【文章內(nèi)容簡介】 匯總物料平衡各過程。 查手冊[11]。 醇合成塔入塔各組分熱容和熱量組 分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合計組分熱容kJ/(kmol176。C)入塔量Nm3/ hkg/h入塔熱量kJ/(h176。C)根據(jù)計算條件，入塔氣溫為40176。C，所以入塔總熱量為： 塔內(nèi)反應(yīng)熱計算在甲醇合成塔內(nèi)，CO、COH2按反應(yīng)式（42）、（43）、（44）、（45）、（46）及（47），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。 甲醇合成塔內(nèi)反應(yīng)熱組 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18CH4H2O合計生成熱，KJ/mol生成熱Nm3/ hKg/h反應(yīng)熱，KJ/h6365 塔出口總熱量計算，并按，分別算出出塔各組分的熱量。 甲醇合成塔出塔各組分的比熱容組 分COCO2H2N2CH4比熱容，kJ/(kmol176。C)氣量Nm3/ hKg/hC出塔，KJ/(h176。C)組分ArCH3OHC4H9OH(CH3)2OC8H18H2O合計比熱容，kJ/(kmol176。C)氣量Nm3/ hkg/hC出塔，KJ/(h176。C) 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： 按全塔熱平衡方程式 ，求出出塔氣體溫度。 匯總能量平衡各過程， 甲醇合成塔全塔熱平衡表熱 量氣體顯熱反應(yīng)熱熱損失合計入熱，KJ/h出熱，KJ/h誤差=在允許的范圍內(nèi)。 熱平衡方程式 式中——分別為冷凝器進口與出口氣體顯熱，kJ/h ——在出口溫度下氣體冷凝放熱，kJ/h ——出冷凝器液體帶熱，kJ/h ——冷卻水帶走熱量，kJ/h 熱平衡計算由手冊[11]查得， 粗甲醇中各組分的物理常數(shù)組 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O汽化熱,kJ/kg液體熱容,kJ/(kg176。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。 式中 ——冷凝液體流量，kg/h ——組分的汽化熱，KJ/kg 出塔氣在冷凝器冷凝放熱量組 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O合計冷凝量Nm3/ hKg/h放熱量，KJ/(h176。C) 進冷凝器氣體總熱量 式中 GF——進冷凝器各組分摩爾流量，kmol/h CP——各組分比熱容，J/（mol.℃） T出塔——出合成塔氣體溫度，℃ 冷凝器出口氣體顯熱冷凝器出口氣體顯熱 式中 GF39?！淠鞒隹诟鹘M分摩爾流量，kmol/h CP——出口氣體各組分比熱容，J/（mol.℃） T出口——冷凝器出口氣體溫度，℃ ，計算冷凝器出口氣體顯熱。 冷凝器出口各氣體組分的顯熱組分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合計熱容，J/mol氣量Nm3/ hKg/h熱量，kJ/(h176。C)因冷凝器氣體出口溫度為38℃，所以出口氣體熱量為： 冷凝器出口液體帶走熱量。 GF39。39?！淠鞒隹谝后w各組分摩爾流量，kmol/h CP——各液體組分的比熱容，J/（mol℃）。于是。表21 冷凝器出口液體熱量組分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O合計液體熱容，KJ/(Kg176。C)流量，Kg/h熱量，KJ/(h176。C)因冷凝器出口液體溫度為38℃，故液體帶出熱量為： 于是，由冷卻水帶走的熱量為： 冷凝器熱平衡表帶入熱量，KJ/h帶出熱量，KJ/h氣體顯熱冷凝熱合計氣體顯熱液體帶出熱冷卻水帶熱合計 冷卻水的用量已知：冷凝器冷卻水溫度為32℃，回水溫度為45℃，則冷凝器需冷卻水量為： 5 主體設(shè)備設(shè)計 根據(jù)上端原料氣與下端冷氣的比率及換熱器的熱負荷確定：的原料氣走殼程。 已知：上端原料氣進換熱器的溫度為50℃，產(chǎn)物進換熱器的溫度分別為270℃，℃，℃。定性溫度:可取流體進出口溫度的平均值.殼程原料氣的定性溫度為：℃管程產(chǎn)物的定性溫度為:199℃根據(jù)定性溫度,可查得流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù).℃下的物性數(shù)據(jù): 平均摩爾質(zhì)量： 定壓比熱容: Cp0= kJ/(kg.℃) 導(dǎo)熱系數(shù): λ0= W/(m.℃)粘度: μ0=產(chǎn)物在199℃下的物性數(shù)據(jù): 平均摩爾質(zhì)量： 定壓比熱容: Cpi=(kg.℃) 導(dǎo)熱系數(shù): λi= W/(m.℃) 粘度: μi=[12][13][14] 設(shè)，選用的碳鋼傳熱管。在產(chǎn)物的定性溫度下，查圖[15]知，產(chǎn)物的壓縮因子為Z= （其中199℃為產(chǎn)物的定性溫度）產(chǎn)物的質(zhì)量流量為：列管內(nèi)產(chǎn)物的質(zhì)量流量為：故可知，單程列管數(shù)為從而可以算得列管內(nèi)的實際質(zhì)量流量為：則算得管內(nèi)的雷諾數(shù)和普蘭特常數(shù)如下： 假設(shè)殼程傳熱系數(shù)為ao=200W/(m2.℃)污垢熱阻管壁的導(dǎo)熱系數(shù) λ=45 W/(m.℃)： 考慮15%的面積裕度,S=S39。== 管徑和管內(nèi)流速 選用φ25(碳鋼)， 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 前面已算得單程列管數(shù)為 按單程管計算,所需的傳熱管長度為 實取管長，則管程數(shù)為一。總列管數(shù)為 熱管排列 采用組合排列法，即按正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。取管心距t= 殼程內(nèi)徑 對多管程結(jié)構(gòu)有 又對于此處的換熱器，其中心有一冷襯管，設(shè)其直徑為d。其中氣體溫度為40℃，查圖[15]知其壓縮因子為Z= （其中2為冷襯管內(nèi)氣體的流速）綜上可取換熱器內(nèi)徑 D=，冷襯管直徑d=。 折流板圓缺高度 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，=，故可取h=。 接管將原料氣的標(biāo)準(zhǔn)體積流量折換成13MPa下的體積流量，則有： 殼程原料氣進口接管：取管原料氣流速為u=，則上端接管內(nèi)徑為 故取上端接管的直徑為150mm。 下端接管內(nèi)徑為: 故取下端接管的直徑為70mm。將產(chǎn)物的標(biāo)準(zhǔn)體積流量折換成13MPa下的體積流量，則有： 管程產(chǎn)物出口接管：取管內(nèi)流速u=，則接管內(nèi)徑為故取產(chǎn)物出口接管的直徑為150mm。 換熱器核算 熱量核算 殼程對流傳熱系數(shù) 對圓缺形折流板，可采用公式正三角形排列的傳熱管的當(dāng)量直徑可由下式算得：=殼程流通面積殼程流體的質(zhì)量流量為： 殼程流體雷諾數(shù)及其普蘭特數(shù)分別為因溫度對氣體粘度影響不大，故可取粘度校正 ≈1 管程對流傳熱系數(shù)前面已算出 總傳熱系數(shù)K 傳熱面積 該換熱器的實際傳熱面積Sp 該換熱器的面積裕度為 %=傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。 換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果換熱器型式:固定管板式殼體內(nèi)徑（mm）：900 換熱面積(m2)：工 藝 參 數(shù)名 稱管 程殼 程物料名稱產(chǎn)物原料氣操作壓力,MPa1313操作溫度,℃270/50/流量,Nm3/h10000流體密度, kg/m3傳熱量,KJ272569總傳熱系數(shù),w/對流傳熱系數(shù), w/污垢系數(shù), 程數(shù)11管子規(guī)格Φ25管間矩,mm32排列方式正三角形管長,mm2000管數(shù)，根359[4][16]假設(shè)需要冷管45根，熱電偶，2根 冷管規(guī)格為： 外冷管Φ382mm，內(nèi)襯管Φ262mm， 內(nèi)管Φ32 熱電偶規(guī)格為：Φ32 中心管規(guī)格為：Φ20012mm 催化床與外冷管之間的總傳熱系數(shù) 外冷管外壁給熱系數(shù)外冷管外壁給熱系數(shù)可由以下公式算得：式中 λk——催化劑床氣體導(dǎo)熱系數(shù)，kJ/(mh℃) Dt——催化劑床當(dāng)量直徑，m DF——催化劑顆粒當(dāng)量等表面積直徑，m Gk——催化劑床氣體的質(zhì)量流量，kJ/(m2h) μk——氣體粘度，kg/(mh)催化床層的平均溫度為280℃，查得物性數(shù)據(jù)： 催化床層的流通截面積為 外冷管內(nèi)壁，內(nèi)冷管