年产40万吨甲醇精馏基本工艺设计

毕业设计（论文）任务书

设计（论文）题目：

年产40万吨甲醇精馏工艺设计

学院：

专业：

班级：

晋艺

学生：

指引教师：

1．设计（论文）重要任务及目的

(1)结合专业知识和工厂实习、分析选定适当工艺参数。

(2)进行工艺计算和设备选型能力训练。

(3)进行工程图纸设计、绘制能力训练。2．设计（论文）基本规定和内容

(1)本车间产品特点及工艺流程。

(2)重要设备物料、热量衡算、构造尺寸计算及辅助设备选型计算。

(3)参照资料3．重要参照文献

[1]谢克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化学工业出版社..5～7

[2]冯元琦.联醇生产.北京.化学工业出版社.1989.257～268.

[3]柴诚敬、张国亮。化工流体流动与传热。北京。化学工业出版社。.525-5304．进度安排

设计（论文）各阶段名称

起

止

日

期

1

收集关于资料

-01-28~-02-11

2

熟悉资料，拟定方案

-02-12~-02-26

3

论文写作

-02-27~-03-19

4

绘制设计图纸

-03-20~-04-03

5

准备答辩

-4-10

目录

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

第1章甲醇精馏工艺原理

2

第1.1节基本概念

2

第1.2节甲醇精馏工艺

3

1.2.1甲醇精馏工艺原理

3

1.2.2重要设备和泵参数

3

1.2.3膨胀节材料选用

6

第2章甲醇生产工艺计算

7

第2.1节甲醇生产物料平衡计算

7

第2.2节生产甲醇所需原料气量

9

2.2.1生产甲醇所需原料气量

9

第2.3节联醇生产热量平衡计算

15

2.3.1甲醇合成塔热平衡计算

15

2.3.2甲醇水冷器热量平衡计算

18

第2.4节粗甲醇精馏物料及热量计算

21

2.4.1预塔和主塔物料平衡计算

21

2.4.2预塔和主塔热平衡计算

25

第3章精馏塔设计计算

33

第3.1节精馏塔设计根据及任务

33

3.1.1设计根据及来源

33

3.1.2设计任务及规定

33

第3.2节计算过程

34

3.2.1塔型选取

34

3.2.2操作条件拟定

34

3.2.2.1操作压力

34

3.2.2.2进料状态

35

3.2.2.3加热方式

35

3.2.2.4热能运用

35

第3.3节关于工艺计算

36

3.3.1最小回流比及操作回流比拟定

36

3.3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量计算

37

3.3.3全凝器冷凝介质消耗量

37

3.3.4热能运用

38

3.3.5理论塔板层数拟定

38

3.3.6全塔效率估算

39

3.3.7实际塔板数

40

第3.4节精馏塔主题尺寸计算

40

3.4.1精馏段与提馏段体积流量

40

3.4.1.1精馏段

40

3.4.1.2提馏段

42

第3.5节塔径计算

43

第3.6节塔高计算

45

第3.7节塔板构造尺寸拟定

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进口堰高和受液盘

47

3.7.4浮阀数目及排列

47

3.7.4.1浮阀数目

48

3.7.4.2排列

48

3.7.4.3校核

49

第3.8节流体力学验算

49

3.8.1气体通过浮阀塔板压力降(单板压降)

49

3.8.1.1干板阻力

49

3.8.1.2板上充气液层阻力

49

3.8.1.3由表面张力引起阻力

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

51

第3.12节操作性能负荷图

51

3.12.1雾沫夹带上限线

51

3.12.2液泛线

52

3.12.3液体负荷上限线

523.12.4漏液线

52

3.12.5液相负荷下限线

52

第3.13节操作性能负荷图

53

第3.14节各接管尺寸拟定

54

3.14.1进料管

54

3.14.2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节水冷排设计选型

59

第4.3节预塔进料泵选型

60

参照文献

62

附录

63

致

谢

64

年产40万吨甲醇精馏工艺设计摘要

当前，国内甲醇市场随着国际市场原油价格在变化，总体趋势是走高。随着原油价格进一步提高，作为有机化工基本原料——甲醇价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选取最佳工艺利设备，同步选用最适当操作办法就成为投资者关注重点。

通过查阅资料最后采用中压法在265℃合成400kt/a粗甲醇，并应用三塔精馏来对其进行精制。本设计阐明书一方面概述了甲醇性质和发展历史，并简介了国内甲醇工业发展；对合成和精馏工段进行了物料和热量工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细设计计算，最后对水冷排和预塔进料泵做了设计计算。

在上述工作基本之上，参照有关资料和原则对合成工段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。

核心词：设计；工艺；合成；

第一章甲醇精馏工艺原理

第1.1节基本概念

精馏是运用不同物质挥发度不同，将液体混合物进行多次某些气化，同步又把产生蒸汽多次某些冷凝，使混合物分离到所规定组分操作过程。

精馏过程在精馏塔中进行，料液由塔进料口持续加入塔内，塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液一某些回流入塔顶，成为回流液，别的作为馏出液（塔顶产品）持续采出。自加料位置以上某些，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，与下降液体逆流接触并进行物质传递，塔底持续排出某些液体作为塔底产品。在塔加料位置以上，上升蒸汽中所含重组份向液相传递，而回流液中轻组分向气相传递。如此物质互换成果，上升蒸汽中轻组份浓度逐渐提高，只要有足够相间接触表面和足够液体回流量，到达塔顶蒸汽将成为高纯度轻组分，塔上半部完毕了上升蒸气精制（除去其中重组份），因而成为精馏段。在塔加料口位置如下下降液体中轻组份被蒸出，重组份被提浓，故称之为提馏段。

精馏塔操作应当掌握三个平衡。

1.1.1物料平衡

塔总进料量（F）＝塔顶馏出物量（D）＋塔底排出物量（W）；

某一组分(x)总进料量（Fxfi）＝塔顶采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi）

物料平衡建立，是衡量精馏塔内操作稳定限度，它体当前她能力大小和产品质量好坏，普通应当依照入料量（F）而恰当采用馏出物量（D），保持塔内物料平衡，才干保证精馏塔内操作条件稳定，当塔物料平衡被破坏时，精馏塔温度、压力降都会发生大幅度波动，严重时引起液泛、雾沫夹带、传质效率减少等问题，系统不能正常运营。在粗甲醇精馏操作中，维持物料平衡操作是最频繁调节手段，操作时还必要同步考虑塔内热量平衡。

1.1.2汽液平衡

汽液平衡影响到甲醇产品质量和精馏损失等，重要是通过调节精馏塔操作条件（温度、压力、负荷），来调节塔盘上面气液接触状况以及塔板间各组分气相分压平衡等来达到经济效果。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。汽液平衡和物料及热量平衡密切有关，塔内温度、压力、物料量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重要根据，当精馏塔在正常运营时，塔内温度和压力是稳定，加入塔热量和出塔热量也是平衡。入塔热量涉及进料及回流流量与温度、再沸器蒸汽流量，而出塔热量则涉及塔顶、塔底出料温度、流量、汽化热以及热损失等。正常操作中，多用塔顶回流量、再沸器蒸汽量来调节塔热量平衡。

总之，精馏系统操作就是要掌握好精馏塔物料平衡和热量平衡，并由此稳定好塔盘汽液平衡，来达到产品质量合格，同步排放废液中甲醇含量低、甲醇收率高目。

第1.2节甲醇精馏工艺

1.2.1甲醇精馏工艺

来自甲醇合成工序粗甲醇经粗甲醇预热器加热至70℃，然后进入预蒸馏塔精馏。塔顶出来蒸汽温度为74.2℃，相应压力为0.13MPa(A)，先通过预塔冷凝器A在65℃左右将其中大某些甲醇冷凝下来，冷凝下来甲醇进预塔回流槽，未冷凝气体则进入预塔冷凝器B冷却至40℃后某些冷凝，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出来气体去排放槽，不凝气洗涤后经不凝气预热器加热至150℃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%～10%NaOH溶液。碱液由碱液泵加压后补入粗甲醇，以中和粗甲醇中有机酸，控制预蒸馏塔塔底甲醇溶液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℃，至冷凝器/再沸器作热源，冷凝液流入加压塔回流槽，一某些送往加压精馏塔作回流液，另一某些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66℃，经常压塔冷凝器冷却至40℃后进常压塔回流槽，由常压塔回流泵加压后一某些作常压精馏塔回流液，另一某些送精甲醇计量槽。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含少量甲醇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40℃后进回收塔回流槽，由回收塔回流泵加压后一某些作回收塔回流液，另一某些送杂醇油贮罐。回收塔塔底含少量甲醇废水一某些由废水泵加压后送某些氧化装置，另一某些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、管道在检修时排出含醇放净液对环境导致污染。

在生产过程中，常压塔顶会浮现不凝气积累而影响塔操作，这可从常压塔顶温度、压力相应关系判断。这某些不凝气排放是通过常压塔冷凝器上放空阀来实现，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启动放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管线上流量调节阀调节。塔底液位由塔底出口管线上液位调节阀调节。

1.2.2重要设备和泵参数

重要设备参数和重要泵参数分别见表1-1.表1-2.

表1-1重要设备参数表

?

设备名称

规格

设计参数

设计压力/MPa

设计温度/℃

脱醚塔

DN1400x23635

0.2

90

加压精馏塔

DN

0.8

150

常压精馏塔

DN1800x35917

0.2

110

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重要泵参数表

?

泵名称

流量/(m3/h)

扬程/m

人口压力/Mpa

使用温度/℃

粗醇泵

30

50

常压

40

脱醚塔回流泵

30

50

0.12

80

加压塔进料泵

30

100

常压

78

加压塔回流泵

30

60

0.7

122

常压塔回流泵

30

64

0.13

62

残液泵

10

50

0.15

109

1.2.3膨胀节材料选用

加压塔再沸器和常压塔再沸器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热胀冷缩。但在膨胀节材料选用时，许多厂家以为只要是不锈钢材料即可，其实，最佳材料选用应当用316L不锈钢材料。由于304不锈钢对甲醇气耐腐蚀性能要差些，而316L不锈钢对甲醇气耐腐蚀性能要好某些。

第2章甲醇生产工艺计算

化工生产工艺计算重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设计、工艺管路选取及生产管理、工艺条件选取重要根据；对于平衡原料、产品产量，选取最佳工艺条件，拟定操作控制指标，合理运用手产中废料，废气，废热均有重要作用。

第2.1节甲醇生产物料平衡计算

甲醇生产中，原料气量与构成在一定范畴内是依照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、氮比例等。在生产过程中，也会产生不需要或者有害组分，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，有还必要在生产过程中测定。

为了最后求得合成甲醇和合成氨所需要总原料气量，保持反映及平衡组分比例，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：45℃

设计规定：塔顶甲醇含量不不大于99%(质量分数)

塔底甲醇含量不不不大于0.5%(质量分数)

产品粗甲醇构成（质量为）：

甲醇（CH3OH）

84%

二甲醚（（CH3）2O）

0.36%

高档醇（C4H9OH）

0.30%

高档烷烃（C8H18）

0.24%

水（H2O）

5%

产量分派为：

合成氨60kt/a,181.8t/d

7.60t/h

粗甲醇400000t/a,121.2t/d

5.05t/h

计算实现合成氨产量筹划所需要原料气（醇后气）量：

（1）参加反映理论耗气量

依照反映方程式：

1H2＋N2=NH3

则耗氢气为：

1×

=55764kmol/h=1247.424Nm3/h

×

=185.kmol/h=4157.216Nm3/h

（2）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

（3）在压力为30×106Pa,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。

（4）液氨在贮罐气中扩散损失

查物性手册表，在1.6×106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失（G氨损）为

=

Nm3/h

G氨损=36。24Nm3/h

（5）醇后气中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH0.05%

则每小时需要G醇后气为

=17505.95Nm3/h

其中：CO22415.08Nm3/h

CO332.61Nm3/h

CH3OH8.75Nm3/h

于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表达

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构成

耗用量

气体构成，Nm3/h

H2

N2

CO

CO2

CH4

Ar

CH3OH

小计

合成氨反映

12471.424

4157.26

—

—

—

—

—

16628.64

精炼损耗

—

—

332.61

245.08

—

—

8.75

586.44

液氨中溶解损耗

26.07

24.32

—

—

—

—

—

50.39

续表2-1合成氨生成耗用醇后气量及其构成

耗用量

气体构成，Nm3/h

H2

N2

CO

CO2

CH4

Ar

CH3OH

小计

氨扩散损耗

54.37

18.12

—

—

—

—

—

72.49

惰性气

—

—

—

—

100.78

67.19

—

167.966

共计

醇后气构成，%

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生产甲醇所需原料气量

（1）合成甲醇化学反映

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）粗甲醇组分，算得组分生成量

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

高档醇（C4H9OH）

20.192Kg/h

即0.273Kmol/h，6.115Nm3/h

高档烷烃（C8H18）

14.513Kg/h

即0.127Kmol/h，2.843Nm3/h

水（H2O）

315.5Kg/h

即

17.528Kmol/h，392.6Nm3/h

（3）生产测提，按反映式（2-4）每生产1t粗甲醇同步，CH4生成量为7.56Nm3/h；即0.34KmolCH4/t粗甲醇，因此CH4小时生生成量为3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。

（4）忽视由原料气带走水分，依照反映式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反映（2-6）生成反映水为：

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

即在逆变换反映中生成15.07kmol/hCO和H2O

（5）当压力为10×106Pa，在30℃时，每1t粗甲醇中溶解反映气构成如表2-2所示。表2-2混合气在粗甲醇中溶解量

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

（CH3）2O

小计

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

构成，

%

20.32

13.63

53.73

6.76

1.58

3.98

100

（6）粗甲醇弛放气中甲醇扩散损失

依照测定，在35。C时液态甲醇中释放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气体除二甲醚外所有释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为：

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

即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h

式中0.06为二甲醚减压后释放量。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17505.93×0.05%=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新鲜气所构成，列表2-3。

表2-3进早醇合成塔新鲜气构成

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

小计

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

新鲜气消耗，Nm3/h、

4237.857

588.968

21375038

4201.302

97.136

67.19

30564.833

新鲜气构成，%

13.86

1.92

69.93

13.74

0.32

0.21

100

（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损失，查化工热力学在压力2.5×106Pa，30℃。C，H2和N2在水中溶解度为0.427Nm3/t和0.329Nm3/t水

已知水洗塔气水比为10，则每小时洗涤用水量为30564.833Nm3/h。

则H2，N2在水洗过程中损耗为

H2：30264.833×0.427=13051.184Nm3/h

N2：30564.833×0.329=1055.83Nm3/h

已知：变换气中CO2含量（G变CO2）为：

G变CO2=20872.38Nm3/h

于是，进水洗塔变换气流量与构成如表2-4所示。

表2-4变换气流量及构成

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

小计

流量，Nm3/h

4237.857

20644.508

34426.564

14257.132

97.136

67.19

73730.387

构成，%

5.75

28

19.34

19.34

0.09

0.09

100

（10）甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88%，依照表2-3，设甲醇塔出塔气量斯社（G醇出塔）为

G醇出塔=146898.09Nm3/h

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

=1247.90.194Nm3/h

故得循环气各组分量如表2-5所示

表2-5甲醇塔循环气量及其构成

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

流量，Nm3/h

2371.014

1747.063

88913.013

30561.119

686.646

构成，%

1.9

1.4

71.25

24.49

0.05

续表2-5甲醇塔循环气量及其构成

组分

CH4

Ar

CH3OH

小计

流量，Nm3/h

686.646

449.245

62.395

124790.194

构成，%

0.05

0.36

0.05

100449.245

（11）甲醇合成塔玉塔气量计算

依照G入四醇塔=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（G入甲醇塔）量，如表（2-6）

（12）甲醇合成塔出塔气流量能构成计算

由于G醇出塔=G醇入塔—G醇反映+G醇—G醇副产物，依照（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及构成及构成

表2-6甲醇合成塔入塔气量

组分

CO

CO2

H2

N2

流量，Nm3/h

6608.871

233.031

91088.393

34762.421

构成，%

4.85

1.71

66.9

25.53

续表2-6甲醇合成塔入塔气量

组分

CH4

Ar

CH3OH

小计

流量，Nm3/h

783.482

516.435

62.395

136155.028

构成，%

0.58

0.38

0.046

100

表2-7甲醇合成塔出塔气流量及构成

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

入塔气流量，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

—

出塔气流量，Nm3/h

2708.578

1995.463

82277.967

34762.421

779.632

516.435

构成%

2.12

1.56

64.45

27.23

0.61

0.40

续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及构成

组分

CH3OH

C4H9OH

（CH3）2O

C8H18

H2O

共计

入塔气流量，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

出塔氢流量，Nm3/h

4228.361

6.115

10.147

2.843

369091

127665.581

构成，%

3.31

0.008

—

0.29

—

（13）醇分离器出口气体和液体产品流量与构成如表2-8所示。

表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与构成

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

分离器损失气量，Nm3/h

4.954

3.32

13.09

1.646

0.384

—

出分离器气体流量，Nm3/h

2713.624

1992.143

82264.877

34760.775

779.248

516.435

出分离器气体构成，%

2.20

1.62

66.83

28.24

0.63

0.42

出分离器液体量，Nm3/h

—

—

—

—

—

—

出分离器液体构成，%

—

—

—

—

—

—

出分离器液体重量，Kg/h

—

—

—

—

—

—

出分离器液体构成，%

—

—

—

—

—

—

续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与构成

组分

CH3OH

C4H9OH

（CH3）2O

C8H18

H2O

共计

分离器损失气量，Nm3/h

0.847

—

—

—

—

24.004

出分离器气体流量，Nm3/h

71.145

—

9.117

—

—

123097.364

出分离器气体构成，%

0.06

—

—

—

—

100

出分离器液体量，Nm3/h

4157.216

6.15

10.147

2.843

369.91

4546.266

出分离器液体构成，%

91.44

0.13

0.22

0.062

8.14

100

出分离器液体重量，Kg/h

5938.88

31.30

20.84

14.47

297.25

6302.7.339

出分离器液体构成，%

94.23

0.50

0.33

0.23

4.7

100

（14）粗甲醇在中间储槽减压放出弛放气流量与构成如表2-9

表2-9甲醇施放气流量与构成

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

CH3OH

共计

施放气流量，Nm3/h

4.954

3.32

13.09

1.646

0.384

0.61

24.004

构成，%

20.64

13.83

54.53

6.86

1.60

2.54

100

（15）醇后气经精炼气流量与构成如表2-10所示。

表2-10精炼气流量构成

组分

H2

N2

CH4

Ar

共计

精炼气流量，Nm3/h

12551.864

4199.66

97.136

67.19

16915.85

构成%

74.20

24.83

0.57

0.40

100.00

（16）依照表2-1，表2-10得氨合成塔生产最后平衡，见表2-11

表2-11氨合成塔物料平衡表

消耗分类

H2

N2

CH4

Ar

反映生成NH3

共计

精炼气，Nm3/h

12551.864

4199.66

97.136

67.19

—

—

溶液损耗，Nm3/h

26.07

24.32

—

—

—

—

小计

1252.794

4175.34

97.136

67.19

—

—

合成反映消耗，Nm3/h

12525.794

4175.34

—

—

8349.18

—

吹出气，Nm3/h

—

0.75

97.134

67.19

—

165.076

氨扩散损耗，Nm3/h

—

—

—

—

36.24

36.24

合成氨产量，Nm3/h

—

—

—

—

8312.94

8312.94

合成氨产量，kg/g

—

—

—

—

6308.928

6308.928

粗甲醇精馏几乎所有是物理过程，其物料平衡计算与上述订算办法有一定差别。

第2.3节联醇生产热量平衡计算

物料平衡计算之后，可以依照各段物料量，进行热平衡计算。热平衡计算可觉得生产过程提供热能供需量、如热互换换热面积、热介质或冷介质消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量消耗定额，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损耗，以此作为实现高产。低耗重要手段落。

生产过程中重要是输入和输出热量和能量，能量或热量转换是基于能量守衡定律。在一种封闭体系中，各种能量之总和将维持不变。热平衡是以物料平衡为基本，在持续生产过程中是以单位时间来计算，把装置或过程中所发生化学反映热效应、物理变化热效应、从外界输入热量和随反映物、化学产物带出热量以及设备、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热量平衡计算

依照以上提供条件和计算成果。

工艺条件：（1）进塔气体温度平均准时40℃计算；（2）冷凝器气体出口温度与液体温度相等，都为38℃；（3）冷却水温度为32℃，冷却回水为45℃；（4）系统热损失为5%。

2.3.1甲醇合成塔热平衡计算

A.全塔热平衡方程式

+=

（2-7）

式中：Q入塔气—入塔气体组分热量，kJ/h；

Q—合成反映和副反映反映热，kJ/h；

G出塔—了合成塔各组分，涉及反映物、生成物流量，Nm3/h；

Gm入—各组分比热容，kJ/Nm3·；

Tm入—出塔气体温度，。C

Q损失—合成塔热损失，kJ/h

又：

（2-8）

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、辛烷生成热，KJ/h；

Qr6—二氧化碳逆变换反映反映热，KJ/h。

而

=G×

式中

Gr—各组分生成量，

—生成反映热量变化kJ/m3或kJ/mol。

B.全塔入热计算

查物性手册，压力为10×106Pa，依照表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

依照计算条件，入塔气温为40。C，因此入塔总热量为

192197.655×40=7687906.2kJ/h表2-12甲醇合成塔入塔各组分比热容和热量

组

分

CO

CO2

H2

N2

比热容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

入塔热量，kJ/(h·。C)

9697.932

9475.840

11951.877

51196.983

续表2-12甲醇合成塔入塔各组分比热容和热量

组分

CH4

Ar

CH3OH

共计

比热容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

入塔热量，kJ/(h·。C)

1578.862

580.064

155.097

192197.655

C.塔内反映热计算

在甲醇合成塔内，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，异丁醇，甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生热量如表2-13所示

D.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比热容，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，分别算出出塔各组分热量，列表为2-14。

表2-13甲醇合成塔内反映热

组分

CH3OH

（CH3）2O

C4H9OH

生成热，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

反映生成热，kJ/h

18998848.3

22477.86

54706.47

续表2-13甲醇合成塔内反映热

组分

C8H18

CH4

CO

共计

生成热，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

反映生成热，kJ/h

121663.46

19898.68

646804.4

18570790.37

表2-14甲醇合成塔出塔各组分比热容和热量

组分

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

比热容，kJ（kmol·。C）

31.49

61.97

31.15

31.15

46.06

22.86

气量

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

出塔热量，kJ（h·。C）

3807.739

5520.473

48341.467

48341.467

1603.118

527.037

续表2-14甲醇合成塔出塔各组分比热容和热量

组分

CH3OH

C4H9OH

（CH3）2O

C8H18

H2O

共计

比热容，kJ（kmol·。C）

55.69

61.76

56.52

318.21

29.31

—

气量

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

出塔热量，kJ（h·。C）

10512.378

16.860

25.604

40.413

483.908

179089.201

E.全塔热损失

计算条件已经给出全塔热损失为5%，因而损失热量为

Q热损失=（Q入塔＋Q反映）×5%=（7687906.2＋18570790.37）×5%

1312934.829kJ/h

按全塔热平衡方程式，求出出塔气体温度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甲醇合成塔全塔热平衡表

热量

气体显热

反映热

热损失

共计

入热，kJ/h

7687906.02

18570790.37

—

26258696.57

出热，kJ/h

24945761.74

—

1312934.829

26258696.57

2.3.2甲醇水冷器热量平衡计算

A.热平衡方程式

Q入口气＋Q冷凝=Q出口气＋Q液体＋Q冷却水

式中，Q入口气、Q出口气—分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h；

Q冷凝—在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h；

Q液体—出冷凝器液体带热，kJ/h；

Q冷却水—冷却水带下走热量，kJ/h。

2.热平衡计算

由物性手册查得，粗甲醇中各组分物理常数如表2—16。表2-16粗甲醇中各组分物理常数

组分

CH3OH

（CH3）2O

C4H9OH

C8H18

H2O

气化热，kJ/h

1177.93

531.75

577.81

307.05

2260.98

液体比热容，kJ（h·。C）

2.72

2.638

2.596

2.26

4.187

假设，有相变物质在低于沸点时所有冷凝，扩散于气相中组分忽视不计

（1）气体冷凝放热

Q冷凝=G×

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（2）进冷器气体总热量

Q入冷凝器=Q出塔=×T出塔=2900033.612kg/h

（2-10）

式中

GF—进冷凝器各组分摩尔流量，Kmol/h；

CP—各气体组分比热容，kJ（kmol·。C）；

T出塔—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）2O

C4H9OH

冷凝器

Nm3/h

4157.216

10.147

6.15

Kmol/h

5938.88

20.837

20.317

放热量，kg/h

6639252.118

11080.075

11739.366

组分

C8H18

H2O

共计

冷凝器

Nm3/h

2.843

369.91

4546.266

Kmol/h

14.469

297.249

6291.752

放热量，kg/h

4442.706

672074.044

7338588.309

（3）冷凝器出口气体显热

冷凝器出口气体显

Q、出冷凝=×T出口

（2-11）

式中

G`F—冷凝器出口气体组分摩尔流量，Kmol/h；

CP—出口气体各组分比热容，kJ（kmol·。C）；

T出口—冷凝器出口气体温度，。C。

依照表（8-7）各组分流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为2-18。

表2-18冷凝器出口各气体组分显热

组分

CO

CO2

H2

N2

比热容，J（kmol·。C）

34.42

38.60

29.02

29.06

气量

Nm3/h

2703.62

1992.143

8226.877

34760.775

Kmol/h

120.700

88.935

367.27

1551.820

热量，kJ（kmol·。C）

4154.494

3432.891

10658.75

45095.890

续表2-18冷凝器出口各气体组分显热

组分

CH4

Ar

CH3OH

共计

比热容，J（kmol·。C）

36.68

20.83

44.21

—

气量

Nm3/h

779.248

516.435

71.145

49050.213

Kmol/h

34.788

9.663

3.176

2189.742

热量，kJ（kmol·。C）

1276.024

201.280

13.92

76316.674

因冷凝器气体出口温度38。C，因此出口气体热量为

Q`出冷凝器=76136.674×38=2900033.612㎏/h

（4）冷凝器出口液体带走热量Q``出冷凝器

Q``出冷凝器=

式中

GF—冷凝器出口液体各组分摩尔流量，Kmol/h；

CP—各液体组分比热容，J（kmol·。C）；

于是，依照表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=17538.716×38=666471.208kJ/h

于是，由冷却水带走热量；

Q冷却水=24945761.74＋7338588.309－(2900033.612＋666471.208)

=28717845.23kJ/h

表2-19冷凝器出口液体流量

组分

CH3OH

（CH3）2O

C4H9OH

C8H18

H2O

共计

液体比热容，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

热量，kJ（h·。C）

16153.754

54.968

52.743

32.670

1244.581

17538.716

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

共计

气体显热

液体带热

冷却水带热

共计

24945761.74

7338588.309

17607173.431

2900033.612

666471.208

28717845.23

32284350.05

（5）冷凝器用水量

已知：冷凝器冷却水温度为32。C，回水温度为45。C

则冷凝器冷却水量为

527600.91㎏/h=527.6t/h

第2.4节粗甲醇精馏物料及热量计算

2.4.1预塔和主塔物料平衡计算

依照第一节条件测得：粗甲醇密度

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.依照第一节计算成果，每小时进入预塔物料如表2﹣21

表2﹣21入预塔粗甲醇及构成

组

分

甲醇

水

低沸物

高沸物

油溶物

共计

流量kg/h，

构成，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碱液，加入碱液浓度为2%NaOH，进料粗甲醇PH值需从6提高到8查手册[7]：

0.1N氢氧化钠溶液：（OH）-=1.34×10-3mol/L

0.1NNaOH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%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/h

⑶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0.79×20=15.8kg/h。

其中甲醇为15.8×97.93=15.473kg/h

油溶性杂质为15.8×2.07=0.327kg/h

油容性杂质再油水分离器中被分离掉，因此预塔初馏物回收量为：

15.473+20=35.473kg/h

⑷冷凝水：操作控制预塔底甲醇密度为0.87g/ml，按甲醇—水二元构成查得在密度0.87是甲醇水溶解液含醇量为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。

表2-22预塔进料量及构成①

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

共计

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

初馏物含醇

15.473kg/h

共计

5954.353kg/h

⑵塔底水

粗甲醇含水

297.25kg/h

碱液（涉及NaOH）

1.153kg/h

初馏物含水

20kg/h

预塔加水

2233.502kg/h

共计

2551.905kg/h

⑶塔底乙醇及高沸点组分31.30kg/h。

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.主塔物料平衡计算

A.进料

脱出轻馏分预后甲醇

8537.381kg/h。

其中：甲醇

5938.88kg/h；

水

2551.905kg/h；

NaON

1.153kg/h；

乙醇及高沸点组分

31.30kg/h

烷烃及油溶性组分

14.143kg/h表2-23预塔出料流量及其构成

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

共计

—

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塔底残夜

其中：

NaON

1.153kg/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

共计

2616.819kg/h

残夜排放温度为110℃是，残夜中甲醇含量为0.7%，因此:

=

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

出

主塔采出口

料

塔底

共计

甲醇

水

高沸物

油溶物

NaOH

共计

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，精馏全塔物料平衡如表2-24所示。

2.4.2预塔和主塔热平衡计算

依照计算成果，做出预塔、主塔热平衡计算。

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℃；

主塔入料

84℃；

预塔塔底

78℃；

主塔塔底

110℃；

初馏物采出

64℃；

冷凝水

65℃；

预塔回流

64℃；

主塔回流

65℃；

预塔塔顶

70℃。

粗甲醇中重要组分物理常数如表2-25。

表2-25粗甲醇中重要组分物理常数

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

60℃

1117.63

65℃

1046.75

—

523.38

3.5×105Pa

2118.26

78℃

307.05

—

1280.38

续表2-25

粗甲醇中重要组分物理常数

名

称

组

分

液

辛烷

体

比

甲醇

热

容，

二甲醚

kl/（kg℃）

乙醇

辛烷

水

状态与条件

物理常数

—

307.05

—

2.68

—

2.64

78℃

3.22

70℃

2.26

—

4.187

在粗甲醇所含高档醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表杂醇。

a.预塔热平衡计算

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

因

=

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

温度，℃

比热容，kl/(kg℃)

热焓kl/kg

热量，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

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/h

1171.267

65

4.187

—

318766.17

0.923

70

4.187

—

270.52

5050.5

—

64

2.68

86626.18

—

—

—

—

2118.62

以甲醇为计算式例：Q＝4771.023×70×2.68＝895043.91kl/h

以二甲醚为计算式例：Q＝17.17×（2.64×70＋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℃)

气体冷凝热，kl/kg

温度，℃

热量，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

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℃)

气体冷凝热，kl/kg

温度，℃

热量，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

1521169.98

319036.69

86626.18

6326924.65

823757.50

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

6174506.82

1667178.07

19027.54

393.36.07

8253757.50

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

1521169.98

6326924.65

319036.69

×2.68×65

8167131.32+174.2

二甲醚

预后甲醇

初馏物

内回流总出热

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

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

1521169.98

6326924.65

319036.69

×2.68×74

8167131.32+198.32

预后甲醇

初馏物

内回流

总出热

1667448.59

19027.54

（2.68×74+1046.75）1686476.13+1245.07

2.主塔热平衡计算

A.主塔全塔热平衡计算

⑴带入热量：依照表2-30预塔出热及计算条件列表2-31.

⑵带出热量：依照计算条件列表2-32.

依照

得

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

＝11345414.31kg/h

则，需压力为0.35MPa蒸汽为

依照计算列出精馏塔全塔热平衡表2-31。

依照计算条件，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?℃)

汽化热，kl/kg

热量，kl/h

总热量，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?℃)

汽化热，kl/kg

热量，kl/h

总热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主塔全塔热平衡表

带入热量，

kl/h

带出热量，

kl/h

入料

回流

加热蒸汽

总入热

1795476.31

1705452.84

1134544.31

14846343.46

精醇采出

残夜

回流

热损失

总出热

825874.187

953613.904

12359886.93

706968.736

14846343.46

（2）主塔精馏段热量平衡计算

设内回流量为，则依照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

1070569.42

11345414.31

×2.68×64.5

12415983.73+175.54

采出精甲醇

内回流

总出热

825874.187

（2.68×65.5+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+175.54×11072.47

＝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），则依照全塔热平衡列出提馏段计算表2-35。

依照提馏段，

11351176.82+175.54＝953613.904+1222.29

＝9933.186kg/h

提馏段带入热量＝11351176.82+175.54×9933.186

＝1304848.29kg/h

2-35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+2484.29

11345414.31

×2.68×65.5

11351176.82+175.54

残液

内回流总出热

953613.904

（2.68×65.5+1046.75）953613.904+1222.29

第三章精馏塔设计计算

第3.1节精馏塔设计根据及任务

3.1.1设计根据及来源

本设计根据于化工原理设计实例，对所提出题目进行分析并做出理论计算。

当前，精馏塔设计办法以严格计算为主，也有某些简化模型，但是严格计算法对于持续精馏塔是最常采用，咱们本次所做计算也采用严格计算法。

3.1.2设计任务及规定

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℃

设计规定：塔顶甲醇含量不不大于99%(质量分数)

塔底甲醇含量不不不大于0.5%(质量分数)表3-1甲醇~水溶液体系平衡数据

液相中甲醇含量(摩尔分数)

汽相中甲醇含量(摩尔分数)

液相中甲醇含量(摩尔分数)

汽相中甲醇含量(摩尔分数)

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节计算过程

3.2.1塔型选取

依照生产任务，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，减少生产过程中压降和塔板液面落差影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

3.2.2操作条件拟定

3.2.2.1操作压力

由于甲醇~水体系对温度依赖性不强，常压下为液态，为减少塔操作费用，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

虽然进料方式有各种，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影响，塔操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段塔径相似，无论是设计计算还是实际加工制造这样精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采用饱和液体进料

3.2.2.3加热方式

精馏塔设计中多在塔底加一种再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够热量供应；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种鼓泡管，于是可省去一种再沸器，并且可以运用压力较底蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以减少。

3.2.2.4热能运用

精馏过程原理是多次某些冷凝和多次某些汽化。因而热效率较低，普通进入再沸器能量只有5%左右可以被有效运用。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，不也许直接用作为塔底热源。为此，咱们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

第3.3节关于工艺计算

由于精馏过程计算均以摩尔分数为准，需先把设计规定中质量分数转化为摩尔分数。

原料液摩尔构成：

同理可求得：

原料液平均摩尔质量：

同理可求

45℃下，原料液中

由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物沸点，以上计算成果见表3-2。

表3-2原料液、馏出液与釜残液流量与温度

名称

原料液

馏出液

釜残液

84

99

0.5

(摩尔分数)

0.747

0.98

0.03

摩尔质量

28.458

39.81

18.1

沸点温度/℃

65.8

72.4

99.98

3.3.1最小回流比及操作回流比拟定

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，因而：

又过点作平衡线切线，切点为，读得其坐标为，因而：

因此，

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：

由全塔物料衡算方程可写出：

(蒸汽)

(泡点)

3.3.3全凝器冷凝介质消耗量

塔顶全凝器热负荷：

可以查得，因此

取水为冷凝介质，其进出冷凝器温度分别为25℃和35℃则

平均温度下比热