甲醇回收塔

浦江学院
《化工原理》课程设计
设计题目甲醇回收塔
学生姓名班级、学号
指导教师姓名
课程设计时间2013年6月17日-2013年6月28日
课程设计成绩
指导教师签字
南京工业大学
化工原理课程设计任务书
专业：班级：姓名：
设计日期：2013 年 6 月17 日至2013 年 6 月28 日设计题目：甲醇回收塔
设计条件：
进料量：F = 150 吨/天
进料组成：X f = 9.5% (w%)
进料状态：25℃
回收率: η= 99%
操作条件：直接蒸汽加热
指导教师：
年月日
目录
一、前言---------------------------------------------------------------------3
二、设计说明书符号表---------------------------------------------------5
三、流程设计---------------------------------------------------------------7
四、物性参数---------------------------------------------------------------8
五、工艺计算--------------------------------------------------------------11
六、塔径的计算-----------------------------------------------------------13
七、填料层高度计算-----------------------------------------------------14
八、填料塔的流体力学性能--------------------------------------------15
九、塔设计计算参数总汇-----------------------------------------------21
十、辅助设备的选择-----------------------------------------------------21 十一、参考资料-------------------------------------------------------------24
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、设计说明书符号表
三、流程设计
图3.1 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。

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。

四、 物性数据
表4.1 水蒸汽的物性参数
水的物性参数：M 水 = 18.02 kg/kmol
表4.2 水的物性参数
甲醇的物性参数：M 甲醇 = 32.04 kg/kmol
表4.3 甲醇的物性参数
= 18.02 kg/kmol 水蒸汽的物性参数：M
水蒸汽
4.1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4.4水—甲醇体系平衡数据
可得t-x-y平衡图：
4.2理论板数的计算
例：
Private Sub Command1_Click()
Dim y As Double, x As Double, c As Double, n As Integer y = 0.3382
x = 0.0557
c = 0.3382
n = 0
Do While (x > 0.000557)
x = (y / 1.1214) ^ (1 / 0.4118)
y = c / 0.05514 * (x - 0.000557)
n = n + 1
Print x; y
Loop
Print n
End Sub
由图V-N可见，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，此时取流量为70 kmol/h，选择理论塔板数N T = 6，进气量V0 = 70 kmol/h。

提馏线方程：y=6.014x-0.0033498
五、工艺计算
5.1 物料衡算
4.1.1 数据换算
M甲醇= 32 kg/kmol
M水= 18 kg/kmol
F = 150吨/天= 332.80 kmol/h
原料液甲醇的摩尔分率：x F =0.0557
5.1.2物料衡算
F = D + W
W = F = 332.80 kmol/h
η＝1－W Xw/F xf
塔釜产品甲醇的摩尔分率：x W=0.000557
由XD =C=0.3316
D=Vo=V=70 kmol/h
5.2回收塔工艺条件及有关物性数据计算5.2.1操作温度计算
塔顶温度(33.33- 29.09)/ (76.7-77.8)=(33.16-33.33)/( t
D -76.7) t
D
=76.74℃
塔底温度 t
W
=100℃
平均温度 t=( t
D + t
W
)/2=88.37℃
5.2.2.平均摩尔质量计算
由x
D =y
1
=0.3316, 查平衡曲线得 x
1
=0.052
M VD =y
1
M
甲醇
+（1-y
1
）M
水
=22.64kg/kmol
M LD =x
1
M
甲醇
+（1-x
1
）M
水
=18.728kg/kmol
由于塔底x
W 很小，塔底可看成只有主份水，故M
VW
=M
水
=M
LW
=18kg/kmol
全塔平均摩尔质量：M
V = (M
VD
+M
VW
)/2=20.32kg/kmol
M
L = (M
LD
+M
LW
)/2=18.364kg/kmol
5.2.3.平均密度计算
气相平均密度计算：由理想气体状态方程得
ρ
v =PM
V
/(RT)=101.3*20.32/[8.314*(88.37+273.15)]= 0.685kg/m3
液相平均密度计算：
由于操作过程中甲醇在液相中浓度很小可近似取ρ
l
=982.4kg/m3 5.2.4.液体平均表面张力计算
液体平均表面张力依据δl=Σx
i δ
i
计算
塔顶液相平均表面张力的计算：
由t
D =76.74℃，查手册得δ
甲醇
=15.415*10-3N/m, δ
水
=63.76*10-3N/m
δ
LD =x
1
δ
甲醇
+（1-x
1
）δ
水
=61.25*10-3N/m
塔底液相平均表面张力的计算：
由t
W =100℃, 查手册得δ
甲醇
=12.8*10-3N/m, δ
水
=58.84*10-3N/m
δ
LW =x
W
δ
甲醇
+（1-x
W
）δ
水
=58.81*10-3N/m
平均表面张力为：
δ
L =(δ
LD
+δ
LW
)/2=60.03*10-3N/m
5.2.5.液体平均粘度计算
液相平均粘度计算，即㏒μ
L =Σxi㏒μ
i
塔顶液相平均粘度计算：
由t
D =76.74℃, 查手册得，μ
甲醇
=0.00291mPa·s μ
水
=0.3716 mPa·s
㏒μ
LD =x
1
㏒μ
甲醇
+(1-x
1
)㏒μ
水
解得μ
LD
=0.289 mPa·s 塔底液相平均粘度计算：
由t
W =100℃, 查手册得，μ
甲醇
=0.00225mPa·s μ
水
=0.2824 mPa·s
㏒μ
LW =x
W
㏒μ
甲醇
+(1-x
W
)㏒μ
水
解得μ
LW
=0.282 mPa·s 液体平均粘度为：
μ
L =（μ
LD
+μ
LW
）/2=0.2855 mPa·s
六、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6.1 金属鲍尔环填料特征数据
液相质量流量：W L = 6250 kg/h
气相质量流量：W G = 1039.17 kg/h 温度为t D =76.74℃时，μL ,重组分 = 0.3716 mPa·s
μL ,轻组分 = 0.00291 mPa·s
lg(μL ) = x 1×lg(μL ,轻组分) + (1－x 1)×lg(μL ,重组分) 液体粘度μL ＝0.289mPa·s
1588.05
.05.0==⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛l
v v l l v v l W W G G ρρρρ
查埃克特通用关联图（即通用压降关联图）得， 查填料因子Ψ=1，Φ=160㎡／㎥
06.02.02=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛l f l v g u μρρϕψ 可得泛点气速u f = 2.6 m/s
，取u = 0.8u f = 2.08 m/s (u = 0.5 ~ 0.8 u f ) V=70/3600×20.38/0.685=0.579㎥/s
24
V D u π
=
，得D = 0.595 m ，圆整后D = 0.6 m
此时，塔径与填料尺寸之比
8D
d
>，以便气、液分布均匀。

七、 填料层高度的计算
散装填料，提馏段的高度： σL = x 1×σL ,轻组分 +（1－x 1）×σL ,重组分 液体的表面张力：σL = 0.06003 N/m 液体粘度：μL ＝ 0.2855 mPa·s
HETP = exp (h-1.292ln σL + 1.47ln μL ) = 0.22m
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 ＝ 1.32 m 圆整后 Z 提馏段= 1.5 m
八、 填料塔的流体力学性能
8.1 压降
散装填料：06
.02.02=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛l f l v g u μρρϕψ
提馏段：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。

8.2 气速
提馏段 u =2.08 m/s
8.3 喷淋量 提馏段：
液体喷淋量：L h ＝6.36 m 3/h
喷淋密度：U = L h /（0.785D 2） =22.51 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 = 4.73m 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
8.4 塔内附件选择
8.4.1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600mm ，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3~6排。

小孔积总和约等于直管截面积。

8.4.2 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％。

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。

8.4.3 液体再分布装置选择
04H D = （035H
D
=-） 则 0H = 4×0.6=2.4 即每隔2.4m 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
8.4.4 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580mm ，高100mm 。

图8.1 直管喷孔式分布器
图8.2 波纹板网支承板 图8.3 丝网压板
8.5 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 8.5.1 塔顶蒸汽出口管
取u 0 = 40 m/s 则蒸汽出口管管径： mm m u V d vm o o 170170.0685
.04014.3360002
.3270436004==⨯⨯⨯⨯⨯==
ρπ
圆整后d = 200mm 8.5.2 进料管管径
取u L = 0.82m/s 则进料管管径：
mm
m u F d lf l 64.5205264.04
.98282.0360055
.188.332436004==⨯⨯⨯⨯==
πρπ
圆整后d =65mm 8.5.3塔釜出料管
取u L = 0.82m/s 则出料管管径：
mm
m u W d lw l 35.5105135.04
.98282.0360004
.188.332436004==⨯⨯⨯⨯==
πρπ
圆整后d = 65 mm 8.5.4塔底蒸汽进管 取u 0 = 40 m/s 则蒸汽进口管管径： mm m u V d vm o o 170170.0685
.04014.3360002
.3270436004==⨯⨯⨯⨯⨯==
ρπ
圆整后d = 200mm
8.5.5 管道规格汇总
表8.1管道规格表
塔顶蒸汽出口管
进料管管径
塔釜出料管
塔底蒸汽进管
管径/mm
φ200×6.5 φ65×4.5 φ65×4.5 φ200×6.5
8.6 其他部件
8.6.1 筒体 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≈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： mm D i 600= 焊接头系数：85.0=φ
则，
[]mm
C p
D t
i
d 32.2285
.01132600
102.02
2=+⨯⨯⨯=
+=φ
δσ
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。

8.6.2 筒体参数
根据表8-6[2] 选择如下参数：
表8.2 压力容器用碳素钢钢板的需用压力
8.6.3 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：mm DN 600=
曲面深度：
mm DN h 1504600
4===
根据表8-12[2]，封头直边高度mm h 250=，壁厚4mm 封头高度： ()()mm h h Z 35022515020=⨯+=⨯+=封
8.6.4 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8.3 PN=1.0MPa的甲型平焊法兰尺寸与质量
7.6.5耳式支座
根据表13-5[2]，AN型耳式支座参数如下：
表8.4 AN型耳式支座尺寸/mm
8.7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。

九、塔设计计算参数总汇
表9.1 塔设计计算参数总汇
十、 辅助设备的选择
10.1 预热器的选择
表10.1 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 = 332.8kmol/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)
)
/(084.4173.4)0557.01(0557.0569.21K kg kJ x c c i pi p n
i •=⨯-+⨯==∑=-
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 ) = 332.8×﹙32×0.0557＋18×0.9443﹚×4.078×10^3×64.54÷3600＝4.58×10^5J/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 = 730 kg/h
()()1002510089.5432.76
10025
ln
10089.54
m
t ---∆==--℃
传热面积：
32.976.3215005
^1058.4=⨯⨯=∆=
m t K Q A
圆整后 А=10㎡
在[1]附录中选择换热器：
表10.2 固定管板式热交换器系列参数
换热器的实际传热面积：
()m L d N A o o 221.11)1.05.1(025.014.31021.0=-⨯⨯⨯=-=π
)
/(933.13/23
2725
.0)(3
/23
2725.02
44
1
4
1
10)54.89100(0002855.0025.064
.22586821.04.98281.9C W t t o w
s
o
m d n g •⨯==-=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡-⨯⨯⨯⨯⨯⎥⎦
⎤
⎢
⎣⎡-
μγλρα
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)
4
3
10643.12
25
02.056.014.33600
/6500424Re 10⨯=⨯⨯⨯
⨯⨯==
=
-n d W u d i i πμμ
ρ
32
.45446.01056.0102059.4Pr 3
3=⨯⨯⨯==-λμ
p c
()
)
/(265132.4104
643.102
.05446.0023.0Pr Re 023.024.08
.04
.08
.0C m W d i i ︒⋅=⨯⨯⨯⨯==λ
α
)
/(191110933.11
02.02651025.01
1124
C m W d d K i i o ︒⋅=⨯+
⨯=
+=
α
α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=53.132.721
.11==A A o
表明该换热器可用于原料的预热。

10.2进料泵的选择
h
x F /7m 4.9820557.0-1685.00557.06500
x -1F V 3F =⨯+⨯=⨯+⨯=
）（）（水甲醇ρρ
圆整后 V = 7 m 3/h
表10.3 扬程计算相关参数数值
则查[1]选择IS80-65-125型号的泵,其参数为：
2 5 m 7.32m 76 . 32 1911 10
58 . 4 t
Q = ⨯ ⨯ = ∆ =
计 K A
表10.4 IS80-65-125型离心泵的性能参数
十一、参考文献
[1] 管国锋，赵汝溥。

化工原理。

第二版。

北京：化学工业出版社，2003.
[2] 董大勤。

化工设备机械基础。

北京：化学工业出版社，2002.
[3] 刘光启，马连湘。

化学化工物性数据手册，有机卷。

北京：化学工业出版社，2002.
[4] 潘国昌，郭庆丰。

化工设备设计。

北京：清华大学出版社，1996.
[5] 潘红良，郝俊文。

过程设备机械设计。

上海：华东理工大学出版社，2006.
[6] 时均，汪家鼎。

化学工程手册。

第二版。

北京：化学工业出版社，1996.
[7] 王树楹。

现代填料塔技术指南。

北京：中国石化出版社，1998.
[8] 顾芳珍，陈国桓。

化工设备设计基础。

天津：天津大学出版社，1994.
[9] 化工设备设计全书编委会。

塔设备设计。

上海：上海科学技术出版社，1989.
[10] 汤吉海。

ASPEN PLUS 在化工设计过程中的应用。

南京：南京工业大学教材。