【正文】 化工工程技術(shù) 人員應(yīng)對(duì)化工單元了解的一清二楚，同時(shí)化工設(shè)備也是化工生產(chǎn)的重要物質(zhì)基礎(chǔ)，對(duì)工程項(xiàng)目投產(chǎn)后的生產(chǎn)能力、操作穩(wěn)定性、可靠性以及產(chǎn)品質(zhì)量等等都將起著重要作用，因此，對(duì)設(shè)備地選擇和設(shè)計(jì)計(jì)算充分考慮計(jì)算上的要求，盡量選用先進(jìn)設(shè)備并力求投資少，用量少，要運(yùn)行可靠，操作安全，便于連續(xù)化和自動(dòng)化生產(chǎn)，要能創(chuàng)造良好的工作環(huán)境和無污染，以及容易制造等等。 第 節(jié) 霧沫夾帶驗(yàn)算 泛點(diǎn)率 = 查得物性系數(shù) ，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 所以， 泛點(diǎn)率 = 可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi) 第 節(jié) 操作性能負(fù)荷圖 霧沫夾帶上限線 取泛點(diǎn)率為 80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式，有： 整理可得霧沫夾帶上限方程為： 液泛線 液泛線方程為 其中， 代入上式化簡(jiǎn)后可得： 液體負(fù)荷上限線 取 ，那么 漏液線 取動(dòng)能因數(shù) ，以限定氣體的最小負(fù)荷： 液相負(fù)荷下限線 取 代入 的計(jì)算式： 整理可得： 第 節(jié) 操作性能負(fù)荷圖 由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。 浮閥數(shù)目 浮閥數(shù)目 氣體通過閥孔時(shí)的速度 取動(dòng)能因數(shù) ，那么 ，因此 個(gè) 排列 由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。 表 35 提餾段的已知數(shù)據(jù) 位 置 塔釜 進(jìn)料板 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 摩爾分?jǐn)?shù) 摩爾質(zhì)量 溫度 /℃ 表 36 提餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 液相 汽相 平均摩爾質(zhì)量 / 平均密度 / 911 體積流量 / ( ) 4132( ) 第 節(jié)塔徑的計(jì)算 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)?段的塔徑相等。 表 32 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度 名稱 原料液 餾出液 釜?dú)堃? 84 99 (摩爾分?jǐn)?shù) ) 摩爾質(zhì)量 沸點(diǎn)溫度 /℃ 最小回流比及操作回流比的確定 由于是泡點(diǎn)進(jìn)料， ，過點(diǎn) e ()做直線 交平衡線于點(diǎn) ，由點(diǎn) 可讀得 ，因此： 又過點(diǎn) 作平衡線的切線，切點(diǎn)為 ，讀得其坐標(biāo)為 ，因此： 所以， 可取操作回流比 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算 以年工作日為 300 天，每天開車 24 小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為： 由全塔的物料衡算方程可寫出： (蒸汽 ) (泡點(diǎn) ) 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量 塔頂全凝器的熱負(fù)荷： 可以查得 ，所以 取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為 25℃ 和 35℃ 則 平均溫度下的比熱 ，于是冷凝水用量可求： 熱能利用 以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量 可記為： 其中 在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及 的情況下可以查得比熱 ，所以， 釜?dú)堃悍懦龅臒崃? 若將釜?dú)堃簻囟冉抵? 那么平均溫度 其比熱為 ，因此， 可知， ，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn) 理論塔板層數(shù)的確定 精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 線方程： 在 相圖中分別畫出上述直線 ，利用圖解法可以求出 塊 (含塔釜 ) 其中，精餾段 13 塊，提餾段 5 塊。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 原料：甲醇 ~水溶液，年產(chǎn)量 400000 噸 甲醇含量： 84%(質(zhì)量分?jǐn)?shù) )，原料液溫度： 45℃ 設(shè)計(jì)要求：塔頂?shù)募状己坎恍∮?99%(質(zhì)量分?jǐn)?shù) ) 塔底的甲醇含量不大于 %(質(zhì)量分?jǐn)?shù) ) 表 31 甲醇 ~水溶液體系的平衡數(shù)據(jù) 液相中甲醇的含量 (摩爾分?jǐn)?shù) ) 汽相中甲醇的含量 (摩爾分?jǐn)?shù) ) 液相中甲醇的含量 (摩爾分?jǐn)?shù) ) 汽相中甲醇的含量 (摩爾分?jǐn)?shù) ) 第 節(jié) 計(jì)算過程 塔型選擇 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日 300 天，每天開動(dòng)設(shè)備 24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為 ，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。 根據(jù)計(jì)算條件，當(dāng)預(yù)塔回流比為 1，主塔回流比為 2 時(shí)，每生產(chǎn) 1t 精甲醇耗蒸汽為： 表 231 主塔全塔帶入熱量計(jì)算表 入熱項(xiàng)目 組分 主 甲醇 塔 水 入 乙醇 料 烷烴 回流液 甲醇 加熱蒸汽 水 流量， kg/h 溫度， ℃ 比熱容， kl/(kg?℃) 汽化熱， kl/kg 熱量， kl/h 總熱量， kl/h 84 84 84 84 2 63 表 232 主塔全塔帶出熱量計(jì)算表 入熱項(xiàng)目 組分 精餾采出 甲醇 殘 水 甲醇 乙醇 液 烷烴 回流液 甲醇 熱損失 流量， kg/h 溫度， ℃ 比熱容， kl/(kg?℃) 汽化熱 ， kl/kg 熱量， kl/h 總熱 kl/h 65 110 110 110 110 2 66 表 233 主塔全塔的熱平衡表 帶入熱量， kl/h 帶出熱量， kl/h 入料 回流 加熱蒸汽 總?cè)霟? 精醇采出 殘夜 回流 熱損失 總出熱 （ 2）主塔精餾段熱量平衡計(jì)算 設(shè)內(nèi)回流量為 ，則根據(jù)全塔熱平衡列出精餾段計(jì)算表 234。 ㈠預(yù)塔全塔熱平衡計(jì)算 ⑴ 帶入熱量： = + + + ,見表 226. 于是 =+++ =+ ⑵ 帶出熱量： = + + + + ，見表 227。 精餾操作條件： 回流比 預(yù)塔 1/1 （回流量 /預(yù)塔入料量）； 主塔 2/1 （回流量 /主塔入料量）。 ⑸ 塔頂二甲醚及低沸點(diǎn)組分 。 其中 甲醇為 = kg/h 油溶性雜質(zhì)為 = kg/h 油容性雜質(zhì)再油水分離器中被分離掉，所以預(yù)塔初餾物回收量為： +20=⑷ 冷凝水：操作控制預(yù)塔底甲醇密度為 ，按甲醇 — 水二 元組成查得在密度 是甲醇水溶解液的含醇量為 70%，從密度 （含醇 %）提到 ，則粗甲醇中含水： =70% x=實(shí)際需要加入冷凝水為 － － 20－ =于是預(yù)塔總進(jìn)料量表 222。 C，回水溫度為 45。 。 C，所以出口氣 體熱量為 Q`出冷凝器 =38= ㎏ /h （ 4）冷凝器出口液體帶走熱量 Q``出冷凝器 Q``出冷凝器 = 式中 GF— 冷凝器出口液體各組分的摩爾流量， Kmol/h； CP— 各液體組分的比熱容， J（ kmol 。 。 C）； T 出口 — 冷凝器出口氣體溫度。 。 2. 熱平衡計(jì)算 由物性手冊(cè)查得，粗甲醇中各組分的物理常數(shù)如表 2— 16 。 C） — 氣量 Nm3/h Kmol/h 出塔熱量， kJ（ h C） 氣量 Nm3/h 2 Kmol/h 出塔熱量， kJ（ h 。 。 B. 全塔入熱計(jì)算 查物性手冊(cè)，壓力為 10106Pa ，根據(jù)表 27 甲醇合成塔氣各組分量，算得甲醇合成塔入塔熱量如表 212 根據(jù)計(jì)算條件，入塔氣溫為 40。 ； T m 入 — 出塔氣體溫度。熱平衡是以物料平衡為基礎(chǔ)，在連續(xù)生產(chǎn)過程中是以單位時(shí)間來計(jì)算的，把裝置或過程中所發(fā)生的化學(xué)反應(yīng)的熱效應(yīng)、物理變化的熱效應(yīng)、從外界輸入的熱量和隨反應(yīng)物 、化學(xué)產(chǎn)物帶出的熱量以及設(shè)備、器壁散失熱量等都一一考慮在內(nèi)進(jìn)行計(jì)算。通過熱量或能量平衡計(jì)算，可以各個(gè)還節(jié)中找出不合理的損耗，以此作為實(shí)現(xiàn)高產(chǎn)。 表 28甲醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 分離器損失氣量， Nm3/h — 出分離器氣體流量，Nm3/h 出分離器氣體組成， % 出分離器液體量， Nm3/h — — — — — — 出分離器液體組成， % — — — — — — 出分離器液體重量， Kg/h — — — — — — 出分離器液體組成， % — — — — — — 續(xù)表 28甲醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成 組分 CH3OH C4H9OH （ CH3） 2O C8H18 H2O 合計(jì) 分離器損失氣量， Nm3/h — — — — 出分離器氣體流量， Nm3/h — — — 出分離器氣體組成， % — — — — 100 出分離器液體量，Nm3/h 出分離器液體組成， % 100 出分離器液體重量，Kg/h 出分離器液體組成， % 100 （ 14）粗甲醇在中間儲(chǔ)槽減壓放出的弛放氣流量與組成如表 29 表 29 甲醇施放氣流量與組成 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH 合計(jì) 施放氣流量， Nm3/h 組成， % 100 （ 15）醇后氣經(jīng)精煉氣流量與組成如表 210 所示。 表 23進(jìn)早醇合成塔新鮮氣組成 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小計(jì) 合成甲醇消耗，Nm3/h 合成氨消耗，Nm3/h 新鮮氣消耗，Nm3/h、 21375038 30564.833 新鮮氣組成， % 100 （ 9）變換氣需要量 如果不計(jì)在水洗時(shí) CO、 CH Ar 及 H2S 等溶解損失，單計(jì)算 H2， N2 的損失，查化工熱力學(xué)在壓力 106Pa, 30℃ 。 表 22 混合氣在粗甲醇中的溶解量 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 （ CH3） 2O 小計(jì) 溶解量 Nm3/t Nm3/h 組成， % 100 （ 6）粗甲醇弛放氣中甲醇的擴(kuò)散損失 根據(jù)測(cè)定，在 35。 （ 4）液氨在貯罐氣中的擴(kuò)散損失 查物性手冊(cè)表，在 106Pa 、 。 424＋ ） =其中 CH4 為 , Ar 為 （ 3）在壓力為 30106Pa, 溫度為 30。 為了最終求得合成甲醇和合成氨所需要的總原料氣量，保持反應(yīng)及平衡的組分比例，聯(lián)醇工藝從原料氣制造開始，經(jīng)脫衡、變換、脫碳、合成甲醇、銅洗耳恭聽至合成氨，使原料氣制造到最后合成氨的全過程達(dá)到平衡。 第 2 章 甲醇生產(chǎn)的工藝計(jì)算 化工生產(chǎn)的工藝計(jì)算主要有物料平衡和熱量平衡計(jì)算。殼程 : 管程 :50。殼程 : 管程 :40。殼程 : 管程 :150。塔底液位由塔底出口管線上的液位調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)。 ? ?加壓精餾塔壓力由調(diào)節(jié)閥 PV15521 控制。 在生產(chǎn)過程中，常壓塔頂會(huì)出現(xiàn)不凝氣的積累而影響塔的操作，這可從常壓塔頂?shù)臏囟?、壓力的?duì)應(yīng)關(guān)系判斷?；厥账缀倭考状嫉膹U水一部分由廢水泵加壓后送部分氧化裝置，另一 部分送入排放槽作洗滌水。 加壓精餾塔塔底排出液送往常壓精餾塔。 由除鹽水和固體氫氧化鈉在堿液槽中制備