年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計

畢業(yè)設(shè)計（論文）任務書設(shè)計（論文）題目：年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計學院：學生：專業(yè)：班級：晉藝指導教師：1．設(shè)計（論文）的主要任務及目標(1)結(jié)合專業(yè)知識和工廠實習、分析選定合適的工藝參數(shù)。(2)進行工藝計算和設(shè)備選型能力的訓練。(3)進行工程圖紙設(shè)計、繪制能力的訓練。2．設(shè)計（論文）的基本要求和內(nèi)容(1)本車間產(chǎn)品特點及工藝流程。(2)主要設(shè)備物料、熱量衡算、結(jié)構(gòu)尺寸計算及輔助設(shè)備的選型計算。(3)參考資料3．主要參考文獻[1]謝克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化學工業(yè)出版社.～7[2]馮元琦.聯(lián)醇生產(chǎn).北京.化學工業(yè)出版社.～268.[3]柴誠敬、張國亮?；ち黧w流動與傳熱。北京?；瘜W工業(yè)出版社。4．進度安排設(shè)計（論文）各階段名稱起止日期1收集有關(guān)資料2010-01-28~2010-02-112熟悉資料，確定方案2010-02-12~2010-02-263論文寫作2010-02-27~2010-03-194繪制設(shè)計圖紙2010-03-20~2010-04-035準備答辯2010-4-10摘要...................................................1第1章甲醇精餾的工藝原理2第節(jié)基本概念2第節(jié)甲醇精餾工藝3甲醇精餾工藝原理3主要設(shè)備和泵參數(shù)3膨脹節(jié)材料的選用6第2章甲醇生產(chǎn)的工藝計算7第節(jié)甲醇生產(chǎn)的物料平衡計算7第節(jié)生產(chǎn)甲醇所需原料氣量9生產(chǎn)甲醇所需原料氣量9第節(jié)聯(lián)醇生產(chǎn)的熱量平衡計算15甲醇合成塔的熱平衡計算15甲醇水冷器的熱量平衡計算18第節(jié)粗甲醇精餾物料及熱量計算21預塔和主塔的物料平衡計算21預塔和主塔的熱平衡計算25第3章精餾塔的設(shè)計計算33第節(jié)精餾塔設(shè)計的依據(jù)及任務33設(shè)計的依據(jù)及來源33設(shè)計任務及要求33第節(jié)計算過程34塔型選擇34操作條件的確定34操作壓力34進料狀態(tài)35加熱方式35熱能利用35第節(jié)有關(guān)的工藝計算36最小回流比及操作回流比的確定36塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算37全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量37熱能利用38理論塔板層數(shù)的確定38全塔效率的估算39實際塔板數(shù)40第節(jié)精餾塔主題尺寸的計算40精餾段與提餾段的體積流量40精餾段40提餾段42第節(jié)塔徑的計算43第節(jié)塔高的計算45第節(jié)塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定46塔板尺寸46弓形降液管47堰高47降液管底隙高度h047進口堰高和受液盤47浮閥數(shù)目及排列47浮閥數(shù)目48排列48校核49第節(jié)流體力學驗算49氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)49干板阻力49板上充氣液層阻力49由表面張力引起的阻力50第節(jié)漏液驗算50第節(jié)液泛驗算50第節(jié)霧沫夾帶驗算51第節(jié)操作性能負荷圖51霧沫夾帶上限線51液泛線52液體負荷上限線52漏液線52液相負荷下限線52第節(jié)操作性能負荷圖53第節(jié)各接管尺寸的確定54進料管54釜殘液出料管55第節(jié)回流液管55第節(jié)塔頂上升蒸汽管55第節(jié)水蒸汽進口管56第4章輔助設(shè)備的計算及選型57第節(jié)水冷排設(shè)計計算58第節(jié)水冷排的設(shè)計選型59第節(jié)預塔進料泵的選型60參考文獻62附錄63致謝64年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計摘要目前，我國的甲醇市場隨著國際市場的原油價格在變化，總體的趨勢是走高。隨著原油價格的進一步提升，作為有機化工基礎(chǔ)原料——甲醇的價格還會穩(wěn)步提高。國內(nèi)又有一批甲醇項目在籌建。這樣，選擇最好的工藝利設(shè)備，同時選用最合適的操作方法就成為投資者關(guān)注的重點。通過查閱資料最后采用中壓法在265℃合成400kt/a的粗甲醇，并應用三塔精餾來對其進行精制。本設(shè)計說明書首先概述了甲醇的性質(zhì)和發(fā)展歷史，并介紹了我國甲醇工業(yè)的發(fā)展；對合成和精餾工段進行了物料和熱量的工藝計算；對甲醇精餾塔做了詳細的設(shè)計計算，最后對水冷排和預塔進料泵做了設(shè)計計算。在上述工作的基礎(chǔ)之上，參考相關(guān)的資料和標準對合成工段的設(shè)備和管道進行了合理布局；并編制了甲醇合成設(shè)備一覽表，物料流程圖，工藝管道及儀表流程圖，設(shè)備平面布置圖及管道布置圖。關(guān)鍵詞：設(shè)計；工藝；合成；第一章甲醇精餾的工藝原理第節(jié)基本概念精餾是利用不同物質(zhì)的揮發(fā)度不同，將液體混合物進行多次部分氣化，同時又把產(chǎn)生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分離到所要求組分的操作過程。精餾過程在精餾塔中進行，料液由塔的進料口連續(xù)加入塔內(nèi)，塔頂設(shè)有冷凝器，將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液的一部分回流入塔頂，成為回流液，其余作為餾出液（塔頂產(chǎn)品）連續(xù)采出。自加料位置以上部分，上升蒸汽和回流液體之間進行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞。塔底部裝有再沸器（蒸餾釜）以加熱液體產(chǎn)生蒸汽，蒸氣沿塔上升，與下降的液體逆流接觸并進行物質(zhì)傳遞，塔底連續(xù)排出部分液體作為塔底產(chǎn)品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重組份向液相傳遞，而回流液中的輕組分向氣相傳遞。如此物質(zhì)交換的結(jié)果，上升蒸汽中輕組份的濃度逐漸提高，只要有足夠的相間接觸表面和足夠的液體回流量，到達塔頂?shù)恼羝麑⒊蔀楦呒兌鹊妮p組分，塔的上半部完成了上升蒸氣的精制（除去其中的重組份），因而成為精餾段。在塔的加料口位置以下下降液體中的輕組份被蒸出，重組份被提濃，故稱之為提餾段。精餾塔的操作應當掌握三個平衡。物料平衡塔的總進料量（F）＝塔頂餾出物量（D）＋塔底排出物量（W）；某一組分(x)的總進料量（Fxfi）＝塔頂采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi）物料平衡的建立，是衡量精餾塔內(nèi)操作的穩(wěn)定程度，它表現(xiàn)在他的能力大小和產(chǎn)品質(zhì)量的好壞，一般應當根據(jù)入料量（F）而適當采取餾出物量（D），保持塔內(nèi)物料平衡，才能保證精餾塔內(nèi)操作條件穩(wěn)定，當塔的物料平衡被破壞時，精餾塔的溫度、壓力降都會發(fā)生大幅度波動，嚴重時引起液泛、霧沫夾帶、傳質(zhì)效率降低等問題，系統(tǒng)不能正常運行。在粗甲醇精餾操作中，維持物料平衡的操作是最頻繁的調(diào)節(jié)手段，操作時還必須同時考慮塔內(nèi)的熱量平衡。汽液平衡汽液平衡影響到甲醇產(chǎn)品的質(zhì)量和精餾損失等，主要是通過調(diào)節(jié)精餾塔的操作條件（溫度、壓力、負荷），來調(diào)整塔盤上面氣液接觸的情況以及塔板間各組分氣相分壓平衡等來達到經(jīng)濟的效果。汽液平衡是通過在每塊板上氣液互相接觸進行傳質(zhì)和傳熱而實現(xiàn)的。汽液平衡和物料及熱量平衡密切相關(guān)，塔內(nèi)溫度、壓力、物料量的變化都將直接影響汽液平衡。熱量平衡熱量平衡是塔設(shè)計和操作的重要依據(jù)，當精餾塔在正常運行時，塔內(nèi)的溫度和壓力是穩(wěn)定的，加入塔的熱量和出塔的熱量也是平衡的。入塔熱量包括進料及回流的流量與溫度、再沸器蒸汽流量，而出塔熱量則包括塔頂、塔底出料的溫度、流量、汽化熱以及熱損失等。正常操作中，多用塔頂回流量、再沸器的蒸汽量來調(diào)整塔的熱量平衡?？傊?，精餾系統(tǒng)的操作就是要掌握好精餾塔的物料平衡和熱量平衡，并由此穩(wěn)定好塔盤的汽液平衡，來達到產(chǎn)品質(zhì)量合格，同時排放廢液中甲醇含量低、甲醇收率高的目的。第節(jié)甲醇精餾工藝甲醇精餾工藝來自甲醇合成工序的粗甲醇經(jīng)粗甲醇預熱器加熱至70℃，然后進入預蒸餾塔精餾。塔頂出來的蒸汽溫度為℃，對應的壓力為(A)，先經(jīng)過預塔冷凝器A在65℃左右將其中的大部分甲醇冷凝下來，冷凝下來的甲醇進預塔回流槽，未冷凝的氣體則進入預塔冷凝器B冷卻至40℃后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也進入預塔回流槽，預塔回流槽的液體由預塔回流泵加壓后作預蒸餾塔回流液，由預塔冷凝器B出來的氣體去排放槽，不凝氣洗滌后經(jīng)不凝氣預熱器加熱至150℃后去氣柜。向萃取槽中補入除鹽水作預蒸餾塔萃取劑。排放槽出來的甲醇液由排放槽泵加壓后送回收塔。由除鹽水和固體氫氧化鈉在堿液槽中制備5%～10%的NaOH溶液。堿液由堿液泵加壓后補入粗甲醇，以中和粗甲醇中的有機酸，控制預蒸餾塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。預蒸餾塔塔底排出液由加壓塔進料泵加壓后送往加壓精餾塔精餾，加壓精餾塔操作壓力約。塔頂甲醇蒸汽溫度約128℃，至冷凝器/再沸器作熱源，冷凝液流入加壓塔回流槽，一部分送往加壓精餾塔作回流液，另一部分經(jīng)精甲醇冷卻器冷卻后送精甲醇計量槽。加壓精餾塔塔底排出液送往常壓精餾塔。常壓塔頂甲醇蒸汽溫度約66℃，經(jīng)常壓塔冷凝器冷卻至40℃后進常壓塔回流槽，由常壓塔回流泵加壓后一部分作常壓精餾塔回流液，另一部分送精甲醇計量槽。常壓塔再沸器熱源為加壓精餾塔塔頂甲醇蒸汽。常壓精餾塔塔底排出的含少量甲醇的廢水由回收塔進料泵加壓后送甲醇回收塔回收塔塔頂蒸汽經(jīng)回收塔冷凝器冷卻至40℃后進回收塔回流槽，由回收塔回流泵加壓后一部分作回收塔回流液，另一部分送雜醇油貯罐?；厥账缀倭考状嫉膹U水一部分由廢水泵加壓后送部分氧化裝置，另一部分送入排放槽作洗滌水。各精餾塔再沸器熱源為低壓蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲醇預熱器作熱源，然后去除鹽水站。本工序的含醇排凈液由封閉系統(tǒng)收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇貯槽。這樣可避免設(shè)備、管道在檢修時排出的含醇放凈液對環(huán)境造成污染。在生產(chǎn)過程中，常壓塔頂會出現(xiàn)不凝氣的積累而影響塔的操作，這可從常壓塔頂?shù)臏囟?、壓力的對應關(guān)系判斷。這部分不凝氣的排放是通過常壓塔冷凝器上的放空閥來實現(xiàn)的，排放氣送放空總管高點放空。預蒸餾塔和甲醇回收塔壓力由PV-15501A和PV-15501B分程調(diào)節(jié)。閥后不凝氣通過放空總管高點放空。加壓精餾塔壓力由調(diào)節(jié)閥PV15521控制。常壓精餾塔壓力由PV-15530A和PV-15530B分程調(diào)節(jié)。壓力低于時補氮氣，壓力高于閥門PV-15530B開啟放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管線上的流量調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)。塔底液位由塔底出口管線上的液位調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)。主要設(shè)備和泵參數(shù)主要設(shè)備參數(shù)和主要泵參數(shù)分別見表1-1.表1-2.表1-1主要設(shè)備參數(shù)表？設(shè)備名稱規(guī)格設(shè)計參數(shù)設(shè)計壓力/MPa設(shè)計溫度/℃脫醚塔DN1400x2363590加壓精餾塔DN7150常壓精餾塔DN1800x35917110脫醚塔再沸器DN900x3503管程:;殼程:管程:100;殼程:170加壓塔再沸器DN1300x4444管程:;殼程:管程:150;殼程:180常壓塔再沸器DN1600x4781管程:;殼程:管程:120;殼程:125脫醚塔冷凝器DN800x4357管程:;殼程:管程:40;殼程:80常壓塔冷凝器DN1000x5136管程:;殼程:管程:50;殼程:100雜醇油冷卻器DN250x2447管程:;殼程:管程:50;殼程:100？表1-2主要泵參數(shù)表？泵名稱流量/(m3/h)揚程/m人口壓力/Mpa使用溫度/℃粗醇泵3050常壓40脫醚塔回流泵305080加壓塔進料泵30100常壓78加壓塔回流泵3060122常壓塔回流泵306462殘液泵1050109膨脹節(jié)材料的選用加壓塔再沸器和常壓塔再沸器的氣體出口管均是高溫甲醇蒸氣，加壓塔再沸器出口管道甲醇氣體溫度為1500C，壓力為，常壓塔再沸器出口管道甲醇氣體溫度為1150C，壓力為MPa，兩根管道需要加膨脹節(jié)來克服管道的熱脹冷縮。但在膨脹節(jié)材料選用時，許多廠家認為只要是不銹鋼材料即可，其實，最佳的材料選用應當用316L不銹鋼材料。因為304不銹鋼對甲醇氣的耐腐蝕性能要差些，而316L不銹鋼對甲醇氣的耐腐蝕性能要好一些。第2章甲醇生產(chǎn)的工藝計算化工生產(chǎn)的工藝計算主要有物料平衡和熱量平衡計算?；すに囉嬎闶亲鳛榛すに囘^程的設(shè)計、工藝管路的選擇及生產(chǎn)管理、工藝條件選擇的主要依據(jù)；對于平衡原料、產(chǎn)品產(chǎn)量，選擇最佳工藝條件，確定操作控制指標，合理利用手產(chǎn)中的廢料，廢氣，廢熱都有重要作用。第節(jié)甲醇生產(chǎn)的物料平衡計算甲醇生產(chǎn)中，原料氣的量與組成在一定范圍內(nèi)是根據(jù)物料平衡計算和生產(chǎn)實際進行調(diào)節(jié)整，如原料氣中氫、一氧化碳、氮的比例等。在生產(chǎn)過程中，也會產(chǎn)生不需要的或者有害的組分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氬氣等，這些組分有些可通過計算得外，有的還必須在生產(chǎn)過程中測定。為了最終求得合成甲醇和合成氨所需要的總原料氣量，保持反應及平衡的組分比例，聯(lián)醇工藝從原料氣制造開始，經(jīng)脫衡、變換、脫碳、合成甲醇、銅洗耳恭聽至合成氨，使原料氣制造到最后合成氨的全過程達到平衡。計算年產(chǎn)400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分別占合成氣的%和%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%(質(zhì)量分數(shù))，原料液溫度：45℃設(shè)計要求：塔頂?shù)募状己坎恍∮?9%(質(zhì)量分數(shù))塔底的甲醇含量不大于%(質(zhì)量分數(shù))產(chǎn)品粗甲醇的組成（質(zhì)量為）：甲醇（CH3OH）84%二甲醚（（CH3）2O）高級醇（C4H9OH）高級烷烴（C8H18）%%%水（H2O）5%產(chǎn)量分配為：合成氨60kt/a,t/dh粗甲醇400000t/a,t/dh計算實現(xiàn)合成氨產(chǎn)量計劃所需要原料氣（醇后氣）的量：（1）參加反應理論耗氣量根據(jù)反應方程式：1H2＋N2=NH3則耗氫氣為：1×=55764kmol/h=h×=h=Nm3/h（2）原料氣中惰性氣含量為－（1247。424＋）=h其中CH4為h,Ar為h（3）在壓力為30×106Pa,溫度為30。C。液氨中氫氮氣溶解損失：查物性手冊表[7]，在上述狀況下液氨中氫氮氣溶解量分別為：H2t；N2，32Nm3/t。則每小時在液氮中氫氮氯溶解損失分別為：Nm3/h和Nm3/h。（4）液氨在貯罐氣中的擴散損失查物性手冊表，在×106Pa、。C時，氫氨混合氣中氨的平衡濃度為%，則貯罐氣中氨損失（G氨損）為=Nm3/hG氨損=36。24Nm3/h（5）醇后氣中尚有%；%；CH3OH%則每小時需要G醇后氣為=Nm3/h其中：CO2Nm3/hCONm3/hCH3OHNm3/h于是，生產(chǎn)合成氨所需醇后氣量如表2-1表示第節(jié)生產(chǎn)甲醇所需原料氣量表2-1合成氨生成耗用醇后氣量及其組成耗用量氣體組成，Nm3/hH2N2COCO2CH4ArCH3OH小計合成氨反應—————精煉損耗————液氨中溶解損耗—————續(xù)表2-1合成氨生成耗用醇后氣量及其組成耗用量氣體組成，Nm3/hH2N2COCO2CH4ArCH3OH小計氨擴散損耗—————惰性氣—————合計醇后氣組成，%100生產(chǎn)甲醇所需原料氣量（1）合成甲醇的化學反應主反應：CO+2H2=CH3OH+mol副反應：(2-2)2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+KJ/molCO+3H2=CH4+H2O+KJ/mol(2-3)(2-4)4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=KJ/mol8CO+17H2=C8H18+H2O+KJ/mol(2-5)(2-6)（2）粗甲醇組分，算得組分的生成量甲醇（CH3OH）h即Kmol/h，Nm3/h二甲醚（（CH3）2O）Kg/h即Kmol/h，Nm3/h高級醇（C4H9OH）Kg/h即Kmol/h，Nm3/h高級烷烴（C8H18）Kg/h即Kmol/h，Nm3/h水（H2O）Kg/h即Kmol/h，Nm3/h（3）生產(chǎn)測提，按反應式（2-4）每生產(chǎn)1t粗甲醇的同時，CH4生成量為Nm3/h；即KmolCH4/t粗甲醇，所以CH4小時生生成量為h,即t。（4）忽略由原料氣帶走的水分，根據(jù)反應式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反應（2-6）生成的反應水為：———×3—×8=kmol/h即在逆變換反應中生成kmol/h的CO和H2O（5）當壓力為10×106Pa，在30℃時，每1t粗甲醇中溶解反應氣組成如表2-2所示。表2-2混合氣在粗甲醇中的溶解量組分COCO2H2N2CH4（CH3）2O小計溶解量Nm3/tNm3/h組成，%100（6）粗甲醇弛放氣中甲醇的擴散損失根據(jù)測定，在35。C時液態(tài)甲醇中釋放的CO、CO2、H2等混合氣中，每含甲醇。假設(shè)經(jīng)減壓生液相中溶解的氣體除二甲醚外全部釋放出來，則甲醇擴散損失G醇擴散為：（+++++）×=h即h，h式中為二甲醚減壓后的釋放量。因為反應式（2-2）生成的二甲醚有Nm3/h,其中有Nm3/h溶入粗早醇被送往精餾，只有Nm3/h擴散進入氣相（7）醇后氣中有甲醇隨氣體帶入銅洗，合成氨產(chǎn)量為h時，帶入甲醇為×%=Nm3/h（8）綜合表2-1和2-2，即得進入甲醇合成塔之新鮮氣量G新鮮氣所組成，列表2-3。表2-3進早醇合成塔新鮮氣組成組分COCO2H2N2CH4Ar小計合成甲醇消耗，Nm3/h合成氨消耗，Nm3/h新鮮氣消耗，Nm3/h、新鮮氣組成，%100（9）變換氣需要量如果不計在水洗時CO、CH4、Ar及H2S等溶解損失，單計算H2，N2的損失，查化工熱力學在壓力×106Pa,30℃。C,H2和N2在水中溶解度為Nm3/t和Nm3/t水已知水洗塔的氣水比為10，則每小時洗滌用水量為Nm3/h。則H2，N2在水洗過程中的損耗為H2：×=Nm3/hN2：×=Nm3/h已知：變換氣中CO2含量（G變CO2）為：G變CO2=Nm3/h于是，進水洗塔變換氣流量與組成如表2-4所示。表2-4變換氣流量及組成組分COCO2H2N2CH4Ar小計流量，Nm3/h組成，%28100（10）甲醇合成塔出塔氣中含甲醇%,根據(jù)表2-3，設(shè)甲醇塔出塔氣量斯社（G醇出塔）為G醇出塔=Nm3/hG醇循環(huán)=——+—=Nm3/h故得循環(huán)氣各組分的量如表2-5所示表2-5甲醇塔循環(huán)氣量及其組成組分COCO2H2N2CH4流量，Nm3/h組成，%續(xù)表2-5甲醇塔循環(huán)氣量及其組成組分CH4ArCH3OH小計流量，Nm3/h組成，%（11）甲醇合成塔玉塔氣量的計算根據(jù)G入四醇塔=G新鮮氣+G循環(huán)氣，由表（2-3）和表（2-5）計算得甲醇合成塔入塔氣功（G入甲醇塔）量，如表（2-6）（12）甲醇合成塔出塔氣流量能組成計算因為G醇出塔=G醇入塔—G醇反應+G醇—G醇副產(chǎn)物，根據(jù)（2-6），表2-1，表2-2得表2-7為甲醇合成塔流量及組成及組成表2-6甲醇合成塔入塔氣量組分COCO2H2N2流量，Nm3/h組成，%續(xù)表2-6甲醇合成塔入塔氣量組分CH4ArCH3OH小計流量，Nm3/h組成，%100表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及組成組分COCO2H2N2CH4Ar入塔氣流量，Nm3/h合成反應消耗，Nm3/h———反應生成物，Nm3/h—————出塔氣流量，Nm3/h組成%續(xù)表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及組成組分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合計入塔氣流量，Nm3/h————合成反應消耗，Nm3/h—————反應生成物，Nm3/h出塔氫流量，Nm3/h組成，%——369091（13）醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成如表2-8所示。表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成組分COCO2H2N2CH4Ar分離器損失氣量，Nm3/h出分離器氣體流量，Nm3/h出分離器氣體組成，%—出分離器液體量，Nm3/h——————出分離器液體組成，%——————出分離器液體重量，Kg/h——————出分離器液體組成，%——————續(xù)表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成組分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合計分離器損失氣量，Nm3/h————出分離器氣體流量，Nm3/h———出分離器氣體組成，%————100出分離器液體量，Nm3/h出分離器液體組成，%出分離器液體重量，Kg/h出分離器液體組成，%100100（14）粗甲醇在中間儲槽減壓放出的弛放氣流量與組成如表2-9表2-9甲醇施放氣流量與組成組分COCO2H2N2CH4CH3OH合計施放氣流量，Nm3/h組成，%100（15）醇后氣經(jīng)精煉氣流量與組成如表2-10所示。表2-10精煉氣流量組成組分H2N2CH4Ar合計精煉氣流量，Nm3/h組成%（16）根據(jù)表2-1，表2-10得氨合成塔生產(chǎn)最終平衡，見表2-11表2-11氨合成塔物料平衡表消耗分類H2N2CH4Ar反應生成NH3合計精煉氣，Nm3/h——溶液損耗，Nm3/h————小計——合成反應消耗，Nm3/h———吹出氣，Nm3/h——氨擴散損耗，Nm3/h————合成氨產(chǎn)量，Nm3/h————合成氨產(chǎn)量，kg/g————粗甲醇的精餾幾乎全部是物理過程，其物料平衡計算與上述訂算方法有一定的差別。第節(jié)聯(lián)醇生產(chǎn)的熱量平衡計算物料平衡計算之后，可以根據(jù)各段的物料量，進行熱平衡計算。熱平衡計算可以為生產(chǎn)過程提供熱能的供需量、如熱交換的換熱面積、熱介質(zhì)或冷介質(zhì)的消耗量設(shè)備能源消耗等，從而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定額，計算產(chǎn)品成本和結(jié)濟效益。通過熱量或能量平衡計算，可以各個還節(jié)中找出不合理的損耗，以此作為實現(xiàn)高產(chǎn)。低耗的重要手段落。生產(chǎn)過程中主要是輸入和輸出的熱量和能量，能量或熱量的轉(zhuǎn)換是基于能量守衡定律。在一個封閉的體系中，各種能量之總和將維持不變。熱平衡是以物料平衡為基礎(chǔ)，在連續(xù)生產(chǎn)過程中是以單位時間來計算的，把裝置或過程中所發(fā)生的化學反應的熱效應、物理變化的熱效應、從外界輸入的熱量和隨反應物、化學產(chǎn)物帶出的熱量以及設(shè)備、器壁散失熱量等都一一考慮在內(nèi)進行計算。年產(chǎn)60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的熱量平衡計算根據(jù)以上提供條件和計算結(jié)果。工藝條件：（1）進塔氣體溫度平均按時40℃計算；（2）冷凝器氣體出口溫度與液體溫度相等，都為38℃；（3）冷卻水溫度為32℃，冷卻回水為45℃；（4）系統(tǒng)熱損失為5%。甲醇合成塔的熱平衡計算A.全塔熱平衡方程式+=（2-7）式中：Q入塔氣—入塔氣體組分熱量，kJ/h；Q—合成反應和副反應的反應熱，kJ/h；G出塔—了合成塔各組分，包括反應物、生成物流量，Nm3/h；Gm入—各組分的比熱容，kJ/Nm3·；Tm入—出塔氣體溫度，。CQ損失—合成塔熱損失，kJ/h又：（2-8）式中G—入塔氣體各組分流量，Nm3/h。又（2-9）式中Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5—分別為甲醇、二甲醚、異丁醇、甲烷、辛烷的生成熱，KJ/h；Qr6—二氧化碳逆變換反應的反應熱，KJ/h。而=G×式中Gr—各組分的生成量，—生成反應的熱量變化kJ/m3或kJ/mol。B.全塔入熱計算查物性手冊，壓力為10×106Pa，根據(jù)表2-7甲醇合成塔氣各組分量，算得甲醇合成塔入塔熱量如表2-12根據(jù)計算條件，入塔氣溫為40。C，所以入塔總熱量為×40=h表2-12甲醇合成塔入塔各組分的比熱容和熱量組分COCO2H2N2比熱容kJ（kmol·。C）入塔量Nm3/hKmol/h入塔熱量，kJ/(h·。C)續(xù)表2-12甲醇合成塔入塔各組分的比熱容和熱量組分CH4ArCH3OH合計比熱容kJ（kmol·。C）—入搭量Nm3/hKmol/h入塔熱量，kJ/(h·。C)C.塔內(nèi)反應熱計算在甲醇合成塔內(nèi)，CO、CO2、H2按反應式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）及（2-7），生成甲醇，二甲醚，異丁醇，甲烷及辛烷，二氧化碳還原成一氧化碳和水，產(chǎn)生的熱量如表2-13所示D.塔出口總熱量計算查物性手冊得甲醇合成塔出口狀態(tài)下各組分的比熱容，根據(jù)表2-8甲醇合成塔出口物料的流量，并按Q出塔=G出塔×Cm入，分別算出出塔各組分的熱量，列表為2-14。表2-13甲醇合成塔內(nèi)反應熱組分CH3OH（CH3）2OC4H9OH生成熱，kJ/h生成量Nm3/hKmol/h反應生成熱，kJ/h.3續(xù)表2-13甲醇合成塔內(nèi)反應熱組分C8H18CH4CO合計生成熱，kJ/h—生成量Nm3/hKmol/h反應生成熱，kJ/h.37表2-14甲醇合成塔出塔各組分的比熱容和熱量組分COCO2H2N2CH4Ar比熱容，kJ（kmol·。C）氣量Nm3/hKmol/h出塔熱量，kJ（h·。C）續(xù)表2-14甲醇合成塔出塔各組分的比熱容和熱量組分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合計比熱容，kJ（kmol·。C）氣量Nm3/h—Kmol/h出塔熱量，kJ（h·。C）E.全塔熱損失計算條件已經(jīng)給出全塔熱損失為5%，因此損失熱量為Q熱損失=（Q入塔＋Q反應）×5%=（＋.37）×5%kJ/h按全塔熱平衡方程式，求出出塔氣體溫度T出＋.37=×T出＋T出=。C于是，得表2-15表2-15甲醇合成塔全塔熱平衡表熱量氣體顯熱反應熱熱損失合計入熱，kJ/h.37—.57出熱，kJ/h.74—.57甲醇水冷器的熱量平衡計算A.熱平衡方程式Q入口氣＋Q冷凝=Q出口氣＋Q液體＋Q冷卻水式中，Q入口氣、Q出口氣—分別為冷凝器進口與出口氣體顯熱，kJ/h；Q冷凝—在出口溫度下氣體冷凝放熱，kJ/h；Q液體—出冷凝器液體帶熱，kJ/h；Q冷卻水—冷卻水帶下走熱量，kJ/h。2.熱平衡計算由物性手冊查得，粗甲醇中各組分的物理常數(shù)如表2—16。表2-16粗甲醇中各組分的物理常數(shù)組分CH3OH（CH3）2OC4H9OHC8H18H2O氣化熱，kJ/h液體比熱容，kJ（h·。C）假設(shè)，有相變物質(zhì)在低于沸點時全部冷凝，擴散于氣相中的組分忽略不計（1）氣體冷凝放熱Q冷凝=G×根椐表4-17數(shù)氫計算得出塔各組分及冷凝放熱量如表2-17（2）進冷器氣體總熱量Q入冷凝器=Q出塔=×T出塔=kg/h（2-10）式中GF—進冷凝器各組分摩爾流量，Kmol/h；CP—各氣體組分比熱容，kJ（kmol·。C）；T出塔—出合成塔氣體溫度，。C；表2-17出塔氣在冷凝器冷凝放熱組分CH3OH（CH3）2OC4H9OH冷凝器Nm3/hKmol/h放熱量，kg/h組分C8H18H2O合計冷凝器Nm3/hKmol/h放熱量，kg/h（3）冷凝器出口氣體顯熱冷凝器出口氣體顯Q、出冷凝=×T出口（2-11）式中G`F—冷凝器出口氣體組分摩爾流量，Kmol/h；CP—出口氣體各組分比熱容，kJ（kmol·。C）；T出口—冷凝器出口氣體溫度，。C。根據(jù)表（8-7）各組分的流量及熱容，計算冷凝器出口氣體顯熱，列表為2-18。表2-18冷凝器出口各氣體組分的顯熱組分COCO2H2N2比熱容，J（kmol·。C）氣量Nm3/hKmol/h熱量，kJ（kmol·。C）續(xù)表2-18冷凝器出口各氣體組分的顯熱組分CH4ArCH3OH合計比熱容，J（kmol·。C）—氣量Nm3/hKmol/h熱量，kJ（kmol·。C）因冷凝器氣體出口溫度38。C，所以出口氣體熱量為Q`出冷凝器=×38=㎏/h（4）冷凝器出口液體帶走熱量Q``出冷凝器Q``出冷凝器=式中GF—冷凝器出口液體各組分的摩爾流量，Kmol/h；CP—各液體組分的比熱容，J（kmol·。C）；于是，根據(jù)表2-16各表2-17，計算冷凝液體帶走熱量為表2-19因冷凝器出口液體溫度為38。C，故液體帶出熱量；Q出冷凝器=×38=kJ/h于是，由冷卻水帶走熱量；Q冷卻水=.74＋－＋=.23kJ/h表2-19冷凝器出口液體流量組分CH3OH（CH3）2OC4H9OHC8H18H2O合計液體比熱容，kJ/(㎏·。C)流量，㎏/h—熱量，kJ（h·。C）則冷凝器熱平衡如表2-20表2-20冷凝熱平衡表帶入熱量，kJ/h帶出熱量，kJ/h氣體顯熱冷凝熱合計氣體顯熱液體帶熱冷卻水帶熱合計.74.431.23.05（5）冷凝器用水量已知：冷凝器冷卻水溫度為32。C，回水溫度為45。C則冷凝器冷卻水量為㎏/h=h第節(jié)粗甲醇精餾物料及熱量計算預塔和主塔的物料平衡計算根據(jù)第一節(jié)的條件測得：粗甲醇的密度ml,PH值8，初餾值采出量20l/h。a.預塔物料平衡計算A.進料⑴粗甲醇，6310kg/h.根據(jù)第一節(jié)的計算結(jié)果，每小時進入預塔的物料如表2﹣21表2﹣21入預塔粗甲醇及組成組分甲醇水低沸物高沸物油溶物合計流量kg/h，組成，w%100⑵堿液，加入堿液濃度為2%的NaOH，進料粗甲醇PH值需從6提高到8查手冊[7]：的氫氧化鈉溶液：（OH）-=×10-3mol/L的NaOH換算成百分含量：=%pH值從6提高到8,OH-需H+量為：16-6-10-8=m3需2%的NaOH（密度以1g/ml計）為=m3粗甲醇則需每小時加入堿液量為=h⑶初餾物已知：初餾物采出量為20l/h；密度ml，其中%為甲醇，%為油性雜質(zhì)；初餾物加水20l/h。則：初餾物采出量為×20=h。其中甲醇為×=kg/h油溶性雜質(zhì)為×=kg/h油容性雜質(zhì)再油水分離器中被分離掉，所以預塔初餾物回收量為：+20=h⑷冷凝水：操作控制預塔底甲醇密度為ml，按甲醇—水二元組成查得在密度是甲醇水溶解液的含醇量為70%，從密度（含醇%）提到，則粗甲醇中含水：=70%x=h實際需要加入冷凝水為－－20－=h于是預塔總進料量表2-22。表2-22預塔進料量及組成①物料量，kg/h甲醇水NaOH低沸物高沸物油溶物小計粗甲醇堿液冷凝液初餾物合計——20—————————————㈡出料⑴塔底甲醇粗甲醇含醇h初餾物含醇h合計h⑵塔底水粗甲醇含水h堿液（包括NaOH）h初餾物含水預塔加水合計20kg/hhh⑶塔底乙醇及高沸點組分h。⑷烷烴及油溶性組分h。其中：塔底出料h；初餾物采出h。⑸塔頂二甲醚及低沸點組分h。預塔出料量如表2-16.b.主塔的物料平衡計算A.進料脫出輕餾分的預后甲醇kg/h。其中：甲醇水kg/h；kg/h；kg/h；NaON乙醇及高沸點組分烷烴及油溶性組分kg/hkg/h表2-23預塔出料流量及其組成物料量，kg/h甲醇水NaOH低沸物高沸物油溶物小計塔頂塔底側(cè)線合計——————————B.出料⑴塔底殘夜其中：NaONh乙醇及高沸點組分h烷烴及油溶性組分h水h甲醇h合計h殘夜排放溫度為110℃是，殘夜中甲醇含量為%，所以:=X=h表2-24精餾塔全塔物料平衡如表物料入料主塔入料口主塔采出口料塔底合計甲醇出水高沸物油溶物NaOH合計———⑵采出精甲醇h.于是，精餾全塔物料平衡如表2-24所示。預塔和主塔的熱平衡計算根據(jù)計算結(jié)果，做出預塔、主塔的熱平衡計算。精餾操作條件：回流比預塔1/1（回流量/預塔入料量）；主塔2/1（回流量/主塔入料量）。溫度預塔入料70℃；主塔入料84℃；預塔塔底78℃；主塔塔底110℃；初餾物采出64℃；冷凝水65℃；預塔回流64℃；主塔回流65℃；預塔塔頂70℃。粗甲醇中主要組分的物理常數(shù)如表2-25。表2-25粗甲醇中主要組分的物理常數(shù)名稱組分汽甲醇化熱，甲醇kl/kg二甲醚水乙醇焓,kl/kg二甲醚狀態(tài)與條件物理常數(shù)60℃65℃—×105Pa78℃—續(xù)表2-25粗甲醇中主要組分的物理常數(shù)名稱組分液辛烷體比甲醇熱容，二甲醚kl/（kg℃）乙醇辛烷水狀態(tài)與條件物理常數(shù)———78℃70℃—在粗甲醇所含高級醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表雜醇。a.預塔的熱平衡計算㈠預塔全塔熱平衡計算⑴帶入熱量：=+++,見表2-26.于是=+++=+⑵帶出熱量：=++++，見表2-27。于是=+++=kg因=故+==表2-26預塔帶入熱量入熱項目組分二甲醚粗甲醇甲水醇乙醇烷烴加熱蒸汽水流量，kg/h溫度，℃比熱容，kl/(kg℃)熱焓kl/kg熱量，kl/h——70—70—70—70—————續(xù)表2-26預塔帶入熱量入熱項目組分軟水水NaOH回流液甲醇加熱蒸汽水流量，kg/h溫度，℃比熱容，kl/(kg℃)熱焓kl/kg熱量，kl/h65—70——64————以甲醇為計算式例：Q＝×70×＝kl/h以二甲醚為計算式例：Q＝×（×70＋）＝kl/h匯總表2-26和表2-27，得預塔全塔熱平衡如表2-28.則需.035Pa的蒸汽（不計蒸汽冷凝水潛熱）為＝kg/h表2-27預塔帶出熱量出熱項目組分塔二甲醚頂回流甲醇甲醇水乙醇烷烴流量，kg/h比熱容，kl/(kg℃)氣體冷凝熱，kl/kg溫度，℃熱量，kl/h—70———782044.72—78—78——78續(xù)表2-27預塔帶出熱量出熱項目組分甲醇水乙醇烷烴甲醇烷烴損失熱以5%計流量，kg/h比熱容，kl/(kg℃)氣體冷凝熱，kl/kg溫度，℃熱量，kl/h—782044—78—78—78————㈡預塔精餾段熱量平衡設(shè)預塔精餾段內(nèi)回流量為（kl/h），則精餾段列出熱平衡計算表2-29。表2-28預塔全塔熱平衡表帶入熱量，kl/h帶出熱量，kl/h塔側(cè)粗甲醇入熱塔頂加入冷凝液及堿液塔頂回流液加熱蒸汽總?cè)霟崴敹酌鸭盎亓饕杭状颊羝最A后粗甲醇測線采出初餾物熱損失總出熱表2-29預塔精餾段熱平衡計算表帶入熱量，kl/h帶出熱量，kl/h粗甲醇入熱塔底供熱加熱軟水內(nèi)回流總?cè)霟帷痢?5+二甲醚預后甲醇初餾物內(nèi)回流總出熱（加NaOH）（×65+）+根據(jù)得+＝+＝kl/h預塔精餾段總熱量為kl/h.C.預塔提餾段熱量平衡設(shè)預塔提留段內(nèi)回流量為（kl/h），則列出提餾段熱平衡計算表2-30。表2-30預塔提餾段熱平衡計算表帶入熱量，kl/h帶出熱量，kl/h粗甲醇入熱塔底供熱加熱軟水內(nèi)回流總?cè)霟帷痢?4+預后甲醇初餾物內(nèi)回流總出熱（×74+）+2.主塔熱平衡計算A.主塔全塔熱平衡計算⑴帶入熱量：根據(jù)表2-30預塔出熱及計算條件列表2-31.⑵帶出熱量：根據(jù)計算條件列表2-32.根據(jù)得++＝++.63+＝.31kg/h則，需壓力為的蒸汽為根據(jù)計算列出精餾塔全塔熱平衡表2-31。根據(jù)計算條件，當預塔回流比為1，主塔回流比為2時，每生產(chǎn)1t精甲醇耗蒸汽為：表2-31主塔全塔帶入熱量計算表入熱項目組分主甲醇塔水入乙醇料烷烴回流液甲醇加熱蒸汽水流量，kg/h溫度，℃比熱容，kl/(kg℃)汽化熱，kl/kg熱量，kl/h總熱量，kl/h84848484×263表2-32主塔全塔帶出熱量計算表入熱項目組分精餾采出甲醇殘水甲醇乙醇液烷烴回流液甲醇熱損失流量，kg/h溫度，℃比熱容，kl/(kg℃)汽化熱，kl/kg熱量，kl/h總熱kl/h65110110110110×266.63表2-33主塔全塔的熱平衡表帶入熱量，kl/h帶出熱量，kl/h入料回流加熱蒸汽總?cè)霟?46精醇采出殘夜回流熱損失總出熱.93.46（2）主塔精餾段熱量平衡計算設(shè)內(nèi)回流量為，則根據(jù)全塔熱平衡列出精餾段計算表2-34。表2-34主塔精餾段熱量平衡計算表帶入熱量，kl/h帶出熱量，kl/h預后甲醇塔底供熱內(nèi)回流總?cè)霟?31××.73+采出精甲醇內(nèi)回流總出熱（×+）+按精餾段，.73+＝+＝kg/h精餾段總帶入熱量＝.73+×＝.11kl/h（3）主塔提餾段熱量平衡計算設(shè)提餾段內(nèi)回流為（kl/h），則根據(jù)全塔熱平衡列出提餾段計算表2-35。根據(jù)提餾段，.82+＝+＝kg/h提餾段帶入熱量＝.82+×＝kg/h2-35主塔提餾段熱量平衡計算表帶入熱量，kl/h帶出熱量，kl/h預后甲醇塔底供熱內(nèi)回流總?cè)霟?.31××.82+殘液內(nèi)回流總出熱（×+）+第三章精餾塔的設(shè)計計算第節(jié)精餾塔設(shè)計的依據(jù)及任務設(shè)計的依據(jù)及來源本設(shè)計依據(jù)于化工原理的設(shè)計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。設(shè)計任務及要求原料：甲醇~水溶液，年產(chǎn)量400000噸甲醇含量：84%(質(zhì)量分數(shù))，原料液溫度：45℃設(shè)計要求：塔頂?shù)募状己坎恍∮?9%(質(zhì)量分數(shù))塔底的甲醇含量不大于%(質(zhì)量分數(shù))表3-1甲醇~水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中甲醇的含量(摩爾分數(shù))汽相中甲醇的含量(摩爾分數(shù))液相中甲醇的含量(摩爾分數(shù))汽相中甲醇的含量(摩爾分數(shù))第節(jié)計算過程塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，產(chǎn)品流量為，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。操作條件的確定操作壓力由于甲醇~水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓力為塔底壓力進料狀態(tài)雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進料加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應；由于甲醇~水體系中，甲醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進行加熱，無論是設(shè)備費用還是操作費用都可以降低。熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。第節(jié)有關(guān)的工藝計算由于精餾過程的計算均以摩爾分數(shù)為準，需先把設(shè)計要求中的質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分數(shù)。原料液的摩爾組成：同理可求得：原料液的平均摩爾質(zhì)量：同理可求45℃下，原料液中由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結(jié)果見表3-2。表3-2原料液、餾出液與釜殘液的流量與溫度名稱原料液餾出液釜殘液8499(摩爾分數(shù))摩爾質(zhì)量沸點溫度/℃最小回流比及操作回流比的確定由于是泡點進料，，過點e做直線交平衡線于點，由點可讀得，因此：又過點作平衡線的切線，切點為，讀得其坐標為，因此：所以，可取操作回流比塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算以年工作日為300天，每天開車24小時計，進料量為：由全塔的物料衡算方程可寫出：(蒸汽)(泡點)全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負荷：可以查得，所以取水為冷凝介質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別為25℃和35℃則平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求：熱能利用以釜殘液對預熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量可記為：其中在進出預熱器的平均溫度以及的情況下可以查得比熱，所以，釜殘液放出的熱量若將釜殘液溫度降至那么平均溫度其比熱為，因此，可知，，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點理論塔板層數(shù)的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：線方程：在相圖中分別畫出上述直線，利用圖解法可以求出塊(含塔釜)其中，精餾段13塊，提餾段5塊。全塔效率的估算用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算：由相平衡方程式可得根據(jù)甲醇~水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：(塔頂?shù)谝粔K板)(加料板)(塔釜)因此可以求得：全塔的相對平均揮發(fā)度：全塔的平均溫度：在溫度下查得因為所以，全塔液體的平均粘度：全塔效率實際塔板數(shù)塊(含塔釜)其中，精餾段的塔板數(shù)為：塊第節(jié)精餾塔主題尺寸的計算精餾段與提餾段的體積流量精餾段整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁)，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質(zhì)量：液相平均溫度：表3-3精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進料板塔頂(第一塊板)質(zhì)量分數(shù)摩爾分數(shù)摩爾質(zhì)量溫度/℃在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分數(shù)所以，精餾段的液相負荷同理可計算出精餾段的汽相負荷。精餾段的負荷列于表4。表3-4精餾段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/30平均密度/814體積流量/)3804)提餾段整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結(jié)果列于表6。表3-5提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進料板質(zhì)量分數(shù)摩爾分數(shù)摩爾質(zhì)量溫度/℃表3-6提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/911體積流量/)4132)第節(jié)塔徑的計算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的計算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：塔徑可以由下面的公式給出：由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：功能參數(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于，需先求平均表面張力：全塔平均溫度，在此溫度下，甲醇的平均摩爾分數(shù)為，所以，液體的臨界溫度：設(shè)計要求條件下甲醇~水溶液的表面張力平均塔溫下甲醇~水溶液的表面張力可以由下面的式子計算：，所以：根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為此時，精餾段的上升蒸汽速度為：提餾段的上升蒸汽速度為：第節(jié)塔高的計算塔的高度可以由下式計算：已知實際塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目為：個取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進料板空間高度，那么，全塔高度：第節(jié)塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定塔板尺寸由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，查得弓形溢流管寬度弓形降液管面積驗算：液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間弓形降液管堰高采用平直堰，堰高取，則降液管底隙高度h0若取精餾段取，提餾段取為，那么液體通過降液管底隙時的流速為精餾段：提餾段：的一般經(jīng)驗數(shù)值為進口堰高和受液盤本設(shè)計不設(shè)置進口堰高和受液盤浮閥數(shù)目及排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目氣體通過閥孔時的速度取動能因數(shù)，那么，因此個排列由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為：取時畫出的閥孔數(shù)目只有60個，不能滿足要求，取畫出閥孔的排布圖如圖1所示，其中圖中，通道板上可排閥孔41個，弓形板可排閥孔24個，所以總閥孔數(shù)目為個校核氣體通過閥孔時的實際速度：實際動能因數(shù)：(在9~12之間)開孔率：開孔率在10%~14之間，滿足要求。第節(jié)流體力學驗算氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)干板阻力浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為：因為所以板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)，那么：由表面張力引起的阻力由表面張力導致的阻力一般來說都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以：第節(jié)漏液驗算動能因數(shù)，相應的氣相最小負荷為：其中所以可見不會產(chǎn)生過量漏液。第節(jié)液泛驗算溢流管內(nèi)的清液層高度其中，所以，為防止液泛，通常，取校正系數(shù)，則有：可見，，即不會產(chǎn)生液泛。第節(jié)霧沫夾帶驗算泛點率=查得物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)所以，泛點率=可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)第節(jié)操作性能負荷圖霧沫夾帶上限線取泛點率為80%代入泛點率計算式，有：整理可得霧沫夾帶上限方程為：液泛線液泛線方程為其中，代入上式化簡后可得：液體負荷上限線取，那么漏液線取動能因數(shù)，以限定氣體的最小負荷：液相負荷下限線取代入的計算式：整理可得：第節(jié)操作性能負荷圖由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點P，在正常的操作范圍內(nèi)。連接OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得：所以，塔的操作彈性為有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總于表7表3-7浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果項目數(shù)值與說明備注塔徑板間距塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速溢流堰長度溢流堰高度板上液層高度降液管底隙高度浮閥數(shù)個89等腰三角形叉排閥孔氣速閥孔動能因數(shù)5臨界閥孔氣速孔心距同一橫排的孔心距排間距相臨二橫排的中心線距離單板壓降液體在降液管內(nèi)的停留時間精餾段提餾段降液管內(nèi)的清液高度泛點率，%氣相負荷上限霧沫夾帶控制氣相負荷下限漏夜控制開孔率，%操作彈性第節(jié)各接管尺寸的確定進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：第節(jié)回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：第節(jié)塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：第節(jié)水蒸汽進口管通入塔的水蒸氣體積流量：取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：第四章輔助設(shè)備的計算及選型化工設(shè)備是組成化工裝置的基本單元，也是工程設(shè)計的基礎(chǔ)?；すこ碳夹g(shù)人員應對化工單元了解的一清二楚，同時化工設(shè)備也是化工生產(chǎn)的重要物質(zhì)基礎(chǔ)，對工程項目投產(chǎn)后的生產(chǎn)能力、操作穩(wěn)定性、可靠性以及產(chǎn)品質(zhì)量等等都將起著重要作用，因此，對設(shè)備地選擇和設(shè)計計算充分考慮計算上的要求，盡量選用先進設(shè)備并力求投資少，用量少，要運行可靠，操作安全，便于連續(xù)化和自動化生產(chǎn)，要能創(chuàng)造良好的工作環(huán)境和無污染，以及容易制造等等。本章主要詳細介紹水冷器設(shè)備的計算和選型。這里選用套管式換熱器做水冷器，它