精馏塔初稿

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1文献综述

1.1甲醇的性质简介、用途和安全性

1.1.1甲醇简介

甲醇的分子式为CH3OH，其分子量为32.04。常温常压下，纯甲醇是无色透明的、易流动的、易挥发的可燃液体，具有与乙醇相似的气味[1]。其一般性质列于表1-1。甲醇的粘度和表面张力随温度改变如表1-2所示。[2]

甲醇的电导率，主要决定于它含有的能电离的杂质，如胺、酸、硫化物和金属等。工业生产的粗甲醇都含有一定量的有机杂质，其一般比电学率为1×10?6～7×10?7。

甲醇可以和水以及许多有机液体如乙醇、乙醚等无限地混合，但不能与脂肪族烃类相混合、它易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其他物质，此外只有用特殊的方法才能制得完全无水的甲醇。同样，也难以从甲醇中清除有机杂质，产品甲醇总有有机杂质约0.01%以下。[1]

表1-1 甲醇一般性质

[2]

性质 密度 相对密度 沸点 热容

0.81009/ml(℃) 0.7913（d20）4 64.5℃～64.7℃

数据 性质 导热系数 表面张力

生成热

数据

2.09J/ (cm.s.K)

0.00002255N/cm(22.55dyn/cm)(20℃)

2.51～2.53J(g.℃)(2～25℃液体)45J（mol.℃）(25℃气体）

蒸汽压 粘度

1.2879Pa(96.6mmHg)(20℃气体) 5.945Pa.S(0.5945CP)(20℃)

膨胀系数 腐蚀性

0.00119（20℃） 常温无腐蚀性(铅，铝列外)

表1-2温度对性质的影响

[3]

温度℃ 密度g/cm3 粘度cP 表面张力dyn/cm

0 0.8100 0.817 24.5

10 0.8008 0.690 23.5

20 0.7915 0.597 22.6

30 0.7825 0.510 21.8

40 0.7740 0.450 20.9

50 0.7650 0.396 20.1

60 0.7565 0.350 19.3

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甲醇的沸点随压力变化如表1-3所示。

表1-3 甲醇的沸点

[2]

压力mmHg 1 10 20 40 100 200 400 760

温度℃ 压力mmHg -44.0 2 -16.2 5 -6.0 10 5.0 20 21.2 30 34.8 40 49.9 50 64.7 60

1mmHg=133.322Pa 1at=9.80665Pa

温度℃ 84 112．5 138.0 167.8 186.5 203.5 214 224.0

甲醇可以任意比例同多种有机化合物互溶，并与其中的一些化合物生成共沸物。据文献记载，迄今已发现与甲醇一起生成共沸混合物的物质有1000种以上。由于有共沸混合物的生成，且沸点与甲醇的沸点相接近，将影响到蒸馏过程对有机杂质的消除。

甲醇具有上述多种重要的物理化学性质，使它在许多工业部门得到广泛的用途，特别是由于能源结构的改变，和碳一化学工业的发展，甲醇的许多重要的工业用途正在研发开发中。列如甲醇可以裂解之情，用于燃料电池，日益引人注目。甲醇通过ZSM-5分子筛催化剂转化为汽油已经工业化为固体燃料转化为液体燃料开辟了捷径。甲醇加一氧化碳加氢可以合成乙醇。又如甲醇可以裂解烯烃。这对石油化工原料的多样化，面对石油资源日益枯竭对能源结构的改变，具有重要意义。甲醇化工的新领域不断地开发出来其广度和深度正在发生深刻的改变。[4] 1.1.2 甲醇的用途

甲醇是很重要的有机化工原料和溶剂，当前，世界上甲醇的生产能力为每年近千吨，其中将近30%至40%的甲醇用于生产甲醛。此外，在合成材料、医药、农药、香料和油漆等工业中，甲醛是不可缺少的溶剂和原料。甲醇在能源方而的用途早在上世纪90年代就得到了快速的发展，例如甲醇制备甲基叔丁基醚燃料电池、燃料甲醇等。此外，甲醇低压碳基化制备乙酸的技术在近年来也发展很快，已经成为生产乙酸的主要方法。[1]

以甲醇为原料制得的人工蛋白称为甲醇蛋白。含有丰富的维生素和蛋白质，营养价值超过粮食和大豆油饼，成本比鱼粉便宜，无毒，收率高。

上世纪80年代以来，甲醇的非化工用途受到人们的重视，并为甲醇的用途开辟一个新的领域。甲醇和燃料油相比是一类廉价、辛烷值高(高达110)、热效率高、对环境的污

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染小的液体燃料。甲醇若直接作为汽车发动机的燃料，虽然热值只有汽油的一半，但它使汽车行驶一样的里程消耗的甲醇和汽油之比不是2：1，而仅为1.07：1，其热效率高出汽油90%以上。可见，甲醇作为发动机燃料，经济上是合理的，所有可以代替汽油作为游轮、机车、飞机的燃料，也可以做发电厂轮机的燃料。甲醇还可以与汽油掺混燃烧，作为汽车的燃料。[5] 1.1.3甲醇的安全性

甲醇的毒性及常用急救方法：甲醇被人饮用后，就会产生甲醇中毒。甲醇的致命剂量约为70毫升。甲醇有较强的毒性，对人体的神经系统和体液系统影响最大，它经过消化道、呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸粘膜和视力。急性中毒症状有：头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。慢性中毒反应为：眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、视力减退、消化障碍。

甲醇摄入量超过4克就会出现中毒反应，误服一小杯超过10克就能造成双目失明，饮入量大造成死亡，甲醇中毒通常可以用乙醇解毒法。其原理是：甲醇本身无毒，而代谢产物有毒，因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。甲醇和乙醇在人体的代谢都是同一种酶，而这种酶和乙醇更具亲和力。因此，甲醇中毒者，可以通过饮用烈性酒的方式来缓解甲醇代谢，进而使之排出体外。而甲醇已经代谢产生的甲酸，可以通过服用小苏打(碳酸氧钠)的方式来中和。甲醇也容易引发大火。一但发生火灾，救护人员必须穿戴防护服和防毒而具。小火用二氧化碳、干粉、1211、抗溶泡沫、雾状水灭火。如果发生泄漏，救护人员首先必须切断所有火源，戴好防毒面具与手套，用水冲洗，对污染地面进行通风处理。[1]

1.2甲醇国内 外发展的前景

80年代以来，世界的甲醇的总需求量增长很快，平均增长率为8%。市场的需求必然导致甲醇产量的迅速增加。1982年世界甲醇产量不足1.2×103kg，而1990年超过了1.7×103kg，更甚者1995年达到了2.5×103kg，同年世界甲醇的消费量为2.39×103kg。 2004年全球甲醇生产能力达4060万吨， 2005年生产能力达4294万吨, 2006年生产能力达4095万吨。从2005年到2009年5年全球增加1800万吨的甲醇产能，主要集中在南美、中东和澳人利亚。从2004年起，世界甲醇生产能力将发生甲醇产品史上最短时间内最大规模增长。预计2020年甲醇生产能力达到7200万吨。2005年世界甲醇的需求量超过

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3190万吨，2010年需求量为4226万吨。预计2020年为4500万吨。另外，巴斯夫公司等推出了无污染、低污染的甲醇燃料电池汽车可望实现商业化。据美国甲醇协会预计，燃料电池为2010年甲醇增加70万吨，2015年增加850万吨，预计2020年增加6000万吨的需求。全球甲醇市场前景一片良好。

我国的甲醇的消费量增长也很快，从1957年的1.664kt，到1970年的83kt，再到1990年的660kt、1991年的780kt，而1995年已经达到1133.8kt，1996年达到了1181.8kt，2005年的7200kt，2008年的实际产量为11260kt，到了2009年全国产量达到了近11160kt，新增甲醇装置18套，新增产能约为850万吨，而且各地还在筹划建设的甲醇产能高达4320万吨，其中相当一部分是配套生产其他煤化工产品的。 [4]

我国的甲醇行业发展是伴随着能源与美化工业的发展而崛起的。特别是近年来，由于国际油价的节节攀升，煤化工工业对发挥我国丰富的煤炭资源优势，以此补充我国油气资源的不足与满足对化工产品的需求，保障能源安全，推动煤炭清洁利用，促进我国经济的可持续发展发挥了重要作用。煤化工产品的产量占了化学工业(除石油和石化外)近50%，目前合成甲醇和氨两大种基础化工产的主要原料就是煤炭。从2004年7月以来，我国投资体制的改革，国家不再审批投资项目，但全国各地拟上和新上煤化工项日很多，大部分都以煤基合成甲醇作为主要路线。按照规划的目标，到2020年我国甲醇的生产能力可达到6000至7000万吨。甲醇可作为功能储备来补充石油的不足。假设甲醇生产的战略储备对于调节甲醇的市场价格、促进煤化工的长期发展和保证我国能源的安全均有重要意义。

2009年国家标准委连续发布了甲醇燃料及M85甲醇汽油两个国家标准，M15甲醇汽油等系列的国家标准也即将颁布，这些国家标准的颁布和实施必将进一步促进和加快甲醇燃料的规范发展。甲醇转化成二甲醚燃料的生产和应用彰显出了重要的发展前景，二甲醚替代一部分石油液化气应用的范围越来越广，以二甲醚作为能源的柴油车的研制与推广步伐也正在加快。将甲醇转化为烯烃和汽油的上业化进程也取得了重大进展，为甲醇的进一步转为石油的大宗基础产品的工业化运行创造了有利条件，也必将使甲醇的消费大增。新型的煤化工煤制甲醇、二甲醚、烯烃等在我国能源领域里已经显示出了很重要的地位，正而临着前所未有的发展机遇和长远发展前景。国家《煤化工产业中长期发展规划》已经表明，以煤基合成甲醇作为主要内容的新型煤化工必将进一步快速发展，以煤气化作为核心多联产技术特别是煤基甲醇一燃气联合循环发电多联产技术必将获得

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空前发展。煤基甲醇合成及应用对煤炭的清洁利用非常有利，这也是发展高碳性煤炭能源低碳化利用有效途径，其前景十分广阔。[6]

1.3甲醇国内外合成技术现状

1.3.1我国甲醇合成技术

甲醇是一种重要的基本有机化工原料，其用途十分广泛。l973年BASF首先采用CO、H2和CO2工业化生产甲醇。50年代，新中国成立后，我国利用原苏联技术在兰州、太原和吉林等地采用高压法和锌铬系催化剂建成甲醇装置，随后又开发出联醇工艺建成了小型甲醇装置。70年代，川维厂引进我国第一套低压合成甲醇装置，它采用ICI冷激式合成工艺。齐鲁第二化工厂在90年代中期引进德国鲁齐工艺装置。进入90年代，随着甲醇需求的快速增长，国内利用引进技术和自有技术建成了数十套甲醇合成装置。[4]

在合成甲醇的反应中，甲醇的合成工艺按其压力可以分为高压法、中压法和低压法三种。高压法的操作条件是压力在30MPa以上、温度320℃-380℃下、铜系催化剂合成甲醇，其技术己经相当成熟了，同时其投资和生产成本比低压法高；中、低压法的优点：是能耗低、粗甲醇质量高、设备简单和投资相对较低，比高压法优越。随着甲醇生产催化剂的不断发展前进，日前甲醇生产总的趋势是由高压法向低、中压法发展。 1.3.2国外甲醇合成技术

甲醇生产的核心技术是甲醇合成反应器（合成塔）的结构与形式、催化床温度控制和热量的转移与利用。反应器性能的好坏直接影响原料气和动力消耗以及设备能力的发挥，而甲醇合成反应器性能主要取决于其工艺结构，特别是在合成装置向大型化发展以后，其重要性更为突出。

甲醇精馏是甲醇生产中重点研究与攻关的课题之一，多年来世界各国对此开展了大量的工作，特别是世界著名的英国ICI、法国的Lurgi和日本三菱瓦斯等均开发出了自己的精馏技术。在倡导节约能源的当今社会，低压法是一种主要的现代甲醇合成生产技术。

目前世界上具有低压甲醇先进生产工艺的主要公司和专利商主要有丹麦托普索公司(Topsoe)、德国鲁奇公司(Lurgi)、林德公司（Linde）、英国帝国化学公司（ICI）、日本三菱公司（MGC）、瑞士卡萨利公司(Casale)等，这些国际知名企业凭借自身的技术特点，相继开发出众多塔型，根据所采用的工艺结构基本上可以分为多段绝热型、冷管型二大类。而冷管式又可分为气冷式和水冷式二种。[7]

1.4甲醇精馏塔工艺流程比较

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1.4.1粗甲醇的单塔精馏

采用铜系催化剂低压法合成甲醇，由于粗甲醇中不仅还原性杂质的含量大大减少，而且二甲醚的含量几十倍地降低，因此在取消化学净化的同时，可将预精馏及甲醇-水-重组分的分离在一台主精馏塔内同时进行，即单塔精馏，就能获得一般工业上所需的精甲醇。单塔流程更适合用于合成甲基燃料的分离，很容易获得燃料级的甲醇。[8] 1.4.2甲醇的双塔精馏

双塔工艺是由预精馏塔、主精馏塔组成。主塔在工厂的产量在100万吨/年以下，仅仅能提供简单的过程，所以设备和投资较低。

传统的工艺流程，是最早用于30MPa压力以下以锌铬催化剂合成甲醇的精制。主要步骤有：中和、脱醚、预精馏脱轻组分杂质、氧化净化、主精馏脱水和重组分，最终得到精甲醇产品。在传统工艺流程上，取消脱醚塔和高锰酸钾的化学净化，只剩下双塔精馏。其高压法锌铬催化剂合成甲醇和中、低压法铜系催化剂合成甲醇都可适用。从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，此塔为常压操作。为了提高预精馏塔后甲醇的稳定性，尽可能回收甲醇，塔顶采用二级冷凝。塔顶经部分冷凝后的大部分的甲醇、水及少量杂质留在液相作为回流返回塔，二甲醚等轻组分及少量甲醇、水由塔顶逸出，塔底含水甲醇则泵送回主精馏塔。主精馏塔操作压力稍高于预精馏塔，但也可以认为常压操作，塔顶得到精甲醇产品，塔底含微量甲醇及其它重组分的水送往水处理系统。[9] 1.4.3甲醇的三塔精馏

三塔工艺是由预精馏塔和二个主精馏塔，三塔流程的主要特点是，加压塔塔顶冷凝潜热用作常压塔塔釜再沸器的热源，因此热量交换在加压塔顶和常压塔塔底之间进行。节约了30%～40%的能源，同时降低了循环冷却水的速度。

从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，在塔顶去除轻组分及不凝气，塔底含水甲醇由泵送回加压塔。塔顶甲醇蒸汽全凝后，部分作为回流经回流泵返回塔顶，其余作为精甲醇产品送到产品储槽，塔底含水甲醇则进入常压塔。同样常压塔顶出的精甲醇一部分作为回流，一部分与加压塔产品混合进入甲醇产品储槽。

精馏过程对能量的消耗很大，而且对热能的利用率很低，所以精馏工序的节能有很多的潜力可以开发。采用三塔精馏就是为了更合理的利用能量，达到节约能量的目的。对于三塔精馏过程，二个主精馏塔的塔板总数比双塔的增加了很多，自然而然分离效率提高了很多，但能量的消耗反而降低了。但是对加压塔的设备要求提高了。[9]

三种类型的精馏工艺比较如下表。[10]

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表1-4双塔精馏与三塔的主要操作条件

[10]

三塔精馏

项目

预精馏塔

塔顶温宿/℃ 塔底温度/℃ 操作压/MPa

67-68 74-77 0.05

双塔精馏 主精馏塔 68-69 111-116 0.08

预精馏塔 70-75 80-85 0.05

加压塔 120.5 126.2 0.57

65.9 110

常压塔

0.006

表1-5双塔精馏和三塔投资与操作费用比较表

[10]

项目 投资/% 操作费/% 能耗/% 生产规模/wt/a

100 100 100 10

双塔精馏

100 100 100 5

表1-6三种类型的精馏工艺比较

[10]

三塔精馏

100 100 100 2.5

113 64 60 10

123 67 60 5

129 71 62 2.5

比较内容 操作难度

单塔精馏 操作简单

双塔精馏 操作相对简单、稳定

三塔精馏 操作比较复杂

产品精度 较粗甲醇杂质减少了

得到比较优质的甲醇

能耗高，热量利用率低

得到高纯度、乙醇含量低的精甲醇

相较于双塔节约能量，热量利用率高

能量消耗与热量利用率

相对较低，热量利用率低

1.5精馏塔塔型的比较以及确定

1.5.1精馏塔塔型的比较

甲醇精馏工序的主要设备有精馏塔、冷凝器、冷却器、再沸器、泵、贮槽等。对精馏过程来说，精馏塔是使过程得以进行的重要条件，性能良好的精馏设备，为精馏过程创造了良好的条件。[3]

塔设备可以分为板式塔和填料塔二大类。

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板式塔通常由一个成圆柱形的壳体及沿塔高按一定的间距水平设置的若干层塔板所组成，在操作时，液体靠重力的作用从顶部逐板向塔底排出，并在各层塔板而上形成流动的液层；气体则在压力差的推动下，由塔底向上经过均匀分布的塔板上的开孔依次穿过各层塔板由塔顶排出。工业生产中常用的板式塔主要有三种：泡罩塔、浮阀塔和筛板塔。并且常根据塔板间有无降液管沟通而分为有降液管和无降液管两大类，其中用的最多的是有降液管的板式塔，它主要由塔体、溢流装置和塔板构件构成。

填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。

当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。

在工业生产中，一般情况下，当处理物料量很大时多采用板式塔，塔径在0.8m以下时一般采用填料塔。根据本设计，年产量20万吨甲醇，物料量比较大，应该采用板式塔。

针对板式塔，其塔板类型按照塔内气、液的流动方式，可将塔板分为错流塔板和逆流塔板两大类。逆流板也称穿流板，板上不用设降液管，气、液两相同时从板上孔道逆向穿流过。其中栅板和淋降筛板都属于逆流塔板。这类塔板虽然结构简单，板利用率也高，但是需要有较高的气速才能够维持板上的液层，操作范围较小，分离效率也很低，工业上用得很少。可见本设计需要用错流塔板。[3]

在几种主要的错流塔板中，最早应用的是泡罩塔，而日前使用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。泡罩塔作为应用最早的一类气液传质设各，长期以来人们对其性能就做了比较充分的研究，而且在工业上积累了丰富的实践经验。每层塔板上开着若干个小孔，孔上还焊有短管来作为上升气体通道，称之为升气管。升气管的上面覆盖着泡罩，泡罩的下部周边还开有许多的齿缝。齿缝一般含有矩形、梯形和三角形三种，常用的为矩形。泡

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罩在塔板上而作等边三角形。化工厂广泛使用的圆形泡罩主要结构参数己经系列化。在操作时，上升气体在通过齿缝进入液层时，被分散成了许多细小的气泡或者流股，在塔板上形成鼓泡层和沫层，这样为气液两相提供了大量的传质界而。综上所述可以概括泡罩塔的优点为：因为升气管高出了液层，不容易发生漏液的现象，可见有较好的操作弹性，也即当气液流量有较大的波动时，仍然能够维几乎恒定的板效率；泡罩塔塔板不容易堵塞，适合处理各种物料。其缺点为：塔板的结构复杂，金属量消耗比较大，造价比较大；塔板的压降比较大，兼因雾沫夹带现象比较严重，极大的限制了气速的提高，致使塔的生产能力和板效率均比较低。[3]

浮阀塔因为其兼有泡罩塔和筛板塔的优点，所以成为了国内应用最为广泛的塔型，特别是在石油方向、化学工业中使用最为普遍，对它的性能研究也比较充分。浮阀塔板结构的特点是在其塔板上开有很多大孔(其标准的孔径为39mm)，每个孔上还装有一个能够上下浮动的阀片。其中浮阀的形式有很多，目前我国己经采用的浮阀有五种，但最常用的浮阀形式为F1型、V-4型两种。其中F1型浮阀塔的阀片的本身有三条“腿”，将其插入阀孔后，各腿底脚扳转90°角，用来限制操作时阀片在板上升起来的最大高度;阀片的周边又冲出块稍微向下弯的定距片。当气速很低的时候，靠这三个定距片可以使阀片与塔板呈点接触坐落在阀孔上，塔板与阀片一始终保持着2.5mm的开度供气体比较均匀的流过，避免阀片启闭不均与的脉动现象。塔板与阀片的点接触也可以防止停工后板与阀片的黏结。在操作时，由阀孔上升气流，经过阀片与塔板间间隙于板上横流的液体接触。浮阀开度随着气体负荷而改变。当它气量很小时气体仍然能够通过静止开度的缝隙来鼓泡。[3]

1.5.2精馏塔的确定

综上可见F1型浮阀塔的优点为：结构很简单，制造比较方便，而且节省材料、性能良好，被广泛应用化工及炼油生产当中，现在已经列入部颁标准（JB1118-68)内。F1型浮阀又分为轻阀和重阀：重阀采用厚度是2mm的薄板冲制，每个阀的质量约为33g；轻阀采用的是厚度为1.5mm的薄板冲制，每个阀的质量约为25g。一般的情况下都采用的是重阀，只是在处理量很大，并且要求压强降很低的系统才用轻阀。对V-4型浮阀塔的特点是阀孔冲成向下面弯曲的文丘里形，来减少气体通过浮阀塔板时的压强降。阀片除了腿部相应加长以外，其余的结构尺寸与F1型轻阀无异。可见V-4型浮阀适合于减压系统。

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因此浮阀塔的优点明显：第一，生产能力大。因为浮阀塔板既有较大开孔率，所以它的生产能力比泡罩塔大20%，与筛板塔相近。第二，操作弹性大。因为阀片可以自由的升降来适应气量的变化，所以维持正常的操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都要宽。第三，塔板的效率高。因为上升气体以水平方向吹入的液层，所以气液接触时间较长，而雾沫夹带量比较小，板效率较高。第四，气体的压强降及液面落差比较小。因为气液流过浮阀塔板时遇到的阻力比较小，所以气体压强降和板上的液面都比泡罩塔小。第五，他的造价便宜。因为结构简单，容易制造。但浮阀塔不宜处理容易结焦和黏度大的系统。

综上所述，本设计甲醇精馏的三塔均采用F1型重阀浮阀塔。[11]

1.6选题的目的和意义

1.6.1目的

甲醇是极为重要的有机化工原料，在化工、医药、轻工、纺织及运输等行业都有广泛的应用，其衍生物产品发展前景广阔。目前甲醇的深加工产品已达120多种，我国以甲醇为原料的一次加工产品已有近30种。近年来随着甲醇下游衍生产品的开发，对甲醇质量提出了更高的要求，国内出现逐渐了甲醇精馏三塔流程和四塔流程。这两种流程的出现为生产高纯度甲醇提供了技术和工艺保证，该精馏工艺在保证精馏甲醇产品质量、实现节能减排上扮演着重要的角色。

甲醇的产品质量、能耗指标是甲醇精馏系统的关键因素。甲醇精馏工艺对整个甲醇生产流程的生产能力、产品质量、能源消耗与原料消耗、环境保护都有重大影响。精馏过程占总能耗的很大部分，甲醇生产能耗其中约60%就用于精馏过程。精馏投资约占项目总投资的30%-40%。

要研究和开发一种新工艺，传统的方法是先进行实验，再经过小试、中试、工业规模生产等等逐级放大的过程，周期长，投资大。应用流程模拟软件，对工艺流程进行模拟，则很容易实现对流程的考察，可以改进工艺流程布置，优化工艺操作参数，只要选择的模型及热力学方法适当，模拟结果是相当可靠的，可以用来指导生产，或者为装置改造以及新装置的设计提供基础数据。 国内一些甲醇生产装置，甲醇精馏能耗较高、产品收率较低、甚至一些装置的甲醇产品质量较差。同时，国内甲醇产能的扩张很迅速，但是目前新项目设计还是沿袭以往设计为主、没有足够的甲醇精馏系统设计应用理论研

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究基础。因此，对甲醇精馏工艺作系统的研究和对甲醇精馏系统作合理设计、通过设备改造和调整工艺来降低甲醇精馏的能耗、提高甲醇产品质量和收率有突出的现实意义。[12]

此外，甲醇低压羰基化制备乙酸的技术在近年来也发展很快，已经成为生产乙酸的主要方法。因而急需改进现有甲醇精馏技术，研发适合市场和环境保护的新的甲醇精馏技术。 1.6.2意义

事实证明，未来甲醇工业发展前景非常广阔。据此，在政策的引导下，市场和效益能极大促进甲醇工业的巨大发展。从国家经济发展，能源战略安全保障方面需要，全面推广甲醇燃料条件已成熟，甲醇燃料的发展已到了关键时刻，甲醇燃料的快速发展已势在必行。使用甲醇作为燃料还可以利用丰富的煤炭资源。天然气储量大的地区可以利用地理优势通过天然气制取甲醇，缓解当地的石油短缺问题。此外，合成氨联产甲醇是我国中小化肥厂扩产、增效的有力途径。乙醇燃料则可以发展从包括粮食在内的生物中制得。不仅可以减少CO2排放和缓解全球温室效应，而且可以实现可持续发展。发展醇类燃料以逐步替代石油燃料，对减少我国燃油对国际进口尤其是从中东地区进口数量的依赖、平抑国际市场油价、实现可持续发展、保障我国能源安全具有难以估量战略意义。[12]

通过设计可以巩固。深化和扩大所学的基本知识，培养分析解决问题的能力；还可以培养创新精神，树立良好的学术思想。通过完成设计，可以增进同组之间的合作交流能力，加强相互的思考能力。还可以知道甲醇的用途；基本掌握甲醇精馏的工艺；了解国内外的甲醇工业的发展现状；以及甲醇工业的发展趋势。研发出新的、环保的甲醇精馏技术。

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2本设计所选用的工艺流程概述

本设计所采用的是甲醇的三塔精馏，工艺流程见图2-1：

图2.1甲醇精馏三塔工艺的流程图

[13]

对于该工艺流程概述如下：

首先是粗甲醇在闪蒸槽中解压，释放出部分溶解在其中的气体后利用余压将粗甲醇送入粗甲醇预热器。在预热器中，粗甲醇被来自再沸器的冷凝蒸汽加热，然后送入预精馏塔。粗甲醇进入预精馏塔：该塔内采用的是全回流的形式，塔顶的气相部分冷凝，不凝气体和酸性气体从塔顶排出，一般在塔的中下段还要注入稀的NaOH溶液来进一步中和酸性物质，防止对后续的塔和管线造成腐蚀。在预塔中，入料粗甲醇再次减压，部分气化。气体从塔顶引出，冷凝下来后经回流泵加压返送回预精馏塔顶；脱除了轻组分的塔釜液，由预精馏塔塔釜送出，经加压泵送往加压精馏塔。在加压塔塔顶形成高纯度甲醇蒸汽，这些蒸汽被利用作为常压塔塔底再沸器热源，高压甲醇蒸汽被冷凝后进入加压精馏塔回流槽，这些甲醇一部分送往加压塔塔顶做回流液，一部分送往粗甲醇顶热器冷却后作为产品送入储槽；加压精馏塔塔釜未气化的粗甲醇则靠压力直接送往常压精馏塔。

[9]

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3工艺计算

3.1物料衡算

已知：精甲醇的甲醇质量含量为99.95%，工作时间：300天，年产量20万吨。则每小时产量：200000÷300÷24=27.78t/h。

要求生产精甲醇27.78 t/h，粗甲醇的组成如下表3-1

表3-1粗甲醇组成表

成分 组成/%

CH3OH 93.98

(CH3)2O 0.20

C4H9OH 0.02

H2O 5.80

合计 100

3.1.1预精馏塔的物料衡算 进料

A粗甲醇： 27.78÷0.9398=29.56t/h

B碱液：为了防止工艺管路和设备的腐蚀，先用8%的氢氧化钠溶液和粗甲醇中的酸性物质反应，使其呈弱酸性，每吨精甲醇的耗碱量按0.1kg计算，则消耗纯氢氧化钠： 0.1×27.78=2.78kg/h。

换成碱液： 2.778÷8%=34.73kg/h。

C软水：软水的加入量按精甲醇的20%计，那么需要加入软水：27780×20%?34.725×92%=5524.05kg/h。 以上计算结果如表3-2

表3-2预精馏塔精料组成表

物料量：kg/h 粗甲醇 碱液 软水 合计 出料

CH3OH H2O NaOH (CH3)2O C4H9OH

合计

27780 27780

1714.48 31.95 5524.05 7270.48

2.78 2.78

59.12 59.12

5.91 5.91

29559.51 34.73 5524.05 35118.29

A塔底：甲醇：27780kg/h

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B塔底：水 粗甲醇含水：1714.48kg/h 碱液带水：31.95kg/h 软水：5524.05kg/h 合计：7270.48kg/h C塔底异丁醇及高沸物：5.91kg/h D塔顶二甲醚及低沸物：59.12kg/h 以上计算结果如表3-3

表3-3预精馏塔出料流量及组成

物料量kg/h 塔顶 塔底 合计

CH3OH H2O NaOH (CH3)2O C4H9OH

合计

27780 27780

7270.48 7270.48

2.78 2.78

59.12 59.12

5.91 5.91

59.12 35059.17 35118.29

3.1.2主塔的物料衡算

按照加压塔和常压塔的采出量之比4：6计算，常压塔釜液含有甲醇1%。 （1） 进料

加压塔：预精馏后粗甲醇：35059.17kg/h

常压塔： 35059.17?27780×4/10×1/0.9995=23941.61kg/h （2） 出料

A加压塔：塔顶： 27780×4/10×1/0.9995=11117.56kg/h 塔釜：23941.61kg/h

B常压塔：塔顶： 27780×6/10×99%×1/0.9995=16509.57kg/h 釜液中：甲醇：152.87kg/h 水：7270.48kg/h NaOH：2.78kg/h 高沸物：5.91kg/h 以上计算结果如表3-4

表3-4甲醇精馏塔物料平衡汇总

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成分 甲醇 NaOH 水 高沸物 合计

物料 27780 2.78 7270.48 5.91 35059.17

加压塔出料 11117.56

11117.56

常压塔出料 16509.57

16509.57

常压塔釜出料

152.87 2.78 7270.48 5.91 7432.04

3.2能量衡算

3.2.1预精馏塔的热量衡算 进料的热量衡算

取回流液与进料量之比为1：4，预精馏塔带入热量见下表3-5

表3-5预精馏塔带入热量表

进热项目 成分

粗甲醇

软水

回流液 热蒸汽

二甲醚 甲醇 水 异丁醇

外补水 碱液 甲醇 水

流量kg/h

59.12 27780 1714.48 5.91 5524.05 31.95 8764.79

温度℃ 65 比热kJ/kg℃ 焓kJ/kg 热量kJ/h

75696.07

65 2.96

65 4.187

65 2.31

78 4.187

78 4.187

60 2.86

1280.38 192.4 272.2 150.2 326.6 326.6 171.6 2118.62

5344872

466681.46

887.98

1804155.71

10434.87

1504037.96

Q蒸汽

热量计算公式 Q入=Q粗甲醇+Q软水+Q回流量+Q蒸汽

=75696.07+5344872+466681.46+887.98+1804155.71+10434.87+1504037.96+Q =9206766.05+Q蒸汽

蒸汽

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出料热量计算

表3-6物料带出的热量

出热部分 成分 液体比热kJ/kg℃ 流量kg/h 液体冷凝热kJ/kg 温度℃ 热量kJ

64 59.12 523.38 二甲醚 2.64

塔顶

回流液 2.93

甲醇 3.223

塔底

水+碱液 4.187

热损失 以5%计

8764.79 1046.75

27780

7270.48

64 82 82 2496202.98

5%Q入

40931.14 10818117.35 7341865.08

Q二甲醚=Wh二甲醚×（C二甲醚×?T+H液）=59.12×（2.64×64+523.38）=40931.14kJ 其他物质相同。

则有：Q出=Q二甲醚+Q回流液+Q预后甲醇+Q损

=40931.14+10818117.35+7341865.08+2496202.98+5%Q入

=20697116.55+5%Q入

根据能量守恒 即Q入=Q出

即9206766.05+Q蒸汽=20697116.55+5%Q入 解得：Q蒸汽=12579672.42kJ/h

塔底的再沸器用中压0.35Mpa蒸汽压加热，如果不计冷凝水的显热，那么需要蒸汽量：G1蒸汽=12579672.42÷2118.62=5937.67kg/h 以上计算的结果塔热量平衡如表3-7

表3-7预精馏塔热量平衡表

带入热量kJ/h

塔侧粗甲醇入热 塔顶加入冷凝残液入

热 塔顶回流液入热 加热蒸汽

1504037.96 12579672.42 5888137.51 1814590.58

带出热量kJ/h

塔顶二甲醚出热 塔顶回流甲醇蒸汽

40931.14 10818117.35

塔底预后粗甲醇

热损失

9838068.06 1089321.92

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总入热

冷却水用量计算

21786438.47

总出热

21786438.47

假设入口冷却水的温度为30℃，出口冷却水的温度40℃，平均比热为4.187kJ/kg℃ Q入=Q甲醇+Q甲醇蒸汽

=40931.14+10818117.35 =10859048.49kJ/h Q出=Q二甲醚+Q回流液+Q损失

=40931.14+1504037.96+21786438.95×5% =2634291.05kJ/h Q传=Q入-Q出

=10859048.49-2634291.05 =8224757.44kJ/h

又因为Q传=G1水×4.187×（40-30）=8224757.44kJ/h 所以得到G1水=196435.57kg/h 3.2.2加压塔的热量衡算

设计的操作条件为：塔顶温度115℃，回流温度115℃，塔底温度124℃，进料温度82℃，取回流比2.8，甲醇温度40℃。 （1） 进料带入热量

进料带入加压塔的热量如表3-8.

表3-8加压塔精馏入热表

物料 组分 流量kg/h 温度℃ 比热kJ/kg℃ 热量kJ/h 总计kJ/h

甲醇 27780 100 3.373 9370194

进料

水＋碱液 7270.48 100 4.187 3044149.98

回流液 甲醇 31129.17 115 3.71 13281260.38 13281260.38

加热蒸汽

Q蒸汽 Q蒸汽

12414343.98

Q甲醇=Wh甲醇×C甲醇×?T=27780×3.373×100=9370194kJ/h 其他物质同上 Q入=Q进料+Q回流+Q蒸汽

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=12414343.98+13281260.38+Q蒸汽 =25695604.36+Q蒸汽 （2） 物料带出热量

出料带出加压塔的热量如表3-9。

表3-9加压塔精馏出热表

物料 组分 流量kg/h 温度℃ 比热kJ/kg℃ 汽化热 热量kJ/h

精甲醇 甲醇 11117.56 115 3.71 1046.75 16380612.90

回流液 甲醇 31129.17 115 3.71 1046.75 45865719.08

甲醇

塔底出料

水＋碱 7270.48 124 4.26 3840558.36

热损失 5%Q入

16662.44 124 3.87 7995971.71

Q精甲醇=Wh甲醇×（C甲醇×?T+H汽）=11117.56×（3.71×115+1046.75）=16380612.90kJ/h 其他物质同上

则有Q出=Q精甲醇+Q回流+Q塔底+Q热损失

=16380612.90+45865719.08+7995971.71+3840558.36+5%Q入 =74082862.05+5%Q入 根据加压塔精馏能量守恒 即：Q入=Q出

也即：25695604.36+Q蒸汽=74082862.05+5%Q入 解得：Q蒸汽=52286355.69kJ/h

加压塔采用中压蒸汽加热所需的蒸汽量为; G2蒸汽=52286355.68÷2118.62=24679.44kg/h 回流液好产品的冷凝潜热：

Q潜=（11117.56+31129.17）×1046.75=44221764.63kJ/h 可提供给常压塔再沸器的热量为： Q供=Q潜×（1-5%）=42010676.40kJ/h 3.2.3常压塔的热量衡算

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设计的操作条件为：塔顶温度65℃，塔釜温度105℃，进料温度70℃，回流温度40℃，出口温度40℃，取回流比3.23。 （1） 物料带入热量

常压塔的入塔能量如表3-10

表3-10常压塔入热表

物料 组分 流量kg/h 温度℃ 比热kJ/kg℃ 热量kJ/h

甲醇 16662.44 70 3.056 3564429.16

进料

水＋碱 7270.48 70 4.187 2130904.98

回流特 甲醇 53325.91 40 2.68 5716537.55

再沸器加热

Q加热

Q甲醇=Wh甲醇×C甲醇×?T=16661.83×70×3.056=3564298.67kJ/h 其他物质同上 Q入=Q进料+Q回流液+Q加热

=3564429.16+2130904.98+5716537.55+Q加热 =11411871.69+Q加热

（2） 物料带出热量

常压塔的出塔热量如表3-11。

表3-11常压塔出热表

物料 成分 流量kg/h 温度℃ 比热kJ/kg℃ 潜热kJ/kg

精甲醇 甲醇 16509.57 65 2.96

回流液 甲醇 53325.91 65 2.96

甲醇 152.87 105 3.51

釜液

水＋碱 7270.47 105 4.187

热损失

1046.75 1046.75 5%Q入

热量kJ/h 20457833.67 66075801.38 56340.24 3196353.08

Q甲醇=Wh甲醇×C甲醇×?T=16509.57×（2.96×65+1046.75）=20457833.67kJ/h 同理可得其他物质的热量 Q出=Q精甲醇+Q回流液+Q釜液+Q热损失

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=20457833.67+66075801.38+56340.24+3196353.08+5%Q入 =89786328.37+5%Q入 根据常压塔精馏能量守恒 有Q入=Q出

即11411871.69+Q加热=89786328.37+5%Q入 解得：Q加热=83100052.91kJ/h

又因为常压塔可供热：Q供=42010676.40kJ/h 中压蒸汽加热量为：

Q蒸汽=Q加热-Q供=83100052.91-42010676.40=41089376.51kJ/h 所以得到所需蒸汽量：

G3蒸汽=41089376.51÷2118.62=19394.41kg/h 冷却水用量计算

对流流体：Q入=94511924.6kJ/h

Q出=Q精甲醇+Q回流液=(16509.57+53325.91)×40×2.68=7486363.46kJ/h Q传=Q入（1-5%）-Q出=94511924.6×95%-7486363.46=82299964.91kJ/h 所以冷却水的用量为：

G3水=82299964.91÷{4.187×（40-30）}=1965607kg/h 3.2.4精馏系统热量汇总

外加蒸汽总量：G蒸汽=G1蒸汽+G2蒸汽+G3蒸汽

=5937.67+24679.44+19394.41=50011.52kg/h 冷却水总量：G水=G1水+G3水=196435.57+1965607=2162042.57kg/h 热量平衡汇总如下表3-12。

表3-12精馏系统能量衡算总表

项目 带入热量kJ/h

物流 进料 回流 加热

预塔 7702728.09 1504037.96 12579672.42 21786438.47 10859048.49

加压塔 12414343.98 13281260.38 52286355.69 77981960.05 62246331.98

常压塔 5695334.14 5716537.55 83100052.91 94511924.6 86533635.05

合计 塔顶出料

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带出热量kJ/h 塔釜出料 热损失

9838068.06 1089321.92 21786438.47

11836530.07 3899098 77981960.05

3252693.32 4725596.23 94511924.6

合计

4精馏塔设计

已知：要求精甲醇的纯度为99.95% 操作条件：塔顶压力：0.01×106Pa 塔底压力：0.07×106Pa

塔顶温度：65℃ 塔底温度：105℃

回流液温度：40℃ 进料温度：70℃

4.1基础数据

基础浓度

常压塔进料的液相中甲醇的含量：277780×0.6÷23941.61×100%=70% 查表[2]得到对应气相中甲醇的含量为87.18%。 原料液中甲醇的摩尔分数：Yf=87.18÷32+12.82÷18=0.793 精甲醇中甲醇的摩尔分数：Yd=99.95÷32+0.05÷18=0.999 残液中甲醇的摩尔分数：Yw=5÷32+95÷18=0.029 进料液相中甲醇的摩尔分数：Xf=16662.44÷32+7270.14÷18=0.563 精甲醇中甲醇的摩尔分数：Xd=99.95÷32+0.05÷18=0.9991 残液中甲醇的摩尔分数： Xw=

152.87×99.95%÷32

152.87×99.95%÷32+（7270.48?152.87×99.95%）÷18

99.95÷32

16662.44÷32

5÷32

99.95÷3287.18÷32

=0.012 进料液的平均摩尔质量：

Mf=XfM甲醇+（1-Xf）M水=0.563×32+（1-0.563）×18=25.88kg/kmol 同理可得：

馏出液的平均摩尔质量：Md=31.99kg/kmol

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釜残液的平均摩尔质量：Mw=18.17kg/kmol 操作温度和压力

精馏段 ：平均温度0.5×（70+65）=67.5℃

入口压力（表压）（0.07×106-0.01×106）×（69÷85）+0.01×106=58.71kPa 平均压力（表压）0.5×（58.71×103+10×103=34.35kPa 提馏段：平均温度0.5×（70+105）=87.5℃

平均压力（表压）0.5×(58.71×103+70×103=64.36kPa

4.2塔板数的计算

4.2.1处理能力

F=G÷Mf=23941.6÷25.98=921.54kmol

精馏段物料量[3]：D精=F×[(Xf-Xw)÷(Xd-Xw)]=921.54×(0.551÷0.9871)=514.40kmol/h 提馏段物料量：W提=F×[（Xd-Xf）÷（Xd-Xw）]=921.54×（0.4361÷0.9871）=407.14kmol/h 4.2.2最小理论板数Nm

先求平均挥发度：甲醇的饱和蒸汽压[2]，105℃时为425.68kPa，70℃时为132.8kPa 水的饱和蒸气压，105℃时为122.30kPa，70℃时为31.16kPa

[3]??

由公式α=PCH÷P得： H3OH2O

70℃时，α=132.8÷31.16=4.262 105℃时，α=425.68÷122.30=3.481

平均挥发度：α = α105α70= 3.481×4.262=3.85 已知：Xd=0.9991，Xw=0.012

根据芬斯克公式[3]:Nm=lg[(Xd÷1-Xd) ×(1-Xd÷Xd)]÷lgα=lg[(0.9991÷1-0.9991) ×(1-0.012÷0.012)]÷lg3.85=8.42块 4.2.3最小回流比 各组分见下表4-1。

表4-1各组分参数列表

组分 甲醇

进料组成Xi，F 0.563

釜液组成Xi，D 0.012

αi

3.481

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水

0.437 0.988 4.262

根据恩德伍公式[3]计算：

XFiαijn i=1=1-q αij?θ

Rmin= [XDiαij÷(αij?θ)]-1 因为：进料是饱和的液相 所以：q=1 则有：

3.481×0.5634.262×0.4373.481?θ

+4.262?θ

=0

求得：θ=3.881

那么Rmin=3.481?3.881+4.262?3.881-1=10.95-1=9.95 取操作回流比R=1.6Rmin=1.6×9.95=15.92 4.2.4进料位置 适宜的进料位置： Nmin，D=lgαlg（1?D×

X

D

D

3.481×0.0124.262×0.988

1X

1?XFXF

）-1=lg4.262lg（1?0.9991×

10.99911?0.5630.563

）-1=4.66-1=3.66块

取整后为：Nmin，D=4块 4.2.5实际理论板数 根据：

R?RminR+1

=

15.92?9.9515.92+1

=0.353 =0.36

查吉利兰图得到[3]：其中Nm=8.42 解得：N=.14.28块

N?NmN+2

4.2.6全塔效率的估算

全塔平均温度为：0.5×（105+65）=85℃

在温度85℃下查得水的粘度[2]：μ水=0.3355×10?3Pa.s 在温度85℃下查得甲醇的粘度：μ甲醇=0.265×10?3 Pa.s

则：μ=μ甲醇Xf+μ水（1-Xf）=0.265×10?3×0.563+0.3355×10?3×0.437=0.296×10?3 Pa.s 全塔效率[3]：ET= 0.49(αμ)?0.245=0.49×(3.85×0.296)0.245=47.37% 所以，实际进料板：4÷47.37%=8.44块，取整为9块 实际板数为：NP=14.28÷47.37%=30.15取整为31块

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4.3精馏段和提馏段的体积流量

4.3.1精馏段

已知精馏段的数据如表4-2。

表4-2精馏段数据

所处位置 质量分数 摩尔分数 摩尔质量kg/kmol

温度

液相平均摩尔质量：M=

MLf+MLD

2

进料板 xf=0.6962 yf=0.872 Xf=0.563 Yf=0.793 MLf=25.88 MVf=29.10

70

塔顶（第一板） Xl=0.9998 Yl=0.9995 Xl=0.9991 Yl=0.999 MLD=31.99 MVD=31.99

65

=(25.89+31.99)÷2=28.94kg/kmol

液相的平均温度：tm=f2D=（70+65）÷2=67.5℃

在平均温度67.5℃下查得[3]：ρ水=979.20kg/m3，ρ甲醇=752.21kg/m3 那么液相的平均密度为：ρ=ρLm+

Lm

甲醇

t+t

1X

1?XLmρ水

其中的XLm=

xf+xl2

=（0.6962+0.9998）÷2=0.848

所以，ρLm=779.68kg/m3

那么精馏段的液相负荷为：L=RD=15.92×514.40=8189.25kmol/h Ln=ρ=（8189.25×28.94）÷779.68=303.97m3/h

Lm

LM

气相平均摩尔质量为：M=

Mvf+Mvd

2

=（29.10+31.99）÷2=30.55kg/kmol

若气体为理想气体，那均温67.5℃下，均压135.675×103kPa下： Ρ水=RT=(135.675×18)÷(8.314×340.65)=0.86kg/m3 Ρ甲醇=RT=(135.675×32)÷(8.314×340.65)=1.53kg/m3 气相密度为：：ρ=ρvm+

vm

甲醇

PM

PM

1X

1?Xvmρ水

其中的平均质量分数为Xvm=（0.872+0.9995）÷2=0.9358 所以有ρvm=1.46

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那么精馏段的气相负荷为：V=(R+1)D=16.92×514.40=8703.65kmol/h Vn=ρ=8703.65×30.55÷1.46=182120.90m3/h

vm

VM

精馏段的负荷情况如表4-3。

表4-3精馏段汽液的负荷表

名称

平均摩尔质量kg/kmol 平均密度kg/m3 体积流量m3/h 4.3.2提馏段

已知提馏段的数据如表4-4

液相 28.94 779.68 303.97

汽相 30.55 1.46 182120.90

表4-4提馏段数据

所处位置 质量分数 摩尔分数 摩尔质量kg/kmol 温度

液相平均摩尔质量：M=

2

进料板 Xf=0.6862 yf=0.872 Xf=0.563 Yf=0.793 MLf=25.88 MVf=29.10 70

MLf+MLw

塔釜 Xl=0.0005 yl=0.05 Xl=0.012 Yl=0.029 MLw=18.17 MVw=18.41 105

=（25.88+18.17）÷2=22.03kg/kmol

液相平均温度为：tm=f2D=（70+105）÷2=87.5℃

在平均温度87.5℃下查得工具得到[3]：ρ水=967.00kg/m3，ρ甲醇=727.88kg/m3 液相平均密度为：ρ=ρLm+

Lm

甲醇

t+t

1X

1?XLmρ水2

其中的平均质量分数XLm=所以ρLm=868.97kg/m3

xf+xl

=（0.6862+0.0005）÷2=0.3434

=L+F=8189.25+921.54=9110.79kmol/h 提馏段的液相负荷L

Lm=ρ=（9110.79×22.03）÷868.97=230.98m3/h

Lm

ML

汽相平均摩尔质量：M=

Mvf+Mvl

2

=（29.10+1841）÷2=23.755kg/kmol

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若气体为理想气体，在平均温度87.5℃，平均压力为165.685×103kPa下： Ρ水=RT=(165.685×18)÷(8.314×360.65)=0.995 kg/m3 Ρ甲醇=RT= (165.685×32)÷(8.314×360.65)=1.77kg/m3 汽相平均密度：ρ=ρvm+

vm

甲醇

PM

PM

1X

1?Xvmρ水

其中平均质量分数：xvm=（0.872+0.05）÷2=0.461 所以：ρvm=1.2466kg/m3

=V=8703.65kmol/h 提馏段的气相负荷V

Vn=ρ=8703.65×23.755÷1.2466=165855.29m3/h

vm

VM

那么提馏段段的负荷如表4-5

表4-5提馏段的气液相负荷

名称

平均摩尔质量kg/kmol 平均密度kg/m3 体积流量m3/h

液相 22.03 868.97 230.98

汽相 23.755 1.2466 165855.29

4.4塔径计算

本设计选用的是F1重阀浮阀塔，全塔选用标准结构，板间距HT=0.60m，采用F1型重阀的重量为0.033kg，孔径为0.039m。 4.4.1精馏段 求操作负荷系数Cσ

精馏段功能参数：Vn×（ρL）0.5=（303.97÷182120.90）×（779.68÷1.46）0.5=0.0386

n

V

Lρ

.塔板间有效高度：Ho=HT-hc=0.60-0.06=0.54m

根据史密斯图[3]查得负荷系数为：C20=0.125 又查得67.5℃时，甲醇的表面张力[2]为：0.01647N/m，水的表面张力为：0.06479N/m 精馏段甲醇水溶液的平均摩尔组成为： 甲醇：0.5×（0.563+0.9991）=0.781 则含水为：1-0.781=0.219

表面张力：表面张力：σ=0.781×0.01647+0.219×0.06479=0.02705N/m

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所以C=C20（）0.2=0.125×（

20

σ27.0520

）0.2=0.133

最大流速umax umax=C

ρLρVρV

=0.133×

779.68?1.46

1.46

=3.07m/s

取安全系数0.8，那么空塔气速为： uF=0.8umax=0.8×3.07=2.456m/s 求塔径D

n

D= πun= 0.785U=

F

f

4VV182120.90÷36000.785×2.456

=5.12m

4.4.2提馏段 求操作负荷系数Cσ 提馏段功能参数：

LnVn

×（L）0.5=（230.98÷165855.29）×（868.97÷1.2466）0.5=0.0368

ρV

ρ

查史密斯图[3]得到负荷系数：C20=0.11

又查得87.5℃时，甲醇的表面张力为：0.01420N/m，水的表面张力为：0.061625N/m 精馏段甲醇水溶液的平均摩尔组成为： 甲醇：0.5×（0.012+0.563）=0.288 则含水为：1-0.288=0.712

表面张力：σ=0.287×0.01420+0.712×0.061625=0.048N/m 所以C=C20（20）0.2=0.11×（20）0.2=0.13 最大流速umax umax=C

ρLρVρV

σ

48

=0.13×

868.97?1.2466

1.2466

=3.43m/s 取安全系数0.8，那么空塔气速为： uF=0.8umax=0.8×3.43=2.744m/s 求塔径D

nD= πun= 0.785U=

F

f

4VV165855.29÷36000.785×2.744

=4.6m

对全塔，取塔径为D=5000mm 有效塔高计算

Z=（Np-1）HT=（31-1）×0.6=18m

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4.5塔内件设计

4.5.1溢流堰的设计

在精馏塔中，塔板上的堰可以保持塔板上有一定的清液高度，倘若过高，那么雾沫夹带严重，过低塔板效率降低。

本设计可以取清液层高度hc=0.07m，选用单溢弓形降液管，不设进口堰。堰长取Lw=0.66×5000=3300mm 堰高采用平直堰hw=hl-how

其中，取堰上液层高度为：how=10mm 那么hw=hc-how=70-10=60mm 4.5.2降液管的设计

已知Lw=3300mm，Lw/D=0.66 由弓形降液管的结构参数图[3]查得： Wd/D=0.124,Af//AT=0.0721

其中：Wd是降液管的弓形宽度，m Af是降液管拱形面积，m2 AT是塔的截面积，m2

那么Wd=0.124×5000=0.62m，AT=0.25×πD2=19.63m2，Af=0.0721 AT=0.0721×19.63=1.41m2

降液管的容积与液体流量之比为液体在降液管的停留时间t，一般大于3-5s，即：t=精馏段：t=1.41×0.6÷0.08125=10.41s>5s 提馏段：t=1.41×0.6÷0.06194=13.66s>5s

降液管底隙高度Ho，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即：Ho=Lvo=0.25m/s

那么有：精馏段Ho=0.08125÷（3.3×0.25）=0.098m，提馏段Ho=0.06194÷（3.3×0.25）=0.075m

4.5.3塔板布置和浮阀数目与排列

根据之前计算得出精馏段和提馏段上升的蒸汽量相差不大，为了制造方便，我们可以取二段塔径相等，即5000mm。

j+3 汽塔的平均蒸汽流量：Vs=2×3600=(182120.90+165855.29)÷2÷3600=48.33m/h

AfHTL

= L

wVo

，其中

V

VT

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汽塔的平均液相流量：Ls=

Lj+LTρvj+ρvt

22

2×3600

=(132.86+101.29) ÷2÷3600=0.0325m3/h =（1.46+1.2466）÷2=1.35kg/m3

汽塔的汽相平均密度：ρv=汽塔的液相平均密度：ρl=

ρLj+ρVT

=（779.68+868.97）÷2=824.33kg/m3

取阀孔动能因子F0=12，计算如下： 由于：u0=F0 ρv

=12÷ 1.35=10.33m/s V

每层浮阀数N=0.25×πsd

02u0

=48.33÷（0.25×π×0.0392×10.33）=3918.48个

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔盘[3]

已知Wd=700mm，选取Wc=0.06m，泡沫区的宽度Ws=0.10m，则可以计算出鼓泡区的面积[3] Aa

=2[x r2?πr

x2+180

2

sin?1（r），其中，r=D÷2-Wc=5÷1.94=2.44m，x= D÷2-(Ws+Wd

πrx2+180

2

x

)=2.5-0.1+0.7=1.7m 所以：Aa

=2[x r2?sin?1（r）=15.13m2

x

根据物系无腐蚀性，选用σ=3mm碳钢板，其孔直径d0=0.039m，按正三角形排列，取孔中心距t=1.75d0=1.75×0.039=0.0683m。 那么n=

1.155A0

t2=3746 V

02N

s

按照N=3740个重新换算F0，如下：u0=0.25×π

d

=0.25×3.14×0.039×0.039×3740=10.82m 48.33

则有：F0=u0 ρv=12.5，可见，阀孔动能因素变化较小，符合要求。 塔板的开孔率为：?=A=

T

A00.25πd02N

0.25D2

=3740×0.0392÷52=22.75%

4.6塔板流体力学验算

4.6.1汽相通过浮阀塔的压降 hp=hc+hl+hσ 干板阻力hc

临界孔速：uoc=1.825

73.1ρv

=8.91m/s ρu02

l

v因为u0>uoc，则：hc=5.342g=5.34×2×9.81×824.33=0.035m

ρ

1.35×8.91

板上充气液层阻力hl

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因设备分离烃化类，液相为碳氢化合物，可以取充气系数为ε0=0.5 hl=ε0hL=0.5×0.06=0.03m

液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略不计。 那么hp=hc+hl+hσ=0.035+0.03=0.0653m

则单板压降：?Pp=ρLhpg=824.33×0.0653×9.81=528.06Pa 4.6.2液泛

为了防止液泛，需要严格控制降液管的液层高度：

Hd≤?（HT+hw），Hd=hp+hL+hd 。气体通过塔板的压降，也即液降高度hp=0.0653m 液体通过降液管的压头损失：因为没有设进口堰，则液降高度：hd=0.153（L

2

L

who

）=0.153×(3.3×0.0865)2=0.081m

0.08125

板上的液层高度为hL=0.06m

那么：Hd=hp+hL+hd=0.0653+0.06+0.081=0.2063m 取?=0.5，选定的HT=0.6m，hw=0.06m

可以得到：?（HT+hw）=0.5×（0.6+0.06）=0.33m≥Hd=0.2063m 可见，设计可以防止液泛。 4.6.3雾沫夹带 泛点率为

ρ v+1.36LZVs

ρLρv

KCfAb

×100%

板上液体流经长度：Zl=D-2Wd=5-2×0.7=3.6m 板上液泛面积：Ab=AT-2Af=19.63-2×1.55=16.53m2

根据甲醇水系统属于无泡沫系统，由ρv=1.36kg/m3，HT=0.6m，查得物性数据[2]：K=1.0，Cf=0.128

所以泛点率为：（48.33× 824.33?1.35+1.35×0.08125×3.6）÷1×0.128×16.53×100%=76.4%<80% 可见，雾沫夹带在允许的范围内。

1.35

4.7塔板负荷性能图

4.7.1雾沫夹带线 泛点率：

ρ v+1.36LZVs

ρLρv

KCfAb

×100%

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对于一定的物系和一定的塔板，相对于ev<0.1的泛点率上限可确定，V-L关系，按泛点率80%计算：

Vs

1.35

+1.36L×3.6

824.33?1.351×0.128×16.53

×100%=0.8

得到：VS=41.28-119.4LS

由以上式子可知：雾沫夹带线为直线。 Ls=0时，Vs=41.28m3/s Ls=0.08时，Vs=31.725m3/s 4.7.2液泛线

?（HT+hw）=Hc+Hl+Hσ+HL

v

因为Hσ很小，可以忽略，那么对于物系一定的塔板，有：?（HT+hw）=5.342g+0.153ρ

l

ρu02

（L

L

who

）2+（1+ε0）[Hw+1000E（

V

0

2.843600LLw

）2 3]

又因为：u0=0.785d2N

若上式化简为：aVs2+cLS2+dLS3-b=0 那么其中有：a=

5.34ρv2ρlg（0.785d02N）22×824.33×9.81×（0.785×0.039×0.039×3740）

2

=

5.34×1.35

2=2.24×10?5

b=?HT+（??1?ε0）Hw=0.5×0.6+（0.5-1-0.5）×0.06=0.24 c=3.3×3.3×0.0865×0.0865=1.88 d=1000×（1+0.5）×1×（

2

0.153

2.8436003.3）2 3=0.451

4

所以液泛线方程为：Vs+8.39×10

Ls2+2.41×

104L3-1.47×S

2

104=0。

当Ls=0，Vs=121.2。Ls=0.001，Vs=120.2：Ls=0.005，Vs=118.29：Ls=0.1，Vs=93.11：Ls=0.2，Vs=55.69。 4.7.3液相负荷上限线

以液体在降液管中的停留时间不低于5s为上限。 由t=

AfHTL

，得到：L=

AfHTt

，那么：Lm=

1.41×0.6

5

=0.169m/s 4.7.4漏液线

对于F1重阀，以F0=5规定气体最小负荷。 由F0=u0 ρv=5，得到：u0=5 ρv

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那么：V=×d0Nu0=×3.14×0.039×0.039×

4

4

π53740 1.35=19.22m3/s

4.7.5液相负荷下限线

取板上液层高度how=0.01m作为液相负荷的下限条件 Lmin=（

howE

×

1000

3 ×w=（）236002.84

L

0.01×10001×2.84）3 2×3600=6.06×10?3m/s

3.3

由以上各线方程式，画出图4-1塔的操作负荷性能图：

160.00155.00150.00145.00140.00135.00130.00125.00120.00115.00110.00105.00100.0095.0090.0085.0080.0075.0070.0065.0060.0055.0050.0045.0040.0035.0030.0025.0020.0015.0010.005.000.00雾沫夹带线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线Vs(m3/s)p操作点0102030405060708090100110120130140150160170180190Ls*1000/(m3/s) 4-1塔的操作负荷性能图

由负荷性能图可以得出：

（1）在规定的气液负荷下的操作点P处在适宜的操作区间内的适中位置。 （2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制

（3）按固定的液气比，由图得气相负荷上限（Vs）max=39.23m3/h，气相负荷下限（Vs）

39.233

=2.04 min=19.22m/s，得操作弹性=

19.22

（4）

4.8常压塔工艺计算汇总

表4-6常压塔工艺计算汇总

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项目 塔径：m 板间距：m 塔板形式 空塔气速：m/s 堰长Lw：m 堰高Hw：m 板上液层高度HL：m 降液管底隙高度h0：m 浮阀个数：个 阀孔气速u0：m/s 阀孔动能因素 临界阀孔气速uou：m/s 同排孔心距t：m 邻排孔心距t?：m 单位压降?p：mH2O 降液管液体停留时间t：s

数值或说明 5.0 0.6

单溢弓形降液管 2.456 3.3 0.06 0.01 0.01 3740 10.33 12.5 8.91 0.0683 0.0683 0.653 10.41 13.66

备注

分块式塔板

等边三角形

等边三角形 等边三角形 精馏段 提馏段

降液管内流液层高度Hd：m 0.2063 泛点率% 液相负荷上限 液相负荷下限 开孔率% 操作弹性 塔高：Z

76.4 39.23 19.22 22.75 2.04 18

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/dne7.html