畢業設計（論文）任務書

設計（論文）題目：

年產40萬噸甲醇精餾工藝設計

學院：

專業：

班級：

晉藝

學生：

指引教師：

1．設計（論文）重要任務及目的

(1)結合專業知識和工廠實習、分析選定適當工藝參數。

(2)進行工藝計算和設備選型能力訓練。

(3)進行工程圖紙設計、繪制能力訓練。2．設計（論文）基本規定和內容

(1)本車間產品特點及工藝流程。

(2)重要設備物料、熱量衡算、構造尺寸計算及輔助設備選型計算。

(3)參照資料3．重要參照文獻

[1]謝克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化學工業出版社..5～7

[2]馮元琦.聯醇生產.北京.化學工業出版社.1989.257～268.

[3]柴誠敬、張國亮。化工流體流動與傳熱。北京。化學工業出版社。.525-5304．進度安排

設計（論文）各階段名稱

起

止

日

期

1

收集關于資料

-01-28~-02-11

2

熟悉資料，擬定方案

-02-12~-02-26

3

論文寫作

-02-27~-03-19

4

繪制設計圖紙

-03-20~-04-03

5

準備答辯

-4-10

目錄

摘要...................................................1

第1章甲醇精餾工藝原理

2

第1.1節基本概念

2

第1.2節甲醇精餾工藝

3

1.2.1甲醇精餾工藝原理

3

1.2.2重要設備和泵參數

3

1.2.3膨脹節材料選用

6

第2章甲醇生產工藝計算

7

第2.1節甲醇生產物料平衡計算

7

第2.2節生產甲醇所需原料氣量

9

2.2.1生產甲醇所需原料氣量

9

第2.3節聯醇生產熱量平衡計算

15

2.3.1甲醇合成塔熱平衡計算

15

2.3.2甲醇水冷器熱量平衡計算

18

第2.4節粗甲醇精餾物料及熱量計算

21

2.4.1預塔和主塔物料平衡計算

21

2.4.2預塔和主塔熱平衡計算

25

第3章精餾塔設計計算

33

第3.1節精餾塔設計根據及任務

33

3.1.1設計根據及來源

33

3.1.2設計任務及規定

33

第3.2節計算過程

34

3.2.1塔型選取

34

3.2.2操作條件擬定

34

3.2.2.1操作壓力

34

3.2.2.2進料狀態

35

3.2.2.3加熱方式

35

3.2.2.4熱能運用

35

第3.3節關于工藝計算

36

3.3.1最小回流比及操作回流比擬定

36

3.3.2塔頂產品產量、釜殘液量及加熱蒸汽量計算

37

3.3.3全凝器冷凝介質消耗量

37

3.3.4熱能運用

38

3.3.5理論塔板層數擬定

38

3.3.6全塔效率估算

39

3.3.7實際塔板數

40

第3.4節精餾塔主題尺寸計算

40

3.4.1精餾段與提餾段體積流量

40

3.4.1.1精餾段

40

3.4.1.2提餾段

42

第3.5節塔徑計算

43

第3.6節塔高計算

45

第3.7節塔板構造尺寸擬定

46

3.7.1塔板尺寸

46

3.7.2弓形降液管

47

3.7.2.1堰高

47

3.7.2.2降液管底隙高度h0

47

3.7.3進口堰高和受液盤

47

3.7.4浮閥數目及排列

47

3.7.4.1浮閥數目

48

3.7.4.2排列

48

3.7.4.3校核

49

第3.8節流體力學驗算

49

3.8.1氣體通過浮閥塔板壓力降(單板壓降)

49

3.8.1.1干板阻力

49

3.8.1.2板上充氣液層阻力

49

3.8.1.3由表面張力引起阻力

50

第3.9節漏液驗算

50

第3.10節液泛驗算

50

第3.11節霧沫夾帶驗算

51

第3.12節操作性能負荷圖

51

3.12.1霧沫夾帶上限線

51

3.12.2液泛線

52

3.12.3液體負荷上限線

523.12.4漏液線

52

3.12.5液相負荷下限線

52

第3.13節操作性能負荷圖

53

第3.14節各接管尺寸擬定

54

3.14.1進料管

54

3.14.2釜殘液出料管

55

第3.15節回流液管

55

第3.16節塔頂上升蒸汽管

55

第3.17節水蒸汽進口管

56

第4章輔助設備計算及選型

57

第4.1節水冷排設計計算

58

第4.2節水冷排設計選型

59

第4.3節預塔進料泵選型

60

參照文獻

62

附錄

63

致

謝

64

年產40萬噸甲醇精餾工藝設計摘要

當前，國內甲醇市場隨著國際市場原油價格在變化，總體趨勢是走高。隨著原油價格進一步提高，作為有機化工基本原料——甲醇價格還會穩步提高。國內又有一批甲醇項目在籌建。這樣，選取最佳工藝利設備，同步選用最適當操作辦法就成為投資者關注重點。

通過查閱資料最后采用中壓法在265℃合成400kt/a粗甲醇，并應用三塔精餾來對其進行精制。本設計闡明書一方面概述了甲醇性質和發展歷史，并簡介了國內甲醇工業發展；對合成和精餾工段進行了物料和熱量工藝計算；對甲醇精餾塔做了詳細設計計算，最后對水冷排和預塔進料泵做了設計計算。

在上述工作基本之上，參照有關資料和原則對合成工段設備和管道進行了合理布局；并編制了甲醇合成設備一覽表，物料流程圖，工藝管道及儀表流程圖，設備平面布置圖及管道布置圖。

核心詞：設計；工藝；合成；

第一章甲醇精餾工藝原理

第1.1節基本概念

精餾是運用不同物質揮發度不同，將液體混合物進行多次某些氣化，同步又把產生蒸汽多次某些冷凝，使混合物分離到所規定組分操作過程。

精餾過程在精餾塔中進行，料液由塔進料口持續加入塔內，塔頂設有冷凝器，將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液一某些回流入塔頂，成為回流液，別的作為餾出液（塔頂產品）持續采出。自加料位置以上某些，上升蒸汽和回流液體之間進行著逆流接觸和物質傳遞。塔底部裝有再沸器（蒸餾釜）以加熱液體產生蒸汽，蒸氣沿塔上升，與下降液體逆流接觸并進行物質傳遞，塔底持續排出某些液體作為塔底產品。在塔加料位置以上，上升蒸汽中所含重組份向液相傳遞，而回流液中輕組分向氣相傳遞。如此物質互換成果，上升蒸汽中輕組份濃度逐漸提高，只要有足夠相間接觸表面和足夠液體回流量，到達塔頂蒸汽將成為高純度輕組分，塔上半部完畢了上升蒸氣精制（除去其中重組份），因而成為精餾段。在塔加料口位置如下下降液體中輕組份被蒸出，重組份被提濃，故稱之為提餾段。

精餾塔操作應當掌握三個平衡。

1.1.1物料平衡

塔總進料量（F）＝塔頂餾出物量（D）＋塔底排出物量（W）；

某一組分(x)總進料量（Fxfi）＝塔頂采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi）

物料平衡建立，是衡量精餾塔內操作穩定限度，它體當前她能力大小和產品質量好壞，普通應當依照入料量（F）而恰當采用餾出物量（D），保持塔內物料平衡，才干保證精餾塔內操作條件穩定，當塔物料平衡被破壞時，精餾塔溫度、壓力降都會發生大幅度波動，嚴重時引起液泛、霧沫夾帶、傳質效率減少等問題，系統不能正常運營。在粗甲醇精餾操作中，維持物料平衡操作是最頻繁調節手段，操作時還必要同步考慮塔內熱量平衡。

1.1.2汽液平衡

汽液平衡影響到甲醇產品質量和精餾損失等，重要是通過調節精餾塔操作條件（溫度、壓力、負荷），來調節塔盤上面氣液接觸狀況以及塔板間各組分氣相分壓平衡等來達到經濟效果。汽液平衡是通過在每塊板上氣液互相接觸進行傳質和傳熱而實現。汽液平衡和物料及熱量平衡密切有關，塔內溫度、壓力、物料量變化都將直接影響汽液平衡。

1.1.3熱量平衡

熱量平衡是塔設計和操作重要根據，當精餾塔在正常運營時，塔內溫度和壓力是穩定，加入塔熱量和出塔熱量也是平衡。入塔熱量涉及進料及回流流量與溫度、再沸器蒸汽流量，而出塔熱量則涉及塔頂、塔底出料溫度、流量、汽化熱以及熱損失等。正常操作中，多用塔頂回流量、再沸器蒸汽量來調節塔熱量平衡。

總之，精餾系統操作就是要掌握好精餾塔物料平衡和熱量平衡，并由此穩定好塔盤汽液平衡，來達到產品質量合格，同步排放廢液中甲醇含量低、甲醇收率高目。

第1.2節甲醇精餾工藝

1.2.1甲醇精餾工藝

來自甲醇合成工序粗甲醇經粗甲醇預熱器加熱至70℃，然后進入預蒸餾塔精餾。塔頂出來蒸汽溫度為74.2℃，相應壓力為0.13MPa(A)，先通過預塔冷凝器A在65℃左右將其中大某些甲醇冷凝下來，冷凝下來甲醇進預塔回流槽，未冷凝氣體則進入預塔冷凝器B冷卻至40℃后某些冷凝，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出來氣體去排放槽，不凝氣洗滌后經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%NaOH溶液。堿液由堿液泵加壓后補入粗甲醇，以中和粗甲醇中有機酸，控制預蒸餾塔塔底甲醇溶液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0.8MPa。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，一某些送往加壓精餾塔作回流液，另一某些經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某些作常壓精餾塔回流液，另一某些送精甲醇計量槽。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含少量甲醇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某些作回收塔回流液，另一某些送雜醇油貯罐。回收塔塔底含少量甲醇廢水一某些由廢水泵加壓后送某些氧化裝置，另一某些送入排放槽作洗滌水。

各精餾塔再沸器熱源為0.7MPa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。

本工序含醇排凈液由封閉系統收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇貯槽。這樣可避免設備、管道在檢修時排出含醇放凈液對環境導致污染。

在生產過程中，常壓塔頂會浮現不凝氣積累而影響塔操作，這可從常壓塔頂溫度、壓力相應關系判斷。這某些不凝氣排放是通過常壓塔冷凝器上放空閥來實現，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分程調節。閥后不凝氣通過放空總管高點放空。

??加壓精餾塔壓力由調節閥PV15521控制。

?

常壓精餾塔壓力由PV-15530A和PV-15530B分程調節。壓力低于-0.02MPaG時補氮氣，壓力高于0.015MPag閥門PV-15530B啟動放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管線上流量調節閥調節。塔底液位由塔底出口管線上液位調節閥調節。

1.2.2重要設備和泵參數

重要設備參數和重要泵參數分別見表1-1.表1-2.

表1-1重要設備參數表

?

設備名稱

規格

設計參數

設計壓力/MPa

設計溫度/℃

脫醚塔

DN1400x23635

0.2

90

加壓精餾塔

DN

0.8

150

常壓精餾塔

DN1800x35917

0.2

110

脫醚塔再沸器

DN900x3503

管程:0.2;殼程:0.8

管程:100;殼程:170

加壓塔再沸器

DN1300x4444

管程:1.0;殼程:1.0

管程:150;殼程:180

常壓塔再沸器

DN1600x4781

管程:0.2;殼程:0.8

管程:120;殼程:125

脫醚塔冷凝器

DN800x4357

管程:0.5;殼程:0.2

管程:40;殼程:80

常壓塔冷凝器

DN1000x5136

管程:0.57;殼程:0.2

管程:50;殼程:100

雜醇油冷卻器

DN250x2447

管程:0.5;殼程:0.18

管程:50;殼程:100

?

表1-2重要泵參數表

?

泵名稱

流量/(m3/h)

揚程/m

人口壓力/Mpa

使用溫度/℃

粗醇泵

30

50

常壓

40

脫醚塔回流泵

30

50

0.12

80

加壓塔進料泵

30

100

常壓

78

加壓塔回流泵

30

60

0.7

122

常壓塔回流泵

30

64

0.13

62

殘液泵

10

50

0.15

109

1.2.3膨脹節材料選用

加壓塔再沸器和常壓塔再沸器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0.7MPa，常壓塔再沸器出口管道甲醇氣體溫度為1150C，壓力為0.16MPa，兩根管道需要加膨脹節來克服管道熱脹冷縮。但在膨脹節材料選用時，許多廠家以為只要是不銹鋼材料即可，其實，最佳材料選用應當用316L不銹鋼材料。由于304不銹鋼對甲醇氣耐腐蝕性能要差些，而316L不銹鋼對甲醇氣耐腐蝕性能要好某些。

第2章甲醇生產工藝計算

化工生產工藝計算重要有物料平衡和熱量平衡計算。化工工藝計算是作為化工工藝過程設計、工藝管路選取及生產管理、工藝條件選取重要根據；對于平衡原料、產品產量，選取最佳工藝條件，擬定操作控制指標，合理運用手產中廢料，廢氣，廢熱均有重要作用。

第2.1節甲醇生產物料平衡計算

甲醇生產中，原料氣量與構成在一定范疇內是依照物料平衡計算和生產實際進行調節整，如原料氣中氫、一氧化碳、氮比例等。在生產過程中，也會產生不需要或者有害組分，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，有還必要在生產過程中測定。

為了最后求得合成甲醇和合成氨所需要總原料氣量，保持反映及平衡組分比例，聯醇工藝從原料氣制造開始，經脫衡、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全過程達到平衡。

計算年產400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分別占合成氣0.6%和0.4%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%(質量分數)，原料液溫度：45℃

設計規定：塔頂甲醇含量不不大于99%(質量分數)

塔底甲醇含量不不不大于0.5%(質量分數)

產品粗甲醇構成（質量為）：

甲醇（CH3OH）

84%

二甲醚（（CH3）2O）

0.36%

高檔醇（C4H9OH）

0.30%

高檔烷烴（C8H18）

0.24%

水（H2O）

5%

產量分派為：

合成氨60kt/a,181.8t/d

7.60t/h

粗甲醇400000t/a,121.2t/d

5.05t/h

計算實現合成氨產量籌劃所需要原料氣（醇后氣）量：

（1）參加反映理論耗氣量

依照反映方程式：

1H2＋N2=NH3

則耗氫氣為：

1×

=55764kmol/h=1247.424Nm3/h

×

=185.kmol/h=4157.216Nm3/h

（2）原料氣中惰性氣含量為

－（1247。424＋4157.216）=167.966Nm3/h

其中CH4為100.78Nm3/h，Ar為67.19Nm3/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：H234.3Nm3/t；N2，32Nm3/t。

則每小時在液氮中氫氮氯溶解損失分別為：26.07Nm3/h和24.32Nm3/h。

（4）液氨在貯罐氣中擴散損失

查物性手冊表，在1.6×106Pa、2.5。C時，氫氨混合氣中氨平衡濃度為41.83%，則貯罐氣中氨損失（G氨損）為

=

Nm3/h

G氨損=36。24Nm3/h

（5）醇后氣中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH0.05%

則每小時需要G醇后氣為

=17505.95Nm3/h

其中：CO22415.08Nm3/h

CO332.61Nm3/h

CH3OH8.75Nm3/h

于是，生產合成氨所需醇后氣量如表2-1表達

第2.2節生產甲醇所需原料氣量表2-1合成氨生成耗用醇后氣量及其構成

耗用量

氣體構成，Nm3/h

H2

N2

CO

CO2

CH4

Ar

CH3OH

小計

合成氨反映

12471.424

4157.26

—

—

—

—

—

16628.64

精煉損耗

—

—

332.61

245.08

—

—

8.75

586.44

液氨中溶解損耗

26.07

24.32

—

—

—

—

—

50.39

續表2-1合成氨生成耗用醇后氣量及其構成

耗用量

氣體構成，Nm3/h

H2

N2

CO

CO2

CH4

Ar

CH3OH

小計

氨擴散損耗

54.37

18.12

—

—

—

—

—

72.49

惰性氣

—

—

—

—

100.78

67.19

—

167.966

共計

醇后氣構成，%

12551.864

71.7

4199.66

23.99

332.61

1.9

245.08

1.4

100.78

0.57

67.19

0.38

8.75

0.05

17505.93

100

2.2.1生產甲醇所需原料氣量

（1）合成甲醇化學反映

主反映：

CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol

(2-2)

副反映：

2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39KJ/mol

(2-3)

CO+3H2=CH4+H2O+115.69KJ/mol

(2-4)

4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62KJ/mol

(2-5)

8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98KJ/mol

(2-6)

（2）粗甲醇組分，算得組分生成量

甲醇（CH3OH）

5938.972Kg/h

即185.59Kmol/h，4157.216Nm3/h

二甲醚（（CH3）2O）

20.823Kg/h

即0.453Kmol/h，10.147Nm3/h

高檔醇（C4H9OH）

20.192Kg/h

即0.273Kmol/h，6.115Nm3/h

高檔烷烴（C8H18）

14.513Kg/h

即0.127Kmol/h，2.843Nm3/h

水（H2O）

315.5Kg/h

即

17.528Kmol/h，392.6Nm3/h

（3）生產測提，按反映式（2-4）每生產1t粗甲醇同步，CH4生成量為7.56Nm3/h；即0.34KmolCH4/t粗甲醇，因此CH4小時生生成量為3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。

（4）忽視由原料氣帶走水分，依照反映式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反映（2-6）生成反映水為：

17.528—0.453—0.1717—0.273×3—0.127×8=15.07kmol/h

即在逆變換反映中生成15.07kmol/hCO和H2O

（5）當壓力為10×106Pa，在30℃時，每1t粗甲醇中溶解反映氣構成如表2-2所示。表2-2混合氣在粗甲醇中溶解量

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

（CH3）2O

小計

溶解量

Nm3/t

9.81

6.58

25.92

3.26

0.76

1.92

48.25

Nm3/h

4.954

3.32

13.09

1.646

0.384

0.97

24.364

構成，

%

20.32

13.63

53.73

6.76

1.58

3.98

100

（6）粗甲醇弛放氣中甲醇擴散損失

依照測定，在35。C時液態甲醇中釋放CO、CO2、H2等混合氣中，每含37.14g甲醇。假設經減壓生液相中溶解氣體除二甲醚外所有釋放出來，則甲醇擴散損失G醇擴散為：

（4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177）×0.03717=1.209Kg/h

即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h

式中0.06為二甲醚減壓后釋放量。由于反映式（2-2）生成二甲醚有10.147Nm3/h,其中有0.97Nm3/h溶入粗早醇被送往精餾，只有0.06Nm3/h擴散進入氣相

（7）醇后氣中有0.05甲醇隨氣體帶入銅洗，合成氨產量為6.31t/h時，帶入甲醇為17505.93×0.05%=8.75Nm3/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新鮮氣所構成，列表2-3。

表2-3進早醇合成塔新鮮氣構成

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

小計

合成甲醇消耗，Nm3/h

3905.247

340.888

8823.516

1.646

-3.644

13071.297

合成氨消耗，Nm3/h

332.61

245.08

12375.38

4199.656

100.78

67.19

17497.18

新鮮氣消耗，Nm3/h、

4237.857

588.968

21375038

4201.302

97.136

67.19

30564.833

新鮮氣構成，%

13.86

1.92

69.93

13.74

0.32

0.21

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損失，查化工熱力學在壓力2.5×106Pa，30℃。C，H2和N2在水中溶解度為0.427Nm3/t和0.329Nm3/t水

已知水洗塔氣水比為10，則每小時洗滌用水量為30564.833Nm3/h。

則H2，N2在水洗過程中損耗為

H2：30264.833×0.427=13051.184Nm3/h

N2：30564.833×0.329=1055.83Nm3/h

已知：變換氣中CO2含量（G變CO2）為：

G變CO2=20872.38Nm3/h

于是，進水洗塔變換氣流量與構成如表2-4所示。

表2-4變換氣流量及構成

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

小計

流量，Nm3/h

4237.857

20644.508

34426.564

14257.132

97.136

67.19

73730.387

構成，%

5.75

28

19.34

19.34

0.09

0.09

100

（10）甲醇合成塔出塔氣中含甲醇2.88%，依照表2-3，設甲醇塔出塔氣量斯社（G醇出塔）為

G醇出塔=146898.09Nm3/h

G醇循環=1746898.09—17505.93—4582.422+3.85—23.394

=1247.90.194Nm3/h

故得循環氣各組分量如表2-5所示

表2-5甲醇塔循環氣量及其構成

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

流量，Nm3/h

2371.014

1747.063

88913.013

30561.119

686.646

構成，%

1.9

1.4

71.25

24.49

0.05

續表2-5甲醇塔循環氣量及其構成

組分

CH4

Ar

CH3OH

小計

流量，Nm3/h

686.646

449.245

62.395

124790.194

構成，%

0.05

0.36

0.05

100449.245

（11）甲醇合成塔玉塔氣量計算

依照G入四醇塔=G新鮮氣+G循環氣，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構成計算

由于G醇出塔=G醇入塔—G醇反映+G醇—G醇副產物，依照（2-6），表2-1，表2-2得表2-7為甲醇合成塔流量及構成及構成

表2-6甲醇合成塔入塔氣量

組分

CO

CO2

H2

N2

流量，Nm3/h

6608.871

233.031

91088.393

34762.421

構成，%

4.85

1.71

66.9

25.53

續表2-6甲醇合成塔入塔氣量

組分

CH4

Ar

CH3OH

小計

流量，Nm3/h

783.482

516.435

62.395

136155.028

構成，%

0.58

0.38

0.046

100

表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及構成

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

入塔氣流量，Nm3/h

6608.871

2333.031

91088.393

34762.421

783.482

516.435

合成反映消耗，Nm3/h

3900.293

337.568

8810.426

—

—

—

反映生成物，Nm3/h

—

—

—

—

3.85

—

出塔氣流量，Nm3/h

2708.578

1995.463

82277.967

34762.421

779.632

516.435

構成%

2.12

1.56

64.45

27.23

0.61

0.40

續表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及構成

組分

CH3OH

C4H9OH

（CH3）2O

C8H18

H2O

共計

入塔氣流量，Nm3/h

62.395

—

—

—

—

136455.028

合成反映消耗，Nm3/h

—

—

—

—

—

136048.28

反映生成物，Nm3/h

4165.966

6.115

10.147

2.843

369.91

4558.831

出塔氫流量，Nm3/h

4228.361

6.115

10.147

2.843

369091

127665.581

構成，%

3.31

0.008

—

0.29

—

（13）醇分離器出口氣體和液體產品流量與構成如表2-8所示。

表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產品流量與構成

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

分離器損失氣量，Nm3/h

4.954

3.32

13.09

1.646

0.384

—

出分離器氣體流量，Nm3/h

2713.624

1992.143

82264.877

34760.775

779.248

516.435

出分離器氣體構成，%

2.20

1.62

66.83

28.24

0.63

0.42

出分離器液體量，Nm3/h

—

—

—

—

—

—

出分離器液體構成，%

—

—

—

—

—

—

出分離器液體重量，Kg/h

—

—

—

—

—

—

出分離器液體構成，%

—

—

—

—

—

—

續表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產品流量與構成

組分

CH3OH

C4H9OH

（CH3）2O

C8H18

H2O

共計

分離器損失氣量，Nm3/h

0.847

—

—

—

—

24.004

出分離器氣體流量，Nm3/h

71.145

—

9.117

—

—

123097.364

出分離器氣體構成，%

0.06

—

—

—

—

100

出分離器液體量，Nm3/h

4157.216

6.15

10.147

2.843

369.91

4546.266

出分離器液體構成，%

91.44

0.13

0.22

0.062

8.14

100

出分離器液體重量，Kg/h

5938.88

31.30

20.84

14.47

297.25

6302.7.339

出分離器液體構成，%

94.23

0.50

0.33

0.23

4.7

100

（14）粗甲醇在中間儲槽減壓放出弛放氣流量與構成如表2-9

表2-9甲醇施放氣流量與構成

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

CH3OH

共計

施放氣流量，Nm3/h

4.954

3.32

13.09

1.646

0.384

0.61

24.004

構成，%

20.64

13.83

54.53

6.86

1.60

2.54

100

（15）醇后氣經精煉氣流量與構成如表2-10所示。

表2-10精煉氣流量構成

組分

H2

N2

CH4

Ar

共計

精煉氣流量，Nm3/h

12551.864

4199.66

97.136

67.19

16915.85

構成%

74.20

24.83

0.57

0.40

100.00

（16）依照表2-1，表2-10得氨合成塔生產最后平衡，見表2-11

表2-11氨合成塔物料平衡表

消耗分類

H2

N2

CH4

Ar

反映生成NH3

共計

精煉氣，Nm3/h

12551.864

4199.66

97.136

67.19

—

—

溶液損耗，Nm3/h

26.07

24.32

—

—

—

—

小計

1252.794

4175.34

97.136

67.19

—

—

合成反映消耗，Nm3/h

12525.794

4175.34

—

—

8349.18

—

吹出氣，Nm3/h

—

0.75

97.134

67.19

—

165.076

氨擴散損耗，Nm3/h

—

—

—

—

36.24

36.24

合成氨產量，Nm3/h

—

—

—

—

8312.94

8312.94

合成氨產量，kg/g

—

—

—

—

6308.928

6308.928

粗甲醇精餾幾乎所有是物理過程，其物料平衡計算與上述訂算辦法有一定差別。

第2.3節聯醇生產熱量平衡計算

物料平衡計算之后，可以依照各段物料量，進行熱平衡計算。熱平衡計算可覺得生產過程提供熱能供需量、如熱互換換熱面積、熱介質或冷介質消耗量設備能源消耗等，從而可以求得原材料、燃料和能量消耗定額，計算產品成本和結濟效益。通過熱量或能量平衡計算，可以各個還節中找出不合理損耗，以此作為實現高產。低耗重要手段落。

生產過程中重要是輸入和輸出熱量和能量，能量或熱量轉換是基于能量守衡定律。在一種封閉體系中，各種能量之總和將維持不變。熱平衡是以物料平衡為基本，在持續生產過程中是以單位時間來計算，把裝置或過程中所發生化學反映熱效應、物理變化熱效應、從外界輸入熱量和隨反映物、化學產物帶出熱量以及設備、器壁散失熱量等都一一考慮在內進行計算。

年產60kt粗甲醇合成塔和冷凝器熱量平衡計算

依照以上提供條件和計算成果。

工藝條件：（1）進塔氣體溫度平均準時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）系統熱損失為5%。

2.3.1甲醇合成塔熱平衡計算

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—合成反映和副反映反映熱，kJ/h；

G出塔—了合成塔各組分，涉及反映物、生成物流量，Nm3/h；

Gm入—各組分比熱容，kJ/Nm3·；

Tm入—出塔氣體溫度，。C

Q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、辛烷生成熱，KJ/h；

Qr6—二氧化碳逆變換反映反映熱，KJ/h。

而

=G×

式中

Gr—各組分生成量，

—生成反映熱量變化kJ/m3或kJ/mol。

B.全塔入熱計算

查物性手冊，壓力為10×106Pa，依照表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

依照計算條件，入塔氣溫為40。C，因此入塔總熱量為

192197.655×40=7687906.2kJ/h表2-12甲醇合成塔入塔各組分比熱容和熱量

組

分

CO

CO2

H2

N2

比熱容kJ（kmol·。C）

32.87

90.98

29.39

32.99

入塔量

Nm3/h

66608.871

2333.031

91088.393

34762.421

Kmol/h

295.039

104.153

4066.447

1551.894

入塔熱量，kJ/(h·。C)

9697.932

9475.840

11951.877

51196.983

續表2-12甲醇合成塔入塔各組分比熱容和熱量

組分

CH4

Ar

CH3OH

共計

比熱容kJ（kmol·。C）

45.14

25.16

55.69

—

入搭量

Nm3/h

783.482

516.435

62.395

136155.028

Kmol/h

34.977

23.055

2.785

6078.349

入塔熱量，kJ/(h·。C)

1578.862

580.064

155.097

192197.655

C.塔內反映熱計算

在甲醇合成塔內，CO、CO2、H2按反映式（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，產生熱量如表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下各組分比熱容，依照表2-8甲醇合成塔出口物料流量，并按Q出塔=G出塔×Cm入，分別算出出塔各組分熱量，列表為2-14。

表2-13甲醇合成塔內反映熱

組分

CH3OH

（CH3）2O

C4H9OH

生成熱，kJ/h

102.37

49.62

200.39

生成量

Nm3/h

4157.216

10.147

6.115

Kmol/h

185.59

0.453

0.273

反映生成熱，kJ/h

18998848.3

22477.86

54706.47

續表2-13甲醇合成塔內反映熱

組分

C8H18

CH4

CO

共計

生成熱，kJ/h

957.98

115.69

-42.92

—

生成量

Nm3/h

2.843

3.85

337.568

4517.739

Kmol/h

0.127

0.172

15.07

201.68

反映生成熱，kJ/h

121663.46

19898.68

646804.4

18570790.37

表2-14甲醇合成塔出塔各組分比熱容和熱量

組分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

比熱容，kJ（kmol·。C）

31.49

61.97

31.15

31.15

46.06

22.86

氣量

Nm3/h

2708.578

1995.463

34762.421

34762.421

779.632

516.432

Kmol/h

120.919

89.083

1551.893

1551.893

34.805

23.055

出塔熱量，kJ（h·。C）

3807.739

5520.473

48341.467

48341.467

1603.118

527.037

續表2-14甲醇合成塔出塔各組分比熱容和熱量

組分

CH3OH

C4H9OH

（CH3）2O

C8H18

H2O

共計

比熱容，kJ（kmol·。C）

55.69

61.76

56.52

318.21

29.31

—

氣量

Nm3/h

4228.361

6.115

10.147

2.843

369.91

127657.981

Kmol/h

188.766

0.273

0.453

0.127

16.51

5699.017

出塔熱量，kJ（h·。C）

10512.378

16.860

25.604

40.413

483.908

179089.201

E.全塔熱損失

計算條件已經給出全塔熱損失為5%，因而損失熱量為

Q熱損失=（Q入塔＋Q反映）×5%=（7687906.2＋18570790.37）×5%

1312934.829kJ/h

按全塔熱平衡方程式，求出出塔氣體溫度T出

7687906.2＋18570790.37=179089.201×T出＋1312934.829

T出=139.30。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

反映熱

熱損失

共計

入熱，kJ/h

7687906.02

18570790.37

—

26258696.57

出熱，kJ/h

24945761.74

—

1312934.829

26258696.57

2.3.2甲醇水冷器熱量平衡計算

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，粗甲醇中各組分物理常數如表2—16。表2-16粗甲醇中各組分物理常數

組分

CH3OH

（CH3）2O

C4H9OH

C8H18

H2O

氣化熱，kJ/h

1177.93

531.75

577.81

307.05

2260.98

液體比熱容，kJ（h·。C）

2.72

2.638

2.596

2.26

4.187

假設，有相變物質在低于沸點時所有冷凝，擴散于氣相中組分忽視不計

（1）氣體冷凝放熱

Q冷凝=G×

根椐表4-17數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=2900033.612kg/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）2O

C4H9OH

冷凝器

Nm3/h

4157.216

10.147

6.15

Kmol/h

5938.88

20.837

20.317

放熱量，kg/h

6639252.118

11080.075

11739.366

組分

C8H18

H2O

共計

冷凝器

Nm3/h

2.843

369.91

4546.266

Kmol/h

14.469

297.249

6291.752

放熱量，kg/h

4442.706

672074.044

7338588.309

（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。

依照表（8-7）各組分流量及熱容，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顯熱

組分

CO

CO2

H2

N2

比熱容，J（kmol·。C）

34.42

38.60

29.02

29.06

氣量

Nm3/h

2703.62

1992.143

8226.877

34760.775

Kmol/h

120.700

88.935

367.27

1551.820

熱量，kJ（kmol·。C）

4154.494

3432.891

10658.75

45095.890

續表2-18冷凝器出口各氣體組分顯熱

組分

CH4

Ar

CH3OH

共計

比熱容，J（kmol·。C）

36.68

20.83

44.21

—

氣量

Nm3/h

779.248

516.435

71.145

49050.213

Kmol/h

34.788

9.663

3.176

2189.742

熱量，kJ（kmol·。C）

1276.024

201.280

13.92

76316.674

因冷凝器氣體出口溫度38。C，因此出口氣體熱量為

Q`出冷凝器=76136.674×38=2900033.612㎏/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摩爾流量，Kmol/h；

CP—各液體組分比熱容，J（kmol·。C）；

于是，依照表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=17538.716×38=666471.208kJ/h

于是，由冷卻水帶走熱量；

Q冷卻水=24945761.74＋7338588.309－(2900033.612＋666471.208)

=28717845.23kJ/h

表2-19冷凝器出口液體流量

組分

CH3OH

（CH3）2O

C4H9OH

C8H18

H2O

共計

液體比熱容，kJ/(㎏·。C)

2.72

2.638

2.596

2.26

4.187

—

流量，㎏/h

5938.88

20.837

20.317

14.469

297.249

6291.722

熱量，kJ（h·。C）

16153.754

54.968

52.743

32.670

1244.581

17538.716

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

共計

氣體顯熱

液體帶熱

冷卻水帶熱

共計

24945761.74

7338588.309

17607173.431

2900033.612

666471.208

28717845.23

32284350.05

（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

527600.91㎏/h=527.6t/h

第2.4節粗甲醇精餾物料及熱量計算

2.4.1預塔和主塔物料平衡計算

依照第一節條件測得：粗甲醇密度

0.87g/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.依照第一節計算成果，每小時進入預塔物料如表2﹣21

表2﹣21入預塔粗甲醇及構成

組

分

甲醇

水

低沸物

高沸物

油溶物

共計

流量kg/h，

構成，w%

5938.88

94.23

297.25

0.50

20.84

0.33

31.30

0.23

04.47

4.7

6302.739

100

⑵堿液，加入堿液濃度為2%NaOH，進料粗甲醇PH值需從6提高到8查手冊[7]：

0.1N氫氧化鈉溶液：（OH）-=1.34×10-3mol/L

0.1NNaOH換算成百分含量：=0.4%

pH值從6提高到8，OH-需H+量為：16-6-10-8=0.00099mol/m3

需2%NaOH（密度以1g/ml計）為

=0.00148m3/m3粗甲醇

則需每小時加入堿液量為=0.923L/h

⑶初餾物

已知：初餾物采出量為20l/h；密度0.79g/ml，其中97.93%為甲醇，2.07%為油性雜質；初餾物加水20l/h。

則：初餾物采出量為0.79×20=15.8kg/h。

其中甲醇為15.8×97.93=15.473kg/h

油溶性雜質為15.8×2.07=0.327kg/h

油容性雜質再油水分離器中被分離掉，因此預塔初餾物回收量為：

15.473+20=35.473kg/h

⑷冷凝水：操作控制預塔底甲醇密度為0.87g/ml，按甲醇—水二元構成查得在密度0.87是甲醇水溶解液含醇量為70%，從密度0.81（含醇93.4%）提到0.87，則粗甲醇中含水：

=70%

x=2551.905kg/h

實際需要加入冷凝水為2551.905－297.25－20－1.153=2233.502kg/h

于是預塔總進料量表2-22。

表2-22預塔進料量及構成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

共計

5938.88

—

—

15.437

5954.353

268.4

2233.502

20

—

2550.8

—

1.153

—

—

1.153

18.18

—

—

—

20.84

31.30

—

—

—

31.30

14.47

—

—

—

14.47

6302.739

1.153

2233.502

35.437

8572.867

㈡出料

⑴塔底甲醇

粗甲醇含醇

5938.88kg/h

初餾物含醇

15.473kg/h

共計

5954.353kg/h

⑵塔底水

粗甲醇含水

297.25kg/h

堿液（涉及NaOH）

1.153kg/h

初餾物含水

20kg/h

預塔加水

2233.502kg/h

共計

2551.905kg/h

⑶塔底乙醇及高沸點組分31.30kg/h。

⑷烷烴及油溶性組分14.47kg/h。

其中：塔底出料

14.143kg/h；

初餾物采出

0.327kg/h。

⑸塔頂二甲醚及低沸點組分20.84kg/h。

預塔出料量如表2-16.

b.主塔物料平衡計算

A.進料

脫出輕餾分預后甲醇

8537.381kg/h。

其中：甲醇

5938.88kg/h；

水

2551.905kg/h；

NaON

1.153kg/h；

乙醇及高沸點組分

31.30kg/h

烷烴及油溶性組分

14.143kg/h表2-23預塔出料流量及其構成

物料量，kg/h

甲醇

水

NaOH

低沸物

高沸物

油溶物

小計

塔頂

塔底

側線

共計

—

5938.88

15.473

5954.353

—

2551.905

—

2551.905

—

1.153

—

1.153

20.84

—

—

20.84

—

31.30

—

31.30

—

14.143

0.327

14.47

20.84

8537.381

15.8

8574.021

B.出料

⑴塔底殘夜

其中：

NaON

1.153kg/h

乙醇及高沸點組分

31.30kg/h

烷烴及油溶性組分

14.143kg/h

水

2551.905kg/h

甲醇

18.318kg/h

共計

2616.819kg/h

殘夜排放溫度為110℃是，殘夜中甲醇含量為0.7%，因此:

=

X=18.318kg/h表2-24精餾塔全塔物料平衡如表

物料

入料

主塔入料口

出

主塔采出口

料

塔底

共計

甲醇

水

高沸物

油溶物

NaOH

共計

5938.88

2551.905

31.30

14.143

1.153

8537.381

5920.562

—

——

5920.562

18.318

2551.905

3.30

14.143

1.153

2616.819

5938.88

2551.905

3.30

1.293

1.153

8537.381

⑵采出精甲醇5920.562kg/h.

于是，精餾全塔物料平衡如表2-24所示。

2.4.2預塔和主塔熱平衡計算

依照計算成果，做出預塔、主塔熱平衡計算。

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℃。

粗甲醇中重要組分物理常數如表2-25。

表2-25粗甲醇中重要組分物理常數

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

狀態與條件

物理常數

60℃

1117.63

65℃

1046.75

—

523.38

3.5×105Pa

2118.26

78℃

307.05

—

1280.38

續表2-25

粗甲醇中重要組分物理常數

名

稱

組

分

液

辛烷

體

比

甲醇

熱

容，

二甲醚

kl/（kg℃）

乙醇

辛烷

水

狀態與條件

物理常數

—

307.05

—

2.68

—

2.64

78℃

3.22

70℃

2.26

—

4.187

在粗甲醇所含高檔醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表雜醇。

a.預塔熱平衡計算

㈠預塔全塔熱平衡計算

⑴帶入熱量：

=+++,見表2-26.

于是=151169.98+319036.69+86626.18+=1926832.85+

⑵帶出熱量：=++++，見表2-27。

于是=6174506.82+1667178.07+19027.54+393036.07=8253757.50kl/kg

因

=

故1926832.85+=8253757.50

=6326924.65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

17.17

—

—

1280.38

21984.12

4771.023

70

2.68

—

895043.91

2044.72

70

4.187

—

599286.98

12.12

70

3.22

—2731.85

13.13

70

2.31

—

2123.12

—

—

—

—

2118.62

續表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/h

1171.267

65

4.187

—

318766.17

0.923

70

4.187

—

270.52

5050.5

—

64

2.68

86626.18

—

—

—

—

2118.62

以甲醇為計算式例：Q＝4771.023×70×2.68＝895043.91kl/h

以二甲醚為計算式例：Q＝17.17×（2.64×70＋523.38）＝12159.45kl/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蒸汽（不計蒸汽冷凝水潛熱）為

＝2986.34kg/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

17.17

2.64

—

523.38

70

12159.45

5050.5

—

2.68

1046.75

64.7

6162347.373

4755.55

—

2.68

—

78

994100.17

2044.

72

4.187

—

78

3044.06

12.123.22

—

78

2256.91

12.803

2.26

—

—

78

2256.91

續表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

4755.55

2.68—78

994100.17

2044

4.187—78

3044.06

12.12

3.22—78

2256.91

12.803

2.26—78

2256.91

15.473

2.681046.7564.7

18879.32

0.327

2.26307.0564.7

148.22

—

———

393036.07

㈡預塔精餾段熱量平衡

設預塔精餾段內回流量為（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

總入熱

1521169.98

319036.69

86626.18

6326924.65

823757.50

塔頂二甲醚及回流液甲醇蒸汽

塔底預后粗甲醇

測線采出初餾物

熱損失

總出熱

6174506.82

1667178.07

19027.54

393.36.07

8253757.50

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

內回流總入熱

1521169.98

6326924.65

319036.69

×2.68×65

8167131.32+174.2

二甲醚

預后甲醇

初餾物

內回流總出熱

12159.45

1667448.59（加NaOH）

19027.54

（2.68×65+1117.53）

168635.58+1291.73

依照

得

8167131.32+174.2＝168635.58+1291.73

＝5788.21kl/h

預塔精餾段總熱量為9175437.50kl/h.

C.預塔提餾段熱量平衡

設預塔提留段內回流量為（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

內回流總入熱

1521169.98

6326924.65

319036.69

×2.68×74

8167131.32+198.32

預后甲醇

初餾物

內回流

總出熱

1667448.59

19027.54

（2.68×74+1046.75）1686476.13+1245.07

2.主塔熱平衡計算

A.主塔全塔熱平衡計算

⑴帶入熱量：依照表2-30預塔出熱及計算條件列表2-31.

⑵帶出熱量：依照計算條件列表2-32.

依照

得

1795476.31+1705452.84+＝825874.187+953613.904+12359886.63+706968.736

＝11345414.31kg/h

則，需壓力為0.35MPa蒸汽為

依照計算列出精餾塔全塔熱平衡表2-31。

依照計算條件，當預塔回流比為1，主塔回流比為2時，每生產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/h

4755.5584

2.68

1070569.42179546.31

2044.7284

4.187

719144.38

12.1284

3.22

3278.22

12.80384

2.31

2484.29

5050.5×263

2.68

175452.84

1705452.84

2118.62

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/h

4740.954

65

2.68

825874.18

825874.18

2044.72

110

4.187

941736.6

14.596

110

2.68

4302.90

953613.90

12.12

110

3.22

4292.90

12.803

110

2.33

3281.409

5050.5×2

66

2.68

1046.75

12359883.63

706968.736

表2-33主塔全塔熱平衡表

帶入熱量，

kl/h

帶出熱量，

kl/h

入料

回流

加熱蒸汽

總入熱

1795476.31

1705452.84

1134544.31

14846343.46

精醇采出

殘夜

回流

熱損失

總出熱

825874.187

953613.904

12359886.93

706968.736

14846343.46

（2）主塔精餾段熱量平衡計算

設內回流量為，則依照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

內回流總入熱

1070569.42

11345414.31

×2.68×64.5

12415983.73+175.54

采出精甲醇

內回流

總出熱

825874.187

（2.68×65.5+1046.75）825874.187+1222.29

按精餾段，

12415983.73+175.54＝825874.187+1222.29

＝11072.47kg/h

精餾段總帶入熱量＝12415983.73+175.54×11072.47

＝14359645.11kl/h

（3）主塔提餾段熱量平衡計算

設提餾段內回流為（kl/h），則依照全塔熱平衡列出提餾段計算表2-35。

依照提餾段，

11351176.82+175.54＝953613.904+1222.29

＝9933.186kg/h

提餾段帶入熱量＝11351176.82+175.54×9933.186

＝1304848.29kg/h

2-35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

內回流

總入熱

3278.22+2484.29

11345414.31

×2.68×65.5

11351176.82+175.54

殘液

內回流總出熱

953613.904

（2.68×65.5+1046.75）953613.904+1222.29

第三章精餾塔設計計算

第3.1節精餾塔設計根據及任務

3.1.1設計根據及來源

本設計根據于化工原理設計實例，對所提出題目進行分析并做出理論計算。

當前，精餾塔設計辦法以嚴格計算為主，也有某些簡化模型，但是嚴格計算法對于持續精餾塔是最常采用，咱們本次所做計算也采用嚴格計算法。

3.1.2設計任務及規定

原料：甲醇~水溶液，年產量400000噸

甲醇含量：84%(質量分數)，原料液溫度：45℃

設計規定：塔頂甲醇含量不不大于99%(質量分數)

塔底甲醇含量不不不大于0.5%(質量分數)表3-1甲醇~水溶液體系平衡數據

液相中甲醇含量(摩爾分數)

汽相中甲醇含量(摩爾分數)

液相中甲醇含量(摩爾分數)

汽相中甲醇含量(摩爾分數)

0.0

0.0

0.40

0.614

0.004

0.053

0.45

0.635

0.01

0.11

0.50

0.657

0.02

0.175

0.55

0.678

0.04

0.273

0.60

0.698

0.06

0.34

0.65

0.725

0.08

0.392

0.70

0.755

0.10

0.43

0.75

0.785

0.14

0.482

0.80

0.82

0.18

0.513

0.85

0.855

0.20

0.525

0.894

0.894

0.25

0.551

0.90

0.898

0.30

0.575

0.95

0.942

0.35

0.595

1.0

1.0

第3.2節計算過程

3.2.1塔型選取

依照生產任務，若按年工作日300天，每天開動設備24小時計算，產品流量為，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，減少生產過程中壓降和塔板液面落差影響，提高生產效率，選用浮閥塔。

3.2.2操作條件擬定

3.2.2.1操作壓力

由于甲醇~水體系對溫度依賴性不強，常壓下為液態，為減少塔操作費用，操作壓力選為常壓

其中塔頂壓力為

塔底壓力

3.2.2.2進料狀態

雖然進料方式有各種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節、氣溫變化和前段工序波動影響，塔操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段塔徑相似，無論是設計計算還是實際加工制造這樣精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采用飽和液體進料

3.2.2.3加熱方式

精餾塔設計中多在塔底加一種再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內有足夠熱量供應；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種鼓泡管，于是可省去一種再沸器，并且可以運用壓力較底蒸汽進行加熱，無論是設備費用還是操作費用都可以減少。

3.2.2.4熱能運用

精餾過程原理是多次某些冷凝和多次某些汽化。因而熱效率較低，普通進入再沸器能量只有5%左右可以被有效運用。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，不也許直接用作為塔底熱源。為此，咱們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。

第3.3節關于工藝計算

由于精餾過程計算均以摩爾分數為準，需先把設計規定中質量分數轉化為摩爾分數。

原料液摩爾構成：

同理可求得：

原料液平均摩爾質量：

同理可求

45℃下，原料液中

由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物沸點，以上計算成果見表3-2。

表3-2原料液、餾出液與釜殘液流量與溫度

名稱

原料液

餾出液

釜殘液

84

99

0.5

(摩爾分數)

0.747

0.98

0.03

摩爾質量

28.458

39.81

18.1

沸點溫度/℃

65.8

72.4

99.98

3.3.1最小回流比及操作回流比擬定

由于是泡點進料，，過點e(0.747.0.747)做直線交平衡線于點，由點可讀得，因而：

又過點作平衡線切線，切點為，讀得其坐標為，因而：

因此，

可取操作回流比

3.3.2塔頂產品產量、釜殘液量及加熱蒸汽量計算

以年工作日為300天，每天開車24小時計，進料量為：

由全塔物料衡算方程可寫出：

(蒸汽)

(泡點)

3.3.3全凝器冷凝介質消耗量

塔頂全凝器熱負荷：

可以查得，因此

取水為冷凝介質，其進出冷凝器溫度分別為25℃和35℃則

平均溫度下比熱