甲醇—水连续填料精馏塔 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：化工工艺学号：指导老师：2005年07月20日目录一、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R Min，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)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。

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。

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//=-+=-+=B F A F A F F M a M a M a x()()9736.002.18/985.0104.32/985.004.32/985.0/1//=-+=-+=B D A D A D D M a M a M a x()()001127.002.18/002.0104.32/002.004.32/002.0/1//=-+=-+=B W A W A W W M a M a M a x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=⨯+⨯⨯⨯⨯⨯=s kg s mol /则有：⎩⎨⎧⨯=⨯+⨯=+⎩⎨⎧+=+=1165.045.29W 0.001127D 97360.`45.29W D Wx Dx Fx W D F W D F解得 W=25.956s mol / D=3.494s mol / 3.采用图解法，求解R Min ，R甲醇－水溶液的平衡数据及部分数据。

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x q =x F =0.1165,从图可知y q =0.440，故有：649.11165.0440.0440.09736.0q q q Minx y y x R D =--=--= 对于指定的物系，R Min 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）R Min 。

本设计中取R ＝2R Min 。

R=2 R Min =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CT BA Ln p s+-= 求得各组分的饱和蒸汽压的计算值：塔顶的压力：109.5 kPa 塔釜的压力：（w t =103℃）Pa P A 3874250= Pa P B 1120600=000225.0=A x 999775.0=B x ∴B B A AW x P x P P 00+= =Pa 112370998873.0112060001127.0387425=⨯+⨯ 所以精馏塔的压力降为：D W P P P -=∆=Pa 2870109500112370=- 5. D 、Z 、P ∆计算 5.1精馏段 5.1.1平均温度m t料液泡点进料，取85F t =℃,假设67D t =℃，则精馏段平均温度8567()762m t +==精℃ 5.1.2平均分子量m M塔顶：9736.01==y x D，由图可知=1x 0.950=m V M D 0.9736⨯32.04+（1-0.9736）⨯18.02＝31.67kg/kmol=m L M D 0.950⨯32.04+(1-0.950)⨯18.02=31.34 kg/kmol进料板： 1165.0=F x ， 由图可知440.0=F y=VFm M 0.440⨯32.04＋（1-0.440）⨯18.02＝24.12kg/kmol =LFm M 0.1165⨯32.04+(1-0.1165)⨯18.02=19.65kg/kmol精馏段平均分子量：＝＝＋精馏）＝265.1934.312M M (LFm LDm +Lm M 25.495kg/kmol＝＋精馏）＝2M M (VFm VDm Vm M 212.2467.31+=27.9895kg/kmol 5.1.3精馏段平均操作压力m P塔顶压力D P ＝109500Pa ，取每层塔板压力降P ∆＝112622＝238.36Pa ，则进料板压强 F P ＝238.36⨯7+109500＝111169Pa m P ＝21111691095002+=+F D P P ＝110334Pa 5.1.4液相密度Lm ρ塔顶 由图一得950.0=A x971.002.18950.0104.32950.004.32950.0M x 1B A ＝）（＝）－＋（⨯-+⨯⨯⨯⨯⨯=A A A A A M x M x a查得67℃下甲醇3/755m kg A =ρ 水3/4.979m kg =ρ 由1ABLm LA LBa a ρρρ=+4.979971.01755971.01-+=Lmρ 得： Lm ρ＝760.050kg/m 3进料板 由图知加料板液相组成1165.0=F x190.002.181165.0104.321165.004.321165.0M x 1B F ＝）（＝）－＋（⨯-+⨯⨯⨯⨯⨯=A F A F A M x M x a查得85℃下甲醇3741/A Kg m ρ= 水3968.6/B Kg m ρ= 由6.968187.01741187.01-+=LFmρ 得：LFm ρ＝915.988kg/m 3 故精馏段液相平均密度 3/kg 604.8392988.915219.763(m Lm ＝精馏）＝+ρ5.1.5精馏段汽相平均密度 mV ρ33Vm m mV /064.127376108.31427.9895110334RT M P m kg ＝）＋（＝（精馏）（精馏）＝⨯⨯⨯ρ 5.1.6液体粘度μ查《化学工程手册》第一篇 ：L A ALog T Bμ=-塔顶： 67℃时555.30555.300.498067273.15260.64LA Log μ=-=-+ 0.3177LA cp μ＝658.25658.250.389567273.15283.16LBLog μ=-=-+ 0.4079LB cp μ= 4079.0ln 950.013177.0ln 950.0ln )1(ln ln ⨯-⨯=-+⨯）＋（＝LB A LA A LD x x μμμ cp LD 3217.0=μ 进料板： 85℃时 555.30555.300.580185273.15260.64LA Log μ=-=-+ 0.2630LA u cp =658.25658.250.486785273.15283.16LBLog μ=-=-+ 0.3260LB u cp = 3260.0ln 1165.012630.0ln 1165.0ln )1(ln ln ⨯-⨯=-+⨯）＋（＝进LB A LA A L x x μμμ cp L 3179.0=进μ则精馏段平均液相粘度 cp 3198.0231879.03217.0(＝精馏）＝+Lm μ5.1.7汽相负荷计算s m o l D R D L V /86.1176.2)1298.3()1(=⨯+=+=+= s kg M V W Vm V /300.01094.2786.11(3＝精馏）＝-⨯⨯⨯=5.1.8液相负荷计算s m o l RD L /97.872.2298.3＝⨯==s kg M L W Lm L /227.010265.2597.8(3＝精馏）＝-⨯⨯⨯= 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=Φ257。