【《甲醇生产的双效三塔精馏工艺设备设计和计算结果》3700字】

甲醇生产的双效三塔精馏工艺设备设计和计算结果汇总综述目录TOC\o"1-3"\h\u24041甲醇生产的双效三塔精馏工艺设备设计和计算结果汇总综述 1287721.设备设计与选型 2314121.1加压塔设计 251061.1.1回流比及塔板数的确定 2264611.1.2求最小回流比及操作回流比 2308761.1.3精馏塔的负荷 3101281.1.4操作线方程 489741.1.5图解法计算理论塔板数 4179691.1.6实际板数的求取 5204521.1.7加压塔的工艺条件及其有关物性数据 7321681.1.8加压精馏塔的塔体工艺尺寸设计 10264191.2冷凝器的选择 1460801.3加压塔塔釜再沸器的选择 15116431.4泵的选择 15269621.4.1进料泵 1595111.4.2回流泵 15123581.4.3离心泵 16279062.设备选型与工艺计算结果汇总 1737682.1冷凝器的选择汇总 1728835.2塔釜再沸器的选择汇总 17297725.3泵的选择汇总 18210292.4预精馏塔工艺设计数据汇总 1938152.5加压塔工艺设计数据汇总 19128462.6常压塔工艺设计数据汇总 20262152.7管径计算结果及管件选取汇总 201.设备设计与选型1.1加压塔设计已知：xF=0.67;xD=0.9998;xw=0.56;F=1163.4kmol/h,以甲醇为关键组分进行物料衡算:F=D+WF×XF=D×XD+W×XW计算可得：D=291kmol/hW=872.4kmol/h1.1.1回流比及塔板数的确定确定加压塔P平均压力，在此压力下绘制甲醇-水溶液的相平衡曲线图，利用进料组成和饱和液体进料热状态得到q线，查到q线与平衡线交点，再利用塔顶分离要求，算出最小回流比。1.1.2求最小回流比及操作回流比甲醇—水气液平衡组成与温度关系列4-1表：表4-1甲醇-水气液平衡组成与温度关系温度/℃液相气相温度/℃液相气相温度/℃液相气相1000081.40.150.51769.30.700.87096.40.020.13481.70.200.57967.60.800.91593.50.040.23478.00.300.66566.00.900.95891.20.060.30475.30.400.72965.00.950.97989.30.080.36573.10.500.77961.51.01.087.70.100.41871.20.600.825泡点进料xq=xF=0.62绘制甲醇-水溶液的相平衡曲线图如下：图1.1甲醇-水溶液的相平衡曲线图由图可知，q线与平横线的交点坐标为q（0.67,0.853）故最小回流比为：（3.1）取操作回流比为：R=2Rmin=2×0.8=1.61.1.3精馏塔的负荷精馏段液相流量：kmol/h（3.2）精馏段气相流量：kmol/h（3.3）提馏段液相流量：kmol/h（3.4）提馏段气相流量：kmol/h（3.5）1.1.4操作线方程精馏段操作线方程：（3.6）提馏段操作线方程：（3.7）1.1.5图解法计算理论塔板数精馏段操作线方程：（3.8）提馏段操作线方程：（3.9）图1.2图解法求理论板数由上图可得图解法计算的总理论板数NT=11进料板位置NF=101.1.6实际板数的求取1.全塔效率的计算：根据奥康奈尔法进行全塔效率的估算：（3.10）由相平衡方程可得（3.11）根据甲醇-水相平衡图查得：y1=xD=0.9998,x1=0.995,xw=0.56,yw=0.5585代入方程可得全塔平均温度tm=118℃在全塔平均温度下查得：mPa·smP液相平均粘度的计算：（3.12）进料板液相平均粘度的计算：mpa·s得mPa·s全塔效率：2.实际塔板数的计算精馏段实际板层数块提馏段实际板层数块总塔板数NT=22块，进料板为第19层塔板。1.1.7加压塔的工艺条件及其有关物性数据1.加压塔操作压力根据现场工艺参数取煤制甲醇精馏工段加压塔各部位操作压力如下：塔顶操作压力kPa进料板压力kPa塔底操作压力kPa精馏段平均压力kPa提馏段平均压力kPa2.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.9998,x1=0.995,MCH3OH=32kg/kmol,MH2O=18kg/kmol得，kg/kmolkg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解法理论进料板得，yF=0.85881，xF=0.67kg/kmolkg/kmol塔釜平均摩尔质量计算xW=0.56,yW=0.5585kg/kmolkg/kmol精馏段平均摩尔质量kg/kmolkg/kmol提馏段平均摩尔质量kg/kmolkg/kmol3.平均密度计算气相：由理想气体状态方程计算：kg/m3（3.13）kg/m3液相：塔顶液相平均密度由tm=118℃，查手册得，kg/m3kg/m3（3.14）进料板液相平均密度计算kg/m3塔釜液相平均密度计算kg/m3精馏段液相平均密度为kg/m3（3.15）提馏段液相平均密度为kg/m31.液体平均表面张力计算塔顶液体平均表面张力计算由t=118℃，查手册得mN/m，mN/m塔顶液相平均表面张力计算mN/m进料板液相平均表面张力计算mN/m塔釜液体平均表面张力计算mN/m精馏段液相平均表面张力mN/m提馏段液相平均表面张力mN/m5.液相平均粘度的计算（3.16）塔顶液相平均粘度的计算：，得mPa·s进料板液相平均粘度的计算：，得mPa·s塔釜液相平均粘度计算：，得mPa·s精馏段液相平均粘度：（3.17）提馏段液相平均粘度：mPa·s1.1.8加压精馏塔的塔体工艺尺寸设计1.塔径:精馏段:精馏段的气相和液相体积流量：m3/s（3.18）（3.19）空塔气速的极限（3.20）式中的C值（操作物系负荷因子）通过查史密斯图并校正得到,横坐标（液气动能参数）值为：取板间距HT=0.5m，板上液层高度hL=0.07m,则m查图得C20=0.09按下式进行校正：（3.21）得m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为m/s塔径m（3.22）圆整塔径D=1300mm塔截面积为m2实际空塔气速为m/s提馏段提馏段气液相体积流量：m3/s空塔气速的极限式中的C值通过查史密斯图并校正得到,横坐标为取板间距HT=0.5m，板上液层高度hL=0.07m,则m查图得C20=0.091按下式进行校正：得m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为m/s塔径m按标准塔径圆整为`D=1300mm塔截面积为m2实际空塔气速为m/s加压精馏塔的有效高度取塔板间距为500mm，精馏段共有18块塔板,提馏段共4块塔板。精馏段：Z精=（N精-1）HT=（18-1）×0.5=8.5m提馏段：Z提=（N提-1）HT=（4-1）×0.5=1.5m在精馏段第一层塔盘上方、精馏段第十层塔盘上方、进料板上方分别开设一个人孔，开设人孔处塔板间距取为800mm。综合以上可得所设计的加压精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8×3=8.5+1.5+0.8×3=12.4m3.工艺接管设计(1)物料体积流量的计算根据公式分别计算的体积流量，记录如下表：表4-2体积流量项目摩尔流量,kmol/h1163.4291872.4465.6756.6756.6体积流量,m³/s0.0120.0040.00830.00560.710.756管径的计算及管件规格选取以进料管为例进行管径计算及规格选取：取进料管内液体流速m/s,则mm,查《化工单元过程及设备课程设计》表9-13，选取进料管规格为：φ108×4mm图1.3直管式进料管直管式进料管参数如表4-3：表4-3进料管参数(mm)dNd1×S1d2×S2abcdH2100108×4133×415100455200其余各管径计算数据列于下表：表4-4管径计算结果及管件选取管件名称进料管塔顶蒸汽出料管塔釜出料管回流接管再沸器进口管管内物料流速，m/s1.7151.51.515计算管径，mm91.818.483.969245.5公称直径，mm1002510065250管件规格Φ108×4Φ35×2.5Φ108×4Φ76×3.5Φ273×71.2冷凝器的选择根据文献，工程中总传热系数K的大致范围【《化工单元过程及设备课程设计》（第二版）p44，表3-1】,当管程为冷却水，课程为有机物蒸汽冷凝时，K的范围为：582~1163W/(m3·℃)，本设计选取K=1000W/(m3·℃)出料液温度：141℃冷却水温度：20℃~50℃查表得141℃时水的汽化潜热：kJ/kg,甲醇的汽化潜热：kJ/kg,则平均汽化潜热：逆流操作：，，平均摩尔质量：kg/kmol蒸汽流量：kmol/h传热面积：㎡选用浮头式热交换器，型号选择为:AES800-1.0-245-6/19-4Ⅱ。1.3加压塔塔釜再沸器的选择水蒸汽再沸器总体传热系数范围为：2000~4250W/(m2·℃)，本设计选取K=4000W/(m2·℃)水蒸气的加热温度为：T1=200℃,T2=150℃逆流操作：℃查表得200℃时水的汽化潜热：kJ/kg,甲醇的汽化潜热：kJ/kg,,平均汽化热：kJ/kg平均摩尔质量：kg/kmol蒸汽流量：kmol/h传热面积：㎡选用浮头式列管换热器，所选型号为:AES600-1.0-130-6/19-41.4泵的选择1.4.1进料泵进料量：kg/h进料液的密度：kg/m3进料液的体积流量：m³/h选用IH80-50-200型离心泵，扬程50m，转数2900r/min，配套电机型号Y160M-2，电机功率15KW,泵效率63％。1.4.2回流泵回流量：L=15655kg/h回流液的体积流量：LV=15655/488.607=32m³/h选用IH65-50-160型离心泵，扬程32m，转数2900r/min，配套电机型号Y135S-2，泵效率57％。1.4.3离心泵泵大致分四种类型，即离心式、往复式、旋转式和流体作用式。离心泵的装置如下图，离心泵壳内装有叶轮，叶轮内有6～12片叶片。1-1-9调节阀；1-1-7排出管；1-1-1叶轮；1-1-6排出口；1-1-4吸入口；1-1-2泵壳；1-1-5吸入管；1-1-3泵轴；1-1-8底阀图1.4离心泵装置简图离心泵的主要构件：泵壳的结构导轮开式半开式闭式图1.5泵壳和叶轮的结构2.设备选型与工艺计算结果汇总2.1冷凝器的选择汇总平均摩尔质量M;kg/Kmol蒸汽流量V:Kmol/h传热面积M:m2型号类型型号加压塔31.9972765.6200.13浮头式热交换器AES800-1.0-245-6/19-4Ⅱ常压塔31.99721401.35471浮头式热交换器AES1200-1.6-470-6/19-6Ⅱ预精馏塔31.9972213.22139.52浮头式热交换器AES800-4-145-6/25-6Ⅱ5.2塔釜再沸器的选择汇总平均摩尔质量M;kg/Kmol蒸汽流量V:Kmol/传热面积M:m2型号类型型号加压塔25.84765.699.21浮头式列管换热器AES600-1.0-130-6/19-4常压塔18.31383.767.17浮头式列管换热器AES600-1.0-70-1.5/25-2预精馏塔28.3241068.8121.2浮头式列管换热器AES700-1.0-125-6/25-25.3泵的选择汇总加压塔进料泵加压塔回流泵常压塔进料泵常压塔回流泵预精馏塔进料泵预精馏塔回流泵进料/回流量kg/h32005.061565521905.062999727299.56831.7进料液/回流液体积流量m3/h41.243226.5538.4135.378.98型号类型离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵型号IH80-50-200IH65-50-160IH80-65-160IH80-50-200IH80-50-200IH50-32-1252.4预精馏塔工艺设计数据汇总塔顶进料板塔釜精馏段提馏段操作压力Kpa5058805469气相平均摩尔质量kg/kmol31.99731.25428.3331.625529.79液相平均摩尔质量kg/kmol31.9330.23528.3231.082329.28气相平均密度kg/m30.5980.72液相平均密度kg/m3749.035771.772798.037760.4781.9液相平均表面张力mN/m16.19522.2628.8419.22725.55液相平均黏度mpa·s0.31050.32120.33310.31590.3272塔径mm30003000实际空塔气速m/s2.251.76塔截面积m27.0657.065加压塔有效高度m总高度10.9m0.8m人孔三个7.512.5加压塔工艺设计数据汇总塔顶进料板塔釜精馏段提馏段操作压力Kpa880980944930962气相平均摩尔质量kg/kmol31.99723025.823127.91液相平均摩尔质量kg/kmol31.9327.3825.8429.6626.61气相平均密度kg/m38.618.26液相平均密度kg/m3653.27723.47750.36688.37737液相平均表面张力mN/m8.441622.342715.3921.67液相平均黏度mpa·s0.16140.17150.1750.16450.1733塔径mm13001300实际空塔气速m/s0.530.51塔截面积m21.3271.327加压塔有效高度m总高度12.4m0.8m人孔三个8.51.52.6常压塔工艺设计数据汇总塔顶进料板塔釜精馏段提馏段操作压力Kpa10310510910410