【文章內容簡介】 易揮發(fā)組分 式中 F—原料液流量，kmol/h；D—塔頂產(chǎn)品（餾出液）流量，kmol/h；W—塔底產(chǎn)品（釜殘液）流量，kmol/h；—原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；—餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；—釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)。塔頂易揮發(fā)組分回收率塔底難揮發(fā)組分回收率 甲醇精餾工段物料衡算以精甲醇年產(chǎn)40萬噸計， %，則每年所需粗甲醇總量為：400000/=428266t/y年工作日以330天計，則精甲醇每日、每小時產(chǎn)量為：400000/330=每日、每小時所需粗甲醇量為：428266/330=1）粗甲醇組成（1）甲醇含量：%（2）水含量：%（3）輕餾分含量：二甲醚 %（4）初餾分含量：%（5）高級烷烴：辛烷 %2） 預塔物料衡算(1)入料：①粗甲醇入料量：54047kg/h②堿液每噸精甲醇消耗92%的NaOH ，則消耗10%的堿液量： =則甲醇年消耗量：24330=2984t堿帶入的水量=（）=（相當于加入的萃取水量）③粗甲醇含水量=54047=水量=粗甲醇含水量+堿液含水量=+=④輕餾分量=54047=227kg/h⑤初餾物=54047=⑥高級烷烴=54047=總入料量=粗甲醇量+堿液量=54047+=（2）出料①甲醇：50505 kg/h②水量： kg/h③NaOH: kg/h④輕餾分：227kg/h⑤初餾物：⑥高級烷烴： kg/h其中：氣相 塔頂=輕餾分+高級烷烴=227 += kg/h液相 塔底=甲醇+水+初餾物+NaOH=50505+++=54388kg/h（3）預塔回流量脫醚塔回流量回流比一般R20,且考慮到節(jié)省能源的問題。結合ASPEN簡捷模擬取R=則回流量== 3）加壓塔物料衡算%（即塔底甲醇含量）（1）入料：總入料量=出料液相=54388kg/h其中:①水量=預出料水量=②甲醇量=預出料甲醇量=50505kg/h③NaOH=預出料堿量=④初餾物=預出料初餾物=（2）出料：①出料水量=入料水量=②NaOH=③初餾物=④甲醇=（出口水量+NaOH+初餾物）出料甲醇含量/（1出料甲醇含量）=（++）（）=25491kg/h⑤采出精甲醇量=入塔甲醇量出料甲醇量=5050525491=25014kg/h⑥總出料量=總入料量采出精甲醇量=5438825014=29374kg/h其中 塔頂：液相=精甲醇量=25014kg/h塔底：液相=粗甲醇量=29374kg/h（3）回流量為保持系統(tǒng)的穩(wěn)定操作，降低能耗，并減少投資，應選取：加壓塔回流比R1≥常壓塔回流比R2≥并且在保持穩(wěn)定生產(chǎn)，產(chǎn)品質量合格的基礎上，RR2選取的盡量小。則取加壓塔回流比R=回流量=RD=25014= 4）常壓塔物料衡算（1）入料總入料量=加壓塔塔底總出料量=29374kg/h其中①甲醇=29374=②水=③NaOH=④初餾物=（2）出料①側線排出量=初餾物+水+甲醇初餾物=則 側線排出量=其中：甲醇==(%)水==（%）初餾物=（%）②塔底排出殘液其中：NaOH=水=入料水側線排出==塔底排出殘液中含甲醇量=（殘液中水+NaOH）殘液甲醇含量/（1殘液中甲醇含量）=（+）（）=殘液總量=水量+NaOH+醇量=++=③塔頂塔頂采出精甲醇=入塔精甲醇側線排出殘液中含醇量==總出料量：塔頂精甲醇=塔側線=初餾物+水+甲醇=塔底殘液=NaOH+水+甲醇=（3）回流量回流量=RD=2= 5）回收塔物料衡算（1）入料入料量=側線排出量=其中 甲醇= 水= 初餾物=（2）出料：①塔頂采出精甲醇量==(%)②側線抽出物甲醇=入料甲醇塔頂甲醇==（%）側線抽出物=其中異丁醇==水==甲醇=③塔底其中水=入料水量側線出水==異丁醇=入料異丁醇側線抽出異丁醇==總量=水量+異丁醇=+=（3）回流液量回流比：R取5回流量=DR=5= 6）粗甲醇中甲醇回收率甲醇回收率=（加壓塔采出精甲醇量+常壓塔采出精甲醇量+回收塔采出精甲醇量）/粗甲醇中精甲醇量=（25014++）/=%第三章 常壓塔冷卻器的設計兩流體溫度變化情況：精甲醇進口溫度71℃，出口溫度49℃；冷卻水進口溫度25℃，出口溫度30℃。該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時進口溫度降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。[18]⑴流體平均溫度Tm和tmTm1＝（Ti＋To）/2＝（71＋49）/2＝60℃tm1＝（ti＋to）/2＝（25＋30）/2＝℃⑵平均溫度下的物性數(shù)據(jù) 表31 各組分物性數(shù)據(jù)物料項目單位數(shù)據(jù)物料項目單位數(shù)據(jù)水密度kg/m3994甲 醇密度 kg/m3760粘度pa?s粘度pa?s導熱系數(shù)W/(m?K)導熱系數(shù)W/(m?K)比熱容kJ/(kg?K)比熱容kJ/(kg?K)⑴熱負荷 = Q0 cp0 t0+Q0r =（7149）+= ⑵平均傳熱溫差39。== =℃⑶冷卻水用量===253532kg/h總傳熱系數(shù)K管程傳熱系數(shù)===13710===(m2K)殼程傳熱系數(shù)假設殼程的傳熱系0 = 290W/(m2℃)；污垢熱阻= ℃/W = m2 ℃/W管壁的導熱系數(shù)λ= 45W/(m?K)=== W/(m2℃)S39。===考慮15%的面積裕度，S=S39。== 工藝結構尺寸管徑和管內流速選用Φ25（碳鋼），去管內流速=管程數(shù)和傳熱管數(shù)===452(根)按單程管計算，所需的傳熱管長度為L = S/(πd0ns) =(452) = (m)取傳熱管長l=9m，則該換熱器管程數(shù)為Np = L/l =≈ 1(管程)傳熱管總根數(shù)N = 4521= 452（根）平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)平均傳熱溫差校正系數(shù)R = (7149)/(3025) = P = (3025)/(7125) = 按單殼程，多管程結構，溫差校正系數(shù)查《化工原理（上冊）》第232頁圖419,可得=平均傳熱溫差=39。=12=12℃?zhèn)鳠峁芘帕泻头殖谭椒ú捎媒M合排列法，取管心距t = ，則t = 25 = ≈ 32 mm橫過管束中心線的管數(shù)===26(根)殼體內徑采用多管程結構，取管板利用率η= ，則殼體內徑為===圓整可取D = 800mm圓整后，換熱器殼體圓筒內徑為D=800mm，殼體厚度選擇10mm。長度定為9000mm。殼體的標記：筒體 DN800 δ=10采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，折流板的板間距為h==200mm，則折流板數(shù)去折流板間距=，則==(mm),可取B為250mm。NB=9000/250－1=59(塊)殼程流體進出口接管：取接管內甲醇流速為u=, q=,則接管內徑為===取標準管徑為150mm管程流體進出口接管：取接管內水流速為u=, q=253532/994/3600=。===取標準管徑為450mm筒體材料選擇為Q235A，單位長度的筒體重110kg/m,殼體總重為110()= 。(，見本設計設備圖)(1)熱量核算A. 殼程對流傳熱系數(shù)因為是有相變的換熱過程，且甲醇蒸汽在水平管束外冷凝，采用凱恩公式估算，即=()1/4當量直徑，由正三角形排列得=殼程流通截面積So ＝BD(1)