化工原理甲醇

1、甲醇水板式精餾塔設(shè)計(jì)條件生產(chǎn)能力：3萬(wàn)噸/年，年開(kāi)工300天進(jìn)料組成：甲醇含量65%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))采用間接蒸汽加熱并且加熱蒸汽壓力：0.3MPa進(jìn)料溫度：采用泡點(diǎn)進(jìn)料( 5 )塔頂餾出液甲醇含量99% (質(zhì)量分?jǐn)?shù))塔底輕組分的濃度Wl%(本設(shè)計(jì)取0.01)塔頂壓強(qiáng)常壓?jiǎn)伟鍓航礧0.7Kpa冷卻水進(jìn)口溫度25C填料類型：DN25金屬環(huán)矩鞍散堆填料二、設(shè)計(jì)的方案介紹1、工業(yè)流程概述工業(yè)上粗甲醇精餾的工藝流程，隨著粗甲醇合成方法不同而有差異，其精制過(guò)程的復(fù)雜 程度有較大差別，但基本方法是一致的。首先，總是以蒸餾的方法在蒸餾塔的頂部，脫出較 甲醇沸點(diǎn)低的輕組分，這時(shí)，也可能有部分高沸點(diǎn)的雜質(zhì)和甲醇形成共

2、沸物，隨輕組分一并 除去。然后，仍以蒸餾的方法在塔的底部或側(cè)脫除水和重組分，從而獲得純凈甲醇組分。其 次，根據(jù)精甲醇對(duì)穩(wěn)定性或其他特殊指標(biāo)的要求，采取必要的輔助辦法。常規(guī)甲醇精制流程可以分為兩大部分，第一部分是預(yù)精餾部分，另一部分是主精餾部分。 預(yù)精餾部分除了對(duì)粗甲醇進(jìn)行萃取精餾脫出某些烷烴的作用之外，另外的還可以脫出二甲醚 和其它輕組分有機(jī)雜質(zhì)。其底部的出料被加到主塔的中間入料板上，主塔頂部出粗甲醇，底 部出廢液，下部側(cè)線出雜醇。2、進(jìn)料的熱狀況精餾操作中的進(jìn)料方式一般有冷液加料、泡點(diǎn)進(jìn)料、汽液混合物進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料和 過(guò)熱蒸汽加料五種。本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。這樣不僅對(duì)塔的操作穩(wěn)定較為方

3、便，不受廈 門(mén)季節(jié)溫度影響，而且基于恒摩爾流假設(shè)，精餾段與提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，因此 塔徑基本相等，在制造上比較方便。3、精餾塔加熱與冷卻介質(zhì)的確定在實(shí)際加熱中，由于飽和水蒸氣冷凝的時(shí)候傳熱的膜系數(shù)很高，可以通過(guò)改變蒸汽壓力 準(zhǔn)確控制加熱溫度。水蒸氣容易獲取，環(huán)保清潔不產(chǎn)生環(huán)境污染，并且不容易使管道腐蝕， 成本降低。因此，本設(shè)計(jì)是以133.3C總壓是300 kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。 冷卻介質(zhì)一般有水和空氣。在選擇冷卻介質(zhì)的過(guò)程中，要因地制宜充分考慮。以茂名市地處 亞熱帶為例，夏天室外平均氣溫28C。因此，計(jì)算選用28C的冷卻水，選擇升溫10C, 即冷卻水的出口溫度為38C。4、

4、塔頂?shù)幕亓鞣绞綄?duì)于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安裝在比精熘塔略高的地方，液體依靠自 身的重力回流。但是必須保證冷凝器內(nèi)有一定持液量，或加入液封裝置防止塔頂汽相逃逸至冷凝器內(nèi)。本設(shè)計(jì)采用重力回流，全凝器放置略高于塔頂?shù)奈恢?，并且設(shè)置流量計(jì)檢測(cè)和保 證冷凝器內(nèi)的液面高度。5、精熘塔塔釜的加熱方式 加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。間接蒸汽加熱是通過(guò)再沸器使釜液部分汽化 維持原來(lái)的濃度，重新再進(jìn)入塔底。使上升蒸汽與回流下來(lái)的冷液再進(jìn)行熱質(zhì)交換。這樣減 少了理論板數(shù)，從而降低了成本，但是也存在著增加加熱裝置的缺點(diǎn)。綜合考慮以上兩方面 因素，本設(shè)計(jì)選用間接蒸汽加熱。三、精餾塔的物料衡算按精甲醇每

5、年3萬(wàn)噸計(jì)算，年工作日為300天。粗甲醇進(jìn)料組如表2.1，要求：(1)精甲醇的純度為99.99% (2)甲醇收率98%表3.1 粗甲醇進(jìn)料組成主要成分表3.1 粗甲醇進(jìn)料組成主要成分CHOHHOWt%65%35%1.原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)甲醇的摩爾質(zhì)量：M甲醇=32kg/kmo1水的摩爾質(zhì)量：M水 = 18kg/kmo10.65/52x = 0.511F 0.65/32 + 0.35/180.99/32x =門(mén),“ c = 0.982D 0.99/32 + 0.01/180.01/32x = 0.006W 0.01/32 + 0.99/18原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量為：M =

6、0.511x32+0.489x18=25.154FM。= 0.982 X 32 + 0.018 X 18 = 31.748M =0.006x32+0.994x18=18.084w物料衡算原料處理量：qn，30000 x103原料處理量：qn，30000 x103= 八八 =165.66kmol/hF 24x300 x25.154165.66 = q + qn，Dn，Wn，D165.66x0.511=0.982qn，D+0.006qn，Wn，D聯(lián)立方程解得：q = 85.71kmol/hn，Dq = 85.71kmol/hn，Dq = 79.94kmol/hn，W平均相對(duì)揮發(fā)度視甲醇與水為理想物

7、系，故塔的平均揮發(fā)度的確定可運(yùn)用拉烏爾定律，采用試差法計(jì)算:oX=BooW B雙組分理想液體相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算a = A式中：P。，P。一-液體溫度為T(mén)時(shí)純組分A、B的飽和蒸汽壓，KPa:ABP -溶液上分組分的平衡壓力，設(shè)為操作壓力a -相對(duì)揮發(fā)度假定溫度T，查甲醇、水的飽和蒸汽壓表，采用試差法計(jì)算出p。，P ，帶入式中，計(jì)AB算出相應(yīng)的x值。若計(jì)算得到的x值與所求混合液組成的x值相等，則假定的T值正確，同時(shí)得到相應(yīng)的a值。表3.1甲醇的飽和蒸汽壓溫度/c壓力/KPa溫度/c壓力/KPa3021.7567485215.1993527.8637590254.94694035.3618995300

8、.4834544.49296100352.41695055.52686105411.39665568.76295110478.10876084.53133115553.279165103.194120637.673670125.1458125732.673675150.8157130837.402580180.6671351084.249表 3.2 水的飽和蒸汽壓溫度廠c壓力/KPa溫度/c壓力/KPa溫度/c壓力/KPa304.2455314.4953324.7578335.0335345.3229355.6267365.9453376.2795386.6298396.9969407.381

9、4417.784428.2054438.6463449.1075459.58984610.0944710.624811.1714911.7455012.3445112.975213.6235314.3035415.0125515.7525616.5225717.3245818.1595919.0286019.9326120.8736221.8516322.8686423.9256525.0226626.1636727.3476828.576溫度/c壓力/KPa溫度/c壓力/KPa溫度/c壓力/KPa6929.8527031.1767132.9727233.9727335.4487436.978

10、7538.5637640.2057741.9057843.6657945.4878047.3738149.3248251.3428353.4288455.5858557.8158660.1198762.4998864.9588967.4969070.1179172.8239275.6149378.4949481.4659584.5299687.6889790.9459894.3019997.759100101.32101104.99102108.77103112.66104116.67105120.79106125.03107129.39108133.88109138.5110143.2411

11、1148.12112153.13113158.29114163.29115169.02116174.61117180.34118186.23119192.28120198.48121204.85122211.38123218.09124224.96125232.01計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表 3.3表 3.3 塔頂產(chǎn)品、塔底產(chǎn)品、進(jìn)料液的泡點(diǎn)溫度及相對(duì)揮發(fā)度塔頂產(chǎn)品塔底產(chǎn)品進(jìn)料液x = 0.982x = 0.006x = 0.511DwFJ = 337.70Kt = 372.80KwtF = 359.30Ka = 4.12a = 3.48a = 3.70DDD平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算:a = 3aDawaF 計(jì)

12、算得甲醇和水的平均揮發(fā)度：a = 3.76最小回流比及操作回流比精餾塔操作有五種進(jìn)料狀況，此次設(shè)計(jì)要求采用泡點(diǎn)進(jìn)料的方式進(jìn)料。因?yàn)樵O(shè)為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q線方程:Xq因?yàn)樵O(shè)為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q線方程:Xq = XF相平衡方程：y =1(a1)x%=耳=.511=3.760.9820.797=0.7970.511 = 0.646解得： =一3.76xa25一 0.9820.797=0.7970.511 = 0.646x y R =久min y x q q設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和為最低時(shí)對(duì)應(yīng)的回流比為適宜回流比。對(duì)于一定的分離任務(wù) 采用較大的回流比時(shí)，操作線的位置遠(yuǎn)離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作

13、線之間 的直角階梯的跨度增大，每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減 少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消 耗量液隨之增加，操作費(fèi)用增加，所以操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用總和最小時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比為最 佳回流比。本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，綜合考慮各個(gè)因素，采用回流比為最小回流比的1.8 倍。所以取R8臨淤R =協(xié)x 0.646 = 6求精餾塔的氣液相負(fù)荷回流流量：qnL = RqnI) = 1.16 X 85.71 = 9942上升蒸汽量：気卩= + 1)qn =(1.16 + 1)x 85.71 = 185.13 提餾回流量：qnL. = qn +

14、qnF = 99.42 + 79.94 = 179.36 提餾上升：仇,=饑；=185-13精餾段的操作方程：X 0.982 = 0.54% + 0.45599.4285.71X 0.982 = 0.54% + 0.455X +185.13 185.13提餾段的操作方程：q叫 q叫 l x q%卩=0.97% 0.003計(jì)算求理論板數(shù)塔頂流出液組成及回流液組成均為第一層板的上升蒸汽組成相同，即：兒=S = 0.982 由于每層的理論板的氣液兩相互成平衡，故可以用氣液平衡公式求得4,即：力=牛一11+(a1)%1解得：%1 = 0.935由于從下一層板上升的蒸汽組成y2與符合精餾段操作線關(guān)系，故

15、用精餾段操作線方程 可由求得y2。即： = 0.54x +0.455 = 0.96同理可以求得y2 t % t y3 t.t 1如此重復(fù)，直至 xpHr此后，改用提餾段操作線方程，尤J = %w即卩：y = 口兒l x i,w 尤 = 0.97% 0.003，求出J?同理可得：t3 t %3 t.t 如此重復(fù)計(jì)算，直至計(jì)算到尤雋 5sq6.95 X 10-4 X 3600卩,厶故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度h0計(jì)算公式h0=g取仏0 = 0.1m/s，則3600 X 6.95 X 10-43600 X 0.792 X 0.1 = 0.009mh =j=03600J他h h = 0.044 0.

16、009 = 0.035m 0.006m w0故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因數(shù)F取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0 = 10,用式他=*求孔速覘，即V p卩求每層塔板上的浮閥數(shù)F 10“0=就=両=9求每層塔板上的浮閥數(shù)F 10“0=就=両=958必N = qv,y =4.02充 X0.0392X9.58 4取邊緣區(qū)寬度憶=0.05m，破沫區(qū)寬度叫=0.07m= 352個(gè)/ 兀X =2sin-1()180D1.2 = 2-=T- 0.05 = 0.55mD1.2x = _-( + )= - (0.1488 + 0.07) = 0.3812m役=2.役=2.3812 如0H2-.38

17、122 +兀0.3812 552如(飛礦)1=0.764m2浮閥排列方式采用等腰三角形交叉排列，取同一橫排的孔心距t = 75mm = 0.075m, 則可按下式估算排間距弘即A0.764t，= m = 352 X 0.075 = 0-029m而應(yīng)采用小于此值L = 0.025m = 25mm4.02按t = 75mm， V = 25mm，以等腰三角形做圖排列，得閥數(shù)N = 364, 按照N = 364,重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)4.02u = ”=亍= 9.24m/s04d02N 4x 0.0392 X 364F0 = U04p = 924 X 09 = 9.65 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在

18、 912 范圍內(nèi)。u 1.788塔板開(kāi)孔率飛= ftx100% = 19.35%精餾段和提餾段的浮閥排布局圖精餾段和提餾段的浮閥排布局圖七、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降可根據(jù)式蚣= hc + h+付計(jì)算塔板壓降（1）干板阻力先計(jì)算出臨界孔速，即73.173.1% =（）1/1825 =（而）1/1.825 = 4.90m/sP卩.因uo uoc，則he可以按照下式計(jì)算u0.1754.900.175h = 19.9 0= 19.9 X= 0.033cpL795.65（2）板上充氣液層阻力h1，本設(shè)計(jì)為分離甲醇和水的混合液，即液相為碳?xì)浠衔? 可取0 = 0.5, 即卩h =0.5 X

19、 0.06 = 0.03m10 L（3）克服表面張力所造成的阻力，因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其h很小，可以忽略不計(jì)。 因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔 = h + h + h = 0.033 + 0.03 = 0.063mpc 1單板壓降A(chǔ)p =h pLg = 0.063 x 796.65 x 9.80 = 492Pa2.淹塔卩卩為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd0(HT + hw)，即 Hd = 壓降相當(dāng)于液柱高度單板壓降A(chǔ)p =h pLg = 0.063 x 796.65 x 9.80 = 492Pa2.淹塔卩卩為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層

20、高度Hd0(HT + hw)，即 Hd = 壓降相當(dāng)于液柱高度hp = 0.063m 壓頭損失因不設(shè)進(jìn)口堰，即/ 6.95 x 104(0.792 x 0.009)h = 0.153(冬i = 0.153 xdl仏w 0(3)板上液層高度，取h厶=0.05m因此 = h + h + h = 0.063 + 0.05 + 0.0015 = 0.11m dp厶d取0 = 0.5， H = 0.5m， h = 0.044mTw則0(Ht + hw) = 0.5 x (0.5 + 0.044) = 0.272m可見(jiàn)Hd 0(Ht + hw)，符合防止淹塔的要求2= 0.0015m3.霧沫夾帶先計(jì)算泛點(diǎn)

21、率F板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度Z厶=D 2Wd = 1.22 x 0.1488 = 0.9034m板上液流面積= 4t 2 = 0.9034 2 x 0.091 = 0.724m2甲醇和水可按正常系統(tǒng)，取物性系數(shù)K=1.0,又查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF = 0.128，將以上 數(shù)值代入公式得：F1q耳+ 1.369q Z“叫P厶P卩“厶lKC內(nèi)F bx 100%1.094.02 x J109 + 1.36 x 6.95 x 104 x 0.90241.0 x 0.128 x 0.7214x 100%= 43.6%又按照該公式計(jì)算泛點(diǎn)率，得q騷六x 100%F10.78KC/FT1.094.02796.65109

22、計(jì)算出泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知能夠滿足 0.19液/kg汽的要求八、塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線根據(jù)霧沫夾帶公式q耳+ 1.369q ZF1x 100%厶P卩F1x 100%KC/bFb對(duì)于一定物系及一定塔板結(jié)構(gòu)，式中Py，仇，4b，K, CF及Z厶均為已知值，相當(dāng)于Py = 0.1 的泛點(diǎn)率上限值也可以確定，便得出q y,y qy,厶的關(guān)系式，按照泛點(diǎn)率=80%，計(jì)算如下:109+1.369XqX0.752T卩厶 ;上限值也可以確定，便得出q y,y qy,厶的關(guān)系式，按照泛點(diǎn)率=80%，計(jì)算如下:109+1.369XqX0.752T卩厶 ;X 100% = 0.8 1.0 X 0.128

23、X 0.672整理得0.0372q” + 1.022qyL = 0.069q叩 796.65 1.092液泛線由0(% + hw)=坷+ h厶+ hd =心+ h + h厶+ 確定液泛線。 忽略式中h，將上述的公式整合得到： 0(H +h ) = 5.3402 +0.153tWp厶2922.843600q2/3+(1 + S)hw+聞 E)W物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，貝陽(yáng)丁，hw，h0，/W，p卩，p厶，0及0等均為定值, 而“0與q卩卩又有如下關(guān)系，即仇二 qv，v0境即式中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得0.0107q2=0.1758571.08q21.32q2/3卩，

24、卩卩，厶卩，厶3液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時(shí)間不低于35s。根據(jù)下式算出液體在降液 管內(nèi)的停留時(shí)間3600心9 =戸=35sqw求出上限液體流量q卩厶值，在q匕卩-q卩上圖上，液相負(fù)荷上限線為氣體流量q匕卩無(wú)關(guān)的豎 直線。以9 = 5s作為氣體停留的時(shí)間下限，則AH 0.091 X 0.44(q )=-=卩,卩max5=0.008m3/s4漏液線對(duì)于片型重閥，以F0 = “ h = 5計(jì)算020K 4一一即 q =52N5= TOC o 1-5 h z %4 0 h式中，d0,N ,pv均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此做出與液相流量 無(wú)關(guān)的水平漏液線。以

25、F0 = 5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)nn F n5%卩)min =護(hù)呦0 = 40N十=4 X .392 X 364 X 倚=9m3/s 5.液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度h = 0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依下列h的計(jì)算式OWOWhOW2.8410003600hOW2.8410003600qyL)min/W2/3計(jì)算出的下限值，依次作為液相負(fù)荷的下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線2.841000E3600 嘰）2.841000Emm/2/3= 0.006min0.006 X 1000 3/22/3= 0.006min0.006 X 1000 3/2/ W2.84 X 136000.00

26、6 X 1000 3/22840.792X 3600 = 6754X104根據(jù)附表1、附表2、液相負(fù)荷上限線、漏液線及液相負(fù)荷下限線可分別作出塔板負(fù)荷在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A（0.0039, 2.16）,連接OA,即作出操作線。由圖可看出,操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由上圖查得q= 1.78m3q= 1.78m3/smaxq= 1.19m3/sminq m1.78操作彈性=卩叫=1-49q卩卩.9min將設(shè)計(jì)記過(guò)匯總于下列表格中：浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果匯總項(xiàng)目數(shù)值及說(shuō)明備注塔徑D/m1.2板間距 /m0.5分塊式塔板塔板類型單溢流弓形將夜管空塔氣速/（m/s）1.788堰長(zhǎng)l、J

27、m0.792堰高人“ /m0.044板上液層咼度心/m0.05降液管底隙高度心/m0.009浮閥數(shù)N/個(gè)364等腰三角形叉排閥孔氣速o/（m/s）9.24閥孔動(dòng)能因數(shù)F09.65孔心距t/m0.075指同一橫排的孔心距排間距0.025指相鄰兩橫排的中心線距離單板壓降A(chǔ)p/pa600泛點(diǎn)率/%47.3降液管中清液層咼度Hd/m0.11氣相負(fù)荷上限q vvv,v max2.86氣相負(fù)荷下限q vvv,v min2.08操作彈性1.49九、能量衡算塔頂冷凝器的熱量衡算熱量衡算式塔頂冷凝器的熱量衡算圖根據(jù)熱量衡算公式：Qv = QL + QD + Qw式中：Qy 塔頂蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量Ql回流液帶出系

28、統(tǒng)的熱量Qd流出液帶出系統(tǒng)的熱量Qw 冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量各股物流的溫度與壓力由塔頂蒸汽組成毛=0.982,通過(guò)汽液平衡數(shù)據(jù)表，經(jīng)過(guò)試差法可知塔頂蒸汽溫度是64.5C，該溫度也為回流液和流出液的溫度。塔頂?shù)牟僮鲏簭?qiáng)為P = 101.33KPa基準(zhǔn)態(tài)的選擇以P = 101.33KPa、64.5C的液態(tài)甲醇與水熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài), 則：Ql = QD = 0各股物流熱量的計(jì)算查得甲醇與水在正常沸點(diǎn)下的汽化焓分別為：代甲醇爲(wèi)）=35.28心。1A H (T ) = 40.69kJ.mol 卩m水 b正常沸點(diǎn)分別為：t = 337.85K T = 373.15Kb甲醇b甲醇計(jì)算甲醇和水在64.5C時(shí)的汽

29、化焓：也（ =譏）（于）.381 Cl b式中：Tc臨界溫度查得甲醇和水的臨界溫度分別為：c甲醇=c甲醇=512-64K TC甲醇=51264K水=64730K對(duì)于甲醇： H(64.5C)二 35.28x(512.64-337.65)= 35.30KJ - mol-1r m甲醇512.64 - 337.85對(duì)于水： H (64.50 = 40.69 x(647.30 - 337.65)0.38 = 42.62KJ - mol-1r m水647.30 373.15計(jì)算進(jìn)入塔頂冷凝器器蒸汽的熱量為：(64.5)(64.5) + V(1(64.5)312.77 X 0.982 X 35.30 + 3

30、12.77 X 0.018 X 42.62=11081.992 X 103kJ/h帶入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：Q” = 11081.992 X 103kJ/h冷卻水的用量 設(shè)冷卻水的流量g和，貝y：Q = g C （匚匸）W m 卩、217取 t = 25Ct = 45C12以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：t = 口2 = 35Cm2差得水在35C時(shí)的比熱容為：= 4.22可/（嫁。C）得 q =Qw= 11081-992x103 = 131.3X 103kg/hm cpm(t2t 1)4-22X20全塔熱量衡算1）如圖所示，對(duì)精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算。全塔熱量衡算圖根據(jù)

31、熱量衡算公式：Qf+ Qb = Ql + Qd+ Qw由條件知：Ql = 5QB = 0.05Qb 得：Qf+.95Qb 二 Qd+ Qw + QW 式中： QF 進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量QB 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量QD 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量QW 釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱量QW 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量 QL 熱損失（2）各股物流的溫度由各股物流的組成，根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)表，可得各股物流的溫度分別為tF = 86-10CtD = 64-50Ctw = 99.65C3）基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.33kPa、64.5C的液態(tài)甲醇和水為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則:Qd = 04）各股物流熱量的計(jì)算由于溫度變化

32、不大，采用平均溫度:64.5 + .砧=82.08C根據(jù)比熱容計(jì)算各股物流的熱量:C = a + bT + cT 2 + dT3 pm查得:abcd甲醇40.1531.05x10-2-10.29x10-41.46 x 10-6水92.05-3.995x10-2-2.11x10-40.535x10-6甲醇的比熱容為:C= 40.15 + 31.05 X10-2 X 355.23 + (10.29 x 10-4) x 355.232 +1.46 x 10-6 x 355.233Pm甲醇=86.02J /(kmol - K H水的比熱容為:C t = 92.05 + (- 3.995)x 10 x

33、355.23 + (2.11 x 10-4) x 355.232 + 0.535 x 10-6 x 355.233 pm 水=75.21J /(mol - K)可得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為:Q = Fx C (t 64.5) + F(1 x ) C (t 64.5)F嘰甲醇 F丿* pm水 F丿=462.87 X 0.511 X 86.02X 21.6+462.87 X 0.489 X 75.21X21.6=807176.986(kJ/h)Q = W% C (t 64.5) + W(1 % )C (t 64.5)348.72 X 0.006X 86.02 X 35.15+ 348.72X 0.

34、994X 75.21 X 35.15921585.64（kJ/h）將以上結(jié)果帶入到熱量衡算式中：807176.986 + QB = 0 + 921585.64 + 11081.992 x 103解得：Qb = 1.12 x 107 (kj/h)熱損失為：Q厶=0.05Qb = 0.05 x 1.12 x 107 = 559820.0327 (kj/h)塔釜冷凝再沸器的熱量衡算視加壓塔塔頂為純甲醇蒸汽。已知甲醇蒸汽的壓力為0.57MPa (絕壓)，查得該壓力下 甲醇蒸汽的汽化熱為r = 940kJ / kg加壓塔塔頂甲醇采出量為D = 537.00(kmol/h)設(shè)熱損失為0.1，則甲醇蒸汽冷凝

35、所提供的熱量為Qb = 09g和 x r = 0.9 x 537.00 x 31.748 x 940 = 1.44 x 107 (kj/h)故加壓塔塔頂甲醇蒸汽可以為冷凝器再沸器提供足夠的熱量而冷凝再沸器實(shí)際所需要的甲醇蒸汽量q =匕=1.44 :豊7537仏血% r 940 x 31.748x 0.9/ 丿9.熱量衡算表熱量衡算表基準(zhǔn) 1h輸入輸出項(xiàng)目kJ項(xiàng)目kJ進(jìn)料807176.986餾出液0甲醇蒸汽1.12 x 107釜?dú)堃?21585.64冷卻水11081.992 x 103熱損失559820.0327總計(jì)1.2007x1071.2006x107九、塔附件設(shè)計(jì)1.接管進(jìn)料管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料，管徑的計(jì)算公式如下取知=1.6m/s則4=斗=你6,95&0 = 24.76mmmF mx1.6取025mm X 2.5mm的進(jìn)料管液相或回流入塔時(shí)，為了確保操作穩(wěn)定，防止液體直接重?fù)羲瀹a(chǎn)生液峰或飛濺