年产40万吨甲醇合成工艺设计

目录摘要1第1章甲醇精馏的工艺原理2第1.1节基本概念2第1.2节甲醇精馏工艺31.2.1甲醇精馏工艺原理31.2.2主要设备和泵参数31.2.3膨胀节材料的选用6第2章甲醇生产的工艺计算7第2.1节甲醇生产的物料平衡计算7第2.2节生产甲醇所需原料气量92.2.1生产甲醇所需原料气量9第2.3节联醇生产的热量平衡计算152.3.1甲醇合成塔的热平衡计算152.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算18第2.4节粗甲醇精馏物料及热量计算211预塔和主塔的物料平衡计算212.4.2预塔和主塔的热平衡计算25第3章精馏塔的设计计算333.1.1设计的依据及来源333.1.2设计任务及要求33第3.2节计算过程343.2.1塔型选择343.2.2操作条件的确定343.2.2.1操作压力343.2.2.2进料状态353.2.2.3加热方式353.2.2.4热能利用35第3.3节有关的工艺计算363.3.1最小回流比及操作回流比的确定363.3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算373.3.3全凝器冷凝介质的消耗量373.3.4热能利用383.3.5理论塔板层数的确定383.3.6全塔效率的估算393.3.7实际塔板数40第3.4节精馏塔主题尺寸的计算403.4.1精馏段与提馏段的体积流量403.4.1.1精馏段40第3.5节塔径的计算43第3.6节塔高的计算45第3.7节塔板结构尺寸的确定463.7.1塔板尺寸463.7.2弓形降液管47堰高473.7.2.2降液管底隙高度h0473.7.3进口堰高和受液盘473.7.4浮阀数目及排列471浮阀数目48排列48校核49第3.8节流体力学验算493.8.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）49TOC\o"1-5"\h\z3.8.1.1干板阻力493.8.1.2板上充气液层阻力493.8.1.3由表面张力引起的阻力50第3.9节漏液验算50第3.10节液泛验算50第3.11节雾沫夹带验算513.12.1雾沫夹带上限线513.12.2液泛线523.12.3液体负荷上限线523.12.4漏液线523.12.5液相负荷下限线52第3.13节操作性能负荷图53第3.14节各接管尺寸的确定543.14.1进料管543.14.2釜残液出料管55第3.15节回流液管55第3.16节塔顶上升蒸汽管55第3.17节水蒸汽进口管56第4章辅助设备的计算及选型57第4.1节水冷排设计计算58第4.2节水冷排的设计选型59第4.3节预塔进料泵的选型60参考文献62附录63致谢64年产40万吨甲醇合成工艺设计摘要目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原*斗一一甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。通过查阅资料最后采用中压法在265°C合成400kt/a的粗甲醇，并应用三塔精馏来对其进行精制。本设计说明书首先概述了甲醇的性质和发展历史，并介绍了我国甲醇工业的发展；对合成和精馏工段进行了物料和热量的工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细的设计计算，最后对水冷排和预塔进料泵做了设计计算。在上述工作的基础之上，参考相关的资料和标准对合成工段的设备和管道进行了合理布局；并编制了甲醇合成设备一览表，物料流程图，工艺管道及仪表流程图，设备平面布置图及管道布置图。关键词：设计；工艺；合成；第一章甲醇精馏的工艺原理第1.1节基本概念精馏是利用不同物质的挥发度不同，将液体混合物进行多次部分气化,同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离到所要求组分的操作过程。精馏过程在精馏塔中进行，料液由塔的进料口连续加入塔内，塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回流入塔顶，成为回流液，其余作为馏出液（塔顶产品）连续采出。自加料位置以上部分，上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸气沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重组份向液相传递，而回流液中的轻组分向气相传递。如此物质交换的结果，上升蒸汽中轻组份的浓度逐渐提高，只要有足够的相间接触表面和足够的液体回流量，到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组分，塔的上半部完成了上升蒸气的精制（除去其中的重组份），因而成为精馏段。在塔的加料口位置以下下降液体中的轻组份被蒸出，重组份被提浓，故称之为提馏段。精馏塔的操作应当掌握三个平衡。1.1.1物料平衡塔的总进料量（F）=塔顶馏出物量（D）+塔底排出物量（W）;某一组分（x）的总进料量（Fxfi）=塔顶采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi）物料平衡的建立，是衡量精馏塔内操作的稳定程度，它表现在他的能力大小和产品质量的好坏，一般应当根据入料量侣）而适当采取馏出物量（D），保持塔内物料平衡，才能保证精馏塔内操作条件稳定，当塔的物料平衡被破坏时，精馏塔的温度、压力降都会发生大幅度波动，严重时引起液泛、雾沫夹带、传质效率降低等问题，系统不能正常运行。在粗甲醇精馏操作中，维持物料平衡的操作是最频繁的调节手段，操作时还必须同时考虑塔内的热量平衡。1.1.2汽液平衡汽液平衡影响到甲醇产品的质量和精馏损失等，主要是通过调节精馏塔的操作条件（温度、压力、负荷），来调整塔盘上面气液接触的情况以及塔板间各组分气相分压平衡等来达到经济的效果。汽液平衡是通过在每块板上气液互相接触进行传质和传热而实现的。汽液平衡和物料及热量平衡密切相关，塔内温度、压力、物料量的变化都将直接影响汽液平衡。1.1.3热量平衡热量平衡是塔设计和操作的重要依据，当精馏塔在正常运行时，塔内的温度和压力是稳定的，加入塔的热量和出塔的热量也是平衡的。入塔热量包括进料及回流的流量与温度、再沸器蒸汽流量，而出塔热量则包括塔顶、塔底出料的温度、流量、汽化热以及热损失等。正常操作中，多用塔顶回流量、再沸器的蒸汽量来调整塔的热量平衡。总之，精馏系统的操作就是要掌握好精馏塔的物料平衡和热量平衡，并由此稳定好塔盘的汽液平衡，来达到产品质量合格，同时排放废液中甲醇含量低、甲醇收率高的目的。第1.2节甲醇精馏工艺1.2.1甲醇精馏工艺来自甲醇合成工序的粗甲醇经粗甲醇预热器加热至70r，然后进入预蒸馏塔精馏。塔顶出来的蒸汽温度为74.2°C，对应的压力为0.13MPa(A)，先经过预塔冷凝器A在65C左右将其中的大部分甲醇冷凝下来，冷凝下来的甲醇进预塔回流槽，未冷凝的气体则进入预塔冷凝器8冷却至40C后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也进入预塔回流槽，预塔回流槽的液体由预塔回流泵加压后作预蒸馏塔回流液，由预塔冷凝器B出来的气体去排放槽，不凝气洗涤后经不凝气预热器加热至150C后去气柜。向萃取槽中补入除盐水作预蒸馏塔萃取剂。排放槽出来的甲醇液由排放槽泵加压后送回收塔。由除盐水和固体氢氧化钠在碱液槽中制备5%一10%的NaOH溶液。碱液由碱液泵加压后补入粗甲醇，以中和粗甲醇中的有机酸，控制预蒸馏塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。预蒸馏塔塔底排出液由加压塔进料泵加压后送往加压精馏塔精馏，加压精馏塔操作压力约0.8MPa。塔顶甲醇蒸汽温度约128°C，至冷凝器/再沸器作热源，冷凝液流入加压塔回流槽，一部分送往加压精馏塔作回流液，另一部分经精甲醇冷却器冷却后送精甲醇计量槽。加压精馏塔塔底排出液送往常压精馏塔。常压塔顶甲醇蒸汽温度约66C，经常压塔冷凝器冷却至40C后进常压塔回流槽，由常压塔回流泵加压后一部分作常压精馏塔回流液，另一部分送精甲醇计量槽。常压塔再沸器热源为加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽。常压精馏塔塔底排出的含少量甲醇的废水由回收塔进料泵加压后送甲醇回收塔回收塔塔顶蒸汽经回收塔冷凝器冷却至40C后进回收塔回流槽，由回收塔回流泵加压后一部分作回收塔回流液，另一部分送杂醇油贮罐。回收塔塔底含少量甲醇的废水一部分由废水泵加压后送部分氧化装置，另一部分送入排放槽作洗涤水。各精馏塔再沸器热源为0.7MPa低压蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲醇预热器作热源，然后去除盐水站。本工序的含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇贮槽。这样可避免设备、管道在检修时排出的含醇放净液对环境造成污染。在生产过程中，常压塔顶会出现不凝气的积累而影响塔的操作，这可从常压塔顶的温度、压力的对应关系判断。这部分不凝气的排放是通过常压塔冷凝器上的放空阀来实现的，排放气送放空总管高点放空。预蒸馏塔和甲醇回收塔压力由PV-15501A和PV-15501B分程调节。阀后不凝气通过放空总管高点放空。??加压精馏塔压力由调节阀PV15521控制。?常压精馏塔压力由PV-15530A和PV-15530B分程调节。压力低于-0.02MPaG时补氮气，压力高于0.015MPag阀门PV-15530B开启放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管线上的流量调节阀调节。塔底液位由塔底出口管线上的液位调节阀调节。1.2.2主要设备和泵参数主要设备参数和主要泵参数分别见表1-1.表1-2.表1-1主要设备参数表?设备名称规格设计参数设计压力/MPa设计温度/C脱醚塔DN1400x236350.290加压精馏塔DN1500065670.8150常压精馏塔DN1800x359170.2110脱醚塔再沸器DN900x3503管程:0.2;壳程:0.8管程:100;壳程：170加压塔再沸器DN1300x4444管程:1.0;壳程:1.0管程:150;壳程:180常压塔再沸器DN1600x4781管程:0.2;壳程:0.8管程：120;壳程:125脱醚塔冷凝器DN800x4357管程:0.5;壳程:0.2管程:40;壳程:80常压塔冷凝器DN1000x5136管程:0.57;壳程:0.2管程:50;壳程:100杂醇油冷却器DN250x2447管程:0.5;壳程:0.18管程:50;壳程:100?表1-2主要泵参数表?泵名称流量/(m3/h)扬程/m人口压力/Mpa使用温度/P粗醇泵3050常压40脱醚塔回流泵30500.1280加压塔进料泵30100常压78加压塔回流泵30600.7122常压塔回流泵30640.1362残液泵10500.151091.2.3膨胀节材料的选用加压塔再沸器和常压塔再沸器的气体出口管均是高温甲醇蒸气，加压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1500C，压力为0.7MPa，常压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1150C，压力为0.16MPa，两根管道需要加膨胀节来克服管道的热胀冷缩。但在膨胀节材料选用时，许多厂家认为只要是不锈钢材料即可，其实，最佳的材料选用应当用316L不锈钢材料。因为304不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要差些，而316L不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要好一些。第2章甲醇生产的工艺计算化工生产的工艺计算主要有物料平衡和热量平衡计算。化工工艺计算是作为化工工艺过程的设计、工艺管路的选择及生产管理、工艺条件选择的主要依据；对于平衡原料、产品产量，选择最佳工艺条件，确定操作控制指标，合理利用手产中的废料，废气，废热都有重要作用。第2.1节甲醇生产的物料平衡计算甲醇生产中，原料气的量与组成在一定范围内是根据物料平衡计算和生产实际进行调节整，如原料气中氢、一氧化碳、氮的比例等。在生产过程中，也会产生不需要的或者有害的组分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氩气等，这些组分有些可通过计算得外，有的还必须在生产过程中测定。为了最终求得合成甲醇和合成氨所需要的总原料气量，保持反应及平衡的组分比例，联醇工艺从原料气制造开始，经脱衡、变换、脱碳、合成甲醇、铜洗耳恭听至合成氨，使原料气制造到最后合成氨的全过程达到平衡。计算年产400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分别占合成气的0.6%和0.4%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%（质量分数），原料液温度：45C设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%（质量分数）塔底的甲醇含量不大于0.5%（质量分数）产品粗甲醇的组成（质量为）：甲醇（CH30H）84%二甲醚（（CH3）20）0.36%高级醇（C4H90H）0.30%高级烷烃（C8H18）0.24%水(H20)5%产量分配为：合成氨60kt/a,181.8t/d7.60t/h粗甲醇400000t/a,121.2t/d5.05t/h计算实现合成氨产量计划所需要原料气(醇后气)的量：参加反应理论耗气量根据反应方程式：1H2+N2=NH3则耗氢气为：1X=55764kmol/h=1247.424Nm3/hX=185.kmol/h=4157.216Nm3/h原料气中惰性气含量为—(1247。424+4157.216)=167.966Nm3/h其中CH4为100.78Nm3/h,Ar为67.19Nm3/h在压力为30X106Pa,温度为30。C。液氨中氢氮气溶解损失：查物性手册表[7],在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为：H234.3Nm3/t;N2,32Nm3/t。则每小时在液氮中氢氮氯溶解损失分别为：26.07Nm3/h和24.32Nm3/h。液氨在贮罐气中的扩散损失查物性手册表，在1.6X106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨的平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失（G氨损）为=Nm3/hG氨损=36。24Nm3/h（5）醇后气中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH0.05%则每小时需要仔醇后气为=17505.95Nm3/h其中：CO22415.08Nm3/hCO332.61Nm3/hCH3OH8.75Nm3/h于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表示第2.2节生产甲醇所需原料气量表2-1合成氨生成耗用醇后气量及其组成耗用量气体组成，Nm3/hH2N2COCO2CH4ArCH3OH小计合成氨反应12471.4244157.26—————16628.64精炼损耗一一332.61245.08——8.75586.44液氨中溶解损耗26.0724.32—————50.39续表2-1合成氨生成耗用醇后气量及其组成

耗用量气体组成，Nm3/h72.49167.966H2N2COCO2CH4ArCH3OH小计氨扩散损耗54.3718.12————惰性气一一一一100.7867.19—合计醇后气组成，%12551.86471.74199.6623.99332.611.9245.081.4100.780.5767.190.388.750.0517505.931002.2.1生产甲醇所需原料气量(1)合成甲醇的化学反应主反应：CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol(2-2)副反应：72.49167.966KJ/mol（2-3）CO+3H2=CH4+H2O+115.69KJ/mol4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62KJ/mol8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98KJ/mol（2-6）（2）粗甲醇组分，算得组分的生成量5938.972Kg/h（2-4）（2-5）甲醇（CH3OH）4157.216Nm3/h二甲醚（（CH3）2O）Nm3/h高级醇（C4H9OH）Nm3/h高级烷烃（C8H18）Nm3/h水（H2O）Kmol/h，392.6Nm3/h即185.59Kmol/h，20.823Kg/h20.192Kg/h14.513Kg/h即0.453Kmol/h，10.147即0.273Kmol/h，6.115即0.127Kmol/h，2.843315.5Kg/h即17.528（3）生产测提，按反应式（2-4）每生产1t粗甲醇的同时，CH4生成量为7.56Nm3/h；即0.34KmolCH4/t粗甲醇，所以CH4小时生生成量为3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。（4）忽略由原料气带走的水分，根据反应式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反应（2-6）生成的反应水为：17.528—0.453—0.1717—0.273X3—0.127X8=15.07kmol/h即在逆变换反应中生成15.07kmol/h的CO和H2O（5）当压力为10X106Pa，在30°C时，每1t粗甲醇中溶解反应气组成如表2-2所示。表2-2混合气在粗甲醇中的溶解量组分COCO2H2N2CH4(CH3)2O小计溶解量Nm3/t9.816.5825.923.260.761.9248.25Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.9724.364组成，%20.3213.6353.736.761.583.98100（6）粗甲醇弛放气中甲醇的扩散损失根据测定，在35。C时液态甲醇中释放的CO、CO2、H2等混合气中，每含37.14g甲醇。假设经减压生液相中溶解的气体除二甲醚外全部释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为：（4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177）X0.03717=1.209Kg/h即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h式中0.06为二甲醚减压后的释放量。因为反应式（2-2）生成的二甲醚有10.147Nm3/h,其中有0.97Nm3/h溶入粗早醇被送往精馏，只有0.06Nm3/h扩散进入气相（7）醇后气中有0.05甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为6.31t/h时，带入甲醇为17505.93X0.05%=8.75Nm3/h（8）综合表2-1和2-2,即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气所组成，列表2-3。表2-3进早醇合成塔新鲜气组成组分COCO2H2N2CH4Ar小计合成甲醇消耗，Nm3/h3905.247340.8888823.5161.646-3.64413071.297合成氨消耗，Nm3/h332.61245.0812375.384199.656100.7867.1917497.18新鲜气消耗,Nm3/h、4237.857588.968213750384201.30297.13667.1930564.833新鲜气组成，%13.861.9269.9313.740.320.21100（9）变换气需要量如果不计在水洗时CO、CH4、Ar及H2S等溶解损失，单计算H2,N2的损失，查化工热力学在压力2.5X106Pa,30°C。C,H2和N2在水中溶解度为0.427Nm3/t和0.329Nm3/t水已知水洗塔的气水比为10，则每小时洗涤用水量为30564.833Nm3/h。则H2,N2在水洗过程中的损耗为H2：30264.833X0.427=13051.184Nm3/hN2：30564.833X0.329=1055.83Nm3/h已知：变换气中CO2含量3变CO2）为：G变CO2=20872.38Nm3/h于是，进水洗塔变换气流量与组成如表2-4所示。表2-4变换气流量及组成组分COCO2H2N2CH4Ar小计流量，Nm3/h4237.85720644.50834426.56414257.13297.13667.1973730.387组成，%5.752819.3419.340.090.09100（10）甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88%,根据表2-3，设甲醇塔出塔气量斯社3醇出塔）为仔醇出塔=146898.09Nm3/h仔醇循环=1746898.09—17505.93—4582.422+3.85—23.394=1247.90.194Nm3/h故得循环气各组分的量如表2-5所示表2-5甲醇塔循环气量及其组成组分COCO2H2N2CH4流量，Nm3/h2371.0141747.06388913.01330561.119686.646组成，%1.91.471.2524.490.05续表2-5甲醇塔循环气量及其组成组分CH4ArCH3OH小计流量，Nm3/h686.646449.24562.395124790.194组成，%0.050.360.05100449.245（11）甲醇合成塔玉塔气量的计算根据仔入四醇塔二G新鲜气+G循环气，由表（2-3）和表（2-5）计算得甲醇合成塔入塔气功偈入甲醇塔）量，如表（2-6）（12）甲醇合成塔出塔气流量能组成计算因为仔醇出塔二G醇入塔一仔醇反应+仔醇一仔醇副产物，根据（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及组成及组成表2-6甲醇合成塔入塔气量组分COCO2H2N2流量，Nm3/h6608.871233.03191088.39334762.421组成，%4.851.7166.925.53续表2-6甲醇合成塔入塔气量组分CH4ArCH3OH小计流量，Nm3/h783.482516.43562.395136155.028组成，%0.580.380.046100表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成组分COCO2H2N2CH4Ar入塔气流量，Nm3/h6608.8712333.03191088.39334762.421783.482516.435合成反应消耗，Nm3/h3900.293337.5688810.426———反应生成物，Nm3/h————3.85—出塔气流量，Nm3/h2708.5781995.46382277.96734762.421779.632516.435组成％2.121.5664.4527.230.610.40续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成组分CH3OHC4H9OH(CH3)2OC8H18H2O合计入塔气流量，Nm3/h62.395————136455.028合成反应消耗，Nm3/h—————136048.28反应生成物，Nm3/h4165.9666.11510.1472.843369.914558.831出塔氢流量，Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369091127665.581组成，%3.310.008—0.29—（13）醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表2-8所示。表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成组分COCO2H2N2CH4Ar分离器损失气量，Nm3/h4.9543.3213.091.6460.384—出分离器气体流量，Nm3/h2713.6241992.14382264.87734760.775779.248516.435出分离器气体组成，%2.201.6266.8328.240.630.42出分离器液体量，Nm3/h——————出分离器液体组成，%——————出分离器液体重量，Kg/h——————出分离器液体组成，%——————续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成组分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合计分离器损失气量，Nm3/h0.847————24.004出分离器气体流量，Nm3/h71.145—9.117——123097.364出分离器气体组成，%0.06————100出分离器液体量，Nm3/h4157.2166.1510.1472.843369.914546.266出分离器液体组成，％91.440.130.220.0628.14100出分离器液体重量，Kg/h5938.8831.3020.8414.47297.256302.7.339出分离器液体组成，%94.230.500.330.234.7100（14）粗甲醇在中间储槽减压放出的弛放气流量与组成如表2-9表2-9甲醇施放气流量与组成组分COCO2H2N2CH4CH3OH合计施放气流量，Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.6124.004组成，%20.6413.8354.536.861.602.54100（15）醇后气经精炼气流量与组成如表2-10所示。表2-10精炼气流量组成组分H2N2CH4Ar合计精炼气流量，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.1916915.85组成％74.2024.830.570.40100.00（16）根据表2-1，表2-10得氨合成塔生产最终平衡，见表2-11表2-11氨合成塔物料平衡表消耗分类H2N2CH4Ar反应生成NH3合计精炼气，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.19——溶液损耗，Nm3/h26.0724.32————小计1252.7944175.3497.13667.19——合成反应消耗，Nm3/h12525.7944175.34——8349.18—吹出气，Nm3/h—0.7597.13467.19—165.076氨扩散损耗，Nm3/h————36.2436.24合成氨产量，Nm3/h————8312.948312.94合成氨产量，kg/g————6308.9286308.928粗甲醇的精馏几乎全部是物理过程，其物料平衡计算与上述订算方法有一定的差别。第2.3节联醇生产的热量平衡计算物料平衡计算之后，可以根据各段的物料量，进行热平衡计算。热平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量、如热交换的换热面积、热介质或冷介质的消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定额，计算产品成本和结济效益。通过热量或能量平衡计算，可以各个还节中找出不合理的损耗，以此作为实现高产。低耗的重要手段落。生产过程中主要是输入和输出的热量和能量，能量或热量的转换是基于能量守衡定律。在一个封闭的体系中，各种能量之总和将维持不变。热平衡是以物料平衡为基础，在连续生产过程中是以单位时间来计算的，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、从外界输入的热量和随反应物、化学产物带出的热量以及设备、器壁散失热量等都一一考虑在内进行计算。年产60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的热量平衡计算根据以上提供条件和计算结果。工艺条件：（1）进塔气体温度平均按时40r计算；（2）冷凝器气体出口温度与液体温度相等，都为38°C；（3）冷却水温度为32°C，）令却回水为45C;（4）系统热损失为5%。2.3.1甲醇合成塔的热平衡计算全塔热平衡方程式+=（2-7）式中：。入塔气一入塔气体组分热量，kJ/h;Q一合成反应和副反应的反应热，kJ/h;G出塔一了合成塔各组分，包括反应物、生成物流量，Nm3/h;Gm入一各组分的比热容，kJ/Nm3•;Tm入一出塔气体温度，。CQ损失一合成塔热损失，kJ/h又:式中G—入塔气体各组分流量，Nm3/h。又(2-9)式中Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5-分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/h；Qr6一二氧化碳逆变换反应的反应热，KJ/h。而二GX式中Gr—各组分的生成量，—生成反应的热量变化kJ/m3或kJ/mol。全塔入热计算查物性手册，压力为10X106Pa，根据表2-7甲醇合成塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表2-12根据计算条件，入塔气温为40。C，所以入塔总热量为192197.655X40=7687906.2kJ/h表2-12甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量组分COCO2H2N2比热容kJ(kmol•。C)32.8790.9829.3932.99入塔量Nm3/h66608.8712333.03191088.39334762.421Kmol/h295.039104.1534066.4471551.894入塔热量，kJ/(h•oC)9697.9329475.84011951.87751196.983续表2-12甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量组分CH4ArCH3OH合计比热容kJ（kmol•oC）45.1425.1655.69—入搭量Nm3/h783.482516.43562.395136155.028Kmol/h34.97723.0552.7856078.349入塔热量，kJ/（h•oC）1578.862580.064155.097192197.655塔内反应热计算在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2按反应式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）及（2-7），生成甲醇，二甲醚，异丁醇，甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生的热量如表2-13所示塔出口总热量计算查物性手册得甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容，根据表2-8甲醇合成塔出口物料的流量，并按Q出塔二G出塔XCm入，分别算出出塔各组分的热量，列表为2-14。组分CH3OH(CH3)2OC4H9OH生成热，kJ/h102.3749.62200.39生成量Nm3/h4157.21610.1476.115Kmol/h185.590.4530.273反应生成热，kJ/h18998848.322477.8654706.47续表2-13甲醇合成塔内反应热组分C8H18CH4CO合计生成热，kJ/h957.98115.69-42.92—生成量Nm3/h2.8433.85337.5684517.739Kmol/h0.1270.17215.07201.68反应生成热，kJ/h121663.4619898.68646804.418570790.37表2-14甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量组分COCO2H2N2CH4Ar比热容，kJ(kmol•。C)31.4961.9731.1531.1546.0622.86气量Nm3/h2708.5781995.46334762.42134762.421779.632516.432Kmol/h120.91989.0831551.8931551.89334.80523.055出塔热量，kJ（h•。C）3807.7395520.47348341.46748341.4671603.118527.037续表2-14甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量组分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合计比热容，kJ（kmol•。C）55.6961.7656.52318.2129.31—气量Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369.91127657.981Kmol/h188.7660.2730.4530.12716.515699.017出塔热量，kJ（h•。C）10512.37816.86025.60440.413483.908179089.201全塔热损失计算条件已经给出全塔热损失为5%，因此损失热量为Q热损失二（。入塔+。反应）X5%=（7687906.2+18570790.37）X5%1312934.829kJ/h按全塔热平衡方程式，求出出塔气体温度丁出7687906.2+18570790.37=179089.201X7出+1312934.829T出=139.30。C于是，得表2-15表2-15甲醇合成塔全塔热平衡表热量气体显热反应热热损失合计入热，kJ/h7687906.0218570790.37—26258696.57出热，kJ/h24945761.74—1312934.82926258696.572.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算A.热平衡方程式Q入口气+Q冷凝=。出口气+Q液体+Q冷却水式中，。入口气、Q出口气一分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h；Q冷凝一在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h；Q液体一出冷凝器液体带热，kJ/h；Q冷却水一冷却水带下走热量，kJ/h。2.热平衡计算由物性手册查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表2—16。表2-16粗甲醇中各组分的物理常数组分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O气化热，kJ/h1177.93531.75577.81307.052260.98液体比热容，kJ(h-oC)2.722.6382.5962.264.187假设，有相变物质在低于沸点时全部冷凝，扩散于气相中的组分忽略不计气体)令凝放热Q冷凝二GX根椐表4-17数氢计算得出塔各组分及冷凝放热量如表2-17进令器气体总热量Q入冷凝器二Q出塔二XT出塔=2900033.612kg/h(2-10)式中GF一进冷凝器各组分摩尔流量，Kmol/h;CP—各气体组分比热容，kJ(kmol•oC);T出塔一出合成塔气体温度，。C;表2-17出塔气在冷凝器冷凝放热组分CH3OH(CH3)2OC4H9OH冷凝器Nm3/h4157.21610.1476.15Kmol/h5938.8820.83720.317放热量，kg/h6639252.11811080.07511739.366组分C8H18H2O合计冷凝器Nm3/h2.843369.914546.266Kmol/h14.469297.2496291.752放热量，kg/h4442.706672074.0447338588.309冷凝器出口气体显热冷凝器出口气体显Q、出冷凝=XT出口(2-11)式中G'F一冷凝器出口气体组分摩尔流量，Kmol/h;CP一出口气体各组分比热容，kJ(kmol-OC);T出口一冷凝器出口气体温度，。Co根据表(8-7)各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为2-18o表2-18冷凝器出口各气体组分的显热组分COCO2H2N2比热容，J(kmol-oC)34.4238.6029.0229.06气量Nm3/h2703.621992.1438226.87734760.775Kmol/h120.70088.935367.271551.820热量，kJ(kmol•oC)4154.4943432.89110658.7545095.890续表2-18冷凝器出口各气体组分的显热组分CH4ArCH3OH合计比热容，J(kmol-oC)36.6820.8344.21—气量Nm3/h779.248516.43571.14549050.213Kmol/h34.7889.6633.1762189.742热量，kJ(kmol-oC)1276.024201.28013.9276316.674因冷凝器气体出口温度38oC,所以出口气体热量为Q'出)令凝器=76136.674X38=2900033.612kg/h冷凝器出口液体带走热量Q、、出冷凝器Q、、出冷凝器二式中GF一冷凝器出口液体各组分的摩尔流量，Kmol/h;CP—各液体组分的比热容，J(kmol・°C);于是，根据表2-16各表2-17，计算冷凝液体带走热量为表2-19因冷凝器出口液体温度为38。C,故液体带出热量；Q出冷凝器=17538.716X38=666471.208kJ/h于是，由冷却水带走热量；Q令却水=24945761.74+7338588.309一(2900033.612+666471.208)=28717845.23kJ/h组分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O合计液体比热容，kJ/(kg・。C)2.722.6382.5962.264.187—流量，kg/h5938.8820.83720.31714.469297.2496291.722热量，kJ(h•。C)16153.75454.96852.74332.6701244.58117538.716则冷凝器热平衡如表2-20表2-20冷凝热平衡表带入热量，kJ/h带出热量，kJ/h气体显热冷凝热合计气体显热液体带热冷却水带热合计24945761.747338588.30917607173.4312900033.612666471.20828717845.2332284350.05冷凝器用水量已知：冷凝器冷却水温度为32。^回水温度为45。C则冷凝器冷却水量为527600.91kg/h=527.6t/h第2.4节粗甲醇精馏物料及热量计算2.4.1预塔和主塔的物料平衡计算根据第一节的条件测得：粗甲醇的密度0.87g/ml,PH值8,初馏值采出量20l/h。a.预塔物料平衡计算A.进料⑴粗甲醇，6310kg/h.根据第一节的计算结果，每小时进入预塔的物料如表2-21表2-21入预塔粗甲醇及组成组分甲醇水低沸物高沸物油溶物合计流量kg/h,组成，w%5938.8894.23297.250.5020.840.3331.300.2304.474.76302.739100⑵碱液，加入碱液浓度为2%的NaOH，进料粗甲醇PH值需从6提高到8查手册[7]:0.1N的氢氧化钠溶液：（OH）-=1.34X10-3mol/L0.1N的NaOH换算成百分含量：=0.4%pH值从6提高到8,OH-需H+量为：16-6-10-8=0.00099mol/m3需2%的NaOH（密度以1g/ml计）为=0.00148m3/m3粗甲醇则需每小时加入碱液量为=0.923L/h⑶初馏物已知：初馏物采出量为20l/h；密度0.79g/ml，其中97.93%为甲醇，2.07%为油性杂质；初馏物加水20l/h。则：初馏物采出量为0.79X20=15.8kg/h。其中甲醇为15.8X97.93=15.473kg/h油溶性杂质为15.8X2.07=0.327kg/h油容性杂质再油水分离器中被分离掉，所以预塔初馏物回收量为：15.473+20=35.473kg/h⑷冷凝水：操作控制预塔底甲醇密度为0.87g/ml，按甲醇一水二元组成查得在密度0.87是甲醇水溶解液的含醇量为70%，从密度0.81（含醇93.4%）提到0.87，则粗甲醇中含水：=70%x=2551.905kg/h实际需要加入冷凝水为2551.905-297.25-20-1.153=2233.502kg/h于是预塔总进料量表2-22。物料量，kg/h甲醇水NaOH低沸物高沸物油溶物小计粗甲醇碱液冷凝液初馏物合计5938.88——15.4375954.353268.42233.50220—2550.8—1.15320.8431.3014.4714.476302.7391.1532233.50235.4378572.867㈡出料⑴塔底甲醇粗甲醇含醇5938.88kg/h初馏物含醇15.473kg/h⑵塔底水合计5954.353kg/h

粗甲醇含水碱液（包括NaOH）297.25kg/h1.153kg/h初馏物含水预塔加水20kg/h2233.502kg/h计2551.905kg/h⑶塔底乙醇及高沸点组分31.30kg/h。⑵塔底水合计5954.353kg/h粗甲醇含水碱液（包括NaOH）297.25kg/h1.153kg/h初馏物含水预塔加水⑷烷烃及油溶性组分14.47kg/h。其中：塔底出料14.143kg/h；初馏物采出0.327kg/h。⑸塔顶二甲醚及低沸点组分20.84kg/h。预塔出料量如表2-16.b.主塔的物料平衡计算A.进料脱出轻馏分的预后甲醇8537.381kg/h。其中：甲醇5938.88kg/h；水25kg/h；1.15NaON3kg/h；1.15烷烃及油溶性组分14.143kg/h表2-23预塔出料流量及其组成物料量，kg/h甲醇水NaOH低沸物高沸物油溶物小计塔顶塔底侧线合计一5938.8815.4735954.353—2551.905——1.15320.8420.8431.30—一14.1430.32714.4720.848537.38115.88574.021B.出料⑴塔底残夜其中：NaON1.153kg/h乙醇及高沸点组分31.30kg/h烷烃及油溶性组分14.143kg/h水2551.905kg/h甲醇18.318kg/h合计2616.819kg/h残夜排放温度为110°C是，残夜中甲醇含量为0.7%，所以:X=18.318kg/h表2-24精馏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计甲醇水高沸物油溶物NaOH合计5938.882551.90531.3014.1431.1535920.5625920.56218.3182551.9053.3014.1431.1532616.8195938.882551.9053.301.2931.1538537.381⑵采出精甲醇5920.562kg/h.于是，精馏全塔物料平衡如表2-24所示。2.4.2预塔和主塔的热平衡计算根据计算结果，做出预塔、主塔的热平衡计算。精馏操作条件：回流比预塔1/1（回流量/预塔入料量）；主塔2/1（回流量/主塔入料量）。温度预塔入料70°C；主塔入料84°C；预塔塔底78C；主塔塔底110P；初馏物采出64°C;冷凝水65C;预塔回流64C;主塔回TOC\o"1-5"\h\z流65C;预塔塔顶70C。粗甲醇中主要组分的物理常数如表2-25。表2-25粗甲醇中主要组分的物理常数名称组分汽甲醇化热，甲醇kl/kg二甲醚水乙醇焓,kl/kg二甲醚状态与条件物理常数60C1117.6365C1046.75—78°C307.05—1280.38续表2-25粗甲醇中主要组分的物理常数名称组分液辛烷体比甲醇热容，二甲醚kl/（kgC）乙醇辛烷水状态与条件物理常数—307.05—2.68—2.6478C3.2270C—4.187在粗甲醇所含高级醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表杂醇。a.预塔的热平衡计算㈠预塔全塔热平衡计算⑴带入热量：=+++,见表2-26.于是=151169.98+319036.69+86626.18+=1926832.85+⑵带出热量：=++++，见表2-27。于是二6174506.82+1667178.07+19027.54+393036.07=8253757.50kl/kg因二故1926832.85+=8253757.50=6326924.65表2-26预塔带入热量入热项目组分二甲醚粗甲醇甲水醇乙醇烷烃加热蒸汽水流量，kg/h沮宣op温度，C比热容，kl/(kg°C)热焓kl/kg热量，kl/h17.171280.3821984.124771.023702.68—895043.912044.72704.187—599286.9812.12703.22—2731.8513.132.312123.122118.62续表2-26预塔带入热量入热项目组分软水水NaOH回流液甲醇加热蒸汽水流量，kg/h温度，^比热容，kl/(kg。热焓kl/kg热量，kl/h1171.2674.1870.923704.187—270.525050.5—642.6886626.18—2118.62以甲醇为计算式例：Q=4771.023X70X2.68=895043.91kl/h以二甲醚为计算式例：Q=17.17X(2.64X70+523.38)=12159.45kl/h汇总表2-26和表2-27，得预塔全塔热平衡如表2-28.则需.035Pa的蒸汽（不计蒸汽冷凝水潜热）为=2986.34kg/h表2-27预塔带出热量出热项目组分塔二甲醚顶回流甲醇甲醇水乙醇烷烃流量，kg/h比热容，kl/（kg°C）气体）令凝热，kl/kg热量，kl/h17.172.647012159.455050.5—2.681046.7564.76162347.3734755.55—2.68—782044.724.187—783044.0612.123.22—782.26782256.91续表2-27预塔带出热量出热项目组分甲醇水乙醇烷烃甲醇烷烃损失热以5%计流量，kg/h比热容，kl/（kg。气体）令凝热，kl/kg热量，kl/h4755.552.687820444.187—783044.0612.123.22—7812.8032.26—7815.4731046.7564.718879.320.3272.26307.0564.7148.22—393036.07㈡预塔精馏段热量平衡设预塔精馏段内回流量为(kl/h)，则精馏段列出热平衡计算表2-29。表2-28预塔全塔热平衡表带入热量，kl/h带出热量，kl/h塔侧粗甲醇入热塔顶加入冷凝液及碱液塔顶回流液加热蒸汽总入热1521169.9886626.186326924.65823757.50塔顶二甲醚及回流液甲醇蒸汽塔底预后粗甲醇测线采出初馏物热损失总出热6174506.821667178.0719027.54393.36.078253757.50表2-29预塔精馏段热平衡计算表带入热量，kl/h带出热量，kl/h粗甲醇入热塔底供热加热软水内回流总入热1521169.986326924.65319036.69X2.68X658167131.32+174.2二甲醚预后甲醇初馏物内回流总出热12159.451667448.59(加NaOH)19027.54(2.68X65+1117.53)168635.58+1291.73根据得8167131.32+174.2=168635.58+1291.73=5788.21kl/h预塔精馏段总热量为9175437.50kl/h.C.预塔提馏段热量平衡设预塔提留段内回流量为(kl/h)，则列出提馏段热平衡计算表2-30。表2-30预塔提馏段热平衡计算表带入热量，kl/h带出热量，kl/h粗甲醇入热塔底供热加热软水内回流总入热1521169.986326924.65319036.69X2.68X748167131.32+198.32预后甲醇初馏物内回流总出热1667448.5919027.54(2.68X74+1046.75)1686476.13+1245.072.主塔热平衡计算A.主塔全塔热平衡计算⑴带入热量：根据表2-30预塔出热及计算条件列表2-31.⑵带出热量：根据计算条件列表2-32.根据得1795476.31+1705452.84+=825874.187+953613.904+12359886.63+706968.736=11345414.31kg/h则，需压力为0.35MPa的蒸汽为根据计算列出精馏塔全塔热平衡表2-31。根据计算条件，当预塔回流比为1,主塔回流比为2时，每生产1t精甲醇耗蒸汽为：表2-31主塔全塔带入热量计算表入热项目组分主甲醇塔水入乙醇料烷烃回流液甲醇加热蒸汽水流量，kg/h温度，^比热容，kl/(kg?°C)汽化热，kl/kg热量，kl/h总热量，kl/h4755.55842.681070569.42179546.312044.72844.1873.223278.2212.803842.312484.295050.5X2632.68175452.841705452.842118.62表2-32主塔全塔带出热量计算表入热项目组分精馏采出甲醇残水甲醇乙醇液烷烃回流液甲醇热损失流量，kg/h温度，^比热容，kl/(kg?°C)汽化热，kl/kg热量，kl/h总热kl/h4740.954652.68825874.18825874.182044.721104.187941736.614.5961102.684302.90953613.9012.121103.222.333281.4095050.5X2662.681046.7512359883.63706968.736带入热量，kl/h带出热量，kl/h入料回流加热蒸汽总入热1795476.311705452.841134544.3114846343.46精醇采出残夜回流热损失总出热825874.187953613.90412359886.93706968.73614846343.46（2）主塔精馏段热量平衡计算设内回流量为，则根据全塔热平衡列出精馏段计算表2-34。表2-34主塔精馏段热量平衡计算表带入热量，kl/h带出热量，kl/h预后甲醇塔底供热内回流总入热1070569.4211345414.31X2.68X64.512415983.73+175.54采出精甲醇内回流总出热825874.187(2.68X65.5+1046.75)825874.187+1222.29按精馏段，12415983.73+175.54=825874.187+1222.29=11072.47kg/h精馏段总带入热量=12415983.73+175.54X11072.47=14359645.11kl/h(3)主塔提馏段热量平衡计算设提馏段内回流为(kl/h)，则根据全塔热平衡列出提馏段计算表2-35。根据提馏段，11351176.82+175.54=953613.904+1222.29=9933.186kg/h提馏段带入热量=11351176.82+175.54X9933.186=1304848.29kg/h2-35主塔提馏段热量平衡计算表带入热量，kl/h带出热量，kl/h预后甲醇塔底供热内回流总入热3278.22+2484.2911345414.31X2.68X65.511351176.82+175.54残液内回流总出热953613.904(2.68X65.5+1046.75)953613.904+1222.29第三章精馏塔的设计计算第3.1节精馏塔设计的依据及任务3.1.1设计的依据及来源本设计依据于化工原理的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。3.1.2设计任务及要求原料：甲醇~水溶液，年产量400000吨甲醇含量：84%（质量分数），原料液温度：45^设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%（质量分数）塔底的甲醇含量不大于0.5%（质量分数）表3-1甲醇~水溶液体系的平衡数据

液相液相中甲醇的含量（摩尔分数）汽相中甲醇的含量（摩尔分数）中甲醇的含量（摩尔分数）汽相中甲醇的含量（摩尔分数）0.00.00.400.614液相0.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0第3.2节计算过程3.2.1塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。3.2.2操作条件的确定3.2.2.1操作压力由于甲醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力为塔底压力3.2.2.2进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料3.2.2.3加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇~水体系中，甲醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。3.2.2.4热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。第3.3节有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：同理可求得：原料液的平均摩尔质量：同理可求45r下，原料液中由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表3-2。表3-2原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液84990.5（摩尔分数）0.7470.980.03摩尔质量28.45839.8118.1沸点温度/°C65.872.499.983.3.1最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，，过点e（0.747.0.747）做直线交平衡线于点，由点可读得，因此：又过点作平衡线的切线，切点为，读得其坐标为，因此：所以，可取操作回流比3.3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：由全塔的物料衡算方程可写出：（蒸汽）（泡点）3.3.3全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：可以查得，所以取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25°C和35°C则平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：3.3.4热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为:其中在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热，所以，釜残液放出的热量若将釜残液温度降至那么平均温度其比热为，因此匕，可知，，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点3.3.5理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：线方程：在相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出块（含塔釜）其中，精馏段13块，提馏段5块。3.3.6全塔效率的估算用奥康奈尔法（）对全塔效率进行估算：由相平衡方程式可得根据甲醇~水体系的相平衡数据可以查得：（塔顶第一块板）（加料板）（塔釜）因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：全塔的平均温度：在温度下查得因为所以，全塔液体的平均粘度：全塔效率3.3.7实际塔板数块（含塔釜）其中，精馏段的塔板数为：块第3.4节精馏塔主题尺寸的计算3.4.1精馏段与提馏段的体积流量3.4.1.1精馏段整理精馏段的已知数据列于表3（见下页），由表中数据可知:液相平均摩尔质量：液相平均温度：表3-3精馏段的已知数据位置进料板塔顶（第一块板）质量分数摩尔分数摩尔质量温度/P83.8378.62在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，精馏段的液相负荷同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表4。表3-4精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/3036.13平均密度/8141.251体积流量/2.43(0.000625)3804(1.056)3.4.1.2提馏段整理提馏段的已知数据列于表5,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表3-5提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量温度/P99.3883.83表3-6提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/20.225.6平均密度/9110.816体积流量/8.09(0.00225)4132(1.15)第3.5节塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：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：塔径可以由下面的公式给出：由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：功能参数：从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均表面张力：全塔平均温度，在此温度下，甲醇的平均摩尔分数为，所以，液体的临界温度：设计要求条件下甲醇~水溶液的表面张力平均塔温下甲醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：，所以：根据塔径系列尺寸圆整为此时，精馏段的上升蒸汽速度为:提馏段的上升蒸汽速度为：第3.6节塔高的计算塔的高度可以由下式计算：已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为：个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：第3.7节塔板结构尺寸的确定3.7.1塔板尺寸由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度，破沫区宽度，查得弓形溢流管宽度弓形降液管面积验算:液体在精馏段降液管内的停留时间液体在精馏段降液管内的停留时间3.7.2弓形降液管堰高采用平直堰，堰高取，则3.7.2.2降液管底隙高度h0若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段：提馏段：的一般经验数值为3.7.3进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘3.7.4浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。3.7.4.1浮阀数目浮阀数目气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么，因此个排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为：取时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取画出阀孔的排布图如图1所示，其中图中，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为个校核气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因数：（在9~12之间）开孔率：开孔率在10%~14之间，满足要求。第3.8节流体力学验算3.8.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）3.8.1.1干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为：因为所以3.8.1.2板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数，那么：3.8.1.3由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：第3.9节漏液验算动能因数，相应的气相最小负荷为：其中所以可见不会产生过量漏液。第3.10节液泛验算溢流管内的清液层高度其中，所以，为防止液泛，通常，取校正系数，则有：可见，，即不会产生液泛。第3.11节雾沫夹带验算泛点率二查得物性系数，泛点负荷系数所以，泛点率二可见，雾沫夹带在允许的范围之内第3.12节操作性能负荷图3.12.1雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：整理可得雾沫夹带上限方程为:3.12.2液泛线液泛线方程为其中，代入上式化简后可得：3.12.3液体负荷上限线取，那么3.12.4漏液线取动能因数，以限定气体的最小负荷：3.12.5液相负荷下限线取代入的计算式：整理可得：第3.13节操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146,1.103)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得：所以，塔的操作弹性为有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7表3-7浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径1.0板间距0.4塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速1.476溢流堰长度0.705溢流堰高度0.05板上液层高度0.01降液管底隙高度0.025浮阀数个89等腰三角形叉排阀孔气速10.38阀孔动能因数5临界阀孔气速10.32孔心距0.075同一横排的孔心距排间距0.065相临二横排的中心线距离单板压降564.7液体在降液管内的停留时间41.8精馏段12.6提馏段降液管内的清液高度0.1297泛点率，%63.4气相负荷上限1.65雾沫夹带控制气相负荷下限0.57漏夜控制开孔率，%13.5操作弹性2.89第3.14节各接管尺寸的确定3.14.1进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:实际管内流速：3.14.2釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:实际管内流速：第3.15节回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：第3.