煤制甲醇精馏系统工艺的设计.docx

精制甲醇一精馅系统工艺设计摘要在这次课程设计任务中，我们应用了化工原理精馅知识对甲醇-水二元筛板 精馅塔进行了设计，使我们对课本知识进行了更深一步的认识，并且对实际操作 有了一定的了解本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系 的精信问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较为完整的精馅设计过程 经计算，回流比R=l. 05,实际塔板为25，其中精馅段9块，提馅段16块，最终 计算塔高为15. 17m，精馅段操作弹性1. 81，提馅段操作弹性2. 02，符合要求关键词：甲醇，水，实际塔板数，回流比，操作弹性，精馅段,提馅段第一章、概述1 • 1精馅操作对塔设备的要求和类型1.1.1 对塔设备的要求精馅所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所 用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传 质效率但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：⑴ 气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、 拦液或液泛等破坏操作的现象2） 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大围的变动时， 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的 可靠性。

3） 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力 消耗，从而降低操作费用对于减压精馅操作，过大的压力降还将使整个系统无 法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作⑷ 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易5） 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修6） 塔的滞留量要小实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛 盾的不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓 住主要矛盾，进行选型1. 1.2板式塔类型气一液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类精馅操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据 塔板上气一液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、 舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年）,其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、 化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多 降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等目前从 国外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使 用尤为广泛。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，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10〜15%⑶塔板效率高，比泡罩塔高15%左右4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右筛板塔的缺点是：(1) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀2) 操作弹性较小(约2〜3)⑶小孔筛板容易堵塞1.2精馅塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：⑴ 设计方案确定和说明根据给定任务，对精馅装置的流程、操作条件、 主要设备型式及其材质的选取等进行论述2)蒸馅塔的工艺计算，确定塔高和塔径⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算接管尺 寸、泵等，并画出塔的操作性能图⑷ 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器5) 抄写说明书6) 绘制精馅装置工艺流程图和精馅塔的设备图本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常 压精馅流程设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馅 塔塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分 经产品冷凝器冷却后送至贮罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故 操作回流比取最小回流比的1.8倍塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后 送至贮罐第二章、精德塔的物料衡算2. 1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32kg/kmol水的摩尔质量为：18kg/kmolXf=(O. 934/32)/(0. 934/32+0. 56/18)=0.482xd=(0. 99/32)/(0. 99/32+0. 01/18)=0.9822. 2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=32x0. 482+18x(1-0. 482)=24. 75kg/molMd=32x0. 982+18x(1-0. 982)=31. 74kg/mol则可知：原料的处理量:F=100000/(330x24x24. 75)=510.15kmol/h本设计取回收率：r] = XdxD/(XfxF)=99. 5%则有： D=249. 15kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及： xtxF= Xd xD+Wxx.容易得出： W=261.00kmol/hx»=0. 0047第三章、塔板数的确定3.1确定相对挥发度“(1)甲醇-水Antdne常数ABC甲醇 8 - 0 8 0 9 71582-271239-726u 8-07131水1730-630233-426当塔顶温度tD=65. 31 °C时0 1582.2711g P4U = 8.08097 人 65.31 + 239.7260 1730.630lgpu =8.07131 b 65.31 + 233.426联立，解得：= 782. 78mmHg782.78= a n = = 4.131 u 189.64进料温度 tp=72. 25°C时o 1582.271lgP4u = 8.08097 人 72.25 + 239.726乌° = 189. 64mmHgo 1730.630Igpu =8.07131 b 72.25 + 233.426联立，解得：= 1020. 94mmHg 咯° = 256. 84mmHg1020.94OLr\ — OC 77, = ― 3.982 ° 256.84塔底温度 tw=95. 32°C时叫。

8.97一9」苦；*260 1730.630Igpu =8.07131 b 95.32 + 233.426联立，解得：= 2292. 56mmHg = 641.17mmHg2282.56 的=咖=而7 = 3・56相对挥发度：a = /灼约=3.833. 2最小回流比的计算和适宜回流比的确定已知q=0. 99则： y = £x一土q-1 q-1、一,x —上 crx相平衡方程：y = 1 + (a — l).r联立方程，解得：ye=0. 782 Xe=0. 484所以，理论板层数Nt的求取Rmin=(XD-yo)/(ya-Xo)=(0.991-0.782)/(0.782-0.484)=0.701取操作回流比为:R=l. 5Rmin=l. 5x0. 701=1. 05L=RxD=l. 05x246. 88=259. 22kmol/hV=(R+l)xD=2. 05x246. 88=506. 10kmol/hL* =L+F=259. 22+510.15=769. 37kmol/hV, =V=506. lOkmol/h3. 2. 2精馅段、提馅段操作线方程精馅段操作线：y=R/(l+R)xx+l/(l+R)xxd=O. 512x+0. 479提馅段操作线：y' =L' /(L‘ 一W) x x, — W/(L' —W) x xw=1.472x' -0.002第一块塔板上升气相组成：yi=XD=0. 982代入平衡曲线X = = Xu 得\"―a —(a —1)义—3.83 —2.83义、第一块塔板下降液相组成：.％ =0. 934再将X!=0. 934代入精信段操作线得出y2，如此反复计算得如下结果：W=0. 957，X2=0. 853ys=0. 916，X3=0. 740y4=0. 858，X4=0. 612W=0. 792 , X5=0. 499ye=0. 734，X6=0. 419<0. 484=Xq即第四块板为理论加料板位置，改用提馅段操作线方程计算如下：y?=0. 631 ■ys=O. 470 •y9=0. 349 •凹°=0.184X7=0.312 x8=0. 232 X9=0. 123 %io=0. 056Hi=0. 083 , xn=0. 023必2=0.032 , M2=0.009>i3=0. 012 , M3=0. 003<0. 0047=Xw所以，理论板数共12块（包括再沸器），第5块板加料，其中精馅段为4块板.a — 3.83 七=O.3392mPa - sEt = 0.49（。

气）-0'245 = 0-460精馅段:Np描Nt 7提馅段：Nd =—^ = -—- = 16P 提 Et 0.460-L提全塔所需实际板数：虬=16+9=25块 全塔效率Et = — =比^ = 0.44NP 25实际加料版为第12块第四章•物性计算4.1操作压力计算：应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小， 导致塔径增加，要使用抽空设备对于物性无特殊要求的采用常压操作塔顶压力琮=101. 3=101. 3kPa单板压降△?=(). 7kPa进料板压力 pf=101. 3+0. 7x7=106. 2kPa塔底压力 p»=101. 3+0. 7x11=109. OkPa精馅段平均压力 p-=(101. 3+106. 2)/2=103. 75kPa提留段平均压力 p,.- =(106. 2+109. 0)/2=107. 6kPa4. 2操作温度计算：表3-1利用常压下甲醇-水平衡数据101.325mX00.0200. 0400.0600.12570.1315y00.1340. 2300.3040.3650. 395t/°c10096.493.591.289.387.7X0.28180.29090. 33330.35130.46200. 52920. 5937y0.7790.8250. 8700.9150.9580. 9791.000t/°c73.171.269.367.566.065.064.5塔顶气、液，进料和塔底的温度分别为tD tF tW查表一，利用插法，得塔顶温度：(64. 7-66.9) / (1-0.8741 )=(切-66. 9)/(0. 965-0. 8741)得到 ^=65. 31 °C塔底(100-92.9)/(0-0.0531)= (tw-92. 9) / (0.035-0.0531 )得到t«=95. 32°C进料(72. 7-71.3) / (0.5292-0.5937) = (tr-71.3) /(0. 55-0. 5937)得到 tr=72.25°C精馅段平均温度：— tF +。