煤制甲醇―精馏系统工艺设计

-1-精制甲醇—精馏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馏知识对甲醇-水二元筛板精馏塔进行了设计，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馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较为完整的精馏设计过程。经计算，回流比R=1.05,实际塔板为25，其中精馏段9块，提馏段16块，最终计算塔高为15.17m，精馏段操作弹性1.81，提馏段操作弹性2.02，符合要求。关键词：甲醇,水,实际塔板数,回流比,操作弹性,精馏段,提馏段第一章、概述1．1精馏操作对塔设备的要求和类型1.1.1对塔设备的要求精馏所进行的是气(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。⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，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。⑶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-2-消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，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。⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。⑹塔内的滞留量要小。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－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏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－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－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。目前从国内外实际使用情况看，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：⑴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。⑵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。⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。⑵操作弹性较小(约2～3)。⑶小孔筛板容易堵塞。1.2精馏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，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。⑵蒸馏塔的工艺计算，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。-3-⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。⑸抄写说明书。⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。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，应采用连续常压精馏流程。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馏塔内。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内，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、精馏塔的物料衡算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=(0.934/32)/(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=32×0.482+18×(1-0.482)=24.75kg/molMd=32×0.982+18×(1-0.982)=31.74kg/mol则可知：原料的处理量：F=100000/(330×24×24.75)=510.15kmol/h本设计取回收率：η=xd×D/(xf×F)=99.5%则有：D=249.15kmol/h由总物料衡算：F=D+W以及:xf×F=xd×D+W×xw容易得出：W=261.00kmol/hxw=0.0047第三章、塔板数的确定-4-3.1确定相对挥发度⑴甲醇-水Antdne常数[1]ABＣ甲醇８．０８０９７１５８２．２７１２３９．７２６水８．０７１３１１７３０．６３０２３３．４２６当塔顶温度tD=65.31℃时1582.2710lg8.0809765.31239.726PA1730.6300lg8.0713165.31233.426PB联立，解得：0PA782.78mmHg0PB189.64mmHg782.784.131189.64D进料温度tF=72.25℃时1582.2710lg8.0809772.25239.726PA1730.6300lg8.0713172.25233.426PB联立，解得：0PA1020.94mmHg0PB256.84mmHg1020.943.982256.84F塔底温度tw=95.32℃时1582.2710lg8.0809795.32239.726PA1730.6300lg8.0713195.32233.426PB联立，解得：0PA2292.56mmHg0PB641.17mmHg2282.563.563641.17W相对挥发度：3.83133.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定已知q=0.99-5-则：11xqFyxqq相平衡方程：1(1)xyx联立方程，解得：ye=0.782xe=0.484所以，理论板层数NT的求取Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)=(0.991-0.782)/(0.782-0.484)=0.701取操作回流比为：R=1.5Rmin=1.5×0.701=1.053.2.1精馏塔的气、液相负荷L=R×D=1.05×246.88=259.22kmol/hV=(R+1)×D=2.05×246.88=506.10kmol/hL’=L+F=259.22+510.15=769.37kmol/hV’=V=506.10kmol/h3.2.2精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=R/(1+R)×x+1/(1+R)×xd=0.512x+0.479提馏段操作线：y’=L’/(L’—W)×x’－W/(L’--W)×xw=1.472x’-0.002第一块塔板上升气相组成：y1=xD=0.982代入平衡曲线(1)3.832.83nnnnnyyxyy得\第一块塔板下降液相组成：1x=0.934再将x1=0.934代入精馏段操作线得出y2，如此反复计算得如下结果：y2=0.957，x2=0.853y3=0.916，x3=0.740y4=0.858，x4=0.612y5=0.792,x5=0.499y6=0.734，x6=0.4190.484=xq-6-即第四块板为理论加料板位置，改用提馏段操作线方程计算如下：y7=0.631，x7=0.312y8=0.470，x8=0.232y9=0.349，x9=0.123y10=0.184,x10=0.056y11=0.083,x11=0.023y12=0.032,x12=0.009y13=0.012,x13=0.0030.0047=xw所以，理论板数共12块(包括再沸器),第5块板加料，其中精馏段为4块板.83.310.3392LmPas460.0)(49.0245.0LET精馏段：9460.04ETNTNp精精精块提馏段:16460.07pETNTN提提提全塔所需实际板数：=PN16+9=25块全塔效率44.025112NNEPTT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P顶=101.3=101.3kPa-7-单板压降ΔP=0.7kPa进料板压力pF=101.3+0.77=106.2kPa塔底压力pw=101.3+0.711=109.0kPa精馏段平均压力pm=(101.3+106.2)/2=103.75kPa提留段平均压力pm'=(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101.325[1]x00.0200.0400.0600.12570.1315y00.1340.2300.3040.3650.395t/℃10096.493.591.289.387.7x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.5937y0.7790.8250.8700.9150.9580.9791.000t/℃73.171.269.367.566.065.064.5塔顶气、液，进料和塔底的温度分别为tDtFtW查表一，利用内插法，得塔顶温度：（64.7-66.9）/（1-0.8741）=(tLD-66.9)/(0.965-0.8741)得到tD=65.31℃塔底(100-92.9)/(0-0.0531)=（tw-92.9）/（0.035-0.0531）得到tW=95.32℃进料（72.7-71.3）/（0.5292-0.5937）=（tF-71.3）/(0.55-0.5937)得到tF=72.25℃精馏段平均温度：72.2565.3168.75122ttFDt℃提馏段平均温度：-8-72.2595.32W83.75222ttFt℃4.3平均摩尔质量计算：塔顶温度：tD=65.31℃汽相组成yD：66.964.765.3166.90.9780.919410.9194DDyy进料温度：tF=72.25℃汽相组成yF：72.771.372.2571.30.80390.79710.81830.8183FFyy塔底温度：tW=95.32℃汽相组成yW：10092.910095.320.186800.28340WWyy精馏段平均液相组成：733.02484.0982.021xxxFD精馏段平均汽相组成：y+y0.9780+0.8040DFy==⇒y=0.8911122提馏段平均液相组成：22435.02484.00047.022xxxFw提馏段平均汽相组成：4951.028034.01868.022yyyFw4.3.1精馏段精馏段平均温度：68.75℃精馏段平均液相组成：733.01x-9-精馏段平均汽相组成：=0.89101y精馏段液相平均分子量：(1)=28.605/11MMxxMkgkmolL甲醇水精馏段气相平均分子量：(1)=30.474/11MMyyMkgkmolV甲醇水液相密度：3=802.11/Lkgm气相密度：3=1.09/vkgm液相流量：0.010927.765433.8810m/s787.27LMLLsLρ气相流量：0.021830.1930.61m/s1.075VMVVSVρ4.3.2提馏段提馏段平均温度：83.75℃提馏段平