甲醇化工厂毕业设计2部分

第5章 主要设备计算及选型

设备是化工工艺运作的载体，选择合适的设备，对于提高生产率，降低原料，能是的消耗有着重要的作用。

5.1 合成系统的设备计算及选型

5.1.1 合成塔主要尺寸计算 <1>.入塔气管径d 1

取u 1=10m/s ，V s1=25207.99Nm 3 由Vs=4

π3600d 12u 1得：

d 1=

π

1136004u V s =

3600

14.31099.252074???=0.094 m

圆整到100 mm 。 <2>.出塔气管径d 2

取u 2=10m/s ，V s2=22263.24Nm 3/h ，同理可得： d 2=

3600

422

πu V s =

3600

14.31024.222634???=0.089 m

圆整到90mm 。 <3>.其它尺寸选定

反应管选用φ34?2mm 钛管，长为4.5m ，裙座高h=1500mm ，上封头高300mm ，下封头高300mm ，上下接管长各为250mm 。 则反应器总高：H=1500+300?2+250?2+4500=6800mm 5.1.2 出塔气冷凝器

出塔气中含甲醇7.15%加其它未反应气体，通过冷凝器可使出塔气中大部分甲醇和其它产物冷凝下来，以利分离，一般有喷淋式和壳管式，由设计采用管壳式冷凝器。

冷凝器传热面积计算 平均温度差2

1

2

1ln t t t t t m ???-?=

?=)2640()40220(ln )2640()40220(-----

=111.30℃

气体的平均体积流量V=3600

201273226

22027342.73785??

++

?=1.487 管子采用5.225?Φ无缝钢管

第五章 主要设备计算及选型

气体流速10m/s 管子根数

10

02.0785.0487

.12??=473.6 取474根

传热系数K=

∑+++λ

δ

ααR 011

1

1

R---污垢系数，查得=0.005

δ---3mm

λ---167.2KJ/(m 2·h ·℃)

则 K=

45

0025.0005.014901179411

+++=159.5W/(m 2·K)

冷却水Q =39892788.8KJ/h

则传热面积A=

m

t K Q

?=624.17㎡ 5.1.3 甲醇分离器

甲醇分离器的作用是将经过冷凝器冷凝下来的液体甲醇和未反应气体进行气液分离，分离出的甲醇在液面控制下在分离器底部减压送粗甲醇贮槽。 5.1.4 粗甲醇贮槽

贮槽的工作压力为0.6MPa,液体以5MPa 减压后，溶于粗甲醇中的气体释放出来，以贮罐气的形式在压力控制下经气体排出口排出，贮槽液体出口管上装有液体控制装置。 5.1.5 压缩机

压缩机的任务是把合成塔来反应的气体送回甲醇合成塔，其动力由高压蒸汽透平提供。

5.2转化系统设备的计算及选型

5.2.1.转化管的选择 管内气体的平均温度为6662

510

8221=+=?t ℃ 气体的平均体积流量V=

20

1

227.187625.30736004.22273666273+?

?+ =1.168m 3/s

转化管采用12124?φ用离心浇铸的含25%铬和20%镍高合金不锈钢管 气体流速2.0m/s 管外加热温度1600℃

管子根数

39.740

.21.0785.0168

.12

=?? 为留有一定的余量用80根管子 传热面积计算 t S a Q W T ?= 传热系数 t a T ?+=07.08.9=89.18W/(m 2·℃)

11332

666

16001=+=

?t ℃ 则换热面积 S=223.1796

.3113318.8984

.65193349m =??

管子长度 L=

m 75.580

124.014.323

.179=??

管子长度取为6.0m 5.2.2.废热锅炉设备的计算 采用火管式，列管六角形排列 管内气体的平均温度 =+=?2

482

1003t 742.5℃ 气体的平均体积流量

1

1

1T V P T PV = 即

5.742273152984.68821+?=V 1

V =1563.55m 3/h

火管采用2

32?φmm 的无缝钢管

气体流速采用2.0m/s 管子根数

85.3523600

0.2028.0785.055

.15632

=??? 用353根管子 传热系数 ∑+++=

λ

δ

ααR K i 01

1

1

式中 R---污垢系数，查得R=0.0021 λ---导热系数

δ---管子厚度

45

002.00021.0149017.3411

+++=

K =31.61W （m 2·K ）

第五章 主要设备计算及选型

平均温度差平均温度差2

12

1ln t t t t t m ???-?=

?=165

4821651003ln )165482()1651003(-----=535.94℃

传热面积A m

t K Q A ?=

=591.95m 2

5.3脱硫塔的简单计算

本工段采用JTL-4常温精脱硫新工艺。第一脱硫塔内装填氧化铁精脱硫剂，第二脱硫塔装填EZX 多功能精脱硫剂。操作压力小于15MPa ，操作温度10~60℃的常温下操作，空速800~1500h -1, 。

操作压力 2.2MP 操作温度 40℃ 空速 1000h -1 线速 1.0m/s

由于天然气中含硫量较低，且主要以H 2S 形式存在，所以对脱硫塔的塔径进行简单的计算。

体积流量V 1的计算：

111T V P T PV = 即：40

27322

2984.68821+?=V V 1=328.6m 3/h 脱硫塔的塔径D 的计算：u

V

D π4=

u 为气体流速 即: u=1.0m/s 则3600

0.114.36.3284???=D =0.3434m

塔内径选400mm

停留时间 1000/3600

=e τ=3.6s 催化层高度 H=u ×e

τ=3.6×1.0=3.6m

5.4 精馏系统设备选型及计算

精馏工段只有三个塔，即预精馏塔，加压精馏塔，常压塔。这里只对常压塔进行计算。

条件：（1）.精甲醇质量：精甲醇含醇：99.95%(wt) 残液含醇：1%(wt) （2）.操作条件：塔顶压力：0.01?106Pa 塔底压力：0.13?106Pa 塔顶温度：67℃ 塔底温度：105℃ 回流液温度：40℃

进料温度：124℃ 5.4.1基础数据整理 （1）.精馏段

平均温度：2

1

?(124+67)=95.5℃ 平均压力：

21?[(0.13?106-0.01?106) ?75

19.75?0.01?106]=99.6KPa

表5-1 精馏段物料流率

标准状况下的体积：V 0=181.50?22.4=4065.60 Nm /h

操作状况下的体积：V 1=4065.60?273

5

.95273+?63610101.0106.9910101.0?+?? =2763.06m 3/h

气体负荷：V n =3600

06

.2763=0.768m 3/s

气体密度： n ρ=

06

.276315

.5805=2.101

液体负荷：L n =

3600

15

.5805=1.613

查《化工工艺设计手册》，95.5℃时甲醇的密度n ρ=721kg/m 3

721

613

.1=0.00224 95.5℃时甲醇密度n

ρ=721kg/m 3

（2）.提馏段 平均温度：

2

1

(105+124)=114.5℃ 入料压力：(0.13?106-0.01?106)?75

19

75-=89.6kPa 平均压力：

2

1

(89.6?103+0.13?106)=109.8kPa 表5-2 提馏段内回流量

标准状况下的体积： 1V =199.02?22.4=4458.05 Nm /h

操作状态下的体积：1V '

=4458.05?273

5

.114273+?63610101.0108.10910101.0?+?? =3043.38

第五章 主要设备计算及选型

所以：气体负荷：V m =3600

38

.3043=0.825m 3/s

气体密度： m ρ=

38

.304361

.6368 2.093kg/m 3

查得进料状态甲醇溶液温度124℃，含甲醇55.7%，密度为0.83t/m 3。

塔底含醇1%，可近似为纯水，105℃，0.13Mpa 下水的密度为939.41kg/m 3。 所以：液体平均密度ρ=2

.84741.939+=893.21kg/m 3

则液体负荷L m =

3600

21.89361

.6368?=0.00198m 3/s

5.4.2 初估塔径

本设计采用F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距H T =0.35m ，溢流堰高h c =0.05m 。 1.精馏段

⑴.求操作负荷系数C σ 精馏段功能参数：

n

n V L (

v

l ρρ)

21

=

768.000224.0?(101

.2721

)21

=0.054 塔板间有效高度H 0=H T -H C

=0.35-0.05=0.30m

查斯密斯图《甲醇工学》化工工学出版社。得负荷系数：G σ=0.515。 又查得95.5℃时，甲醇的表面张力为：15.87?10-5N/cm 水的表面张力为：68.87?10-5N/cm 精馏段甲醇水溶液的平均组成为： 甲醇：

2

1

?(0.9995+0.417)=0.7083 wt 则含水为：1-0.7083=0.2917 wt

所以表面张力：σ=0.7083?15.87?10-5+0.2917?68.87?10-5 =31.23?10-5N/cm 所以：C σ=

2

.051020??

? ???-σσ

G =

2

.055

10201023.310515.0???

? ?

???--

=0.0471

⑵.最大流速Umax

Umax=1.3C σv

v

l ρρρ-=1.3?0.0471?

101

.2101

.2721-

=1.133m/s U

适

=0.7Umax=1.133?0.7=0.793m/s

⑶．求塔径D D=

适

U V n

785.0=

793

.0785.0768.0?=1.234 m

<2>.提馏段

⑴．求操作负荷系数C σ 提馏段功能参数：

m m V L （v l ρρ）21=

845

.000198

.0?(093

.221

.893)

21

=0.0484

查斯密斯图得G σ=0.0524

又得114.5℃时，甲醇表面张力为：14.13?10-5N/cm

水的表面张力为：57.06?10-5N/cm

提馏段甲醇水混合平均组成：

甲醇：

2

1

?(0.01+0.417)=0.214 水：1-0.214=0.786 平均表面张力：

σ=0.214?14.13?10-5+0786?57.06?10-5

=47.87?10-5 N/cm

所以：C σ=

2

.051020??

? ???-σσ

G =

2

.055

10201087.470524.0???

? ?

???--

=0.044

⑵.求提馏段U’max

U 'max=1.3C σ

v

v

l ρρρ-=1.3?0.044?

093

.2093

.221.893-

=1.180 m/s

U '适=0.7U 'max=0.7?1.180=0.826 m/s ⑶.求塔径D ' D '=

适

U V m

785.0=

826

.0785.0825.0?=1.273 m

对全塔，取塔径D=1300mm

第五章 主要设备计算及选型

5.4.3理论板数的计算

<1>.各点的甲醇摩尔分数，设加压塔后甲醇的甲醇摩尔人率为X f 。

X f =

02

.18467

.547323.69432

3

.694+=0.417

精甲醇中甲醇的摩尔分率X d 。 X d =

02

.1805

.03295.993295

.99+=0.999 残液中甲醇的摩尔分率X w 。 X w =

02

.1899321321

+=0.0057

<2>.处理能力

F=

O

H O H f f M X M X G

22+=02.18)417.01(32417.0767.1241?-+? =52.07 kmol/h 精馏段物料量： D

精

=F ?

w

d w f X X X X --=52.07?

0057

.0999.00057

.0417.0--

=21.57 kmol/h 提馏段物料量： D

提

=F ?

w

d f d X X X X --=52.07?

0057

.0999.0417

.0999.0--

=30.51

<3>.平均挥发度：α

查得124℃时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH 3OH=705.38 Kpa

水的饱和蒸汽压P*H 2O=229.47 Kpa

105℃时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH 3OH=439.08 Kpa 水的饱和蒸汽压P*H 2O=123.18 Kpa

由α=O

H OH

CH p P 23*

*得： 124℃时，α

124

℃

=

47

.22938.705=3.074

105℃时，α

105

℃

=

18

.12308.439=3.565

平均挥发度：α=105

124αα=565

.3074.3?=3.310

<4>.求最小理论塔板数Nm ： 因为：X d =0.999，X w =0.01；

X d1=0.001 X w1=0.99；

根椐芬斯克公式：Nm=αlg lg 11?

??? ??w w d d X X X X =310.3lg 01.099.0001.0999.0lg ??? ?

?? =9.61 块 <5>.求最小回流比 各组分参数列表

用恩德伍德公式计算：

()∑

-θ

ααi m D i i X ,=R m +1

∑-θ

α

αi

F

i i X ,=1-q

因为：为露点进料 所以：q=1

∑-θ

ααi

F

i i X ,=0=

θ-?565.3583.0565.3+θ

-?074.3417.0074.3

用试差法求出：θ=3.621，代入：

()∑

-θ

ααi m D i i X ,=R m +1=261

.335659943

.0565.3-?+

261

.3074.30057

.0074.3-?

故：R m =10.56

操作回流比R=1.5R m =1.5?10.56=17.34 则

1

+-R R R m =

1

34.1756

.1034.17+-=0.370

<6>.求实际理论板数 查吉利兰图得：

1

+-N N N m

=0.176

第五章 主要设备计算及选型

则：

1

61

.9+-N N =0.16

所以：N ≈11.45块 <7>.计算板效率

⑴.求平均相对挥发度与平均粘度的积(α、μ)

塔顶塔底平均温度为：2

1

(105+67)=86℃ 86℃时：O

H 2μ=0.325?10-3Pa.S OH CH 3μ=0.3354?10-3Pa.S

则：μ= OH CH 3μX f +O

H 2μ (1-X f )

=0.325?10-3?0.417+0.3354?10-3?(1-0.417)

=0.3310?10-3PaS

所以：μα=0.3310?10-3? 3.310=1.096?10-3Pa.S

⑵.查板效率与μα关联图得：

板效率：E=0.468

所以实际板数为：

486

.045

.11=23.56 块

但是，通常甲醇精馏塔塔板数为75-85，本设计选择80块，这是因为：①.精馏的精甲醇不是简单的------水系流，其中还有与甲醇相对挥发度较小组分，如乙醇。②.在设备的制造和操作中，不可能每一部分都达到最佳状态。③.操作变量，如塔内蒸汽速成度，回流比温度，压力等对产品质量影响大。④.增加塔板数有利天减小回流比，降低操作费用。 5.4.4 塔内件设计 <1>.溢流堰设计

塔板上的堰是为了保持塔板上有一定的清液层高度，若过高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效。根椐经验，取清液层高度hc=0.05，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。

堰长取L w =0.66D=0.66?1300=858mm 堰高：h w =h l -how

采用平直堰，堰上液层高度how how=

1000

84

.2E(w h

L L )

3

2

--------------(a)

提馏段及精馏段计算结果如下：

<2>.降液管设计 Lw=858mm ，

D

L w

=0.66

查阅《代工原理》(下)天津科学技术出版社，得到：

D W d

=0.4，

T

f

A A =0.079

W d --------降液管弓形宽度m A f ---------降液管弓形面积m 2 A T --------塔截面积m 2 W d =0.14?1.2=0.182m A T =

41πD 2=4

1

?3.14?(1.2)2=1.3267m 2 A f =1.3267?0.079=0.1048m 2

降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停锱时间t ，一般大于5S ，即： t=

L

H A T

f

精馏段：t=00224

.035

.01048.0?=8.19>5S

提馏段：t=

00198

.05.01048.0?=9.26>5S

故降液管底隙高度H 0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有：

第五章 主要设备计算及选型

H 0=

o

U L L w '，取0

U '=0.2m/s ，则：

精馏段：H 0=2

.0858.000224

.0?=0.0131m

提馏段：H 0=

2

.0858.000198

.0?=0.0115m

<3>.塔板布置及浮阀数目与排列： 取阀孔动能因子F

=10,计算如下：

阀孔动能因素变化不大，仍在9-12之间。塔板开孔率：

22

04

4D N

d ππ=

327.1104039.02?=11.92%

5.4.5 塔板流体力学验算 <1>.气相通过浮阀塔的压降 H p =H c +H l +H σ ⑴.干板阻力

⑵.板上充气液层阻力。取充气系数ε

0=0.5

h l =ε

1h L =0.5

?0.05=0.025

⑶液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。 所以h p =h c +h L

对精馏段：h p =0.025+0.031=0.056

对提馏段：h p =0.025+0.027=0.052 <2>渣塔

为防止淹塔，要求严格控制降流管中液层高度。 H d ≤φ(H T +h w )

H d =h p +h L +h d

A 、气体通过塔板的压降相当的液降高度h p 精馏段h p =0.056m 提馏段h p =0.052m

B 、液体通过降液管的压头损失。 因为不设进口堰：

第五章 主要设备计算及选型

精馏段：h d =0.153(

h L L w )2=0.153?(

0131

.0858.000224

.0?)2=0.0061

提馏段：h d =0.153?(

h L L w )2=0.153?(

0115

.0858.000198

.0?)2=0.0062

C 、板上液层高度：h L =0.05m 所以H d =h p +h L +h d

精馏段：H d =0.05+0.056+0.0061=0.1121m 提馏段：H d =0.05+0.052+0.0062=0.1122m 取φ=0.5 选定H T =0.35 h w =0.039

则：φ（H T +h w ）=0.5（0.35+0.039）=0.1945

所以H d ≤φ(H T +h w ) 即可防止淹塔。

<3>雾沫夹带。 泛点率按下二式计算

泛点率=

b

f l

v

l v A KC LZ V

36.1+-ρρρ?

100% （A ）

泛点率=

T

f v

l v A KC V

78.0ρρρ-?100% （B ）

板上液体流经长度:Z L =D-2W d =1.3-2?0.182=0.936 板上泛液面积：A b =A T -2A f =1.3267-2?0.1048=1.1171m 2 塔釜高H b =

2

23.114.321.893412.55426.9?

??

?????=2.074

甲醇—水系统属无泡沫系统，查化工原理（下）得

对于D 〈1200的塔而言，由（A ）、（B ）算出的泛点率都小于70%，则满足雾沫夹带e v <0.1k g （液）/k g （气）的要求，本设计算出的塔径取值刚好1300mm ，也以此计算。

5.4.6 塔板负荷性能图 .雾沫夹带线

泛点率=

b

f l

v

l v A KC LZ V

36.1+-ρρρ

对于一定的物系和一定的塔板ρv ，ρl ，Ab ，K ，G 及Zl 已知，相对于ev<0.1的泛点率上限可确定，得V-L 关系式，按泛点率=70%计算：

精馏段：2219

.1093.0936.036.1101

.2721101

.2??+-s

s

L V =0.7

化简得：0.0541V s +1.273L s =0.0795 即：V s =1.472-23.53L s

由上可知，雾沫夹带线为直线。 <2>.液泛线

φ(H T +H W )=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H σ+H L +Hd 忽略掉H σ，有：φ(H T +H W )=5.34?g

p U l v ?22

0ρ+0.153(

h L L w )2+(1+ε0)

[H W +

1000

84.2E(

Lw L 3600)1/3]

因塔板结构一定，物系一定，则H T ，H W ，H 0，Lw ，ρv ，ρl ，

ε

和φ定值，U 0=

N

d V

2

04

π

式中d 0，N 也是定值，故：上式可简化为：

精馏段：0.123=0.1688Vn 2+2575.33Ln 2+1.501Ln 2/3 提馏段：0.126=0.1257Vm 2+3588.71Lm 2+1.459Lm 2/3 此即常压塔的泛点率。 <3>.液相负荷上限

液体在降液管中停锱时间不低于5S 为停留时间的上限。 由t =

L

H A T

f 有：L=t

H A T

f

则精馏段：L n(max)=5

35

.01048.0?=0.00734

提馏段：L m(max)=5

35

.01048.0?=0.00734

<4>.漏液线

对F 1重阀，以F 0=5为规定气体最小负荷

第五章 主要设备计算及选型

由F 0=U 0

v

ρ＝5，得U 0＝v

ρ5

由V=?4πd 0NU 0=

v

NU d ρπ02054

所以：精馏段：Vn (min)=??14.34

5

0.0392?101.2104e =0.412 m 3/S 提馏段：V m(min)=??14.34

5

0.0392?

093

.2104e =0.413 m 3/S

<5>.液相负荷下限

取板上液层高度how=0.006m ，作为液相负荷下限条件。

L (min)=(?

E how 84

.21000)3/2

3600w

L 精馏段：Ln (min)=(

024

.184.21000

006.0??)

3/2

3600

858

.0=7.06?10-4m 3

/S 提馏段：L m(min)=(

021

.184.21000006.0??)3/2

3600

858

.0=7.09?10-4m 3/Sm

图5-2 精馏段负荷性能图 从图中可以看出：

①.在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处于适合操作区内的适宜位置。

②.由于液泛线过高，不能在图上表达，因些塔板的气相负荷完全由雾沫夹带控制，下限由漏液线控制，

③.按固定的液气比，可从图中查出气相负荷的上下限

图5-3 提馏段负荷性能图表5-2常压塔工艺计算结果汇总

第五章主要设备计算及选型

5.4.7 常压塔主要尺寸确定

<1>.壁厚

选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚S n=10mm。

<2>.封头

采用标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔体相同，即：

S n=10mm

D=1200mm，高度为2m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。

<4>.塔高设计

=2.5m，塔顶高为1.2m，顶接管高为350mm，板间距为350mm，开7塔釜高取H

b

个人孔，人孔处板间距为700mm。

塔高=2500+(250+40)+73?350+1200+350+2000+350?7

=32.79m

<5>.基础环设计

基础环用Q 235-A 钢，内径取900mm ，外径为1500mm ，基础环高取40mm ，螺栓选用M36螺栓20颗。 <6>.接管设计

⑴.塔顶甲醇蒸汽出口管

由前面计算可知：塔顶甲醇蒸汽流量为5671.71kg/h ，温度75℃，则体积流量为：V=

MP

mRT =

325

.10132)

75273(314.871.5671?+??=5119.18m 3/h

蒸汽流速，取u=10m/s 。 则出口管面积S=3600

1018.5119?=0.1422m 2

所以：出口管径d 1=π

S 4=0.4256m

即取d 1=426mm 。 ⑵.回流液进口管

已知回流液温度为40℃，甲醇液体流量为4967.068kg/h 。 查表知:γ

40℃=772.21kg/m

3

所以：其体积流量V=21

.772068.4967=6.432m 3/h

取液体流速u=1.5m/s 则回流液入口管径d 2=π

S 4=

3600

5.114.3455.64???=38.95mm

即取d 2=39mm 。 ⑶.塔底出料管

因塔底含醇1%，可近似为水，查表知0.13MPa ，105℃下水的密度为954.7kg/m 3，而塔底出料流量为544.41kg/h ，仍取流速为1.5m/s 。

则出口管径：d 3=3600

14.35.17.9544

41.554????=0.0117m

取出口管径d 3=20mm 。 ⑷.进料管

进料状态为124℃，0.67MPa ，甲醇694.3kg/h ，水547.467kg/h ，查得此状态下水的密度为939.85kg/m 3，而醇的比重0.690，即甲醇的密度为：

ρ＝939.85?0.69＝1.105m 3/h 所以：进料体积流量为：V=

85

.939467

.547355.6893.694+

=1.593m 3/h

进料管流速取为u=1.5m/s ，则进料管径：

第五章 主要设备计算及选型

d 4=142

.336005.14593.1???=0.0194m

即取d 4=20mm 。

⑸.再沸器蒸汽入口管

由前面计算可知：再沸器蒸汽流量为3101.61kg/h ，温度为105℃。 则体积流量为：V=

MP

nRT =

325

.10118)

105273(314.861.3101?+??

=5343.36 m 3/h 蒸汽流速取u=10m/s ，则入口管积S=3600

1036.5343?=0.1484m 2

所以：入口管径d 5=π

S 4=0.4347m

即取d 5=435mm 。