年產1萬噸甲醇—水混合物系精餾工段工藝設計 本科生畢業(yè)論文設計

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1、 畢業(yè)設計（論文）手冊 課題名稱：年產1萬噸甲醇—水混合物系精餾工段 工藝設計 學 院： 石油化工學院 班 級： 生物工程1001班 學 號： 1032050110 姓 名： 陳博 指導教師： 姚秀清 2014 年 6 月 年產1萬噸甲醇-水精餾工段工藝設計 陳博 （遼寧石油化工大學，石油化工學院，生物工程1001，遼寧營口，115000） 摘

2、要 由于能源危機和化石燃料燃燒帶來的環(huán)境污染，尋找出環(huán)境友好的可再生能源是十分必要的。甲醇不僅是一種重要的化工有機溶劑，還是一種極具潛力的新型生物燃料。順應國家新能源政策，對實現(xiàn)可再生資源的能源化具有重要的意義。 通過翻閱大量的資料，本設計首先確定了提純工段的設計方案。針對于當代甲醇精餾工藝，僅對甲醇塔3進行優(yōu)化設計，對粗甲醇進行進一步精制。對于塔設備的選擇，本設計選擇浮閥塔。在給定相關工藝參數(shù)（其中原料液處理量F=43.17kmol/h，進料溫度為70℃，要求塔頂產品的甲醇含量不少于99.5%；塔底殘液的甲醇含量不大于0.5%）的基礎上進行了物料衡算，確定相平衡方程和操作線方程；然后采用

3、逐板計算法計算出了精餾塔的理論塔板數(shù)，由此得到實際塔板數(shù)32塊，總的人孔數(shù)為3，塔徑D=3.06m，塔高H=21.2m，以及冷凝器、再沸器及離心泵等附屬設備的工藝參數(shù)，從而對這些設備進行了選型。最后繪制了相關的工藝流程圖及精餾塔設備圖。 關鍵詞：甲醇；工藝設計；三塔精餾；常壓塔 Process design of distillation of methanol-water system with an annual output of 10,000 tons chenbo (Liaoning University of Petroleum & Ch

4、emical, Petroleum Institute of Chemical, Biological Engineering 1001, Yingkou, Liaoning, 115000) Abstract Because of the energy crisis and environmental pollution caused by fossil fuel combustion, it is very f necessary to find out the environmental friendly renewable energy. Methanol is not only

5、an important chemical organic solvent, but also a potential new biofuels. In order to conform to the new national energy policy, it has the vital significance to use the renewable resources as energy After reading a lot of data, firstly, the design scheme of distillation section has been establishe

6、d. For contemporary biological methanol distillation process, No.3 of methanol column has especially been chosen to optimize design to refine crude methanol. The float valve tower has been selected as the tower equipment. Based on the related process parameters (including the material liquid handlin

7、g capacity F=43.17kmol/h, feed temperature 70℃, with requirements for content of methanol in supertower product not less than 99.5%, content of the residual liquid n-butanol in the bottom tower less than 0.5%), the material balance has been done and the phase equilibrium equation and operating line

8、 equation have been established. Then using method of step-by-step calculation to calculate the theoretical plate number, the results are the actual number of plate Np=32, the total number of the manhole 3, tower diameter D=3.06, tower height H=21.2 respectively. According to the relevant process pa

9、rameters, model of the condenser, the reboiler, centrifugal pump and other ancillary equipment has been selected. Finally, the relevant process flow diagrams and diagrams of distillation equipment have been drawn. Key words：Methanol；Process design；Three-tower-distillation；Atmospheric tower 目 錄 中

10、文摘要 1 英文摘要 1 1文獻綜述 1 1.1甲醇的性質 1 1.1.1 甲醇的物理性質 1 1.1.2 甲醇的化學性質 1 1.2 甲醇的用途 1 1.3 甲醇工業(yè)的發(fā)展及現(xiàn)狀 2 1.3.1甲醇的消費量 2 1.3.4 中國甲醇工業(yè)發(fā)展前景 4 1.4 甲醇精餾方法的比較 5 1.4.1 甲醇精餾的概述 5 1.4.2 甲醇精餾方法 5 2 精餾工藝流程的設計 7 2.1 甲醇精餾工藝流程比較 7 2.1.1 銅基催化劑合成粗甲醇的單塔精餾 7 2.1.2 銅基催化劑合成粗甲醇的雙塔精餾 7 2.1.3 銅基催化劑合成粗甲醇的三塔精餾 7 2.2 精餾

11、設備的選擇 8 2.2.1 精餾塔的介紹和選擇 8 2.2.2 其他部分設備的介紹 11 2.3甲醇三塔精餾的工藝說明 11 3 工藝計算 13 3.1 物料衡算 13 3.1.1 預塔的物料衡算 13 3.2.2 主塔的物料平衡計算 14 3.2 能量衡算 14 3.2.1 預塔的熱量衡算 14 3.2.2 加壓塔的熱量衡算 16 3.2.3 常壓塔的熱量衡算 17 3.2.4 精餾系統(tǒng)能量結果匯總 18 4 常壓精餾塔設計 20 4.1 基礎數(shù)據(jù) 20 4.2 塔板數(shù)的計算 21 4.2.1處理能力 21 4.2.2最小理論板數(shù)Nm 21 4.2.3最小

12、回流比 21 4.2.4進料位置 22 4.2.5實際理論板數(shù) 22 4.2.6全塔效率的估算 22 4.3 精餾段與提餾段的體積流量 23 4.3.1精餾段 23 4.3.2提餾段 24 4.4 塔徑計算 26 4.4.1精餾段 26 4.4.2提餾段 27 4.5塔內件設計 28 4.5.1溢流堰的設計 28 4.5.2降液管的設計 28 4.5.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 29 4.6 塔板流體力學驗算 30 4.6.1汽相通過浮閥塔的壓降 30 4.6.2液泛 31 4.6.3霧沫夾帶 31 4.7 塔板負荷性能圖 32 4.7.1霧沫夾帶線 32

13、 4.7.2 液泛線 32 4.7.3 液相負荷上限線 33 4.7.4 漏液線 33 4.7.5 液相負荷下限線 33 4.8 常壓塔工藝計算匯總 34 4.9常壓塔主要尺寸確定 35 4.9.1 塔高設計 35 4.9.2 接管設計 35 5結論 37 參考文獻 38 謝辭 39 1前言 1.1甲醇的性質 1.1.1 甲醇的物理性質 甲醇是最簡單的飽和一元醇，化學式為：，在常溫常壓下，單質甲醇是無色、易揮發(fā)、有酒精氣味的有毒液體。能與水、醇類、乙醚、苯、酯類、鹵代烴和許多其他有機溶劑互溶，但是不與脂肪烴類化合物混溶。它相關的部分物理性質可見下表

14、1.1[1]： 表1.1 甲醇的部分物理性質 Table 1.1 some of the physical properties of methano 項目 數(shù)值 項目 數(shù)值 液體密度kg/m3 (20℃) 804.8 熔點/℃ -97.5 氣體密度kg/m3 (100℃) 3.984 閃點（閉環(huán)）℃ 9.4 氣體粘度（100℃） 12.3 沸點℃ 64.6 液體粘度 (20℃) 0.580 表面張力mN/m(20℃) 22.07 1.1.2 甲醇的化學性質 甲醇為最簡單的飽和脂肪醇，其化學性能活潑，易燃燒。相關反應諸多，例如其氧化反應、酯化反應

15、、鹵化反應、脫水反應、甲基化反應等等。 1.2 甲醇的用途 甲醇是很重要的有機化工原料和溶劑，當前，世界上甲醇的生產能力為每年近千萬噸，其中將近30%至40%的甲醇用于生產甲醛。此外，在合成材料、醫(yī)藥、農藥、香料、染料和油漆等工業(yè)中，甲醛是不可缺少的溶劑和原料。甲醇在能源方面的用途早在上世紀90年代就得到了快速的發(fā)展，例如甲醇制備甲基叔丁基醚燃料電池[2]、燃料甲醇[3]等等。此外，甲醇低壓羰基化制備乙酸的技術在近年來也發(fā)展很快，已經成為生產乙酸的主要方法[4]。 以甲醇為原料制得的人工蛋白稱為甲醇蛋白。含有豐富的維生素和蛋白質，營養(yǎng)價值超過糧食和大豆油餅，成本比魚粉便宜，無毒，收率高[

16、5]。 上世紀80年代以來，甲醇的非化工用途受到人們的重視，并為甲醇的用途開辟一個新的領域。甲醇和燃料油相比是一類廉價、辛烷值高（高達110）、熱效率高、對環(huán)境的污染小的液體燃料。甲醇若直接作為汽車發(fā)動機的燃料，雖然熱值只有汽油的一半，但它使汽車行駛一樣的里程消耗的甲醇和汽油之比不是2:1，而僅為1.07:1[6]，其熱效率高出汽油90%以上?？梢姡状甲靼l(fā)動機的燃料，經濟上是合理的，所以可以代替汽油作為輪船、機車、飛機的燃料，也可以做發(fā)電廠輪機的燃料。甲醇還可以與汽油摻混燃燒，作為汽車的燃料[4]。 1.3 甲醇工業(yè)的發(fā)展及現(xiàn)狀 1.3.1甲醇的消費量 80年代以來，世界的甲醇總需求

17、量增長很快，平均年增長率約8%。市場的需求必然導致甲醇產量的迅速增加。1982年全世界的甲醇產量不足1.2,而1990年超過了，更甚者1995年達到了[7]，同年世界甲醇的消費總量為。預計到2015年達到約7200萬噸[8]。 我國甲醇的消費增長也很快，從1957年的1.664kt，到1970年的83kt，再到1990年的660kt、1991年的780kt[9]，而1995年已經達到1133.8kt，1996年達到1081.8kt[10]，2005年7200kt，2008年實際產量達到11260kt，到了2009年全年產量達到近11160kt[11]，新增甲醇裝置18套，新增產能約為850萬

18、噸，而且各地還在籌劃建設的甲醇產能高達4320萬噸，其中相當一分不分是配套生產其他煤化工產品的[8]。 1.3.2 世界甲醇工業(yè)發(fā)展概況 甲醇最早是由木材和木質素干餾而制得的，俗稱木醇。到了1661年，德國的Robert Boyle發(fā)現(xiàn)焦木酸含有一種“中性物質”，稱它為木醇（Wood Alcohol）。木材在較長時間加熱炭化的過程中，會產生可凝和不可凝揮發(fā)性物質，被稱之為焦木酸的可凝性液體中含有甲醇、焦油和乙酸。除去焦油的焦木酸可以通過精餾分離出天然的甲醇和乙酸，這是生產甲醇的最古老的方法。美國在20世紀的70年代初才完全摒棄了這一方法。1934年，Damds 和 P’eligt一起從焦

19、木酸中分離出了甲醇，并且測定了甲醇的分子量。 甲醇的大規(guī)模工業(yè)化生產是以20世紀20年代高壓法合成甲醇作為標志。1913年，德國BASF公司在高壓合成氨的實驗裝置上進行一氧化碳和氫氣合成含氧化合物的研究，于1923年在德國Leuna建成世界上第一座年產3000噸合成甲醇生產裝置，并成功投產。該裝置采用了Zn-Cr氧化物作為催化劑，一氧化碳和氫氣作為原料，壓力30至35MPa，溫度300至400℃條件下進行。1965年采用這樣的方法生產的甲醇已經達到了298.8萬噸。 高壓法甲醇生產裝置成功投產后，引起了世界各國廣泛重視，紛紛開展甲醇實驗室研究進行合成和工業(yè)生產開發(fā)。1927年，美國的Com

20、merical Solvent公司建成世界第一座以一氧化碳和氫氣作為原料合成甲醇的工業(yè)裝置，并且投入工業(yè)生產。該裝置所采用的催化劑為Zn-Cr氧化物或者Cu-Zn-Cr氧化物，反應的壓力為31.6Mpa，產物組成為68%甲醇和32%水。由于經濟方面的原因，該裝置1951年停止使用。 高壓法合成甲醇的工業(yè)投資很大，生產成本太高。為此，世界各國一直在探求可以降低合成壓力的工業(yè)生產方法。英國ICI公司和德國的Lurgi公司分別成功研制出了中低壓甲醇合成催化劑，降低了反應的壓力，極大促進了甲醇生產的高速發(fā)展。與此同時，世界其他的化學公司也相繼開發(fā)自己的中低壓甲醇合成工藝，建設甲醇合成裝置，但是ICI

21、和Lurgi中低壓法合成工藝發(fā)展的最快。到了1982年，世界各國所采用ICI中低壓法生產的甲醇年總量達到1028萬噸，占世界甲醇總量的近50%，裝置的規(guī)模一般為年產5.0-82.5萬噸；而采用Lurgi低壓法已經建成以及正在建設的甲醇生產裝置的總生產能力達到了606萬噸，占了世界甲醇總生產能力近30%，裝置規(guī)模一般為年產4.5-81萬噸。 隨著甲醇合成技術不斷發(fā)展和規(guī)模的不斷擴大，原料也發(fā)生了很大的變化，由原來以煤和焦炭氣化生產路線發(fā)展到目前以天然氣和煤作為主要的合成路線。20世紀50年代以前，甲醇合成原料氣以煤和焦炭作為原料，在常壓或者加壓下氣化，用水蒸氣、空氣為氣化劑，通過這樣生產水煤氣

22、，再經過水汽變換逆反應脫出部分二氧化碳來獲得甲醇合成氣，相似于合成氨來生產半水煤氣。50年代以后，石油和天然氣資源大量開采，特別是儲量很豐富、廉價的天然氣蒸汽轉化技術的快速發(fā)展使生產甲醇原料氣的成本大大降低，稱為甲醇合成的主要原料路線。目前天然氣路線大約占甲醇生產總能力的80%，中東和拉丁美洲憑借其廉價且豐富的天然氣資源，成為近年來甲醇的生產能力增長最快的地區(qū)。煤作為制備甲醇原料氣的傳統(tǒng)原料，由于氣化和氣體的凈化比較復雜，生產成本相對較高，但對于缺少油氣但是富煤的國家和地區(qū)，例如我國，這樣就成了主要的原料路線，大約占了90%。從長遠的發(fā)展趨勢來看，煤炭是世界化石能源儲量最多的資源，遠遠超過了油

23、氣的儲量，而且隨著氣化凈化技術的發(fā)展，以及甲醇作為能源產品的應用，例如車用潔凈燃料以及甲醇燃料電池等原料，煤制甲醇必將重新變成合成甲醇主要的原料路線。 甲醇裝置正向大型化發(fā)展，國外一共有甲醇生產裝置進110套，每套的年平均生產能力都超過0.5Mt，年總達到了64Mt，在其中年生產能力超過0.8Mt的裝置近32套，總生產能力約為30Mt，目前正建設的大型裝置的總生產能力可達26Mt。在未來的幾年內，更多超大規(guī)模的甲醇生產裝置的集中投產，必將對國際甲醇生產和消費市場產生重大的影響。 世界范圍內甲醇的生產和消費格局正在變化。在過去的十年里，部分天然氣的儲量豐富而且本國的消耗量小的國家和地區(qū)，都先

24、后建設世界級規(guī)模的甲醇生產裝置，產品已經出口到美國、日本、歐洲等，以其較低的價位優(yōu)勢占領這些國家、地區(qū)的市場，導致了這些國家、地區(qū)甲醇生產裝置的紛紛停產關閉。而現(xiàn)在，拉丁美洲和中東等地區(qū)已經發(fā)展成為世界甲醇的生產集中地和全球甲醇主要出口地。 1.3.3 中國甲醇工業(yè)發(fā)展概況 中國甲醇工業(yè)開始于20世紀50年代，之前利用前蘇聯(lián)技術曾在蘭州、吉林和太原采用Zn-Cr氧化物催化劑建設高壓甲醇合成裝置。到60年代后，上海吳涇化工廠先后建設了以焦炭和石腦油作為原料的甲醇合成裝置，南京化學工業(yè)公司研究院因研制了合成氨聯(lián)醇用的中壓銅基催化劑而推動了合成氨聯(lián)產甲醇工業(yè)的發(fā)展。到了70年代，四川維尼綸廠引進

25、中國第一套低壓甲醇合成裝置，用乙炔尾氣作為原料，用ICI低壓冷激式合成工藝。到了80年代中期，齊魯?shù)诙S又引進Lurgi公司低壓甲醇合成裝置，用渣油作為原料。進入了90年代，隨著甲醇的需要快速增長，通過引進技術和自主技術的開發(fā)建成數(shù)十套甲醇和聯(lián)醇的生產裝置，這樣使我國的甲醇行業(yè)得到了前所未有的進步。 進入21世紀后，隨著經濟的快速發(fā)展，甲醇既可以作為有機化工原料，例如制備醋酸、甲醛、二甲醚等等，又可以作為清潔的液體燃料替代品，從而得到了大量的推廣使用，甲醇作為作為煤化工的主要產品也得到了快速的發(fā)展，生產能力直線上升，而且生產技術不斷提高。 1.3.4 中國甲醇工業(yè)發(fā)展前景 我國的甲醇

26、工業(yè)發(fā)展是伴隨著能源與美化工工業(yè)的發(fā)展而崛起的。特別是近年來，由于國際油價的節(jié)節(jié)攀升，煤化工工業(yè)對發(fā)揮我國豐富的煤炭資源優(yōu)勢，以此補充我國油氣資源的不足與滿足對化工產品的需求，保障能源安全，推動煤炭清潔利用，促進我國經濟的可持續(xù)發(fā)展發(fā)揮了重要作用。煤化工產品的產量占了化學工業(yè)（除石油和石化外）近50%，目前合成甲醇和氨兩大種基礎化工產品的主要原料就是煤炭。從2004年7月以來，我國投資體制的改革，國家不再審批投資項目，但全國各地擬上和新上煤化工項目很多，大部分都以煤基合成甲醇作為主要路線。按照規(guī)劃的目標，到2020年我國甲醇的生產能力可達到6000至7000萬噸。甲醇可作為“功能”儲備來補充石

27、油的不足。假設甲醇生產的戰(zhàn)略儲備對于調節(jié)甲醇的市場價格、促進煤化工的長期發(fā)展和保證我國能源的安全均有重要意義。 2009年國家標準委連續(xù)發(fā)布了甲醇燃料及M85甲醇汽油兩個國家標準，M15甲醇汽油等系列的國家標準也即將頒布，這些國家標準的頒布和實施必將進一步促進和加快甲醇燃料的規(guī)范發(fā)展。甲醇轉化成二甲醚燃料的生產和應用彰顯出了重要的發(fā)展前景，二甲醚替代一部分石油液化氣應用的范圍越來越廣，以二甲醚作為能源的柴油車的研制與推廣步伐也正在加快。將甲醇轉化為烯烴和汽油的工業(yè)化進程也取得了重大進展，為甲醇的進一步轉為石油的大宗基礎產品的工業(yè)化運行創(chuàng)造了有利條件，也必將使甲醇的消費大增。新型的煤化工煤制甲

28、醇、二甲醚、烯烴等在我國能源領域里已經顯示出了很重要的地位，正面臨著前所未有的發(fā)展機遇和長遠發(fā)展前景。國家《煤化工產業(yè)中長期發(fā)展規(guī)劃》已經表明，以煤基合成甲醇作為主要內容的新型煤化工必將進一步快速發(fā)展，以煤氣化作為核心多聯(lián)產技術特別是煤基甲醇-燃氣聯(lián)合循環(huán)發(fā)電多聯(lián)產技術必將獲得空前發(fā)展。煤基甲醇合成及應用對煤炭的清潔利用非常有利，這也是發(fā)展高碳性煤炭能源低碳化利用有效途徑，其前景十分廣闊。 1.4 甲醇精餾方法的比較 1.4.1 甲醇精餾的概述 甲醇合成反應的生成與合成的反應條件密切相關，即使參加反應的元素只有碳、氫、氧三種，但往往由于合成反應條件，如壓力、溫度、催化劑、反應氣體組成以及

29、催化劑中的微量雜質的作用，均可以是合成反應偏離主反應，生成各種副產物，也即甲醇中的雜質成分。例如反應溫度偏高，甲醇分離不好，會生成醚類、醛類、酮類等羰基物；進塔氣中水汽濃度過高，可能生成有機酸；催化劑及設備管線中帶入微量鐵，那么可能有各種烴類生成；原料氣中脫硫不盡，會生成硫醇、甲基硫醇，使甲醇呈異臭。為了獲得高純度的甲醇，則必須采用精餾工藝來進行提純，清除所有雜質。 由粗甲醇精制為精甲醇，采用精餾方法，同時根據(jù)甲醇質量，在精制的過程中，還可以采用化學凈化和吸收的方法。其整個精制過程工業(yè)上習慣稱之為粗甲醇的精餾[6]。 1.4.2 甲醇精餾方法 （1）物理精餾方法 就是利用甲醇、水、

30、有機物雜質的揮發(fā)度不同、沸點不同，通過精餾方法將雜質、水、甲醇進行分離。將粗甲醇精餾為純組分，需要一個或者幾個串聯(lián)精餾塔。 粗甲醇原料液的關鍵組分為甲醇和水，其余雜質根據(jù)它們的沸點不同可以分為輕、重組分。一般可在預精餾塔中脫出輕組分，再于主精餾塔中脫出重組分和水。 （2）化學精餾方法 當采用蒸餾的方法不能將雜質降低至精甲醇所要求的指標時，則需要用化學凈化的方法破壞掉這些雜質。例如粗甲醇中含有還原性雜質，雖然采取萃取蒸餾的方法分離，但殘留在甲醇中的部分將繼續(xù)影響其高錳酸鉀值，若不除去繼續(xù)蒸餾，則必然會造成精餾設備的復雜性、增加甲醇的損失、增加能耗等等。所以必須采取化學方法進行預處理。

31、 總之，要以蒸餾法為主，除去粗甲醇中絕大部分的有機物和水。至于化學凈化方法，要取決于粗甲醇的質量要求是否真正需要。工業(yè)上，采用精制粗甲醇的方法原則是：首先，精餾是必要過程，不論使用的是什么催化劑、原料氣和合成條件制得的粗甲醇，都含有相當多的有機雜質和水，需要通過蒸餾的方法得到脫出；其次，粗甲醇一般情況呈弱酸性，需要用堿液中和；第三，根據(jù)粗甲醇原料也中還原性雜質的含量和對精甲醇的質量要求，決定是否需要用化學方法進行處理。一般情況下用鋅鉻催化劑以水煤氣為原料所制得的粗甲醇，含有還原性雜質較多，可能需要高錳酸鉀進行氧化，這樣才能獲得穩(wěn)定性較好的精甲醇。而銅系催化劑在較低壓力和溫度下合成甲醇，含有還原

32、性的雜質很少，無需要化學凈化，也可以獲得高穩(wěn)定性的精甲醇，因而簡化了工藝流程，降低的生產成本。 2 精餾工藝流程的設計 2.1 甲醇精餾工藝流程比較 2.1.1 銅基催化劑合成粗甲醇的單塔精餾 由于催化劑為銅基催化劑，較使用鋅鉻催化劑得到的粗甲醇產品中的還原性雜質的含量大大的減少，特別是二甲醚的含量幾十倍的降低了，因此在取消了化學凈化步驟的同時，甚至可以將甲醇-水-重組分在一個塔內進行分離，這樣就可以獲得一般工業(yè)上所需要的精甲醇。其優(yōu)點是節(jié)約投資，而且減少了熱能的損耗。但是對于純度由較高要求的下游生產流程，一步精餾得到

33、的精甲醇遠遠不能滿足其要求。 2.1.2 銅基催化劑合成粗甲醇的雙塔精餾 甲醇精餾的雙塔流程是最為普遍應用的方式。第一塔為預精餾塔，第二塔為主精餾塔，兩者的再沸器的熱源都是來自循環(huán)氣壓縮機驅動透平排出的低壓蒸汽。 預精餾塔分離輕組分和溶解的氣體，如氫氣、一氧化碳、二氧化碳等，塔頂大部分的水和甲醇回流。同時從冷凝器里抽以小部分冷凝液以減少揮發(fā)性較小的輕組分。同時為了減少塔頂所排出氣體中甲醇的損失，可以在塔頂設置冷凝器二級冷凝。 主精餾塔主要除去重組分，其中包括了水、乙醇和高級醇等，同時得到符合要求的精甲醇。原料液從預塔塔底輸送到主塔進料口，高級醇從加料板以下側線引出，含微量甲醇的水從塔

34、底排除，而精甲醇則從塔頂處冷凝取出。 該生產流程突出的優(yōu)點就是可以得到純度很到的甲醇，來滿足下游產品生產的需要。但是很明顯，兩個塔的能量消耗要高于單塔精餾，所以提高能量的利用、節(jié)約能耗是對該流程的一個展望。 2.1.3 銅基催化劑合成粗甲醇的三塔精餾 精餾過程對能量的消耗很大，而且對熱能的利用率也很低，所以精餾工序的節(jié)能有很多潛力可以發(fā)掘。采用三塔精餾的目的就是為了更合理的利用能量，達到節(jié)能目的。 三塔精餾與雙塔精餾的主要區(qū)別在于三塔精餾采用了兩個主精餾塔，第一個主精餾塔為加壓操作，第二個塔為常壓操作，利用加壓塔的塔頂蒸汽冷凝熱作為第二主精餾塔再沸器的加熱源。這樣不僅節(jié)約了加熱蒸汽，而

35、且也節(jié)省冷卻用水，有效的利用了熱能。 粗甲醇在槽內加入堿液進行中和后進再沸器加熱，然后進入預塔，在預塔頂分離出輕組分，塔釜液由預塔的塔釜送出，經過加壓泵送至加壓塔。在加壓塔塔頂位置形成高純度甲醇蒸汽，這些蒸汽作為常壓塔的塔底再沸器的熱源，甲醇蒸汽冷凝后通過加壓泵再送回到塔頂回流槽，其中一部分送往加壓塔塔頂作為回流液，而另外一部分冷卻后作為產品儲存。加壓塔塔釜沒有氣化的粗甲醇溶液則靠加壓精餾塔內部壓力直接輸送到常壓塔。常壓塔塔頂生成低壓高純度的甲醇氣體，進入常壓塔冷凝器降溫冷凝后一部分回流到塔內，一部分作為產品冷卻后送往儲槽，常壓塔塔底殘液再做處理。 可見，對于三塔精餾過程，兩個主精餾塔的塔

36、板數(shù)總和比雙塔精餾主塔的塔板數(shù)增多了很多，自然而然分離的效率提高了很多，但能量的消耗反而降低了。但是對加壓塔的設備要求卻提高了，長遠來看，總的效益還是很明顯的。 表2.1 三種類型的塔對比表 Table 2.1 Comparison of three types of table column 項目 單塔精餾 雙塔精餾 三塔精餾 運行操作 運行簡單 運行相對簡單、穩(wěn)定 運行比較復雜 產品質量 相對于粗甲醇得到了很好的提高 可以獲得比較優(yōu)質的精甲醇 可以得到高純度的精甲醇 能量消耗 相對較低 能量消耗很高，而且

37、熱能的利用率低 相對于雙塔精餾節(jié)約很多熱能 產品適合方向 獲得燃料級甲醇 可以滿足下游產品生產對甲醇高純度的要求 2.2 精餾設備的選擇 甲醇精餾段工序的主要的設備包括：精餾塔、泵、冷凝器、再沸器、冷卻器、貯槽等。 2.2.1 精餾塔的介紹和選擇 對于精餾工序來說，精餾塔是是該工序進行的重要條件，設計性能良好的精餾設備，必然可以為精餾過程創(chuàng)造良好的條件。精餾塔的優(yōu)劣直接影響到了生產裝置中產品的質量、產品的回收率、生產能力以及污水處理等環(huán)保問題?？梢娫O計好的精餾塔是保證工序的優(yōu)先條件。 塔設備可以分為板式塔和填料塔兩大類。 板式塔內設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡狀、泡沫狀、蜂

38、窩狀、或者噴射形式穿過板上的液層，進行傳質、傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬于逐級接觸逆流操作過程。 填料塔里裝有一定高度填料層，液體從塔頂沿著填料表面往下流，氣體逆流向上流，氣、液兩相接觸密切來進行傳質和傳熱。在正常的情況下，氣相是連續(xù)相，液相是分散相，氣相的組成為連續(xù)變化，屬于微分接觸逆流操作過程。 在工業(yè)生產中，一般情況下，當處理物料量很大時多采用板式塔，塔徑在0.8m以下時一般采用填料塔。根據(jù)本設計，年產量10萬噸精甲醇，物料量比較大，應該采用板式塔。 針對板式塔，其塔板類型按照塔內氣、液的流動方式，可將塔板分為錯流塔板和逆流塔板兩大類。逆流

39、板也稱穿流板，板上不用設降液管，氣、液兩相同時從板上孔道逆向穿流過，。其中柵板和淋降篩板都屬于逆流塔板。這類塔板雖然結構簡單，板面利用率也高，但是需要有較高的氣速才能夠維持板上的液層，操作范圍較小，分離效率也很低，工業(yè)上用得很少?？梢姳驹O計需要用錯流塔板。 在幾種主要的錯流塔板中，最早應用的是泡罩塔，而目前使用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。 泡罩塔作為應用最早的一類氣液傳質設備，長期以來人們對其性能就做了比較充分的研究，而且在工業(yè)上積累了豐富的實踐經驗。它的每層塔板上開著若干個小孔，孔上還焊有短管來作為上升氣體通道，稱之為升氣管。升氣管的上面覆蓋著泡罩，泡罩的下部周邊還開有許多的齒縫。齒縫一般

40、含有矩形、梯形和三角形三種，常用的為矩形。泡罩在塔板上面作等邊三角形?；S廣泛使用的圓形泡罩主要結構參數(shù)已經系列化。在操作時，上升氣體在通過齒縫進入液層時，被分散成了許多細小的氣泡或者流股，在塔板上形成鼓泡層和泡沫層，這樣為氣液兩相提供了大量的傳質界面。綜上所述可以概括泡罩塔的優(yōu)點為：因為升氣管高出了液層，不容易發(fā)生漏液的現(xiàn)象，可見有較好的操作彈性，也即當氣液流量有較大的波動時，仍然能夠維持幾乎恒定的板效率；泡罩塔塔板不容易堵塞，適合處理各種物料。其缺點為：塔板的結構復雜，金屬量消耗比較大，造價比較高；塔板的壓降比較大，兼因霧沫夾帶現(xiàn)象比較嚴重，極大的限制了氣速的提高，致使塔的生產能力和板效

41、率均比較低。但是目前仍有采用的工廠。 篩板塔的塔板上開有很多均勻分布的篩孔，孔徑一般為3至8毫米，篩孔在塔板上成三角形排列。塔板上還設有溢流堰，使塔板上能夠維持一定厚度的液層。在操作時，上升的氣流通過篩孔進而分散成細小的流股，從塔板液層中鼓泡而出，氣液間密切接觸來進行傳質。正常操作的氣速下，通過篩孔上升氣流，應該能阻止液體流經篩孔向下泄露。綜上所述可見篩板塔的優(yōu)點為：結構比較簡單，其造價低廉，氣體的壓降比較小，板上的液面落差也比較小，生產能力和塔板效率均比泡罩塔高些。但主要缺點是：操作的彈性比較小，篩孔小時容易堵塞。近些年來采用大孔徑的篩板可以避免堵塞，而且由于氣速提高，生產能力大大增加。由

42、于過去對于篩板塔的性能研究并不充分，認為操作不易穩(wěn)定，所以沒有普遍采用，直到20世紀的50年代初，對篩板塔結構和性能作了較充分的研究，認識到了 只要設計合理和操作正確，同樣可以獲得較滿意的塔板效率，以及可觀的操作彈性，所以近年來篩板塔的應用又日漸廣泛。 浮閥塔在20世紀50年代的初期就在工業(yè)上開始推廣使用，因為其兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，所以成為了國內應用最為廣泛的塔型，特別是在石油方向、化學工業(yè)中使用最為普遍，對它的性能研究也比較充分。浮閥塔板結構的特點是在其塔板上開有很多大孔（其標準的孔徑為39mm），每個孔上還裝有一個能夠上下浮動的閥片。其中浮閥的形式有很多，目前我國已經采用的浮閥有五

43、種，但最常用的浮閥形式為F1型、V-4型兩種。其中F1型浮閥塔的閥片的本身有三條“腿”，將其插入閥孔后，各腿底腳扳轉900角，用來限制操作時閥片在板上升起來的最大高度；閥片的周邊又沖出三塊稍微向下彎的定距片。當氣速很低的時候，靠這三個定距片可以使閥片與塔板呈點接觸坐落在閥孔上，塔板與閥片始終保持著2.5mm的開度供氣體比較均勻的流過，避免閥片啟閉不均與的脈動現(xiàn)象。塔板與閥片的點接觸也可以防止停工后板面與閥片的黏結。在操作時，由閥孔上升氣流，經過閥片與塔板間間隙而和板上橫流的液體接觸。浮閥開度隨著氣體負荷而改變。當它氣量很小時氣體仍然能夠通過靜止開度的縫隙來鼓泡。綜上可見F1型浮閥塔的優(yōu)點為：結

44、構很簡單，制造比較方便，而且節(jié)省材料、性能良好，被廣泛應用于化工及煉油生產當中，現(xiàn)在已經列入部頒標準（JB1118-68）內。F1型浮閥又分為輕閥和重閥：重閥采用厚度是2mm的薄板沖制，每個閥的質量約為33g；輕閥采用的是厚度為1.5mm的薄板沖制，每個閥的質量約為25g。一般的情況下都采用的是重閥，只是在處理量很大，并且要求壓強降很低的系統(tǒng)才用輕閥。對于V-4型浮閥塔的特點是閥孔沖成向下面彎曲的文丘里形，來減少氣體通過浮閥塔板時的壓強降。閥片除了腿部相應加長以外，其余的結構尺寸與F1型輕閥無異?？梢奦-4型浮閥適合于減壓系統(tǒng)。 可見浮閥塔的優(yōu)點明顯：第一，生產能力大。因為浮閥塔板既有較大開

45、孔率，所以它的生產能力比泡罩塔大20%至30%，與篩板塔相近。第二，操作彈性大。因為閥片可以自由的升降來適應氣量的變化，所以維持正常的操作所容許的負荷波動范圍比泡罩塔和篩板塔都要寬。第三，塔板的效率高。因為上升氣體以水平方向吹入的液層，所以氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量比較小，板效率較高。第四，氣體的壓強降及液面落差比較小。因為氣液流過浮閥塔板時遇到的阻力比較小，所以氣體壓強降和板上的液面落差都比泡罩塔板小。第五，塔的造價低。因為構造簡單，容易制造，浮閥塔的成本造價一般為泡罩塔的60%至80%，為篩板塔的120%至130%。但是浮閥塔不宜與處理容易結焦和黏度大的系統(tǒng)，但是對于黏度稍微大些及有一

46、般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)時，浮閥塔也能夠正常操作。 綜上所述，本設計粗甲醇的精餾中，三個塔均采用F1型重閥浮閥塔。 2.2.2 其他部分設備的介紹 精餾裝置所附屬的設備主要為各種形式的換熱器和一些泵。其中包括塔底原料液的再沸器、塔頂蒸汽的冷凝器、原料液的預熱器和產品的冷卻器等。這些附屬設備中，再沸器和冷凝器為保證精餾工序的正常連續(xù)穩(wěn)定操作是必不可少的兩類換熱器設備。 再沸器其作用可將塔內最后一塊板下的原料液加熱，使液體升溫至沸點發(fā)生汽化為蒸汽繼續(xù)上升，提供上升氣流，保證塔板的氣液相進行傳質。 冷凝器其作用正好相反，將蒸汽進行冷凝為液體，部分或者全部冷凝液參與回流，提供精餾塔內下降的液流，保證

47、氣液相傳質。而部分冷凝器是為了冷卻產品。 2.3甲醇三塔精餾的工藝說明 稀堿液從堿液槽（V01）由堿液泵（P01）送到中和槽（V03）與從粗甲醇槽（V02）通過原料泵（P02a）進入中和槽的粗甲醇進行中和，調節(jié)酸堿度，之后通過預熱器（E01a）加熱到一定溫度后進入預精餾塔（T01）。 在預精餾塔（T01）中，粗甲醇多次的部分汽化和部分冷凝分離出輕組分，從塔頂出來的氣體先通過一級冷凝器（E02a）冷卻后的粗甲醇液體送回預塔回流槽（V04a），部分未冷凝的二甲醚等以及未完全冷凝的甲醇氣體再進入二級冷凝器（E02b）繼續(xù)冷凝，冷凝液進入預塔回流槽（V04a），氣體排出進行燃燒或者送入轉化工序。

48、預塔回流槽（V04a）內的粗甲醇經預塔回流泵（P03a）返回預精餾塔（T01）塔頂回流。塔釜液通過再沸器（E03a）進行加熱原料液來保證上升氣流。 脫出輕組分的粗甲醇原料液從預精餾塔（T01）塔釜出來經過加壓塔進料泵（P04）加壓，再經過預熱器（E01b）升溫后，送入加壓精餾塔（T02）。 在加壓精餾塔（T02）中，塔底的再沸器（E03b）保證了上升氣流的流速，塔頂?shù)乃统龅母邷丶状颊羝M入常壓再沸器（E03c）作為熱流體與常壓塔塔底液體換熱，換熱后的精甲醇先經過分配器（A01a）分一部分通過泵（P03c）送往加壓塔回流槽（V04b），部分再經過加壓塔回流泵（P03b）送往塔頂做回流液，另一

49、部分經過加壓塔產品冷卻器（E04a）冷卻后送往精甲醇計量槽（V05a）。 從加壓塔底部出來的粗甲醇因加壓塔自身的壓力直接通過預熱器（E01c）加熱后輸送到常壓塔（T03）。 在常壓塔頂?shù)玫搅烁呒兌鹊募状颊羝?，進入常壓塔頂冷凝器（E02c）冷凝，冷凝液送到常壓塔回流槽（V04c）緩沖；從常壓塔冷凝器（E02c）出來的氣體再經過常壓塔排氣冷凝器（E02d）冷凝，冷凝液也送到回流槽（V04c），排氣冷凝器上部沒有冷凝的氣體放空。常壓塔回流槽出來的的精甲醇經過分配器（A01b）一部經常壓塔回流泵（P03d）送回塔內回流，另一部分經產品冷卻器（E04b）送進精甲醇計量槽（V05b）。塔底釜液經冷卻器

50、（E04c）冷卻后送往釜液槽（V06）進入處理工序。 新鮮氣貯藏 中壓蒸氣貯藏 低壓蒸氣 馳放氣 貯藏罐 粗甲醇（液） 排氣 中壓蒸氣 鍋爐給氣 1 2 6 3

51、 3 4 5 圖2.1

52、 甲醇精餾工藝流程圖 Fig. 2.1 methanol distillation process flow diagram 3 工藝計算 3.1 物料衡算 已知：精甲醇的甲醇質量含量為99.95%， 10000/320/24=1.30 t/h 要求生產精甲醇1.30t/h，粗甲醇的組成如表3.1 表3.1 粗甲醇組成表 Table 3.1 Table crude methanol 成分 CH3OH (CH3)2O C4H9OH H2O 合計 組成/% 93.98 0.20 0.02 5.80 100 3.1.1 預塔的物料衡算

53、(1)進料 A 粗甲醇：1.38t/h。 B 堿液：為了防止工藝管路和設備的腐蝕，先以8%的氫氧化鈉溶液和粗甲醇中的酸性物質反應，使其呈弱堿性，每噸精甲醇的耗堿量按0.1kg計算 則消耗純氫氧化鈉：0.1×1.302≈0.13kg/h 換成堿液：0.13÷8%＝1.625kg/h C 軟水：軟水的加入量按精甲醇的20%計，那么需要補加軟水： 1302×20%－1.625×92%≈258.91kg/h 將以上計算結果列表3.2 表3.2 預塔進料組成表 Table 3.2 Pre-column feed composition tables

54、 物料量：kg/h CH3OH H2O NaOH (CH3)2O C4H9OH 合計 粗甲醇 1302.00 80.37 2.77 0.277 1385.42 堿液 1.495 0.13 1.63 軟水 258.91 258.91 合計 1302.00 340.78 0.13 2.77 0.277 1645.96 (2)出料 A 塔底 ： 甲醇 1302.00kg/h B 塔底 ： 水 粗甲醇含水：80.37kg/h 堿液帶水：1.495 kg/h

55、 軟水：258.91 kg/h 合計：1642.78 kg/h C 塔底異丁醇及高沸物：0.277 kg/h D 塔頂二甲醚及低沸物：2.77 kg/h 將以上計算結果列表3.3 表3.3 預塔出料流量及組成表 Table 3.3 Pre-tower discharge flow rate and composition table 物料量：kg/h CH3OH H2O NaOH (CH3)2O C4H9OH 合計 塔頂 2.77 2.77 塔底 1302.00 1642.78 0.13 0.277

56、 2945.19 合計 1302.00 1642.78 0.13 2.77. 0.277 2947.96 3.2.2 主塔的物料平衡計算 按照加壓塔和常壓塔的采出量之比4∶6計算，常壓塔釜液含有甲醇1%。 (1)進料 加壓塔：預后粗甲醇2945.19 kg/h 常壓塔： 2945.19－1302.00×4/10×1/0.9995＝2475.29 kg/h (2)出料 A 加壓塔：塔頂1302.00×4/10×1/0.9995＝521.06kg/h 塔釜2475.29kg/h B 常壓塔：塔頂1302.00×6/10×99%×1/0.9995

57、＝773.77kg/h 釜液中：甲醇7.17kg/h 水1642.78 kg/h NaOH 0.13 kg/h 高沸物0.277 kg/h 根據(jù)以上計算得到表3.4 表3.4 甲醇精餾塔物料平衡匯總（單位：kg/h） Table 3.4 Summary of methanol distillation column material balance (Unit: kg / h) 成分 物料 加壓塔出料 常壓塔出料 常壓塔釜出料 甲醇 13

58、02.00 521.06 773.77 7.17 NaOH 0.13 0.13 水 1642.78 1642.78 高沸物 0.277 0.277 合計 2945.19 521.06 773.77 1650.36 3.2 能量衡算 3.2.1 預塔的熱量衡算 (1)進料帶入熱量 取回流液與進料量之比為1:4，預塔帶入熱量見下表3.5 表3.5 預塔帶入熱量表 進熱項目 粗甲醇 軟水 回流液 熱蒸汽 成分 二甲醚 甲醇 水 異丁醇 外補水 堿液 甲醇 水 流量kg/h

59、2.77 1302.00 80.37 0.277 258.91 1.495 736.30 溫度℃ 65 65 65 65 78 78 60 比熱kJ/kg℃ 2.96 4.187 2.31 4.187 4.187 2.86 焓kJ/kg 1280.38 2118.62 熱量kJ 3546.26 250504.8 21873.15 41.6 84556.68 448.28 126349.08 Q蒸汽 Table 3.5 Pre-tower into the calorimeter Q入＝

60、Q粗甲醇＋Q軟水＋Q回流液＋Q蒸汽 ＝3546.26＋250504.8＋21873.15＋41.6＋84556.68＋448.28＋126349.08＋Q蒸汽 ＝487319.85＋Q蒸汽 (2)出料熱量計算 表3.6物料帶出的熱量 Table 3.6 calories out of the material 出熱部分 塔頂 塔底 熱損失 成分 二甲醚 回流液 甲醇 水＋（堿液） 以5%計 液體比熱kJ/kg℃ 2.64 2.93 3.223 4.187 流量kg/h 2.77 736.30 1302.00 340.7

61、8 液體冷凝熱kJ/kg 523.38 1046.75 溫度℃ 64 64 82 82 熱量kJ 1917.78 506804.85 343950.26 116940.96 5%Q入 有：Q出＝Q二甲醚＋Q回流液＋Q預后甲醇＋Q損 ＝1917.78＋506804.85＋343950.26＋116940.96＋5%Q人 ＝969613.85＋5%Q入 根據(jù)能量守恒 即Q入＝Q出 即487319.85＋Q蒸汽＝969613.85＋5%Q入 解得 Q蒸汽＝533326.31kJ/h 塔底的再沸器用

62、中壓0.35Mpa蒸汽壓加熱，如果不計冷凝水的顯熱，那么需要蒸汽量： G1蒸汽＝533326.31/2118.62=251.73kg/h 據(jù)以上計算的結果列預塔熱量平衡表3.7 表3.7 預塔熱量平衡表 Table 3.7 Pre-tower heat balance 帶入熱量kJ/h 帶出熱量kJ/h 塔側粗甲醇入熱 275965.81 塔頂二甲醚出熱 1917.78 塔頂加入冷凝殘液入熱 85004.96 塔頂回流甲醇蒸汽 506804.85 塔頂回流液入熱 126349.08 塔底預后粗甲醇 460891.12 加熱蒸汽 533326.31 熱損

63、失 51032.31 總入熱 1020646.16 總出熱 1020646.16 冷卻水用量計算 假設入口冷卻水的溫度為30℃，出口冷卻水的溫度40℃，平均比熱為4.187kJ/kg℃ Q入＝Q甲醇＋Q甲醇蒸汽 ＝1917.78＋506804.85 ＝508722.63kJ/h Q出＝Q二甲醚＋Q回流液＋Q損失 ＝1917.78＋126349.08＋1020646.16×5% ＝179299.17kJ/h Q傳＝Q入－Q出＝508722.63－179299.17＝329423.46kJ/h 又因為 Q傳＝G1水×4.187×（40－30）＝32

64、9423.46kJ/h 所以得到 G1水＝7867.77kg/h 3.2.2 加壓塔的熱量衡算 設計的操作條件為：塔頂?shù)臏囟?15℃，回流溫度為115℃，塔底的溫度為124℃，進料的溫度為82℃，取回流比2.8，甲醇溫度40℃。 (1)進料帶入熱量 進料帶入加壓塔的熱量列表3.7 表3.7加壓塔精餾入熱表 Table 3.7 compression distillation tower into the hot table 物料 進料 回流液 加熱蒸汽 組分 甲醇 水＋堿液 甲醇 流量kg/h 1302.00 340.78 1458.38 溫度℃

65、 100 100 115 比熱kJ/kg℃ 3.373 4.187 3.71 熱量kJ/h 438973.05 140098.61 622197.32 Q蒸汽 總計kJ/h 579071.66 622197.32 Q蒸汽 則有吧Q入＝Q進料＋Q回流＋Q蒸汽 ＝579071.66＋622197.32＋Q蒸汽 ＝1201268.98＋Q蒸汽 (2)物料帶出熱量 出料帶出加壓塔的熱量列表3.8 表3.8 加壓塔精餾出熱表 Table 3.8 column distillation of press

66、urized hot table 物料 精甲醇 回流液 塔底出料 熱損失 組分 甲醇 甲醇 甲醇 水＋堿 流量kg/h 520.82 1458.35 780.61 340.78 溫度℃ 115 115 124 124 比熱kJ/kg℃ 3.71 3.71 3.87 4.26 汽化熱 1046.75 1046.75 熱量kg/h 767395.35 2148706.34 374593.82 179920.61 5%Q入 所以有 Q出＝Q精甲醇＋Q回流＋Q塔底＋Q熱損失 ＝767395.35＋2148706.34＋374593.82＋179920.61＋5%Q入 ＝3470616.12＋5%Q入 根據(jù)加壓塔精餾能量守恒 即：Q入＝Q出 也即：1201268.98＋Q蒸汽＝3470616.12＋5%Q入 解得：Q蒸汽＝3590055.36kJ/h 加壓塔采用中壓蒸汽加熱所需要的蒸汽量為G2蒸汽＝