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甲醇—水连续填料精馏塔的设计


化工原理课程设计说明书

设计题目: 甲醇—水连续填料精馏塔 设计者: 专业: 学号: 指导老师: 化工工艺

2005 年 07 月 20 日

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目录
一、 前言 …………………………………………………………(3) 二、 工艺流程说明…………………………………………………(4) 三

、 精馏塔的设计计算 1.由 质 量 分 率 求 甲 醇 水 溶 液 的 摩 尔 分 率 … … … … … …(5) 2.全塔物料衡算………………………………………………… (5) 3.采用图解法,求解 RMin,R ……………………………………(5) 4.填料塔压力降的计算…………………………………………(6) 5.D、 ? P 计算………………………………………………… Z、 (7) 6.计算结果列表 ……………………………………………… (14) 四、 辅助设备的选型计算 7.储槽的选型计算…………………………………………… (15) 8.换热器的选型计算 ………………………………………… (16) 9.主要接管尺寸的选型计算 ………………………………… (19) 10.泵的选型计算 …………………………………………… (21) 11.流量计选取 ……………………………………………… (21) 12.温度计选取 ……………………………………………… (22) 13.压力计选取 ……………………………………………… (22) 五、 设备一览表 ………………………………………………… (23) 六、 选用符号说明 ……………………………………………… (24) 七、 参考文献 …………………………………………………… (25) 八、 结束语……………………………………………………… (25)
2





甲 醇 俗 称 木 醇 ,木 精 ,是 一 种 大 宗 有 机 化 学 品 ,它 不 仅 容 易 运 输 和 储 藏 ,而 且 可 以 作 为 很 多 有 机 化 学 品 的 中 间 原 料 。由 它 可 以 加 工 成 的 有 机 化 学 品 有 100 余 种 ,广 泛 用 于 有 机 合 成 、染 料 、医 药 、涂 料 和 国 防 等 工 业 。随 着 近 年 来 技 术 的 发 展 和 能 源 结 构 的 改 变 ,甲 醇 开 辟 了 新 的 用 途 。甲 醇 是 较 好 的 人 工 合 成 蛋 白 质 的 原 料 ,目 前 ,世 界 上 已 经 有 30 万 吨 的 甲 醇 制 蛋 白 质 的 工 业 装 置 在 运 行 。 甲 醇 是 容 易 运 输 的 清 洁 燃 料 ,可 以 单 独 或 与 汽 油 混 合 作 为 汽 车 燃 料 ,从 而 开 辟 了 由 煤 转 换 为 汽 车 燃 料 的 途 径 。用 孟 山 都 法 可 以 将 甲 醇 直 接 合 成 醋 酸 。随 着 近 年 来 碳 一 化 学 工 业 的 发 展 ,甲 醇 制 乙 醇 、乙 烯 、乙 二 醇 、甲 苯 、醋 酸 乙 烯 、醋 酐 、甲 酸 甲 酯 和 氧 分 解 性 能 好 的 甲 醇 树 脂 等 产 品 ,正 在 研 究 开 发和工业化中。 外, 醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。 此 甲 许 多 反 应 在 甲 醇 作 为 溶 剂 时 产 率 非 常 好 。虽 然 有 一 定 的 毒 性 ,但 相 对 于其它有机溶剂来说,还是比较安全的。 本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的, 以塔釜排出的水中 所 含 有 的 甲 醇 含 量 不 大 于 0.002% ( wt% ) 以 提 高 甲 醇 的 回 率 , 减 少 , 对 环 境 的 污 染 ; 塔 顶 得 到 的 甲 醇 的 浓 度 为 98.5% ( wt% ) 可 以 代 替 , 纯的甲醇直接使用,这说明塔的效率是很好的。采用填料式精馏塔, 因 为 随 着 填 料 塔 技 术 的 不 断 完 善 ,在 性 能 上 比 板 式 塔 要 好 很 多 ,而 且 填 料 塔 的 结 构 比 较 简 单 ,制 造 、维 修 难 度 和 造 价 比 板 式 塔 低 很 多 ,所 以 选 用 填 料 塔 ,可 以 减 少 设 计 、制 造 、操 作 费 用 。也 是 符 合 实 际 生 产 需要的。

3

工艺流程说明
本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的, 求回收甲醇的浓度 要 达 到 98.5% ,所 采 用 的 流 程 如 图 所 示 ,含 19%的 原 料 液 通 过 原 料 泵 加 压 ,再 经 过 过 滤 器 、原 料 预 热 器 ,再 进 精 馏 塔 进 行 精 馏 分 离 ,塔 顶 气 相 通 过 冷 凝 器 冷 凝 ,不 凝 气 体 放 空 。冷 凝 液 一 部 分 由 回 流 泵 压 回 塔 内 作为回流液,其余部分则作为产品输送到罐场包装。

塔形的选择: 具体选择塔型时, 要根据被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决定。目前主要有板式塔和填料塔两种。根据计算要求 该塔分离效率高,压力降小,应采用填料塔。 填料塔与板式塔相比,具有一定的优点: (1) 生产能力大。板式塔内件的开孔率均在 50%以上,而填料塔中 的空隙率则超过 90%,故单位塔截面积上,填料塔的生产能力 一般均高于板式塔。 (2) 分离效率高。工业填料塔每米理论级大多在 2 级以上,最多可 达 10 级以上,而常用的板式塔每米理论级最多不超过 2 级。研 究表明,在减压和常压操作下,填料塔的分离效率明显优于板 式塔。 (3) 压力降小。填料塔由于空隙率高,故其压降远远小于板式塔。 一般情况下,板式塔的每个理论级压降约在 0.4-1.1Kpa。填料 塔约为 0.01-0.27KPa。压降低能降低操作费用,节约能耗。 (4) 持液量小。填料塔持液量一般小于 6%,而板式塔则高达 8%- 12%。持液量大,虽可稳定操作,但增长开工时间,增加操作 周期及操作费用。 (5) 操作弹性大。填料对负荷变化的适应性很大,而板式塔的操作 弹性一般很小。 (6) 填料塔塔内结构简单,耐腐蚀,且灵活,价廉。 目前工业上 95%以上采用填料塔, 只有当液体处理量特别大或有固体时, 才 采用板式塔。

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主机(精馏塔)的设计计算
1.由 质 量 分 率 求 甲 醇 水 溶 液 的 摩 尔 分 率 :
xF ? aF / M aF / M
A A B

? ?1 ? a F ? / M
A B

?

0 . 19 / 32 . 04 0 . 19 / 32 . 04 ? ?1 ? 0 . 19 ? / 18 . 02 0 . 985 / 32 . 04

? 0 . 1165

xD ?

aD / M aD / M
A

? ?1 ? a D ? / M aW / M
A

?

0 . 985 / 32 . 04 ? ?1 ? 0 . 985 ? / 18 . 02 0 . 002 / 32 . 04 0 . 002 / 32 . 04 ? ?1 ? 0 . 002 ? / 18 . 02

? 0 . 9736

xW ?

aW / M

A

? ?1 ? a W ? / M

?
B

? 0 . 001127

求得各个物料的摩尔分率如下:

物料 摩尔分率

塔顶 0.9736

进料 0.1165

塔釜 0.001127

2.全塔物料衡算 F=
年处理量 总生产时间
?

?

1 平均分子量
? 1 32 . 04 ? 0 . 1165 ? 18 . 02 ? 0 . 8835 ? 29 . 45 mol / s

15000 ? 1 000 kg 7200 ? 60 ? 60 s

则有:
?F ? D ? W ? ? Fx F ? Dx D ? Wx ? D ? W ? 29 . 45 ` ? ? 0. 9736 ? D ? 0.001127

W

? W ? 29 . 45 ? 0 . 1165

解得 W=25.956 mol / s D=3.494 mol / s 3.采用图解法,求解 RMin,R 甲醇-水溶液的平衡数据及部分数据。 温度 t/℃ 液相中甲醇 摩尔分数 xA 100 96.4 0.0 0.02 汽相中甲醇 摩尔分数 yA 0.0 0.134 75.3 73.1 温度 t/℃ 液相中甲醇 摩尔分数 xA 0.40 0.50 汽相中甲醇 摩尔分数 yA 0.729 0.779

5

93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0

0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30

0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665

71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5

0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0

0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.0

由平衡数据在坐标纸上描点,画出甲醇-水溶液的 x-y 图 (附图在后) 。 由 图 读 知 N=12-1=11 , 从 塔 顶 算 起 第 7 块 塔 板 为 进 料 板 , 塔 的 理 论 塔 板 数 为 11。 原料泡点进料,故 xq=xF=0.1165,从图可知 yq=0.440,故有:

R Min ?

x D ? yq yq ? x q

?

0 . 9736 ? 0 . 440 0 . 440 ? 0 . 1165

? 1 . 649

对于指定的物系,RMin 只取决于分离要求,即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。但增大回流比,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。 通常, 适宜回流比的数值范围为 R= 1.1~2.0) ( RMin。本设计中取 R=2RMin 。 R=2 RMin =2×1.649 =3.298 4. 填料塔压力降的计算 各组分的饱和蒸汽压由安托尼方程
Ln

p

s

? A?

B T ?C

求得各组分的饱和蒸汽压的计算值:

6

项目 A 甲醇 水 11.9673 11.6834

安托尼方程常数 B 3626.55 3816.44 C -34.29 -46.13

饱和蒸汽压 67℃ 111025 27171.8 103℃ 387425 112060

塔顶的压力:109.5 kPa 塔釜的压力: t w =103℃) (
P A ? 387425 Pa
0

PB ? 112060 Pa
0

x A ? 0 . 000225

x B ? 0 .9 9 9 7 7 5

∴ PW ? PA0 x A ? PB0 x B = 387425 ? 0 . 001127 ? 112060 ? 0 . 998873 ? 112370 Pa 所以精馏塔的压力降为: ? P ? PW ? PD = 112370 ? 109500 ? 2870 Pa 5. D、Z、 ? P 计算 5.1 精馏段 5.1.1 平均温度 t m 料液泡点进料,取 t F ? 8 5 ℃,假设 t D ? 6 7 ℃,则精馏段平均温度
tm (精 ) ? 85 ? 67 2 ? 76 ℃

5.1.2 平均分子量 M m 塔顶: x D ? y 1 ? 0 . 9736
M VDm ? M ?

,由图可知 x 1 ? 0.950

0.9736 ? 32.04+(1-0.9736) ? 18.02=31.67kg/kmol 0.950 ? 32.04+(1-0.950) ? 18.02=31.34 kg/kmol

LDm

进料板: x F ? 0 . 1165 , 由图可知 y F ? 0 . 440
M M
VFm

? 0.440 ? 32.04+(1-0.440) ? 18.02=24.12kg/kmol ?

LFm

0.1165 ? 32.04+(1-0.1165) ? 18.02=19.65kg/kmol

7

精馏段平均分子量:
M ( 精馏)= M
LDm

+M 2

LFm

Lm



31 . 34 ? 19 . 65 2



25.495kg/kmol

M

Vm

( 精馏)=

M

VDm

+M 2

VFm



31 . 67 ? 24 . 12 2

=27.9895kg/kmol

5.1.3 精馏段平均操作压力 Pm 塔顶压力 P D =109500Pa,取每层塔板压力降 ? P = 料板压强
PF

2622 11

=238.36Pa,则进

=238.36 ? 7+109500=111169Pa
PD ? PF 2 ? 109500 ? 111169 2

Pm =

=110334Pa

5.1.4 液相密度 ? L m 塔顶 由图一得 x A ? 0 . 950
xA ? M
A B

aA ?

x A ? M A +( 1- x A ) M ?



0 . 950 ? 32 . 04 0 . 950 ? 32 . 04 ? 1 ? 0 . 950 ) 18 . 02 ( ?

= 0 . 971

查得 6 7 ℃下甲醇 ? A ? 755 kg / m 3 由
1 ? aA ? aB
1 ? 0 . 971 755
3

水 ? ? 979 . 4 kg / m 3
? 1 ? 0 . 971 979 . 4

? Lm

? LA

? LB

? Lm

得:

? Lm = 760.050kg/m

进料板
aA ?

由图知加料板液相组成 x F ? 0 . 1165
xF ? M
A B

x F ? M A +( 1- x F) M ?



0 . 1165 ? 32 . 04 0 . 1165 ? 32 . 04 ? 1 ? 0 . 1165 ) 18 . 02 ( ?

= 0 . 190

查得 8 5 ℃下甲醇 ? A ? 7 4 1 K g / m 3 由
1 ? 0 . 187 741 ? 1 ? 0 . 187 968 . 6

水 ? B ? 9 6 8 .6 K g / m 3

? LFm

得: ? LFm = 915.988kg/m 3
763 . 219 ? 915 . 988 2 = 839 . 604 kg / m
3

故精馏段液相平均密度

? Lm ( 精馏)=

8

5.1.5 精馏段汽相平均密度 ? m V
? mV (精馏)=
P m M Vm (精馏) RT = =1 . 064 kg / m 8.314 ? 10 ? 76 + 273 ) (
3

110334 ? 27.9895

3

5.1.6 液体粘度 ? 查《化学工程手册》第一篇 :
Log ? L ? A T ? A B

A 甲 醇 55 5.30 水 65 8.25

B 26 0.64 28 3.16
? L A= 0 .3 1 7 7 cp
? L B ? 0 .4 0 7 9 cp

塔顶:

67

℃时

L o g ? LA ? L o g ? LB ?

5 5 5 .3 0 6 7 ? 2 7 3 .1 5 6 5 8 .2 5 6 7 ? 2 7 3 .1 5

? ?

5 5 5 .3 0 2 6 0 .6 4 6 5 8 .2 5 2 8 3 .1 6

? ? 0 .4 9 8 0 ? ? 0 .3 8 9 5

ln ? LD = x A ? ln ? LA ? (1 ? x A ) ln ? LB ? 0 . 950 ? ln 0 . 3177 +( 1 ? 0 . 950 ) ln 0 . 4079 ?

? LD ? 0 . 3217 cp

进料板:

8 5 ℃时

L o g ? LA ? L o g ? LB ?

5 5 5 .3 0 8 5 ? 2 7 3 .1 5 6 5 8 .2 5 8 5 ? 2 7 3 .1 5

? ?

5 5 5 .3 0 2 6 0 .6 4 6 5 8 .2 5 2 8 3 .1 6

? ? 0 .5 8 0 1 ? ? 0 .4 8 6 7

u L A ? 0 .2 6 3 0 cp u L B ? 0 .3 2 6 0 cp

ln ? L 进 = x A ? ln ? LA ? (1 ? x A ) ln ? LB ? 0 . 1165 ? ln 0 . 2630 +( 1 ? 0 . 1165 ) ln 0 . 3260 ?

? L 进 ? 0 . 3179 cp

则精馏段平均液相粘度 5.1.7 汽相负荷计算

? Lm ( 精馏)=

0 . 3217 ? 0 . 31879 2

= 0 . 3198 cp

V ? L ? D ? ( R ? 1) D ? ( 3 . 298 ? 1) ? 2 . 76 ? 11 . 86 m o l/ s

W V ? V ? M Vm ( 精馏)= 11 . 86 ? 27 . 94 ? 10

?3

= 0 . 300 kg / s

5.1.8 液相负荷计算
L ? RD ? 3 . 298 ? 2 . 72 =8 . 97 m o l/ s

9

WL ? L ? M

Lm

( 精馏)= 8 . 97 ? 25 . 265 ? 10

?3

= 0 . 227 kg / s

5.1.9 填料选择 目前市场上规整填料价格较昂贵,且甲醇-水不属于难分离系统,腐蚀性 较小,故采用价格低、性能优良的散装金属拉西环 DN25 填料,查表得填料因子
? ?

257。

5.1.10 塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标
WL WV (

?V ?L

)

0 .5

?

0 .2 2 7 0 .3

? (

) = 0 .0 2 6 8 8 3 96 0 4 .

1 .0 5 5

0 .5

查《化工传质与分离过程》 图 4-33 可得 纵坐标
u ? F?
2

(

?V ?L

)?

0 .2

? 0 . 21

? ?

?水 ?L
?(

?

979 . 4 839 . 604

?

g u F ? F?
2

1.17

故 得

(

?V ?L

g
uF

)? L

0 .2

?

u F ? 257 ? 1 . 17
2

1 . 055 839 . 604

) ? 0 . 3182

0 .2

? 0 . 258

9 . 81

=2.305m/s

取安全系数 0.7, u ? u F ? 0 . 7 ? 2 . 305 ? 0 . 7=1 . 614 m / s
VS ? V ? M Vm (精馏) = 8 . 03 ? 25 . 265 ? 10 1 . 055
?3

? Vm (精馏)
4V S ?

= 0 . 192 m / s

3

D ?

4 ? 0 . 192 3 . 14 ? 2 . 03

?u

? 0 . 347 m

圆整塔径
u'?

取 D=0.400m
? 4 ? 0 . 192 3 . 14 ? 0 . 40 ? 0 . 700
2

4V S

此时
u' uF

?D
?

2

? 1 . 53 m / s

符合 0.5~0.85 范围,所以塔径圆整适合

1 . 614 2 . 305

5.2 提 馏 段 5.2.1 平均温度 t m 料液泡点进料,取 t F ? 8 5 ℃, t W ? 103 ℃则提馏段平均温度
10

t m ( 提馏 )=

85 ? 103 2

= 94



5.2.2 平均分子量 M m 塔底 由图可 x W = 0 . 001127 , y W ? 0.0023
M VW m ? M ?

0.0023 ? 32.04+(1-0.0023) ? 18.02=18.05kg/kmol 0.001127 ? 32.04+(1-0.001127) ? 18.02=18.04kg/kmol

LW m

进料板

M M

VFm

? 0.440 ? 32.04+(1-0.440) ? 18.02=24.33kg/kmol ?

LFm

0.1165 ? 32.04+(1-0.1165) ? 18.02=19.61kg/kmol

提馏段平均分子量:
M ( 提馏)= M
LWm

+M 2

LFm

Lm



18 . 02 ? 19 . 61 2

=18 . 82

kg/kmol

M

Vm

( 提馏)=

M

VWm

+M 2

VFm



18 . 04 ? 24 . 33 2

=21.19kg/kmol

5.2.3 操作压力 Pm ’ 塔釜压力 PW =112703Pa,则进料板压强 P F =112370Pa
Pm ' =
PW ? PF 2 ? 112370 ? 111169 2

=111769.5Pa

5.2.4 提馏段平均液相密度 ? L m 塔釜
aA ?

由图一得 x WA =0.001127
xA ? M
A B

x A ? M A+( 1- x A ) M ?



0 . 001127 ? 32 . 04 0 . 001127 ? 32 . 04 ? 1 ? 0 . 001127 ) 18 . 02 ( ?

= 0 . 00020

查得 103℃下,甲醇密度 ? A ? 7 1 0 K g / m 3 由
1 ? aA ? aB
1 ? 0 . 0002 710
3

水 ? B ? 9 5 6 .2 K g / m 3 得:

? Lm

? LA

? LB

? Lm

?

1 ? 0 . 0002 956 . 2

? Lm = 956.080kg/m

进料板

? L F m= 915.988kg/m

3

11

故提馏段平均液相密度 ? Lm ( 提馏)= 5.2.5 提馏段汽相平均密度 ? Vm
? V (提馏)= m
P m ' M Vm (提馏) RT =

956 . 08 ? 915 . 988 2

= 936 . 034 kg / m

3

= 0 . 776 kg / m 8.314 ? 10 ? 9 4+ 273 ) (
3

111645.5

? 21.20

3

5.2.6 提馏段平均液相粘度 ? ’ 查《化学工程手册》第一篇 :
Log ? L ? A T ? A B

A 甲 醇 水 55 5.30 65 8.25

B 26 0.64 28 3.16

塔底 103℃

L o g ? L A? ?

? ? 0 .6 5 4 3 1 0 3 ? 2 7 3 .1 5 2 6 0 .6 4 6 5 8 .2 5 6 5 8 .2 5 L o g ? LB? ? ? ? ? 0 .5 7 4 7 1 0 3 ? 2 7 3 .1 5 2 8 3 .1 6

5 5 5 .3 0

?

5 5 5 .3 0

? L A ?= 0 .2 2 1 7 cp

? L B ? ? 0 .2 6 6 3 cp

ln ? L 底 = x A ? ln ? LA '? (1 ? x A ) ln ? LB ' ? 0 . 001127 ? ln 0 . 2217 ? (1 ? 0 . 001127 ) ? ln 0 . 2663

? L 底 =0.2663cp

进料板:

8 5 ℃时

ln ? L 进 = x A ? ln ? LA ? (1 ? x A ) ln ? LB ? 0 . 1165 ? ln 0 . 2630 ? (1 ? 0 . 1165 ) ? ln 0 . 3260

? L 进 =0.3182cp

则提馏段平均液相粘度 塔板效率

? Lm ( 提馏)=

0 . 2663 ? 0 . 3182 2

= 0 . 2923 cp

E T =0.17-0.616lg ? =0.487 N=N T /E T =22.6 实 际 塔 板 数 应 取 23 块 。 5.2.7 液相负荷计算
L ' ? L ? qF ? 5 . 20 ? 1 ? 23 . 61= 28 . 81 mol / s

WL '? L ? M

Lm

( 提馏)= 28 . 81 ? 18 . 82 ? 10
12

?3

= 0 . 542 kg / s

5.2.8 汽相负荷计算
V ' ? V ? 8 . 03 mol / s

W V ' = V '? M VM ( 提馏)= 8 . 03 ? 21 . 20 ? 10

?3

= 0 . 170 kg / s

5.3 塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标
W L ' ? V 0 .5 0 . 542 0 . 760 0 .5 ( ) ? ? ( ) = 0 . 0920 WV ' ? L 0 . 168 936 . 027

查《化工传质与分离过程》 图 4-33 可得 纵坐标
u ? F?
2

(

?V ?L

)?

0 .2

? 0 .1 4 9

? ?

?水 ?L

?

9 5 62 . 9 3 60 2 7 .

?

g

1.022

继续采用散装金属拉西环 DN25 填料
u F ? F?
2

(

?V ?L

g

)? L

0 .2

?

u F ? 257 ? 1 . 022
2

?(

0 . 760 936 . 027

) ? 0 . 2923

0 .2

? 0 . 189

9 . 81

得 uF=3.698m/s 取安全系数 0.7, u ? u F ? 0 . 7 ? 3 . 698 ? 0 . 7= 2 . 588 m / s
VS '? V '? M Vm (提馏) = 8 . 03 ? 21 . 20 ? 10 0 . 760
?3

? Vm (提馏)
4V S ' ?

= 0 . 224 m / s

3

D ?

4 ? 0 . 224 3 . 14 ? 2 . 30

?u

? 0 . 352 m

圆整塔径
u'?

取 D=0.400m
? 4 ? 0 . 224 3 . 14 ? 0 . 400 ? 0 . 50
2

4V S '

此时

?D
?

2

? 1 . 783 m / s

u' uF

1 . 783 3 . 698

符合 0.5~0.85 范围,塔径圆整合适

5.4.塔高的计算 等板高度法,取 HETP=0.5m 5.4.1 精馏段
Z 1 ? ( H E T P )1 ? N T 1
Z 1 ' ? 0 . 5 ? 6= 3 . 0 m

NT ? 6

取安全系数为 1.4
13

Z 1= 3 . 0 ? 1 . 4= 4 . 2 m

5.4.2 提馏段

Z 2 ? ( H E T P ) 2? N T
Z 2 ' ? 0 . 5 ? 5= 2 . 5 m

2

NT ? 5

取安全系数为 1.4

Z 2 ? 2 . 5 ? 1 . 4= 3 . 5 m

Z=Z1+Z2=3.5+4.2=7.7m 5.5 压降 ? P 的计算 5.5.1 精馏段
u ? F?
2

(

?V ?L
0 .5

)?

g
WL WV

0 .2 L

?

1 . 68

2

? 257 ? 1 . 17 9 . 81

?(

1 . 055 839 . 604

) ? 0 . 3162

0 .2

? 0 . 0885

(

?V ?L

)

?

0 . 13 0 . 22

? (

1 . 055 839 . 04

) = 0 . 0209

0 .5

查埃克特通用关联图得:

?P Z

? 63 ? 9 . 81 Pa / m

? P ( 精馏)= 63 ? 9 . 81 ? 4 . 2= 2595 . 7 Pa

5.5.2 提馏段
u ? F?
2

(

?V ?L

)?

g

0 .2 L

?

1 . 783

2

? 257 ? 1 . 022 9 . 81

?(

0 . 760 936 . 027

) ? 0 . 2923

0 .2

? 0 . 054

W L ' ? V 0 .5 0 . 542 0 . 760 0 .5 ( ) ? ? ( ) = 0 . 0920 WV ' ? L 0 . 168 936 . 207

查埃克特通用关联图得:

?P Z

? 40 ? 9 . 81 Pa / m

? P ( 提馏)= 40 ? 9 . 81 ? 3 . 5=1373 . 4 Pa
? P ?与 ? P

检验:

? P ' ? ? P ( 精馏 ) ? ? P ( 提馏 )= 2554 . 5+1373 . 4= 3927 . 9 Pa

?P ? ?P ' ?P

?

4 0 3 2 3 9 2 79 ? . 4032

? 0 .0 1 5 6 <0.05

所以假设成立,D=0.400m 6.计算结果列表 6.1.物料衡算 进料口 F 塔顶 D 塔釜 W

14

进料量(mol/s) 浓度(摩尔分率) 压力(Pa) 温度(℃)

29.45 0.1165 111169 85

3.494 0.9736 109500 67

25.956 0.001127 112370 103

6.2.填料塔参数 塔径 DN 0.40m 填料层高度 H 7.7m 填料层压降 ? P 3927.9Pa 误差分析 ? E 1.56%

辅机(辅助设备)的选型计算
7.1 原料储槽的选型计算 原料液的存储量是要保证生产能正常进行, 主要根据原料生产情况及供应周 期而定的。 根据经验, 取储槽中的原料液温度为 t=25℃, 此时进料液中各物料的物性是: 甲醇: ? A ? 791 Kg ? m ? 3 水:
? B ? 998 Kg ? m
?3

质量浓度 a A ? 0 . 185 质量浓度 a B ? 0 . 815
15000 ? 1000 a A 7200 ? A ? 15000 ? 1000 a B 7200 ? ? B ? 2 . 189 m ? h
3 ?1

∴ 进料液体积流量 V S ?

在工业中为了安全起见,储槽一般要留出一定空间。取储槽安全系数为 0.7 (安全系数,又称装填系数,是指有效容积占储槽总容积的百分率) ,按大工厂 计算,取 24 小时进料量计算,故所需的储槽实际体积为:
V 原料储槽 ? 24 V S 0 .7 ? 24 ? 2 . 189 0 .7 ? 75 . 04 m
3

原料储槽工作于常温、常压下,甲醇是一级防爆产品。综合以上因素,最终选 用立式平底锥盖容器系列(JB1422-74) ,选公称容积 V g ? 80 m 3 ,图号为:

15

R22-00-15。 7.2 中间槽 中间槽是储存回流量及出料的储罐。甲醇精馏过程为连续生产,中间槽的设计 依据是中间槽装液 60%~80%能保持至少 1~2 个小时的流量,该设计任务中, 槽装液 70%,即取安全系数为 0.7,保持流量 2 小时。 取储槽中的料液温度为 t=40℃,此时进料液中各物料的物性是: 甲醇: ? A ? 771 Kg ? m ? 3 水:
? B ? 992 . 2 Kg ? m
?3

质量浓度 a A ? 0 . 985 质量浓度 a B ? 0 . 015

∴ 进料液体积流量为:
VS ? M ?D? 1

D

?D

?

1 1? R

? 31 . 549 ? 76 . 219 ? (

0 . 985 771

?

0 . 015 992 . 2

)?

1 1 ? 3 . 298

? 0 . 724 m ? h
3

?1

V 塔顶储槽

?

24 V S 0 .7

?

24 ? 0 . 724 0 .7

? 24 . 804 m

3

选用卧 式无 折边 球形 封头容 器系 列, 标准 号 JB1427-74, 选公 称容积
V g ? 25 m
3

,图号为:R22-0.7-21。

7.3 塔底冷凝液储槽 仍取储槽中的料液温度为 t=40℃, 进料液体积流量为:
VS ? M ?W ? 1

W

?W

? 18 . 023 ? 9 . 286 ? (

0 . 002 771

?

0 . 998 992 . 2

) ? 0 . 169 m ? h
3

?1

V 塔底储槽

?

24 V S 0 .7

?

24 ? 0 . 169 0 .7

? 5 . 784 m

3

选用立式平底平盖容器系列,标准号 JB1421-74,选公称容积 V g ? 6 m 3 ,图 号为:R21A-00-15。 8.换热器的选型计算 在本设计任务中,甲醇浓度都比较高,在换热时不能直接与冷流体混合,所 以应采用间壁式换热器。在冷、热流体的初、终温度相同的条件下,逆流的平均
16

温差较并流的大。因此,在换热器的传热量 Q 及总传热系数 K 值相同的条件下, 采用逆流操作效果较好。若换热介质流量一定时,可以节省传热面积,减少设备 费;若传热面积一定时,可减少换热介质的流量,降低操作费。因而,工业上多 采用逆流操作。 同时,若换热器两端冷、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 温差的取值应考虑其经济合理性,即要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差, 使投资和操作费用之和最小。 8.1 原料液换热器 根据《化工设计》书可知 K 的取值范围一般在 400 ~ 600 W /( m 2 ? C ) ,由于换 热器在使用过程中会形成污垢,导致 K 的减小, 故取 K=400 W /( m 2 ? C ) 进料温度 t F ? 8 5 ℃ 查《化学工程手册》第 1 篇可得:
25



甲醇 C p ? 0.569 K cal /Kg℃ 水
C p ? 0.998 K cal

85 ℃

甲醇 C p ? 0.582 K cal /Kg℃ 水
C p ? 1 .0 0 0 K ca l

/Kg℃

/Kg℃

? C PA ?

C P A1 ? C P A 2 ln C P A1 C PA 2 C PB1 ? C PB 2 ln C PB1 C PB 2

?

0 .5 6 9 ? 0 .5 8 2 ln 0 .5 6 9 0 .5 8 2 0 .9 9 8 ? 1 .0 0 0 ln 0 .9 9 8 1 .0 0 0

? 0 .5 7 5 K ca l / K g

℃ ? 18.424 K cal / K m ol ℃

? C PB ?

?

? 0 .9 9 9 K ca l / K g

℃ ? 17.997 K cal / K m ol ℃

C p ? xA ? C

PA

? (1 ? x A ) ? C

PB

? 0 . 1165 ? 18 . 424 ? (1 ? 0 . 1165 ) ? 17 . 997 ? 18 . 04 Kcal / Kmol

?

C

=75.50 KJ / Kmol ? C 进料温度为 25 摄氏度。如图所示: t℃ 100℃ 85℃ 25℃
17

逆流换热,采用饱和蒸汽加热:
? t1 ? 1 0 0 ? 2 5 ? 7 5 ? C
? t1 ? ? t 2 ln ? t1 ? t2
?

? t 2 ? 1 0 0 ? 8 5 ? 1 5 ?C

? tm ?

?

75 ? 15 ln 75 15

? 3 7 .2 8 ? C

? t ? 85 ? 25 ? 60 C

F ? 23 . 61 mol / s

据热量衡算可得:

S ?

FC P ? t K?tm

?

23 . 61 ? 75 . 50 ? 60 400 ? 37 . 28

? 7 . 17 m

2

查《化工工艺设计手册》选取: 浮头式换热器,型号为:FB325-5-40-2,公 称直径 325mm, 公称压力 40 kgf / cm 2 , 管程, 2 排管数 32 根, 管子为 ? 25 ? 2 . 5 , 换热面积为 5m,计算传热面积 7.4m。标准图号为:JF001。

8.2 塔顶冷凝器 假设冷流体从 25℃升至 40℃,热流体从气体冷凝为液体 t℃ 25℃ 67℃ 40℃

67℃时,查得甲醇、水的汽化潜热:
rA ? 1074 K J / K g ? 1074 ? 32.0416 ? 34412.7 K J / K m ol rB ? 1850 K J / K g ? 1850 ? 18.0148 ? 33327.4 K J / K m ol
r ? r A ? x D ? r B ? (1 ? x D ) ? 34412 . 7 ? 0 . 9650 ? 33327 . 4 ? (1 ? 0 . 9650 ) ? 34375 KJ / Kmol

逆流换热,采用水冷却
? tm ? (6 7 ? 2 5) ? (6 7 ? 4 0 ) ln 67 ? 25 67 ? 40
V ? 8 . 03 mol / s

? 3 3 .9 5 ℃

取 K ? 4 0 0W /( m 2 ? K )

18

据热量衡算可得:

S ?

V ?r K?tm

?

8 . 03 ? 34375 400 ? 33 . 95

? 20 . 33 m

2

查《化工工艺设计手册》上册(第一版) 选取 U 型管式换热器 型号为 YA 325-25-64/64-4 图号为 JY006 8.3 塔底再沸器 103℃时 查得甲醇、水的汽化潜热:
rA ? 998 K J / K g ? 998 ? 32.0416 ? 31977.5 K J / K m ol rB ? 2250 K J / K g ? 2250 ? 18.0148 ? 40533.3 K J / K m ol r ? r A ? x w ? r B ? 1- x w ) ? 31977 . 5 ? 0 . 001127 ? 40533 . 3 ? 1 ? 0 . 001127 )= 40523 . 66 KJ / Kmol ( (

逆流换热, 采用 130℃的水蒸气加热
? t ? 130 ? tW ? 130 ? 103 ? 27



取 K ? 4 0 0W /( m 2 ? K )
S ? V '? r ' K ? ?t ?

V ? V ' ? 8 . 03 m o l/ s

8 . 03 ? 40531 , 4 400 ? 27

? 30 . 14 m

2

查 《化工工艺设计手册》 (第一版) 选用立式虹吸式重沸器, 上册 , 型号为: GCH600 -16-30, 公称直径 600mm, 公称压力 16 kgf / cm 2 , 管子数 32 根, 标准图号为: JB1146-71。计算值大于所需的实际传热面积,故符合要求。

9.主要接管尺寸的选型计算 管径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,则壁厚,基建费用增加;管径小,流动阻力大,运转费用增 加。 初步选定流体流速后, 通过计算确定管径, 最后圆整到符合公称直径的要求。 9.1 进料管 已知料液流率为 12000 吨/年 料液体积流率, V F ? 料液密度为 915.988Kg/m3,则
3

15000 ? 10

7200 ? 60 ? 60 ? 915 . 988

= 0.00064 m / s
3

取管内流速 u F ? 0 .5 m / s ,

19

则进料管直径

dF ?

4V F

?u

?

4 ? 0 . 00064 3 . 14 ? 0 . 5

? 0 . 040 m ? 40 mm

查《化工流体流动与传热》上册 标准型号为 YB-231-64 9.2 塔顶气体出口管

取进料管尺寸为 ? 45 ? 4 . 0 ,热轧无缝钢管

近似取精馏段体积为塔顶蒸汽体积流率 V T
V ? 8 . 03 mol / s

,
?

M VDm

=31.55kg/kmol
?3

?V ?

PD ? M

VDm

109500 ? 31 . 55 ? 10

R?T

8 . 314 ? ( 67 ? 273 . 15 )
?3

?

1.2222 kg / m 3

Vr ?

V ?M

VDm

?V

?

8 . 03 ? 31 . 55 ? 10 1 . 2222

? 0 . 21 m / s
3

取管内蒸汽流速 u T ? 15 m / s , 则塔顶蒸汽出口管直径 d T ?
4 ? 0 . 21 15 ? 3 . 14 ? 0 . 1335 m ? 133 . 5 mm

查《化工流体流动与传热》上册 钢管 标准型号为 YB-231-64 9.3 回流进口管

取釜液出口管尺寸为 ? 152 ? 4 . 0 ,热轧无缝

回流液密度 ? Lm ? 763 . 219 kg/m 3 , M 回流液体积流率
VR ? L?M
LDm

LDm

?

30.92kg/kmol
?3

?L

?

5 . 20 ? 30 . 92 ? 10 763 . 219

? 2 . 11 ? 10

?4

m /s

3

=0.7584 m 3 / h 取管内流速 u F ? 0 .5 m / s , 则回流进口管直径 d R ?
4 ? 2 . 11 ? 10 3 . 14 ? 0 . 5
?4

? 0 . 0232 m ? 23 . 2 mm

查《化工流体流动与传热》上册 标准型号为 YB-231-64 9.4 釜液出口管

取回流管尺寸为 ? 32 ? 2.5 ,热轧无缝钢管

20

釜液流率 W=25.956 mol / s
M
LW m

釜液密度 ? Lm = 956.081kg/m 3

?

18.02kg/kmol
LWm

体积流率 V W ?

W ?M

? LWw



25 . 956 ? 18 . 02 ? 10 956 . 066

?3

? 4 . 89 ? 10

?4

m /s

3

取管内流速 u W ? 0 .5 m / s , 则釜液出口管直径 d W ?
4 ? 4 . 89 ? 10 3 . 14 ? 0 . 5
?4

? 0 . 0353 m ? 35 . 3 mm

查《化工流体流动与传热》上册 钢管,标准型号为 YB-231-64 9.5 再沸器进口管
V ' ? V ? 8 . 03 mol / s

取釜液出口管尺寸为 ? 38 ? 2 . 5 ,热轧无缝

M VW m ?

18.05kg/kmol
?3

?V ?

PW ? M

VWm

R?T

?

112370 ? 18 . 05 ? 10

8 . 314 ? (103 ? 273 . 15 )
?3

? 0 . 6485 kg / m

3

VH ?

V '? M

VWm

?V

?

8 . 03 ? 18 . 05 ? 10 0 . 6485

? 0 . 224 m / s
3

取管内蒸汽流速 u H ? 1 5 m / s , 则再沸器进口管直径 d H ?
4 ? 0 . 2198 3 . 14 ? 15 ? 0 . 1366 m ? 136 . 6 mm

查《化工流体流动与传热》上册 缝钢管 ,标准型号为 YB-231-64 10. 泵的选型计算

取再沸器进口管尺寸为 ? 152 ? 4 . 5 ,热轧无

10.1 进料液泵 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馏。由于所设计的泵用于输 送化工液体,与一般泵不同,它要求泵操作方便,运行可靠,性能良好和维修方 便。 泵的选型首先要根据被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。因 为料液腐蚀性较小,粘度小,温度不高,流量小,扬程高,故可采用旋涡泵。 进料泵最小扬程=提馏段填料层高度+塔底预留空间及裙座高

21

扬程 H ? 2 ? ( 精馏塔提馏段填料高度
( 扬程 H ? 2 ? 3 . 5+1 . 5)= 10 m 2 5 ?C

+塔支座高度)

时, ? LA ? 791 Kg ? m ? 3
? L B ? 998 Kg ? m
1 ? aA ? aB
?3

质量浓度 a A ? 0 . 185 质量浓度 a B ? 0 . 815
1 ? 0 . 185 791 ? 1 ? 0 . 185 998

? Lm

? LA

? LB

? Lm

得:

?
12000 ? 10

Lm

=951.915 Kg / m 3
? 1 . 75 m / h
3

3

流量 Q ?

7200 ? 951 . 915

取安全系数 1.3, Q ' ? 1 . 3 ? Q ? 2 . 275 m 3 / h

查《化工工艺手册》 选 W 型旋涡泵 32W-30 流量为 Q 为 2.8 8 m 3 / h ,扬程 1 8 m ,转速 2900r/min,轴功率 0.735KW,电机功率 1.5KW. 10.2 回流泵 同种条件下选取旋涡泵 扬程 H ? 2 ? ( 精馏塔填料高度+塔支 料液经冷凝后温度为 6 7 ? C , 查得 6 7 ℃下甲醇 ? A ? 755 kg / m 3 由
1 ? aA ? aB
1 ? 0 . 985 755

座高度)=

2 ? 7 . 7 ? 1 . 5)= 18 . 4 m (

水 ? ? 979 . 4 kg / m 3
? 1 ? 0 . 985 979 . 4

? Lm

? LA

? LB

? Lm

得 ? Lm ? 757 . 6 kg / m 3 流量 Q ?
WV ? 0 . 2 ? 3600 757 . 6 ? 0 . 95 m / h
3

? Lm

取安全系数 1.3, Q ' ? 1 . 3 ? Q ? 1 . 24 m 3 / h

查《化工工艺手册》 选 W 型旋涡泵 25W-25 流量为 Q 为1 .4 4 m 3 / h ,扬程 2 5 m ,转速 2900r/min,轴功率 0.378KW,电机功率 0.75KW. 11.流量计选取 化工过程中需经常对物料进行流量和总量的测量。 流量是指单位时间内通过 的物料量。所选依据主要为介质的性质及流量测量范围。

22

将料液由贮槽送往预热器处需一个测量流量的流量计。 转子流量计结构简单、 读数方便、能量损失小,测量范围宽。料液在低压及较低温度下输送,因此选用 转子流量计。 料液流量 1.75m3/h,查 《化工工艺设计手册》 选用 LZB 型玻璃转子, , 型号 LZB-4, 测量比 1:10,液体测量范围 1—10m3/h. 回流液送往精馏塔处亦需流量计, 采用转子流量计。 回流液流量 0.7584 m3/h, 查《化工工艺设计手册》 ,选用 LZB 型玻璃转子, 型号 LZB-50, 测量比 1:10,液 体测量范围 0.4-4m3/h. 12.温度计选取 温度计可采用双金属温度计, 该温度计适用测量中、 低温, 可直接测量气体、 液体的温度,具有易读数、坚固耐用等特点。查《化工工艺设计手册》 ,采用防 护型号,选取 WSS-401-F,公称直径为 1200mm,测量范围为 0℃-300℃。 或根据该设计任务,温度范围在 150℃内。根据文献,可选用镍铬-铜镍 (WRKK)型热电偶,分度号为 E,套管材料 1Cr18Ni9Ti,外径 d=2mm,测量范围 0~300℃,允差值 ? 3℃.最高使用温度 700℃,公称压力 P≤500kgf/cm2。也可选用 WRK-240 型隔爆镍铬-铜镍热电偶,分度号 E,结构特征:固定螺纹安装,测温范 围 0~600℃,公称压力 P100kgf/cm2。 13.压力计选取 压力计选取,需考虑量程、精度、介质性质及使用条件等因素。安装时,应 力求避免振动和高温的影响。量程为稳定压力(1/3-3/4)的量程上限。精度工 业用在 1.5 级及 2.5 级。介质无腐蚀性不易堵塞。压力表安装的地方,取压管的 内墙面与设备或管道的内壁应平整。无凸出物或毛刺以保证正确取得静压力。被 测介质温度超过 60℃时,取压口至阀门见或阀门至压力表间应有冷凝管。现选 用 TG- 1200 ,测 量 范围为 0- 1200mmH2O.精度等级 1.5 ,最 大工作压力 6Kgf/cm2。

设备一览表
序号 设备名称 1 填料塔 2 原料槽 数量 1 1 型号 JB1422-74
23

图号,备注 R22-00—15

3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

原料液换热器 塔顶冷凝器 塔釜再沸器 进料管 塔顶气体出口管 回流进口管 釜液出口管 再沸器进口管 进料泵 回流泵 流量计 流量计 温度计 压力计

1 1 1

1 1 1 1 3

FB325-5-40-2 JY006 JB1146-71 YB231-64 YB231-64 YB231-64 YB231-64 YB231-64 32W-30 25W-25 LZB-50 LZB-4 WSS-401F TG-1200

JF001 YB-235-25-64/64-4 JB1146-71
? 45 ? 4 . 0

? 152 ? 4 . 0
? 32 ? 2.5

? 38 ? 2 . 5
? 152 ? 4 . 5

流量 2.88 m3/h,扬程 18m 流量 1.44 m3/h ,扬程 25m 液体测量范围 1-10 m3/h 液体测量范围 0.4-4 m3/h. 测量范围为 0℃-300℃ 测量范围为 0-1200mmH2O

选用符号说明
A B C D F g HETP K M N P Q r S T t u V 英文 安托尼方程系数 安托尼方程系数 安托尼方程系数 热容 kJ/(kg.℃) 直径 m 塔顶产品摩尔流量 kmol/h 进料摩尔流量 kmol/h 重力加速度 m/s2 填料层等板高度 m 传热系数 w/(m2·℃) 物料质量流量 kg/h 摩尔质量 kg/kmol 理论板数 压力 Pa 传热量 kJ/h 汽化潜热 换热器面积 绝对温度 摄氏温度 流体流速 容器体积 塔内蒸汽量 kJ/kg m2 K ℃ m/s m mol/s
24

ρ μ Φ Ψ A B D F f i L Min m s V

希腊文 密度 kg/m3 粘度 填料因子 Pa·s m
-1

液体密度校正系数 上下标说明 甲醇 水 塔顶产品 进料 泛点 纯组分 液体 最小量 平均值 饱和蒸汽 气体或蒸汽 平均 提馏段

'

W x Z

体积流量 m3/s 塔釜产品摩尔流量 kmol/h 物料摩尔分率 填料层高度 m

参考文献
1. 《甲醇工学》房鼎立,宋维端,肖任坚合编,朱炳辰审定,化学工业出版社 2. 《化工传质与分离过程》 贾绍义,柴诚敬 主编,化学工业出版社 3. 《化工流体流动与传热》 柴诚敬,张国亮 主编,化学工业出版社 4. 《化工热力学》陈钟秀,顾飞燕,胡望明 编著 化学工业出版社 5. 《化工设计》黄璐,王保国 化学工业出版社,255 页 6. 《化工工艺设计手册(上册) 国家医药管理局上海医药设计院编 化学工业 》 出版社 7.《中国化工机械设备大全》 蔡源众 主编,成都科技大学出版社

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