醇装置，建成后，甲醇生产能力将增加到73万吨年；山东兖州煤业股份有限公司在陕西榆林投资建设年产万吨甲醇工程，其中一期工程为年产60万吨甲醇；3

哈尔滨气化厂的年产25万吨的新建甲醇装置，新装置建成后，该厂的甲醇生产能力将接近40万吨/年；香港建滔化工集团与重庆长寿化工园合资建造的年产75万吨甲醇项目，重庆化医控股（集团）公司与日本三菱化工合资兴建的年产85万吨甲醇项目，届时重庆的甲醇总产量将达到200吨，长寿化工园也将成为全国最大的天然气化工基地。据粗略统计，这些新建甲醇装置如果全部建成投产，新增加的年产能至少在500吨以上，将对我国甲醇市场供求关系产生明显的影响[3]甲醇的发展方向

。以甲醇为中间体的煤基化学品深加工产业：从甲醇出发生产煤基化学品是未来C1化工发展的重要方向。比如神华集团发展以甲醇为中间体的煤基化学品深加工，利用先进成熟技术，发展“甲醇－醋酸及其衍生物”，利用国外开发成功的或MTP进技术，发展“甲醇－烯烃及衍生物”的2大系列[10]

。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。随着C1化工的发展，由甲醇为原料合成乙二醇、乙醛和乙醇等工艺正日益受到重视。甲醇作为重要原料在敌百虫、甲基对硫磷和多菌灵等农药生产中，在医药、染料、塑料和合成纤维等工业中都有着重要的地位。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景[4]。4

f21f21第章工2.1甲精馏原理精馏是根据在相同温度下，同一液体混合物中不同组分的挥发度不同，经多次部分气化和多次部分冷凝最后得到较纯的组分实现混合物分离的操作过程轻组分Y重组分X的混和液X进入第一分离器若将第一级溶液部分气化得到气相产品冷凝液然后再将冷凝液在第二级分离器中部分气化经第二级冷凝器冷凝得溶液中的组分Y必大于Y，这种部分气化部分冷凝的次数(即级数)越多，所得轻组Y浓度越高，最后几乎可得到纯态的易挥发组分。同理，若将从各分离器所得溶液产品进行多次部分气化和分离，那么这种级数愈多，得到的溶液组分X浓越高，最后可得到几乎纯态的难挥发组分[甲醇精馏的任务

。甲醇精馏是甲醇合成的下游工序，其基本任务是将甲醇合成工段送来的粗甲醇先在预塔内精馏脱除甲醚等轻的组分，然后进入主塔进行精馏，在塔底脱除重组分，在塔顶脱除轻组分，然后在塔顶合适位置采出合格的产品。甲醇精馏工艺流程的选择目前，总体来说甲醇精馏的工艺大体可分为双塔工艺流程和三塔工艺流程。（1）双塔精馏工艺该流程为我国以前老的甲醇装置中采用是较广的一种精馏流程。粗甲醇先经预精馏塔，经预精馏后的含水甲醇直接由泵输送经热交换器后再至主精馏塔，最终在主精馏塔将甲醇与水、重组份及残余轻组份进行有效分离一得到精甲酵产品[6]（2）三塔精馏工艺

。三塔流程是目前甲醇生产装置应用最广泛的精馏工艺，粗甲醇按次序分别进入预精馏塔、加压塔和常压塔逆行精馏，大部分轻组份在预精馏塔去除，加压塔和常压塔均采出产品，约各占一半。三塔精馏与双塔精馏的区别在于三塔精馏采用了两个主精馏塔，一个加压操作，一个常压操作，利用加压塔的塔顶蒸汽冷凝热作为常压塔的加热源，既节约了蒸汽，也节约了冷却用水。每精制1t精甲醇约节约1t蒸汽，所以三塔精馏的能耗较低。三塔精馏工艺流程具有精馏能耗低、操作稳定、产品质量好等突出优点，但操作相对比较复杂。5

双塔精馏工艺投资省、建设周期短、装置简单易于操作和管理。虽然消耗高于三塔精馏工艺，但在年产吨生产规模以下时其技术经济指标较占优势，其节能降耗途径可以采用高效填料来达到降低蒸汽消耗的目的。在年产5万吨生产规模以上时，宜采用三塔精馏技术，虽然一次性投资较高，但是操作费用和能耗都相对较低，生产实践证明双塔精馏流程简单、操作方便、运行稳定，能满足甲醇生产要求。本设计是年产吨故采用双塔精馏工艺[

。甲醇精馏设备的选择甲醇精馏工段的设备有：粗醇贮槽，精醇贮槽，杂醇油槽，各溶液输送压力泵、主塔、预塔、冷凝器、水冷器、预热器、再沸器、残液槽、地下槽、回流液槽及所属阀门、管道、仪表等。精馏的主要设备是精馏塔，精馏塔设备一般分为板式塔和填料塔。则两塔比较如下：（）填料塔操作范围较小，对于液体负荷的变化特别敏感。当液体负荷较小时，填料表面不能很好地润湿，传质效果急剧下降；当液体负荷过大时，容易产生液泛。板式塔具有较大的操作范围。（）填料塔不宜处理含固体悬浮物的物料，而某些类型的板式塔（如大孔径穿流板塔）可以有效地处理这种物系。另外，板式塔的清洗亦比填料塔方便。（）当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时，填料塔因涉及液体均布问题而使结构复杂化，板式塔可方便地在塔板上安装冷却盘管。（4）填料塔直径可以很小。板式塔直径一般不小于0.6m。（5）板式塔的设计比较准确可靠。安全系数较小。（6）塔径不大时，填料塔因结构简单而造价便宜。（）填料塔适用于易起泡物系和腐蚀性物系，因填料对泡沫有限制和破碎的作用，可以采用瓷质填料。（）对热敏性物系宜采用填料塔，因为填料塔内的滞液量比板式塔少，物料在塔内的停留时间相对短。（9）填料塔的压降比板式塔的小，因而对真空操作更为适宜。一般与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大[8]。常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔的研究开发远6

较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。筛板塔的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的％，为浮阀塔的80左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加～％。（3）塔板效率高，比泡罩塔高％左右，压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。但筛板塔的主要缺点有：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～；小孔筛板容易堵塞。由于过去对于筛板塔的性能研究并不充分，认为操作不易稳定，所以没有普遍采用，直到世纪的50代初，对筛板塔结构和性能作了较充分的研究，认识到了只要设计合理和操作正确，同样可以获得较满意的塔板效率，以及可观的操作弹性，所以近年来筛板塔的应用又日渐广泛[。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。浮阀塔的特点有：（）生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大～，与筛板塔接近。（）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。（）塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。（）气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。（5塔的造价较低浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～但是比筛板塔高～。7

但是浮阀塔的抗腐蚀性较（防止浮阀锈死在塔板上所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，高效率塔板的不断被研制出来浮阀塔的推广并不是越来越广近几十年来人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适[国内常用的浮阀塔有三种，F1型，V-4型与型V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。综上所述，由于本次设计是针对甲醇精馏体系，所以采用常压板式型浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。甲醇精馏操作压强的选择精馏可以常压加压或减压条下进行确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用[11]

。本次任务主要是甲醇和水体系，甲-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。甲醇精馏物料进料热状态的选择进料热状态有五种。原则上在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用即宜冷也进料但为使塔的操作稳定免受季节气温的影响，常采用泡点进料这样塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即[12]。甲醇精馏加热方式的选择塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适8

用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。2.2甲图甲双塔精馏流程图实际工艺流程叙述：来自合成工段的粗甲醇首先进入粗甲醇贮槽内，然后经过预塔给料泵加压到后和适量的软水混合，(控制预后比重为～，再进入粗甲醇预热器，加热至65℃左右进入预塔，加热釜液至℃左右为塔内溶液提供热量，塔顶的气体进入预塔冷凝器冷凝≤50℃的液体后进入预回流槽，从预回流槽出来的液体经预回流泵加压到0.24MPa后进入到预塔顶进行回流，为预塔提供必需的传热，传质介质，用预塔回流量控制预塔顶在℃左右塔顶气体中未被冷下来的气体即轻组分进入排汽冷凝器进一步冷凝回收有用的甲醇组分其他轻组分则由自调阀控制压力0.015MPa后放空。预塔底的液体经过主塔给料泵加压到0.24MPa后再经自调阀控制一定的预塔底液位后进入主塔，主塔下设主塔再沸器，用低压蒸汽加热釜液温度为105℃，为主塔精馏提供必需的热量，塔顶的气相进入主塔冷凝器冷凝50℃的液体，进入主回流槽内，再经主回流泵加压至0.5MPa后返回塔顶进行回流，为主塔顶提供必需的传质、传热介质。塔顶温度用回流量控制在65℃保持回流比为1.52.5之间塔顶压力≤0.06MPa主塔冷凝器中未被冷凝下来的轻组分进入排气冷凝器中进一步冷凝，回收有用的甲醇组分，未被冷凝的气体放空处理。精甲醇产品由塔顶采出(据实际情况选择不同的采出)，采出的精甲醇首先进入产品冷却器中冷却到℃后经过流量计进入精甲醇贮槽计量液位再经精甲醇泵9

加压到0.24MPa后送往罐区外销。主塔溶液中还有一部分沸点介于甲醇和水之间的物质，大多为异丁基油，由主塔采出，经杂醇油冷却器冷却到40℃后进入杂醇油贮槽计量液位，再经杂醇油泵加压到一定压力后外送。主塔底的组分主要为水，经调节阀控制40～的液位后进入残液水冷器，冷却到温度≤40，然后进入残液槽再经残液泵加压到2.5MPa后送往造汽使用或通过供水窨井流到污水处理培养细菌用。10

33249223324922第章工3.1物已知：年产5吨甲醇精馏，精甲醇的甲醇含量99.95%，粗甲醇中含甲醇年工作日以340计。则每小时生产精甲醇的量为：

5000034024

/h表粗醇组成表组分名称

CO

2

CO

H

2

4

N

2

)O

Ar

OH

H

CHOH组成

二甲醚由甲醇脱水形成异丁醇由与H的量控制不当而合成的副产物水则是由于CO与H合成甲醇时的产物水的含量比较高本次设计比二甲醚轻的按二甲醚计算。预塔物料衡算（1）进料

6127.451粗甲醇入料量为：6513.714kg/h94.07%其中：二甲醚：0.7%/h甲醇：水：

94.07%6127.451kg//h异丁醇：3.257/h碱液：为了防止工艺管路和设备的腐蚀，先以5%的氢氧化钠溶液和粗甲醇中的酸性物质反应，使其呈弱碱性，每吨精甲醇的耗碱量按计[。则消耗纯氢氧化钠6.127451kg/换成碱液：

kg/h碱液中的水95%kg软水：软水的加入量按精甲醇的20%计，那么需要补加软水：6127.45120%/从主塔回流液中来的初馏物以入塔粗甲醇计算，既：2%130.274/h11

3234323432343234将以上计算结果列下表：表预进料组成表物料量kg/h粗甲醇

OH

H

NaOH

)O

CHOH

合计碱液软水

初馏物

130.274

130.274合计

（2）出料

塔底：甲醇6257.725kgh塔底：水

粗甲醇中水：/h碱液带水：软水：合计：

11.647h1213.843/h/h塔底异丁醇及高沸物：塔顶二甲醚及低沸物：将以上计算结果列与下表：

kg/h/h表预出料流量及组成表物料量kg/hCHOHOHOH

合计塔顶塔底合计

45.5960.6133.2570.61345.596主塔物料衡算（1）进料（2）出料

预后粗甲醇：7824.495kg/h釜残液中甲醇含量约为12

从主塔回流液中采出预塔入料量到预塔收集槽，计算时以100%甲醇计算为：2%130.274/h残液排放包括水碱甲醇及高沸点物等其中甲醇含设残液量为Xkg/则：后甲醇中水量＋碱量+高沸物+残液中的甲醇量X1562.93.2570.01解得

X/h釜残液中甲醇为：塔顶甲醇为：釜液中：甲醇水

1582.5960.0115.826kg/6127.45115.826kg/kg/hkg/hNaOHh高沸物根据以上计算得到表:

kg/h表甲精馏塔物料平衡汇总（单位kg/h）成分甲醇NaOH水高沸物合计

物料

常压塔出料

常压塔釜出料

主塔回流液采出130.274130.2743.2热预塔的热量衡算（1）带入热量取回流液与进料量之比为1:4。表3.5带热量13

进热项

热蒸粗甲醇

软水

碱液

回流液目

汽成分

二甲醚

甲醇

水

异丁醇

水

碱+水

甲醇

水流量温度℃比热℃焓热量

337.413.2571967.52365782.314.187

kJ/h

489.039

Q

有：＝Q入

粗甲醇

＋

软水

＋

回流液

＋

蒸汽＝＋＋91827.819＋＋＋＋337626.947＋

蒸汽

＝＋Q

蒸汽（2）带出热量表带的热量出热部分

塔顶

塔底

热损失成分

二甲醚

回流液

甲醇

水＋（碱液）

以5%计液体比热

3.2234.26℃流量kg/h液体冷凝热

1226.103

1046.75温度℃热量kJ/h

那么：＝Q出

二甲醚

＋

回流液

＋

预后甲醇

＋

损＝31567.935＋＋＋＋5%Q

人14

1111＝＋5%Q根据能量守恒：

入＝Q入

出

既：＝＋5%Q入

入则：＝Q＝入出所以

蒸汽

＝2677228.636KJ/h已知水蒸气的汽化热为2118.6KJ/kg则需要蒸汽量为：1蒸汽

2118.6

根据以上计算的结果列出预塔热量平衡表:表预热量平衡表带入热量kJ/h

带出热量塔侧粗甲醇入热塔顶加入冷凝残液入热塔顶回流液入热加热蒸汽总入热

塔顶二甲醚出热塔顶回流甲醇蒸汽塔底预后粗甲醇热损失总出热

冷却水用量计算假设入口冷却水的温度为℃口冷却水的温度℃均比热为：＝Q入

甲醇

＋

甲醇蒸汽

＝＋2428454.613＝3758074.161KJ/h＝Q出

二甲醚

＋

回流液

＋

损失

＝31567.935＋337626.947237248.651606443.533KJ/h＝Q－Q＝－＝3151630.628KJ/h传入出又因为:＝G（40－30＝3151630.628KJ/h传水所以得到＝75271.809kg/h水主塔的热量衡算设计的操作条件为：塔顶温65℃，塔釜温105℃，进料温70，回流液温度为40，冷却水进口温度℃，出口温度℃，取回流比为。（1）物料带入热量表物带入热量表15

物料组分流量kg/h温度℃比热℃热量kg/h

甲醇

进料

水＋碱

回流液甲醇

再沸器加热Q那么：＝Q入

进料

＋

回流液

＋

加热＝1338652.532+458250.025+1165333.787+Q

加热＝2962236.344+Q（2）物料带出热量

加热表物带出热量表物料

精甲醇

回流液

釜液

热损失成分流量kg/h温度℃比热℃潜热kJ/kg热量

甲醇1046.75

甲醇1046.75

甲醇

水＋碱

那么：＝Q出

精甲醇

＋

回流液

＋

釜液

＋

热损失＝7573220.119＋

入＝根据能量守恒有Q＝Q入出即：＝入所以＝19627267.07KJ/h蒸汽

入入

则：

＝Q＝入出已知水蒸气的汽化热为2118.6KJ/kg，则需要蒸汽量：

蒸汽

19627267.072118.6

9264.263kg/冷却水用量计算：对于热流体：＝Q入

产品精甲醇

+Q

回流液

＝7573220.119+13470367.19＝21043587.31KJ/h16

12121212＝Q出

精甲醇液

＋

回流液

＝6111.625××＝1888950.187KJ/h＝Q（1－5%）－Q＝×95%＝18102457.76KJ/h传入出所以冷却水的用量为：

水

432349.123h精馏系统能量结果汇总（1）外加蒸汽总量为：

蒸汽

＝

蒸汽

＋

＝1263.678＋＝10527.941kg/h蒸汽（2）冷却水总量为：G＝＋G＝75271.809＋432349.123＝507620.932kg/h水水水（3）热量平衡汇总见下表：表精系统能量衡算总表项目

物流进料回流

预塔

主塔带入热量加热合计塔顶出料塔釜出料

带出热量热损失合计

17

第章精4.1设（1）产品甲醇含量达到99.95%（2）釜残夜甲醇含量约为1%（3）生产能力为年产5吨精甲醇产品（4）操作条件：单层塔板压降：塔顶温度：塔底温度：回流液温度：进料温度：4.2设

0.9KPa65105℃4070本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储槽。4.3塔各点的甲醇摩尔分数（1）预后甲醇中的甲醇摩尔分数F

0.692

（4-1）（2）精甲醇中甲醇的摩尔分数99.95D

99.9518

（4-2）（3）残液中的甲醇摩尔分数18

（4-3）处理能力进料量：

32

kmol/

（4-4）精馏段物料量：D

FD

0.00560.0056

195.262h

（4-5）提馏段物料量:WFDFD

0.0056

kmolh

（4-6）最小理论板数Nmin（1）平均挥发度

查数据手册得到以下数据[14]：甲醇的饱和蒸汽压：105时为70℃时为125.15KPa65℃时为103.19KPa水的饱和蒸汽压：105时为70℃时为31.18KPa65℃时为25.02KPa由下面公式计算：=

*p*H

（4-7）65时为：

D

OHHO

70时为：

F

125.15105℃时为：19

DxqFFxFDxqFFxF

411.38120.79

3.405平均挥发度：105（2）最小理论板数（不含再沸器）

3.4053.74已知：X＝，X＝0.0056;根据芬斯克公式[

得：N

min

lg

D

D

lg

0.999

0.0056

8.16块最小回流比因为是泡点进料，所以，X=X=0.692。则最小回流比为R

min

1x

DF

3.74D10.692

0.522取回流比为最小回流比的2倍，则：R

2min

1.0440.5221.044

0.255理论板数根据

min

0.255；查吉利兰关联图[

得到：min

0.406则：8.16

0.406解得：N＝块进料位置N

lg

D

lg

xDD

F

lg

lg

0.999

0.692

块圆整后取：

4块，所以适宜的进料位置在第四块板。20

11全塔效率的估算全塔平均温度为：2在温度85下查得水的粘度[

：

水

0.3355

在温度85下查得甲醇的粘度[那么：

甲醇

0.265-3Pa甲醇

x

（4-8）

Pa全塔效率为：0.49T

L

0.49

1

100%48.16%

（4-9）实际板数实际进料板：N

N4（）48.16%T圆整后取9实际板数为：NP

NE

48.16%

块

（）圆整后取32，本设计采用块板。主要原因有：原料液粗甲醇不是简单的甲醇和水的混合物，还有与甲醇相对挥发度较小的组分；选用的塔板数较多可以减小塔径，但一定会造成塔高过高，对塔的制造成本较高，操作的成本也会较高。精操作压力及温度（1）操作压力进料板压力：109.43KPaF精馏段平均压力：21

DDm

101.33109.432

塔釜板压力：32130.13KPaW提馏段平均压力：m

109.43130.132

（2）操作温度表甲和水的安托尼系数安托尼系数HO

A7.074067.19736

B1657.461574.99

C

Min～～168～91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。则HO的安托尼方程[17]：lgp

*A

7.07406

t

A

1657.46

（）的安托尼方程[17]：lgp

*

7.19736

t

（）由泡点方程试差[得当

t℃时D

Kixi同理可求出

t℃时F

Kixit

W

℃时

Kixi所以：塔顶温度进料板温度塔釜温度则：精馏段平均温度为：

t=℃t=70Ft℃Wt

652

67.5

提馏段平均温度为：t

105702

C全塔平均温度为：22

mmt

652

C平均摩尔质量的计算（1）塔顶平均摩尔质量0.999xM32/kmolVDm0.999（2）进料板平均摩尔质量0.865xFF0.692

VF

kg/（3）塔釜平均摩尔质量计算yW

x0.0056W0.028kg/kmol

0.0056/（4）精馏段平均摩尔质量

M

31.986VFm2

kmol

LM

LDm

31.98627.688LFm2

29.837kg/kmol（5）提馏段平均摩尔质量

M

VFm

VWm2

24.251/LM

LFm

18.0782

/kmol平均密度及体积流量的计算查《化学工程设计手册》[18]得到：℃时甲醇

＝3t

87.5时

＝

3进料板的质量分数为：23

xf

0.6920.6920.308

塔顶的质量分数为：x1

0.999

0.9994塔釜的质量分数为：xw

32320.9944

（1）精馏段平均密度及体积流量的计算气相：若气体为理想气体，则：

31.048RT314

/m

3精馏段的汽相负荷为：195.262399.116kmoln

VM

10728.791m/液相：平均质量分数为：x

Lm

x

f

x1

0.7998

那么液相的平均密度为：Lm

xLm

Lm

（）

1

752.20所以

Lm

770.125/m

3精馏段的液相负荷为：LRD1.044kmol/hn

3（2）提馏段平均密度及体积流量的计算24

气相：若气体为理想气体，则：

M119.78mRT8.314273.15

/m

3提馏段的汽相负荷为：195.262399.116kmoln

VM

399.116

9988.609/液相：平均质量分数为：x

Lm

xf

0.0099

那么液相的平均密度为：Lm

xLm

Lm

0.40485727.88967.00所以

Lm

853.487kg/m

3提馏段的液相负荷为：F1.044/hn

LM

486.44922.883

m3/平均粘度的计算查工具书[得t℃D

甲醇

=0.3110mPa.s水t70℃时F

甲醇

水t105℃时w

甲醇

=0.2200mPa.s水塔顶平均粘度：

0.999lg0.42330.311025

则

进料板平均粘度：

LFm

则

LFm

=0.306mPa.s塔底平均粘度：

LWm

0.2750则

LWm

精馏段平均粘度：

LDm

LFm

0.306

提馏段平均粘度：

LFm

.306

平均表面张力的计算查工具书得[t℃时D

65.25/m水

甲醇

/mt℃时F

水

62.34mNm

甲醇

16.77mN/t105℃时w

57.85/m水

甲醇

/m塔顶平均表面张力

LDm

18.5165.25/m进料板平均表面张力

LFm

0.69262.3430.806mN/m塔底平均表面张力精馏段平均表面张力：

LWm

0.994457.8557.606/m

LDm

LFm

.557

mN/m提馏段平均表面张力：

LFm

57

/m26

11TLt11TLt4.5精塔径计算该设计选用的是F重阀浮阀塔，采用F型重阀的重量为，孔径为精馏段：（1）求操作负荷系数

。L精馏段功能参数：nLmn

12

7.89810728.791

770.1251.155

12

0.02取板间距：H＝

取板上液层高度：=0.05m则塔板间有效高度：0.4moT根据史密斯图[

查得负荷系数为

20

0.07则：

0.2

0.07

26.68220

（）（2）最大流

maxu

Vm

Vm

0.074

1.155

1.9094/取安全系数，则空塔气速为u（3）求塔径D

max

1.528mD

4

36003.14

m

（按标准塔经圆整后为塔截面积为

D4

2

2.0096m

2实际空塔气速

实际

VnAt

1.4830s

1.48301.9094

0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求[)提馏段：（1）求操作负荷系数提馏段功能参数：27

1212121212121212根据史密斯图查[

1L2nn得负荷系数为

13.042853.4879988.6090.9690.0720

12

0.039则

0.2

44.2060.0720

（2）最大流

maxu

Vm

Vm

0.082

853.487

2.4322m/取安全系数，则空塔气速为u（3）求塔径D

max

2.43221.946m/s

4V

43600

1.35m按标准塔经圆整后为塔截面积为

t

4

D

3.144

2

2实际空塔气速u

实际

VnAt

9988.6091.5386

m/s

0.74(安全系数在充许的范围内，符全设计要求[)对全塔，取全塔塔径为D=1600mm塔总体高度计算（1）塔顶封头封头分椭圆形封头、蝶形封头等几种。本设计采用椭圆形封头，由公称直径查得封头曲面高度h=400mm直边高度h封头的厚

mm表面积A2.9007

2

容V

3[22]。则封头高度H=h+h。根据封头厚度

6mm，查得厚负偏差

C，腐蚀余量，则C+C校核水压试验强度：28

BFbiBFbiT

Tie

e

0.9

（）式中：试验压

1.25

1.250.179(

o

,

）mm

s

MPa得

T

Tie

e

0.1792

MPa0.9

s

263.925MPa可所以水压验强度足够，设计选用封头尺寸符合要求。（2）塔顶空间塔顶空间指层与顶,气液降则22m，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间为。aD（3）塔底空间塔底空间高度H是指从塔底最下层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为，取塔底液面至最下一层塔板间距离为1.5m，则：H

量—封

6014

13.042560360013.1424

1.75（4）人孔对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔层塔板设一人孔。本设计共有32塔板设置人孔三个孔处板间Hmm直径为600mm，其伸出塔体的筒体长为人孔距操作平台800~1200mm（5）进料板处板间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距=800mm（6）裙座

。塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径>800mm故裙座厚度取

。基础环内径：D=（1600+2×16）-～0.6)×10

3

29

b0bib0212minb0bib0212min基础环外径：D（+(0.2～3=1832mm圆整后：D=1400mmD考虑到再沸器，取裙座高裙座采用圆筒型裙座，与塔体的焊接方式采用对接焊接接头[则塔总体高度为：H=(N-2-n)H+H+H+nHH+H+HPTD1B2－23)×0.4+1.0+0.475+3×0.7+0.8+1.75+2.2=19.125m塔体壁厚计算（1）选择钢材因甲醇对塔体腐蚀性小，又是一般温度操作，故可选MnR钢[23]（2）确定各设计参数

。力P130因取力W143.143KPa，设计温度tC查得钢在设计温度87.5时C的许用应力为

；壳体采用双面焊对接接头局部无损检测，焊接接头系数

；查《化工设备机械设计基础》得[22]

，钢板厚度负偏差C，取腐蚀余量C；则厚度附加0.25mm（3）塔体厚度确定

塔体厚度：

Dcic

143.1432143.143

0.793

（）对低合金钢容器，其最小厚度

mm[22]；由于计算厚，故不满足刚度要求，因而设计厚

d

min

1.9mm。2故

d

0.25mm1按钢板厚度规格圆整，得塔体名义厚（4）塔体水压试验时应力校核根据式：

n

mm。30

L22L22T

Tie

e

0.9

（）式中：P

1.25

0.1431MPa

）2.15mmn查得，MnR钢在试验温度

得

T

3.852

37.284MPa可见

故满足水压试验校核。4.6塔溢流装置的计算（1）溢流堰的设计在精馏塔中，塔板上的堰可以保持塔板上有一定的清液高度，倘若过高，那么雾沫夹带严重，过低，则汽液接触时间短，这样的话，都会使塔板的效率降低。因塔径D=1.6m所以可选取单溢流弓形降液管采用凹形受液盘(此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于的塔中被广泛使用)[24]。堰长l0.66m溢流堰高wwLow选用平直堰，堰上层液高度h

ow

由下列公式计算，即：how

2.841000lw

)

2

3

（）近似取E=1，取板上液层高度=0.05，那么精馏段：

2.847.898

wLow

0.050.011提馏段：2.8413.042

0.015m

0.050.0150.035wL31

fdfT0LnLnfdfT0LnLn（2）降液管的设计l由D

查弓形降液管的参数图[

AW得：0.0722，dAD

其中：W是降液管的弓形宽度A是降液管弓形面积2A是塔的截面积m2

113.142.009644

20.07220.0722fTd

2降液管容积与液体流量之比为液体在降液管停留时间，一般大于s，即：

HfL

（）降液管底隙高度h，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即：h0

Llu

0

（）u0.13/0则：精馏段：

（一般取

AHfLn

0.4

s0

l

7.8981w0

0.02m0.0390.020.019mw0故降液管底隙高度设计合理提馏段：

AHfLn

T

0.413.042

16.0098s0

l

1.0560.13w

0.0350.0260.009w032

0csada0csada故降液管底隙高度设计合理。塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本设计塔径D=1.6m，故采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板，查得塔块分块[25]（2）浮阀数目与排列塔的汽相平均密度：

。

0.969

1.062kg/m

3塔的汽相平均蒸汽流量：Vn

Vnn

9988.609

10358.7

3

/h空塔平均气速:u

u1.48322

1.643s取阀孔动能因子F=12孔速：u

V

121.062

m/s每层塔板上浮阀数目：

10358.7

11.645

个取边缘区宽度W破沫区宽度W=0.10m计算塔板上的鼓泡区面积：

2x

R2R2180

xR

（）D其中R2

2

0.06mD1.6x0.5016m2则222180

0.50160.74

1.36m

233

1V11V1本设计研究的物系基本上没有腐蚀性，可选不钢板，其孔直浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距，则可按下式估算排间t

,即t

Aa0.088mmNt207考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距不宜采用而应小于此值，故t

mm

。那么

at22

个按N=280个重新核算孔速和阀孔动能因子

8.607msF01

0

V

阀孔动能因子变化不大，仍在9～范围之内。塔板开孔率4.7塔汽塔的液相平均密度：

uu8.607L

770.125

811.806

2汽塔的平均液相流量：n汽相通过浮阀塔的压降

Ln

10.47/p1

（）（1）干板阻力先计算临界孔速：u

0

1.825

73.11.062

m/034

2cdd0.022cdd0.02u11.645h5.3405.340.04152L（2）板上充气液层阻力l充气系数反映板上液层的充气程度，当液相为水溶液时，

0

，则1（3）液体表面张力所造成阻力

0

0.50.050.025L取浮阀的开度为2.5mm

，则：235.444mgh9.810.0025L因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为0.025mp1则单板压降:P

p

0.070069.81p0.9kpa

a淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高d式计算，即：Hdd

用下w（）（1）与气体通过塔板的压降相当的液体高度h0.07006mp（2）液体通过降液管的压头损，因不设进口堰，故可按下式计算，即dLh0.153lhw0

2

10.473600

2

0.0029（3）板上液层高度，取h0.05mL因此H0.123dLd

0.5，板间0.4m，溢流堰高0.039w

则：m35

nLvnLv可见dT

w

，符合防止淹塔的要求。雾沫夹带板上液体流经长度：ZDW1.6Ld板上液流面积：0.145bf

2根据甲醇-水系统属于无泡沫正常系统由

V

1.062/m

2

,H0.40可查得物性数据[23]：CF则泛点率为：F1

V

n

1.36LZLVKCF

100%

10358.71.06210.471.20321.06236001.0

100%计算出的泛点率在80%下，故可知雾沫夹带量能够满足液/kg气的要求。4.8塔雾沫夹带线泛点率可按下式计算：F1

V

1.36LZLVKCFb

L

（）对于一定的物系和一定的塔板结构，式中﹑﹑﹑K及均为已知值，LFL相对泛点率上限值也可确定，将各已知数代入上式，便得出V-L的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率计算：

1.0621.2032811.8061.0621.00.098

36

得到：由以上式子可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任两个L，算出V如表4-337

2cwL022cwL02L（m）

表雾夹带线数据0

0.01V（m

3

液泛线

p1Ld

（）由此确定液泛线。nlhL

（）（）uh5.3402LhL0w

（）（）how

n)1000lw

2

3

（）1将（4-27）-（4-32式代入（4-26式得：

0

（）uLH0V0.153n2glLw0

2.84L1ghlw

因物系一定，塔板结构尺寸一定，H﹑l﹑0

﹑

L

0

等均为定值，u又有如下关系，即：0

V

（）式中阀孔数N与孔径d也为定值。因此，可将上式简化得：0.00319LLss

s

23

0.15744

（）38

22l22l液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于～5s则液体在降液管内停留时间:

HfL

～5s

（）求出上限液体流量L（常数V～图上，液相负荷上限线为与气体流量V无关的竖直线。

s作为液体在降液管中停留时间的下限，则：smax

AHfT

0.1450.4

0.0116

3

/

（）漏液线对于型重阀，F0

0

V

5计算，0

。又s

4

d

Nu，即：V

N

V

（）式d、N0

均为已知数，故可由此式求出气相负V的下限值，据此作出与液相流S量无关的水平漏液线。以5为规定气体最小负荷的标准，则:0Smin

4

d2Nu0

4

dN0

F0

v

4

0.039

2

280

51.062

3

（）液相负荷下限线取堰上液层高h0w

0.011作为液相负荷下限条件，依下h的计算式02.84hEmin01000lw

（）计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。s2.84Eminl

2

取，则s

0.006

0.00636002.84

1.056m3/3600

（）39

根据本题表4-3及式（）﹑）﹑（4-38）﹑）可分别作出塔板负荷性能图40

上的五条线，如下图所示。V(m3

①

②

④③⑤0.5

1.01.5L(m

1.2图塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点（设计点在适宜操作区域的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。（3）按照固定的气液比，由图查得塔板的气相负荷上V3.411ms

3

/,气相负荷下S

3

3.411/所以操弹性2.1021.6224.9接进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管Tf型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下:dF

4VSF

（）已知温度70℃，进料的水密度为

水

977.81kg/

3

,甲醇密度:

甲醇

kg/

3[14]平均质量分数：x

0.7998液相的平均密度为：Lm

xLm

Lm那么: