甲醇回收塔工艺课程设计

一前言
甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。

主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。

塔设备是化工，制药，环保等生产中广泛应用的气液传质设备。

根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。

板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。

工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。

塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。

板式塔的研究起步较早，其流体力学和传质模型比较成熟，数据可靠。

尽管与填料塔相比效率较低、通量较小、压降较高、持液量较大，但由于结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点，因而在70年代以前的很长一段时间内，塔板的研究一直处于领先地位。

然而，70年代初期出现的世界能源危机迫使填料塔技术在近20年来取得了长足进展。

由于性能优良的新填料相继问世，特别是规整填料和新型塔内件的不断开发应用和基础理论研究的不断深入，使填料的放大技术有了新的突破，改变了以板式塔为主的局面。

在我国，随着石油化工的不断发展，传质分离工程学的研究不断深入，使填料塔技术及其应用进入了一个崭新的时期，其工业应用与发达国家并驾齐驱，进入世界先进行列。

评价塔设备的基本性能的指标主要有：
1、产量和通量：前者指单位时间处理物料量，而后者指单位塔截面上的单位时间的物料处理量。

2、分离效率：对板式塔是指每层塔板所能达到的分离程度。

填料塔则是单位填料层高度的分离能力。

3、适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高分离效率的能力。

4、流体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层的压降。

除上述几项主要性能外，塔的造价高低、安装、维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须考虑的实际问题。

填料塔由填料、塔内件及筒体构成。

填料分规整填料和散装填料两大类。

塔内件有不同形式的液体分布装置、填料固定装置或填料压紧装置、填料支承装置、液体收集再分布装置及气体分布装置等。

与板式塔相比，新型的填料塔性能具有如下特点：生产能力大、分离效率高、压力降小、操作弹性大、持液量小等优点。

本设计综合考虑流程，产量，分离要求，操作控制等因素，采用填料塔实现甲醇回收目标。

二设计题目
设计甲醇回收塔及附属设备，可按水—甲醇二元物系设计。

原料量为60吨/天，原料含甲醇为13 % (质量百分数)，其余为水。

原料温度为25℃。

常压操作，塔釜用直接蒸汽加热。

要求甲醇回收率不小于98%。

三设计说明书符号表
四 流程设计
图4.1 精馏流程图
对于给定的低浓度甲醇水溶液，采用两塔流程回收甲醇，如图4.1所示。

流程概述如下：
原料为浓度很低的甲醇水溶液，经预热器加热到泡点进入回收塔；经回收塔将原料中大量的水和杂质从塔底排出，塔顶得到浓度较高的甲醇蒸汽；甲醇蒸气直接引入精馏塔精馏，精馏塔顶可获得高纯度的甲醇。

回收塔塔底产品为甲醇含量极低的水，可直接排放。

回收塔的目的是初步提纯甲醇并除去大量的水，这样在精馏塔中可减少处理量，相比单塔精馏，能耗更低，操作弹性也更大。

针对回收塔要求有很高的甲醇回收率，但不要求塔顶浓度很高。

本设计采用提馏塔的形式，原料从塔顶直接加入，不设回流装置。

此外考虑到塔底浓度已经接近水，本设计采用直接蒸汽加热，省去了再沸器简化了附属设备。

采用直接蒸汽的另一个好处是对蒸汽压要求更低，这是因为省去了间接加热的温度差。

本流程在回收塔前设置原料预热器，这样可减少原料温度的波动对塔分离性能的影响。

加热介质采用低压蒸汽，通过蒸汽压很容易调节加热效果稳定流程工况。

塔底产品
再沸器
考虑到塔釜排放液中杂质较多，故不利用回收塔塔底排放液的热能。

综合前述考虑，本设计确定甲醇回收塔的工况如下：
将25℃下质量百分数为13%的甲醇水溶液预热到泡点；经回收塔浓缩，塔顶产品甲醇回收率不小于98%，塔顶产品浓度和流量将通过优选确定； 回收塔用直接蒸汽加热。

五 物性参数
水的物性参数：M 水 = 18.02 kg/kmol
表5.1 水的物性参数
甲醇的物性参数：M 甲醇 = 32.04 kg/kmol
表5.2 甲醇的物性参数
水蒸汽的物性参数：M 水蒸汽 = 18.02 kg/kmol
表5.3 水蒸汽的物性参数
六 工艺计算
6.1汽液平衡数据和汽液平衡（t-x-y ）图
由[6]的水—甲醇体系平衡数据：
表6.1 水—甲醇体系平衡数据
可得t-x-y 平衡图：
图6.1 水-甲醇平衡体系t-x-y 图
6.2 物料衡算
6.2.1 数据换算
M 甲醇 = 32.04 kg/kmol M 水 = 18.02 kg/kmol F = 60吨/天 = 126 kmol/h
原料液甲醇的摩尔分率：x F =0.0775 6.2.2 物料衡算
F = D + W W = F = 126 kmol/h
198%W
F
Wx Fx η=-
= 塔釜产品甲醇的摩尔分率：x W =0.00155
图6.2 x-y平衡图图6.3 局部放大的x-y平衡图
6.3 理论板数的计算
本设计采用图解法初步确定理论板数和加热蒸汽量。

最后采用化工模拟软件ASPEN进行严格法计算验算。

由图6.4可见，进料板为提馏线第一块板，进料组成x f=0.0775。

在回收率确定的情况下，加热蒸汽量改变将改变提馏线斜率，进而影响塔顶产量，浓度和所需的理论板数。

加热蒸汽量加大，斜率小，所需理论板数少，设备投资小。

但塔顶产品量大，浓度低，能耗大。

并且会给后续精馏塔操作增大负担。

反之，减小气量设备投资变大。

由提馏线方程可知，当蒸汽进量V0= V’=26.84kmol/h，直线的斜率=F/V’=4.673。

x w= 0.00155，y w=0，x F= 0.0775，y F= 0.3565时，所需理论板数N T→∞。

因此必须根据理论塔板数，选择最适宜的蒸汽用量。

对两组分非理想体系，采用图解法确定理论板数是方便而有效的方法，本设计用计算机图解分析了加热气量对理论板数的影响。

图6.4至图6.7.为全塔和局部放大图解结果。

图6.5 局部放大的气相组成为y13、y15、y17的图解法
图6.7 局部放大的气相组成为y12、y14、y16、y18的图解法
由图解法得到的进气量与塔顶产品浓度的关系如表6.2所示，进气量与理论板数的关系如表6.3和图6.8所示。

其规律和前面分析一致。

表6.2 进气量变化对应y1的不同取值
表6.3 进气量的变化与理论板数的关系
图6.8 进气量的变化与理论板数的关系
由图6.4可见，在流量达到43.50 kmol/h后，增加气量对理论板数影响不大，且进气量越大，塔顶汽相组成越小，塔径越大，因此选择理论塔板数N T = 5，进气量V0 = 43.50 kmol/h。

提馏线方程：y=2.897x-0.0044898
6.4 ASPEN模拟软件验算
ASPEN PLUS模拟软件是国际著名的化工模拟软件，并被很多著名企业定为企业标准[10]。

考虑到本设计处理的体系是非理想物系，且前述图解法采用了恒摩尔流假设等近似。

本节对回收塔应用ASPEN PLUS软件进行模拟，采用塔器模拟中的RADFRC方法进行了验算。

这种方法是按严格的热力学模型和精馏分离算法模拟过程。

图6.9为回收塔模型图。

给定条件来自上节选定的结果，即：
理论板数为5块，原料进塔温度90℃，蒸汽用量43.5kmol/h , 进塔蒸汽1.5atm（绝压）。

图 6.9 aspen甲醇回收塔图
表6.4 aspen计算结果流股数据
F V0 D W
进塔进塔出塔出塔
LIQUID VAPOR VAPOR LIQUID Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr
由表6.4可见，甲醇回收率=10.058/10.143=99%. 满足给定的设计指标。

表6.5 aspen 计算结果塔内各板参数
根据ASPEN 验算选定蒸汽量V 0 = 43.50 kmol/h ，理论板数为5时，可满足工艺
要求。

经过回收塔进入精馏塔的气量减小为原料量的1/3。

七 塔的主要工艺尺寸计算
7.1塔内物性确定
7.1.1 平均分子量的计算 7.1.1.1 进料板的平均分子量
1110.2232.04(10.22)18.0221.01/VFM M y M y M kg kmol
=⨯+-⨯=⨯+-⨯=轻组分重组分（）
1110.0379232.04(10.03792)18.0218.55/LFM M x M x M kg kmol =⨯+-⨯=⨯+-⨯=轻组分重组分（）
7.1.1.2塔底的平均分子量
1032.04(10)18.0218.02/VWM W W M y M y M kg kmol
=⨯+-⨯=⨯+-⨯=轻组分重组分（）
10.0015532.04(10.00155)18.0218.04/LWM W W M x M x M kg kmol
=⨯+-⨯=⨯+-⨯=轻组分重组分（） 7.1.1.3 提馏段的平均分子量
3310.0407332.04(10.04073)18.0218.59/VM M y M y M kg kmol
=⨯+-⨯=⨯+-⨯=轻组分重组分（）
3310.00603732.04(10.006037)18.0218.10/LM M x M x M kg kmol
=⨯+-⨯=⨯+-⨯=轻组分重组分（）
7.1.2平均密度的计算
7.1.2.1 液相平均密度
根据进料板组成查水-甲醇平衡体系t-x-y 图，得进料板温度t F = 89.54℃，塔底温度t W = 99.72℃，第三块理论板温度t 3 = 98.91℃
利用物性数据参数表查得：
在89.54℃下，甲醇的密度与水的密度：
3725.5/kg m ρ=甲醇 3965.6/kg m ρ=水 在98.91℃下，甲醇的密度与水的密度：
3715.2/kg m ρ=甲醇 3959.2/kg m ρ=水 在99.72℃下，甲醇的密度与水的密度：
3714.0/kg m ρ=甲醇 3958.6/kg m ρ=水
因此，甲醇的平均密度、水的平均密度取t 3 = 98.91℃温度下的甲醇的密度与水的密度， 3715.2/kg m ρ=甲醇 3959.2/kg m ρ=水
其中进料甲醇质量百分比 a 1 = 0.13 塔底甲醇质量百分比 a 2 = 0.00275 第三块理论板甲醇质量百分比 a 3 = 0.01069
进料液相密度： 3111//(1)/961.3/LF a a kg m ρρρ=+-=⎡⎤⎣⎦甲醇水 塔底液相密度： 3221//(1)/961.9/LW a a kg m ρρρ=+-=⎡⎤⎣
⎦甲醇水
提馏段液相平均密度：3
331//(1)/961.5/LM a a kg m ρρρ=+-=⎡⎤⎣⎦甲醇水
7.1.2.2气相平均密度
进料板压力：101.325F p kPa =
进料板气相平均密度：3101.32521.03
/()0.6233/8.315(89.54273.15)
VF F V FM F p M RT kg m ρ⨯==
=⨯+
塔釜气相平均密度： 3101.32518.04
/()0.5896/8.315(99.72273.15)
VW F V WM W p M RT kg m ρ⨯===⨯+
提馏段气相平均密度：398.91M t t ==℃
3
101.32518.59
/()0.6089/8.315(98.91273.15)
VM F V M p M RT kg m ρ⨯==
=⨯+
7.2 塔径的计算
甲醇回收操作，为防止堵塞选择散装填料。

采用效率高、阻力小、公称直径
为25mm 的金属鲍尔环填料，其特征数据如下表，
表7.1 金属鲍尔环填料特征数据
液相质量流量：W L = 2280.6 kg/h 气相质量流量：W G = 808.67 kg/h 温度为t 3 = 98.91℃时，μL ,重组分 = 0.2871 mPa·s
μL ,轻组分 = 0.2308 mPa·s
lg(μL ) = x 3×lg(μL ,轻组分) + (1－x 3)×lg(μL ,重组分) 液体粘度μL ＝0.2867 mPa·s
0.50.5
()()0.07105V V L L V L V L
G W G W ρρρρ== 查埃克特通用关联图（即通用压降关联图）得，
2
0.2
()0.031V f L
L u g
ρψ
ϕ
μρ= 可得泛点气速u f = 1.961 m/s ，取u = 0.5u f = 0.9806 m/s (u = 0.5 ~ 0.8 u f )
24
V D u π
=
，得D = 0.1621 m ，圆整后D = 0.3 m
此时，塔径与填料尺寸之比
8D
d
>，以便气、液分布均匀。

7.3 填料层高度的计算
散装填料，提馏段的高度： σL = x 3×σL ,轻组分 +（1－x 3）×σL ,重组分 液体的表面张力：σL = 0.0586 N/m 液体粘度：μL ＝ 0.2867 mPa·s
HETP = exp (h-1.292ln σL + 1.47ln μL ) = 0.23m
其中：HETP —— 等板高度，m
σL —— 液体表面张力，N/m μL —— 液体粘度，Pa·s h —— 常数（见上表）
Z 提馏段 = N T * HETP ＝ 1.15 m 圆整后 Z 提馏段= 1.5 m
7.4 填料塔的流体力学性能
7.4.1 压降 散装填料： 提馏段：2
0.2
()0.007753V L L
u g
ρψ
ϕ
μρ= 查埃克特通用关联图得压降△P/Z ＝14mmH 2O/m = 137.3 Pa/m △P ＝Z*△P/Z ＝206.0 Pa
因此可忽略设备中的压力变化，均视为常压。

7.4.2 气速
提馏段 u = 0.9806 m/s
7.4.3 喷淋量 提馏段：
液体喷淋量：L h ＝ 2.37 m 3/h
喷淋密度：U = L h /（0.785D 2） = 33.55 m 3/(m 2·h) 最小喷淋密度：U min = (L w )min a= 16.72 m 3/(m 2·h) 最小喷淋量：L h,min = U min ×0.785D 2 = 1.18 m 3/h 式中：a —— 填料的比表面积，m 2/m 3；
U min —— 最小喷淋密度，m 3/（m 2·h ）； L w,min —— 最小润湿率，m 3/（m·h ）。

L w,min 的取值：3w,min L 0.08/()m m h =⋅ 75mm 直径<的环形填料，如鲍尔环、拉西环 算得液体喷淋量>最小喷淋量
7.5 塔内附件选择
7.5.1液体喷淋装置选择
填料塔操作要求液体沿同一塔截面均匀分布。

为使液流分布均匀，液体在塔顶的初始分布必须均匀。

因塔径为300mm ，在此选取直管喷孔式分布器，直管上的小孔直径取φ4~φ8mm ，可有3~5排。

小孔积总和约等于直管截面积。

7.5.2 填料支撑装置选择
散装填料支撑装置结构最简单的是栅板，由竖立的扁钢焊在钢圈上制得。

为防止在栅板处积液导致液泛，栅板的自由截面率应大于50％。

图7.1 直管喷孔式分布器
此外，效果较好的是具有圆形或条形升气管的筛板式支承板，液体从板上筛孔流下，气体通过升气管由管壁的小孔流出，气液分布较均匀，又因在支承装置处逆流的气液相各有通道，可避免因支承装置而引起的积液现象。

选用不锈钢波纹板网支承板。

表7.2 不锈钢波纹板网支承板的设计参考数据
塔径D/mm
外板径D 1/mm
板高/mm
300 294 25
7.5.3 液体再分布装置选择
04H D = （035H
D
=-） 则 0H = 1.2 即每隔1.2m 需安装一个液体再分布装置 因为Z = 1.5 m ，因此不需要装液体再分布装置
7.5.4 填料压紧装置
又称填料压板，自由放置于填料层上端，靠自身重量将填料压紧，适用与散装填料。

压板应具有高的自由截面，空隙率应大于70%。

根据塔径，选择丝网压板，其直径为280mm ，高
100mm 。

7.6 管道设计与选择
取：液体流速：u L = 0.1~1 m/s
蒸汽流速：u 0 = 30~50m/s 7.6.1 塔顶蒸汽出口管
取u 0 = 40 m/s 则蒸汽出口管管径：
图7.3 丝网压板
====
d m mm
0.142142
圆整后d = 150mm
7.6.2 进料管管径
取u L = 0.82m/s
则进料管管径：
d m mm
====
0.0243824.38
圆整后d = 25mm
7.6.3塔釜出料管
取u L = 0.82m/s
则出料管管径：
d m mm
====
0.0253825.38
圆整后d = 25 mm
7.6.4塔底蒸汽进管
取u0 = 40 m/s
则蒸汽进口管管径：
====
d m mm
0.142142
圆整后d = 150 mm
7.6.5 管道规格汇总
表7.3管道规格表
7.7 其他部件
7.7.1 筒体
7.7.1.1 设计壁厚
圆筒计算厚度，[]p
pD t
i
-=
φσδ2
考虑到介质对筒壁的腐蚀作用，在设计筒体所需厚度时，还应在计算厚度的基础上，增加腐蚀裕度C 2。

由此得到筒体的设计厚为[]22C p
pD t
i
d +-=φσδ
式中：δd ——圆筒设计厚度，mm ；
D i ——圆筒内径，mm ； p ——容器设计压力，MPa ；
φ——焊接头系数。

由于p 与[δ]t φ比很小，采用简写式： []22C pD t
i
d +=
φ
σδ.
根据表8-6[2]，设计温度为98.91℃≈100℃，采用碳素钢钢板，查得钢号为Q235-B ，钢板标准为GB912，在此设计温度下的许用应力为113MPa ， 计算压力1.150.0206101.325101.56190.10156190.102p kPa MPa MPa =⨯+==≈ 圆筒内径： 300i D mm = 焊接头系数：85.0=φ 则，[]20.102300
2 2.1721130.85
2i d t
pD C mm δσφ
⨯=
+=
+=⨯⨯
圆整后为4mm ，在钢号为Q235-B ，钢板标准为GB912的厚度3~4mm 范围内。

7.7.1.2 筒体参数
根据表8-6[2] 选择如下参数：
表7.3 压力容器用碳素钢钢板的需用压力
钢号
钢板标准
使用状态
厚度mm
常温强度指标
100℃下的许用应力 MPa
δb MPa
δs MPa
7.7.2 封头
选用标准椭圆形封头。

这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h 0的圆柱形筒节构成。

公称直径：300DN mm = 曲面深度：300
7544
DN h mm =
== 根据表8-12[2]，封头直边高度mm h 250=，壁厚4mm 选用EHB325椭圆形封头，其参数如下，
表7.4 EHB 椭圆形封头内表面积、容积、质量
7.7.3 法兰
由于在常压下操作，所有法兰均采用标准管法兰——平焊法兰。

由公称压力PN=1.0MPa 。

填料筒法兰查表10-4[2]选择如下参数：
表7.5 PN=1.0MPa 的甲型平焊法兰尺寸与质量
7.7.4 耳式支座
根据表13-5[2]，AN型耳式支座参数如下：
表7.6 AN型耳式支座尺寸/mm
7.8塔的总高度计算
塔的有效高度Z = Z提馏段+ 0.8 = 2.3 m
H = H d + Z + (n-1)H f + H b = 1.5 + 2.3 + 1.5 = 5.3 m
圆整后H = 6 m
式中：H d ——塔顶空间高度（不包括封头），m。

取1.5 m。

H f ——液体再分布器的空间高度，m。

取0.8 m。

H b ——塔底空间高度，m。

取1.5 m。

n ——填料层分层数。

八塔设计计算参数总汇
表8.1 塔设计计算参数总汇
九 辅助设备的选择
9.1 预热器的选择
表9.1 预热器设计参数
Q=FM F c p (t b -t F )
进料温度：t F = 25℃ 泡点温度：t b = 89.54℃
F = 126kmol/h
查液体的比热容图得：c p,甲醇 = 2.569 kJ/(kg·K)，c p ,水 = 4.173 kJ/(kg·K)
1 2.380.0775(10.0775) 4.179 4.031n
p pi i i c c x ===⨯+-⨯=∑ kJ/(kg·K)
查[1]表4-8（K 值得大致范围）：取总传热系数K = 1500 W/(m 2·℃) Q = FM F c p (t b -t F ) = 51.7410⨯J/s
因为热流体为饱和蒸汽冷凝， Q = W h γ = F M F p c (t b - t F ) 查表得t = 100℃时，γ = 2258.4 kJ/kg 则，W h = 277 kg/h
()()1002510089.5432.76
10025
ln
10089.54
m t ---∆=
=--℃
传热面积：5
21.7410 3.54150032.76m Q A m K t ⨯===∆⨯
圆整后 24A m =
在[1]附录中选择换热器：
表9.2 固定管板式热交换器系列参数
换热器的实际传热面积：
200(0.1)25 3.140.025(20.1) 3.73A N d L m π=-=⨯⨯⨯-=
11
232344
42/32/309.81958.40.68212258.40.725[]0.725[] 1.12210()50.0250.0002824(10089.54)
s w g n d t t ρλγαμ⨯⨯⨯===⨯-⨯⨯⨯- W/(m 2·
℃) 定性温度为t =（25+89.54）/ 2 = 57.27℃，查表得，
ρ = 0.97595 g/m 3，μ = 0.56mPa·s ，λ = 0.5446 W/(m·K)，c p = 4.2059 kJ/(kg·K)
43
442500/3600
Re 1.392103.140.56100.022522
i i d u W d n ρ
πμμ-⨯=
=
==⨯⨯⨯⨯⨯ 33
4.2059100.5610Pr 3.360.5446
p c μ
λ-⨯⨯⨯===
0.80.440.8
0.40.54460.023
Re Pr 0.023(1.39210 3.3620790.02
i i
d λ
α==⨯
⨯⨯⨯=）W/(m 2·℃)
12
11
16670.0251
1
20790.02 1.12210o i i K d d αα
=
=
=+
+⨯⨯计 W/(m 2
·℃)
5
21.7410 3.18166732.76
m Q A m K t ⨯===∆⨯计
经计算，在传热任务所规定的换热条件下，实际面积大于所需面积 安全系数=
0 3.73 1.173.18
A A == 表明该换热器可用于原料的预热。

9.2进料泵的选择
32500
2.47/(1)0.0775725.510.0775965.6
F F F V m h x x ρρ=
==⨯+-⨯⨯+-⨯甲醇
水（）
圆整后 V = 3 m 3/h
表9.3 扬程计算相关参数数值
包括换热器的压头损失为 圆整后 H = 12 m
则查[1]
选择IS80-65-125型号的泵,其参数为：
表9.4 IS80-65-125型离心泵的性能参数
十参考文献
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