甲醇—水连续填料精馏塔设计方案书

1/25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：化工工艺学号：指导老师：2005年07月20日2/25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、Z、P计算…………………………………………………（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)3/25前言甲醇俗称木醇，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。此外，甲醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。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，所以塔釜排出的水中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。4/25工艺流程说明本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，要求回收甲醇的浓度达到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。5/25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：1165.002.18/19.0104.32/19.004.32/19.0/1//BFAFAFFMaMaMax9736.002.18/985.0104.32/985.004.32/985.0/1//BDADADDMaMaMax001127.002.18/002.0104.32/002.004.32/002.0/1//BWAWAWWMaMaMax求得各个物料的摩尔分率如下：2.全塔物料衡算F=平均分子量总生产时间年处理量145.298835.002.181165.004.32160607200000115000skgsmol/则有：1165.045.29W0.001127D97360.`45.29WDWxDxFxWDFWDF解得W=25.956smol/D=3.494smol/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汽相中甲醇摩尔分数yA温度t/℃液相中甲醇摩尔分数xA汽相中甲醇摩尔分数yA1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.779物料塔顶进料塔釜摩尔分率0.97360.11650.0011276/2593.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665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：649.11165.0440.0440.09736.0qqqMinxyyxRD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=2RMin=2×1.649=3.2984.填料塔压力降的计算各组分的饱和蒸汽压由安托尼方程CTBALnps求得各组分的饱和蒸汽压的计算值：7/25塔顶的压力：109.5kPa塔釜的压力：（wt=103℃）PaPA3874250PaPB1120600000225.0Ax999775.0Bx∴BBAAWxPxPP00=Pa112370998873.0112060001127.0387425所以精馏塔的压力降为：DWPPP=Pa28701095001123705.D、Z、P计算5.1精馏段5.1.1平均温度mt料液泡点进料，取85Ft℃,假设67Dt℃，则精馏段平均温度8567()762mt精℃5.1.2平均分子量mM塔顶：9736.01yxD，由图可知1x0.950mVMD0.973632.04+（1-0.9736）18.02＝31.67kg/kmolmLMD0.95032.04+(1-0.950)18.02=31.34kg/kmol进料板：1165.0Fx，由图可知440.0FyVFmM0.44032.04＋（1-0.440）18.02＝24.12kg/kmolLFmM0.116532.04+(1-0.1165)18.02=19.65kg/kmol项目安托尼方程常数饱和蒸汽压ABC67℃103℃甲醇11.96733626.55-34.29111025387425水11.68343816.44-46.1327171.81120608/25精馏段平均分子量：＝＝＋精馏）＝265.1934.312MM(LFmLDmLmM25.495kg/kmol＝＋精馏）＝2MM(VFmVDmVmM212.2467.31=27.9895kg/kmol5.1.3精馏段平均操作压力mP塔顶压力DP＝109500Pa，取每层塔板压力降P＝112622＝238.36Pa，则进料板压强FP＝238.367+109500＝111169PamP＝21111691095002FDPP＝110334Pa5.1.4液相密度Lm塔顶由图一得950.0Ax971.002.18950.0104.32950.004.32950.0Mx1BA＝）（＝）－＋（AAAAAMxMxa查得67℃下甲醇3/755mkgA水3/4.979mkg由1ABLmLALBaa4.979971.01755971.01Lm得：Lm＝760.050kg/m3进料板由图知加料板液相组成1165.0Fx190.002.181165.0104.321165.004.321165.0Mx1BF＝）（＝）－＋（AFAFAMxMxa查得85℃下甲醇3741/AKgm水3968.6/BKgm由6.968187.01741187.01LFm得：LFm＝915.988kg/m3故精馏段液相平均密度3/kg604.8392988.915219.763(mLm＝精馏）＝5.1.5精馏段汽相平均密度mV9/2533VmmmV/064.127376108.31427.9895110334RTMPmkg＝）＋（＝（精馏）（精馏）＝5.1.6液体粘度查《化学工程手册》第一篇：LAALogTB塔顶：67℃时555.30555.300.498067273.15260.64LALog0.3177LAcp＝658.25658.250.389567273.15283.16LBLog0.4079LBcp4079.0ln950.013177.0ln950.0ln)1(lnln）＋（＝LBALAALDxxcpLD3217.0进料板：85℃时555.30555.300.580185273.15260.64LALog0.2630LAucp658.25658.250.486785273.15283.16LBLog0.3260LBucp3260.0ln1165.012630.0ln1165.0ln)1(lnln）＋（＝进LBALAALxxcpL3179.0进则精馏段平均液相粘度cp3198.0231879.03217.0(＝精馏）＝Lm5.1.7汽相负荷计算