【正文】 % % % % % 氣量 m3/h 氣體 NH3 CH4 H2S COS 組成 % % % % 氣量 m3/h 表 418 預(yù)變換氣組成 氣體 H2 CO CO2 N2 Ar 組成 % % % % % 氣量 m3/h 氣體 NH3 CH4 H2S COS 組成 % % % % 氣量 m3/h 水煤氣的確定 由 GSP 氣化工藝（原料煤為銅川煤）的氣化指標(biāo)可以知道水煤氣組成為： H2 % ； CO % ； CO2 % ； N2 % ； Ar % ； NH3 %； CH4 %；H2S %； COS % 。 能量衡算 合成工段 合成塔的熱平衡計算 （ 1）計算公式 全塔熱平衡方程式為：∑ Q1 + ∑ Qr = ∑ Q2 + ∑ Q3+ Q （ 1） 式中： Q1—— 入塔氣各氣體組分焓， kJ/h； Qr —— 合成反應(yīng)和副反應(yīng)的反應(yīng)熱， kJ/h； Q2 —— 出塔氣各氣體組分焓， kJ/h； Q3 —— 合成塔熱損失， kJ/h； Q—— 沸騰水吸收熱量， kJ/h。 東北石油大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計（論文） 21 第五章 主要設(shè)備的計算和選型 甲醇合成塔的設(shè)計 （ 1）傳熱面積的確定 合成塔選用列管式合成塔，傳熱量為 108J/h，合成塔內(nèi)的總傳熱系數(shù) 300W/（ m2.℃）。 （ 6）合成塔封頭的確定 上下封頭均采用半球形封頭，材質(zhì)選用和筒體相同。 入塔沸騰水和出塔蒸汽接管采用Ф 250 18 的鋼管，配用法蘭為 WNFF HG20595。 （ 8）折流板的確定 折流板為弓形 h=3/4Di=3/4 4600=3450mm，折流板數(shù)量為 5，間距取 2020mm 折流板最小厚度為 22mm，材料為 Q235A 鋼。 表 51 合成塔設(shè)計匯總表 筒體 內(nèi)徑 (mm) 4600 折流板 數(shù)目 5 壁厚 (mm) 75 間距 (mm) 2020 封頭 （半球型） 半徑 (mm) 2300 高度 (mm) 750 壁厚 (mm) 75 列管 管長 12020 拉桿 尺寸 (mm) Ф 16 數(shù)目 9315 數(shù)目 32 尺寸 (mm) Ф 32 東北石油大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計（論文） 23 甲醇精餾塔的設(shè)計 塔徑 本設(shè)計采用 F1 重閥浮閥塔，設(shè)全塔選用標(biāo)準(zhǔn)結(jié)構(gòu)，板間距 HT= m，溢流堰高h(yuǎn)c= m。 Xf= 9 3 2 6 9 0 2 6 9 0?= 精甲醇中甲醇的摩爾分率 Xd Xd= ? = 殘液中甲醇的摩爾分率 Xw Xw= 6 3 3 ? = 處理能力 F=OHOHff MXMXG22?= 3 6 2 6 3 7 ??? = kmol/h 精餾段物料量： D 精 =F?wdwf XX XX ?? =? ?? = kmol/h 提餾段物料量： D 提 =F?wdfd XX XX ?? =? ?? = kmol/h 東北石油大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計（論文） 25 平均揮發(fā)度： ? 查得 105℃時，甲醇的飽和蒸汽壓 P*CH3OH= KPa 水的飽和蒸汽壓 P*H2O= KPa 75℃時，甲醇的飽和蒸汽壓 P*CH3OH= KPa 水的飽和蒸汽壓 P*H2O= KPa： 70℃時， ? 70℃ =OHOHCHpP23**= = 105℃時， ? 105℃ =OHOHCHpP23**= = 平均揮發(fā)度： ? = 10570?? = 最小理論塔板數(shù) Nm：因為： Xd=， Xw=； Xd1= Xw1=； 根椐芬斯克公式： Nm= ?lglg 11 ????????wwdd XXXX= 0 0 5 9 9 4 ?????? ?= 最小回流比 : 表 52 各組分參數(shù)列表 組分 進(jìn)料組成 Xi,F 釜液組成 Xi,D ? i 水 甲醇 用恩德伍德公式計算： ? ?? ????imDii X , =Rm+1 ? ????iFiiX, =1q 因為：進(jìn)料為飽和液相 ,所以： q=1 ? ????i FiiX, =0= ??? + ??? 用試差法求出： ? =，代入： ? ?? ????imDii X , = ?? + ?? = 故： Rm= 操作回流比 R==?= 則 1??RRR m = ?? = 實際理論板數(shù)： 東北石油大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計（論文） 26 查吉利蘭圖得： 1??NNN m = 則： ??NN = 所以： N? 塊 板效率：求平均相對揮發(fā)度與平均粘度的積 (? 、 ? )塔頂塔底平均溫度為：21 (105+65)=85℃：在溫度 tm下查得： OH2? =?103 PaS。，取 0U? = m/s 則： 精餾段： H0=oULLw 39。計算得閥數(shù)為 1430 個，按 ? N=1430 個重新?lián)Q算 F，計 算結(jié)果如下： U0=NdV204?=2 ???= F0=U0 v? =? = 閥孔動能因素變化不大，仍在 812之間。因為不。 所以 hp=hc+hL=+= （ 2） 液泛 為防止 液泛 ，要求嚴(yán)格控制降流管中液層高度。= ? = m （ 3）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 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?。根?jù)經(jīng)驗，取清液層高度 hc=，本設(shè)計選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。水的表面張力為： N/m 東北石油大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計（論文） 24 提餾段甲醇水混合平均組成： 甲醇： 21 ?(+)=。 （ 9）管板的確定 管板直徑 4600，厚度 100mm，管板通過焊接在筒體和封頭之間。 卸催化劑口接管 DN600，裙座人孔 DN600。 實際制造中取厚度和筒體相同即 75mm，所以封頭為 DN4600 75。 由公式 S = d L n 得 n = S/（ d L） =（ 12 ） =9347 其中因要安排拉桿需要減少 32根，實際管數(shù)為 9315 根。 表 421 甲醇合成塔內(nèi)反應(yīng)熱 氣體 CH3OH (CH3 )2O C4H9OH C8H18 CH4 CO 生成熱 kJ/mol － 生成量 kmol /h 反應(yīng)熱 kJ/h － 反應(yīng)熱合計∑ Q1= 108 kJ/h （ 4） 塔出口氣體總熱量計算 表 422 甲醇合成塔出塔氣體組分熱容和熱量 氣體 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH 熱容 kJ/（ ） 氣量 kmol/h 出塔熱量 kJ/（ ） 氣體 CH4 （ CH3O） 2 C4H9OH C18H18 H2O 合計 熱容 kJ/（ ） 氣量 kmol/h 出塔熱量 kJ/（ ） 出塔氣體溫度 255℃即 Q2= ＝ 108kJ/h （ 5）全塔熱量損失的確定 東北石油大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計（論文） 18 全塔熱損失為 4%,即 Q3=(∑ Q1 + ∑ Qr) 4%=( 108+ 108) 4%= 107 kJ/h （ 6）沸騰水吸收熱量的確定 由公式 (1)可得 Q=∑ Q1 + ∑ Qr －∑ Q2 ∑ Q3= 108kJ/h 表 423 全塔熱平衡表 氣體 氣體顯熱 反應(yīng)熱 損失熱 蒸汽吸收熱 合計 入塔氣體 kJ/h 108 108 — — 108 出塔氣體 kJ/h 108 — 107 108 108 入塔氣換熱器的熱量計算 （ 1）入換熱器的被加熱氣 體熱量的確定 表 424 入換熱器被加熱氣體各組分熱容和顯熱 氣體 CH3OH H2 CO CO2 N2 Ar CH4 熱容 kJ/（ ） 氣量 kmol /h 熱量 kJ/（ ） 合計：入換熱器的被加熱氣體熱量為 kJ/（ ），入口溫度為 40℃ （ 2）出換熱器的被加熱氣體熱量的確定 出換熱器的被加熱氣體顯熱 =入合成塔氣體的顯熱，即 108kJ/h （ 3）入換熱器的熱氣體熱量的確定 入換熱器的加熱氣體顯熱 =出合成塔氣體的顯熱，即 108kJ/h （ 4）出換熱器的熱氣體熱量的確定 被加熱氣體吸收的熱量 =出換熱器的被加熱氣體顯熱－入換熱器的被加熱氣體顯熱 = 108－ 108= 108kJ/h ，所以 出換熱器的加熱氣體顯熱量 =入換熱器的加熱氣體顯熱－被加熱氣體吸收的熱量= 108－ 108= 108kJ/h （ 5） 出換熱器的加熱氣體的溫度的確定 假設(shè)出換熱器的加熱氣體各 組分熱容與出塔時相同，則出口溫度為 108/ 105= 即 ℃ 水冷器熱量的計算 （ 1）水冷器熱平衡方程 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5 式中： Q1—— 入換熱器氣體顯熱， KJ/h； Q2—— 氣體冷凝放熱， KJ/h； Q3—— 出水冷器氣體顯熱， KJ/h； Q4—— 粗甲醇液體顯熱， KJ/h； Q5—— 冷卻水吸熱， KJ/h。 原料煤選用的是銅川煤，煤的元素分析為 /% ： C ； H ； S（可燃） ；S