年產(chǎn)3萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計(jì)及研究畢業(yè)論文設(shè)計(jì)

年產(chǎn)3萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計(jì)及研究Thetechnicaldesignandresearchof30kt/amethanoldistillation目錄摘要 ⅠAbstract Ⅱ引言 1第1章文獻(xiàn)綜述 21.1研究背景 21.1.1課題的提出 21.1.2課題的內(nèi)容 21.1.3課題的方法 21.1.4課題的目的 21.2甲醇的簡介 21.2.1甲醇的性質(zhì) 21.2.2甲醇的用途及其發(fā)展 31.3甲醇精餾工藝主要精餾工藝 41.3.1甲醇精餾工藝發(fā)展 41.3.2甲醇主要精餾工藝的介紹 41.3.3雙塔與三塔精餾技術(shù)比較 51.4甲醇三塔工藝流程介紹 61.4.1預(yù)精餾系統(tǒng) 61.4.2加壓精餾系統(tǒng) 61.4.3常壓精餾系統(tǒng) 61.5甲醇三塔精餾工藝流程操作控制 7第2章甲醇精餾工段物料及熱量橫算 92.1甲醇三塔精餾工藝物料衡算 92.1.1預(yù)塔物料衡算 92.1.2加壓塔物料衡算 102.1.3常壓塔物料衡算 112.1.4粗甲醇中甲醇回收率 122.2常壓精餾塔的能量衡算 12第3章常壓塔實(shí)際塔板數(shù)及塔徑設(shè)計(jì) 163.1常壓塔實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 163.1.1常壓塔理論塔板數(shù)的計(jì)算 163.1.2常壓塔實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 183.2塔高的計(jì)算 18第4章浮閥塔塔盤工藝設(shè)計(jì) 204.1塔高設(shè)計(jì) 204.2溢流堰設(shè)計(jì) 204.3降液管設(shè)計(jì) 214.4塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 224.4.1浮閥數(shù)目計(jì)算 224.4.2浮閥數(shù)排列 234.5塔板流體力學(xué)驗(yàn)算及校核 234.5.1氣相通過浮閥塔的壓降計(jì)算 234.5.2降液管液泛校核 244.5.3液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 254.5.4霧沫夾帶量校核 254.5.5塔板負(fù)荷性能 26第5章輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 285.1再沸器與貯罐的設(shè)計(jì) 285.2接管設(shè)計(jì) 28結(jié)論 30致謝 31參考文獻(xiàn) 32①求操作負(fù)荷因C精餾段功能參數(shù)為，塔板間的有效高度為H0=HT-HC=0.35-0.05=0.30m。根據(jù)精餾段功能參數(shù)和H0查史密斯關(guān)聯(lián)圖查得負(fù)荷系數(shù)C=0.0515。查得94.5℃時(shí)，甲醇表面張力為15.8710-5N/cm；水的表面張力68.8710-5N/cm。甲醇水溶液的平均組成甲醇為(0.9995+0.557)/2=0.778；水為0.222。所以平均表面張=0.77815.8710-5+0.22268.8710-5=27.6410-5N/cm。

則②最大流速Umaxm/s又U=(0.6～0.8)Umax，則U適=0.7Umax=1.540.7=1.078m/s③求塔徑Dm(2)提餾段①求操作負(fù)荷因子C提餾段功能參數(shù)：，同理史斯密斯圖得C=0.0524。又得116℃時(shí)，甲醇表面張力為14.1310-5N/cm；水的表面張力57.0610-5N/cm。甲醇水溶液的平均組成甲醇為(0.01+0.557)/2=0.2835，水為1-0.2835=0.7165。所以平均表面張力=0.283514.1310-5+0.716557.0610-5=44.8810-5N/cm。則②最大流速U1maxm/sm/s③求塔徑D1m所以對(duì)全塔，取塔徑D=1.4m。第4章浮閥塔盤工藝設(shè)計(jì)4.1塔高設(shè)計(jì)(1)塔高①塔有效高度H1上述計(jì)算得塔板數(shù)N=33塊，其中進(jìn)料板上方1-19塊板為精餾段，下方20-33塊板為提餾段，精餾段和提餾段的板間距HT=350mm，入孔所在板間距增至HT=700mm，則H1=350×18+350×11+700=10850mm。②釜液高度H2釜液溫度為108℃，0.13Mpa下液相流量為676.46kg/h，密度954.7kg/m3，設(shè)釜液在釜內(nèi)停留時(shí)間為20min。則體積流量為：m3釜液高度：m③釜液上方氣液分離空間高度H3釜液上方氣液分離空間高度H3取0.5m。④塔頂部空間高度H4塔頂部空間高度指塔頂?shù)谝粔K板塔頂封頭的垂直距離，一般在1.2～1.5m[23]，本設(shè)計(jì)取H4=1.5m。(2)裙座以Q235-A鋼為裙座材料，壁厚為10mm，內(nèi)徑等于塔內(nèi)徑D=1400mm，高度為3m，裙座與簡體的連接采用對(duì)焊不校核強(qiáng)度。(3)壁厚由于是常溫常壓操作，取壁厚Sn=10mm。封頭高度采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭，壁厚與塔體相同，即：Sn=10mm，h=390mm。綜上，塔的總高度H=16700mm=16.7m。4.2溢流堰設(shè)計(jì)塔板上的堰是為保持塔板上有一定的清液層高度，若過高則霧沫夾帶嚴(yán)重，過低氣液接觸時(shí)間短，都會(huì)降低板效[24]。根椐經(jīng)驗(yàn)，取清液層高度hc=0.05m，本設(shè)計(jì)選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用平直堰。堰長取Lw=0.8D=0.81.4=1.12m堰高h(yuǎn)whw=hc-how（4﹣1）堰上液層高度how（4﹣2）溢流強(qiáng)度i大小一般在5-25i=L/Lw（4﹣3）液流收縮系數(shù)E可由L/Lw2.5查圖得。(1)精餾段堰高h(yuǎn)w計(jì)算由（4-3）得：i=0.00333600/1.12=10.607m3/h·s，，查圖得E=1.105。由（4-2）得：m由（4-1）得：hw=0.05-0.014=0.036m(2)提餾段堰高h(yuǎn)w計(jì)算由（4-3）得：i=0.003123600/1.12=10.03m3/h·s，，查圖得E=1.011。由（4-2）得：m由（4-1）得：hw=0.05-0.013=0.037m綜上，取hw=0.037m。4.3降液管設(shè)計(jì)①由上述知LW=1.12m，=0.8。查閱《代工原理》(下)天津科學(xué)技術(shù)出版社，得到：Wd/D=0.2[25]，Ad/AT=0.134[25]Wd弓形降液管寬m；Ad弓形降液管面積m2；AT塔截面積m2；則Wd=0.21.4=0.28m，AT=D2=3.141.42=1.5386m2，Ad=1.53860.134=0.206m2②設(shè)降液管底隙高度H0對(duì)弓形降液管，管口面積等于底隙面積，取=0.2m/s。（4﹣4）由（4-4）得精餾段：m；提餾段：m4.4塔盤浮閥數(shù)目及布置4.4.1浮閥數(shù)目計(jì)算取閥孔動(dòng)能因子F0=11，浮閥孔直徑d0=0.039m。（4﹣5）（4﹣6）U0--閥孔氣速，m/sn--每層浮閥數(shù)目①精餾段由（4-5）得：m/s由（4-6）得：②提餾段由（4-5）得：m/s由（4-6）得：③由于浮閥孔實(shí)際排列的個(gè)數(shù)不等于理論計(jì)算的個(gè)數(shù)，因此需重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)，排得閥數(shù)為150個(gè)，按n=150個(gè)重新?lián)Q算F，計(jì)算結(jié)果如下：精餾段：U0=V/3.14d02n=1.542/3.140.0392150=8.61m/s，提餾段：U0=V/3.14d02n=1.26/3.140.0392150=7.035m/s，由上述計(jì)算可知閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在8-12之間，所以N=150適宜。④塔板開孔率：4.4.2浮閥的布置由上述計(jì)算可知Wd=0.28m，取邊緣寬度Wc=0.05m，兩邊安定區(qū)寬度Ws=0.0075m，浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t1=0.075m。鼓泡區(qū)面積：m2式中m，m則浮閥孔排間距t=Ap/nt1=1/1500.075=0.089m，取t=90mm。4.5塔板流體力學(xué)驗(yàn)算及校核4.5.1氣相通過浮閥塔的壓降計(jì)算Hp=Hc+HL+H（4-7）（4-8）(4-9)干板阻力；m板上充氣液層阻力；m克服液體表面張力阻力；m(1)干板阻力Hc由（4-8）得精餾段：m/s由于U0>Uoc，由(4-9)得：m同理提餾段：m/s，m(2)板上充氣液層阻力HL取充氣系數(shù)0=0.5，則Hl=1hL=0.50.05=0.025m。(3)克服液體表面張力阻力液體表面張力所造成的阻力很小，可以忽略。綜上，由（4-1）得：精餾段：Hp=0.025+0.044=0.069m水柱；提餾段：Hp=0.025+0.033=0.058m水柱4.5.2降液管液泛校核為防止淹塔，要求嚴(yán)格控制降液管中液層高度，即Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hd（4-10）hd液體通過降液管的壓頭損失；m①氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊航蹈叨萮p精餾段hp=0.069m水柱，提餾段hp=0.058m水柱②液體通過降液管的壓頭損失hd精餾段：提餾段：③板上液層高度，hL=0.05m。綜上，由（4-10）得：精餾段：Hd=0.05+0.069+5.310-5=0.119m；提餾段：Hd=0.05+0.058+4.7510-4=0.108m取=0.5，選定HT=0.35m，hw=0.037m，則（HT+hw）=0.5×(0.35+0.037）=0.1935m。所以Hd(HT+hw)，降液管不會(huì)發(fā)生液泛。4.5.3液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間應(yīng)保證液體在降液管中停留時(shí)間t大于3s～5s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出[26]。降液管中的停留時(shí)間t為降液管容積與液體流量之比液，即：t=AdHT/L（4-11）由（4-11）得：精餾段：t=0.206×0.35／0.0033=21.85s>5s；提餾段：t=0.206×0.35／0.00312=23.1s>5s4.5.4霧沫夾帶量校核①計(jì)算泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶泛點(diǎn)率=(4-12）板上泛液面積：Ab=AT-2Ad=1.5386-20.206=1.1266m2，由表查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.115，物性系數(shù)K0=1.04。將以上數(shù)據(jù)代入(4-12)得：精餾段泛點(diǎn)率：提餾段泛點(diǎn)率：所得泛點(diǎn)率均低于80%，故不會(huì)產(chǎn)生霧沫夾帶。②驗(yàn)算霧沫夾帶量(4-13)(4-14)e霧沫夾帶量m氣液物性影響參數(shù)其中，，，，，B=9.48×107。將以上數(shù)據(jù)代入（4-13）、（4-14）得：精餾段：霧泡夾帶量：提餾段：霧泡夾帶量：綜上以上結(jié)果均小于10%，符合要求。4.5.5塔板負(fù)荷性能(1)霧沫夾帶線已知泛點(diǎn)率=，對(duì)于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K0，CF，ZL均已知，相對(duì)于ev<0.1的泛點(diǎn)率上限可確定，得V-L關(guān)系式，按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算。精餾段：，化簡得：提餾段：，化簡得：由上可知，霧沫夾帶線為直線。(2)液泛線液管液泛時(shí)，取得極值，即Hd=(HT+hw)=0.5×(0.35+0.037)=0.19350.1935=(HT+hw）=Hd=hw+how+hc+0.4hw+how+hd(4-15)有，精餾段：，提餾段：將上述式子代入（4-15）得：精餾段：提餾段：由對(duì)應(yīng)的L和V數(shù)據(jù)可作出降液管液泛線。(3)液相負(fù)荷上限液體在降液管中停錙時(shí)間不低于5S為停留時(shí)間的上限。由t=AdHT/L得L=AdHT/t，則Ln(max)=0.206×0.35/5=0.01442m3/s(4)漏液線對(duì)F1重閥，以F0=5為規(guī)定氣體最小負(fù)荷。(4-16)(4-17)由(4-16)、(4-17)得：精餾段：m3/s提餾段：m3/s(5)液相負(fù)荷下限取板上液層高度how=0.015m，作為液相負(fù)荷下限條件。(4-18)由(4-18)得：精餾段：m3/s提餾段：m3/s第5章輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)精餾系統(tǒng)的輔助設(shè)備主要包括再沸器、冷凝器、預(yù)熱器、貯罐等以及一些接管尺寸。5.1再沸器與貯罐的設(shè)計(jì)(1)再沸器釜液進(jìn)出再沸器溫度為108℃、110℃。選擇0.9MPa下的蒸汽為熱源，溫度為130℃，Q=2825KW，選取傳熱系數(shù)K=500W/m2﹒K。則傳熱溫差：℃?zhèn)鳠崦娣e：m2同理，其他的換熱設(shè)備的傳熱面積可按上述方法設(shè)計(jì)初值。(2)貯罐系統(tǒng)中原料罐、回流罐以及產(chǎn)品罐及不合格產(chǎn)品罐應(yīng)給定容積量。已知在常壓塔中回流量為L=7650kg/h，。設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為20min，罐的填充系數(shù)為0.7。則容積：m3同理，采用上述方法確定其他罐的容積。5.2接管設(shè)計(jì)(1)塔頂甲醇蒸汽出口管由前面計(jì)算可知：塔頂蒸汽流量為1250kg/h，溫度65℃，蒸汽流速取u=14m/s。則體積流量：m3/h出口管面積：m2出口管徑：m回流液進(jìn)口管已知回流液溫度為40℃，甲醇液體流量為7650kg/h。查表知：40℃甲醇液體密度為772.21kg/m3，則體積流量V=7650/772.21=9.9m3/h，取液體流速u=0.5m/s。則回流進(jìn)口管面積：m2入口管徑：m(3)塔底出料管因塔底含醇1%，可近似為水，查表知0.13MPa，108℃下水的密度為954.7kg/m3，而塔底出料流量為676.46kg/h，仍取流速為0.5m/s。則出口管徑：m(4)進(jìn)料管進(jìn)料狀態(tài)為124℃，0.0894MPa，甲醇1262.64kg/h，水650.06kg/h，查得此狀態(tài)下水的密度為939.85kg/m3，而醇的比重為0.690，所以甲醇的密度為：＝939.850.69＝648.49kg/m3，進(jìn)料管流速取為u=0.5m/s。則進(jìn)料體積流量：m3/h進(jìn)料管直徑：m(5)再沸器蒸汽入口管由前面計(jì)算可知：再沸器蒸汽流量為4800.24kg/h，溫度為108℃，蒸汽流速取u=10m/s。則體積流量：m3/h入口面積：m2入口管徑：m結(jié)論本文通過對(duì)甲醇三塔精餾工藝的流程及設(shè)備的設(shè)計(jì)，得到以下結(jié)論：(1)文中對(duì)常規(guī)雙塔流程和三塔雙效流程進(jìn)行了比較，三塔精餾采用了兩個(gè)主精餾塔，一個(gè)加壓操作，一個(gè)常壓操作，利用加壓塔的塔頂蒸汽冷凝熱作為常壓塔的加熱源，既節(jié)約了蒸汽，也節(jié)約了冷卻用水。每精制1t精甲醇約節(jié)約1t蒸汽，節(jié)約蒸汽近50%，大大的降低了噸甲醇的生產(chǎn)能耗。(2)三塔流程操作中，預(yù)塔主要分離輕組分，加壓塔是實(shí)現(xiàn)甲醇雙效精餾的重要設(shè)備，是實(shí)現(xiàn)節(jié)能降耗的關(guān)鍵環(huán)節(jié)。保證加壓塔足夠的壓力才能保證再沸器有足夠的溫差來傳遞熱量，最終實(shí)現(xiàn)來生產(chǎn)低乙醇含量的甲醇。加壓塔和常壓塔都采出產(chǎn)品，粗甲醇中甲醇的回收率可達(dá)99.6%。(3)文中選擇了甲醇三塔精餾為對(duì)象，設(shè)計(jì)出三塔流程，選擇合適的操作條件，根據(jù)三塔流程和操作條件分別對(duì)三個(gè)精餾塔進(jìn)行了物料衡算與熱量衡算得出一些理論數(shù)據(jù)，并以這些理論數(shù)據(jù)為基礎(chǔ)對(duì)三塔精餾工藝中的常壓塔進(jìn)行了計(jì)算與設(shè)計(jì)，具體如下：塔板數(shù)，33塊；塔徑，1.4m；塔高，16.7m；板間距，350mm；塔板上浮閥數(shù)，150及浮閥的排列。(4)溢流裝置中的溢流堰、降液管的結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的行能有著重要的影響，本文對(duì)他們進(jìn)行了初步的設(shè)計(jì)，并對(duì)設(shè)計(jì)結(jié)果進(jìn)行了驗(yàn)算與校核。參考文獻(xiàn)[1]沈佩芝，雷玉萍.甲醇市場狀況及科技開發(fā)進(jìn)展[J].化工進(jìn)展，2003，22(1)：94-98．[2]蘭仁水.精餾技術(shù)在理論與實(shí)踐中發(fā)展[N].中國化工報(bào)，2008.[3]張子鋒，張凡軍.甲醇生產(chǎn)技術(shù)[M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社，2008：163-171.[4]Klumpar1V,TerryARing.Airclassifiers[J].chemicalEngineering1986(3):77-92.[5]LelkesZ,LangP.Batchextractivedistillation:theprocessandtheoperationalpolicies[J].NewYork:ChemicalEngineeringScience,1998,53(7):1331–1348.[6]程立泉，沈佩芝.甲醇熱點(diǎn)下游產(chǎn)品的開發(fā)應(yīng)用[J].化工進(jìn)展，2004，23(10)：l138-1141．[7]馮云琦，李天云.甲醇生產(chǎn)