【正文】 餾出液kg/h釜底液kg/h甲醇?jí)A液水高沸物合計(jì) ℃，塔頂甲醇蒸汽溫度為65℃，回流溫度為56℃，排出液溫度為75℃.進(jìn)塔物料帶入熱，再沸器加熱劑帶入熱，回流液帶入熱，塔釜液帶入熱，塔頂上升蒸汽帶出熱，熱損失，冷凝器熱負(fù)荷，塔頂流出物帶出熱， 得冷凝器的熱負(fù)荷查表得：=℃==℃==℃= 粗甲醇混合比熱 =++++ = kcal/kg℃ 帶入、帶出熱量預(yù)熱后粗甲醇的混合比熱=+1+1++ =+++++ = kJ/kg℃甲醇的汽化潛熱=286 kcal/kg=+ =14094513 kcal/h=58915065 kJ/h==()++8624879+2353557 =58915065+(+8624879+2353557)+8986896=60497312kJ/h(3)預(yù)塔耗蒸汽量計(jì)算塔釜蒸汽壓力為35kPa，蒸汽潛熱為506 kcal/kg（2115 kJ/kg）所以，用蒸汽量為：60497312 /2115=28604kJ/h每噸粗甲醇耗蒸汽量：28604/=652kg/t(4)耗冷水量計(jì)算從預(yù)塔蒸餾出來的甲醇蒸汽含輕餾分和初餾分。甲醇初餾物作為回流液返回系統(tǒng)，輕餾分以氣體的形式放空。冷卻水進(jìn)入冷凝器溫度為25℃，出冷卻器溫度為40℃，則用水量為：=674t/h每噸粗甲醇耗冷卻水量=674/44= t/h (1)帶入熱量 ==4109606 kcal/h=17178152 kJ/h==3436635 kcal/h=14365134 kJ/h(2)帶出熱量 =++ =37600849 kcal/h=157171549 kJ/h==1831394 kcal/h=7655228 kJ/h =+136801+() =112420 kcal/h=469916 kJ/h ==1540519 kcal/h=6439370 kJ/h 以帶入熱量5%計(jì)算，所以：=17178152+14365134+ =157171547+7655228+469916+6439370+ = 求出=148727692 kJ/h (3)主塔耗蒸汽量計(jì)算： 由主塔熱量衡算可知：=148727692 kJ/h ：=70320kg/h 每噸粗甲醇耗蒸汽量：70320/=1602kg/t 所以，主、預(yù)塔總的蒸汽消耗量為：25065+70320=95382kg/h 主、預(yù)塔每頓粗甲醇耗蒸汽量為：1602+571=2173kg/t(4)冷卻水用量的計(jì)算 冷卻水用量包括主塔、冷凝器、精甲醇冷卻器以及整個(gè)精餾過程用冷卻水量計(jì)算 1主塔冷凝器冷卻水用量 從主塔物熱圖及主塔冷凝器的熱物圖，主塔冷凝器的換熱量為進(jìn)冷凝器的氣體與出冷凝器熱量之差。(1)帶入熱量甲醇帶入熱量： Q1=12619124=其他物質(zhì)帶入的熱量：Q2=142=回流液帶入熱量： Q3=240=加熱蒸汽帶入熱量： Q加熱表39　常壓塔入熱物料進(jìn)料回流液加熱蒸汽組分甲醇水+堿甲醇流量：kg/h溫度：℃12412440比熱：kJ/kg℃熱量:kJ/hQ加熱Q入=Q1+Q2+Q3+Q加熱=+++Q加熱=+ Q加熱(2)帶出熱量 精甲醇帶出熱量：Q4=(75+)= 回流液帶出熱量：Q5=(75+)= kJ/h 殘夜帶出熱量： Q6=105+105= kJ/h 熱損失： Q7=5%Q入表310　常壓塔物料帶出熱量物料精甲醇回流液 殘液熱損失組分甲醇甲醇甲醇水+堿流量：kg/h溫度：℃7575105105比熱:J/kg℃潛熱：kJ/kg熱量:kJ/h5%Q入所以：Q出＝++++5%Q入 =+5%Q入因?yàn)椋篞入= Q出=所以：Q蒸汽= kJ/kg所以：需蒸汽G3蒸汽= kg/h對(duì)熱流體：Q入＝Q產(chǎn)品精甲醇+Q回流液=+= Q出 = Q精甲醇(液)+Q回流液(液) =+= Q傳 =（15%）=所以：冷卻水用量G3水==所以：每噸精甲醇消耗G’3水==。表312　提餾段熱量平衡表帶入熱量：kJ/h帶出熱量：kJ/h加壓塔來的甲醇：殘液：塔底供熱：內(nèi)回流：g’內(nèi)(+)內(nèi)回流：g’內(nèi)()總?cè)霟幔? g’內(nèi)總出熱：+’內(nèi)因?yàn)椋篞總?cè)霟?Q總出熱即：+ g’內(nèi)=+’內(nèi)所以：g’內(nèi)=表313預(yù)塔熱量衡算表帶入熱量kJ/h帶出熱量kJ/h粗甲醇帶入熱量：8624879釜底液熱量：8986896回流熱量：2353557蒸汽帶走熱：58915065再沸器提供熱量：60497312損耗熱：11058098總?cè)霟幔?6725680總出熱：16725680表314加壓塔熱量衡算表帶入熱量kJ/h帶出熱量kJ/h粗甲醇帶入熱量：14365134其他熱量：163545298回流熱量：17178152蒸汽帶走熱：157171547再沸器提供熱量：148727692損耗熱：9013549總?cè)霟幔?80270978總出熱：16725680表315 常壓塔熱量衡算表帶入熱量kJ/h帶出熱量kJ/h粗甲醇帶入熱量：14480186精甲醇熱量：回流熱量：回流液，殘夜帶走熱：再沸器提供熱量：損耗熱：總?cè)霟幔嚎偝鰺幔旱?章 主要設(shè)備的工藝計(jì)算及選型 (1)常壓塔：(2)精甲醇中：(3)殘液中： 105C ：= == =(4)求最小理論塔板數(shù)(5)求最小回流比：飽和液體進(jìn)料q=1 q線為垂直線，故xP=xF=yp= 故Rm==則==(6)求理論塔板數(shù)查吉利蘭圖得：=N= 即19塊(7)求實(shí)際塔板數(shù)1塔頂塔底平均溫度1/2（105+67)=86℃86℃時(shí)：= PaS = PaS= Xf+ (1Xf) == PaS= PaS2查板效率與關(guān)聯(lián)圖 板效率：E=所以實(shí)際板數(shù)為：N= 即N=40塊精甲醇質(zhì)量：精甲醇含醇：%(wt) 殘液含醇：1%(wt) 操作條件： 塔頂壓力： Pa 每層塔板壓降：700Pa 塔底壓力：0138106 Pa 塔頂溫度：67 ℃ 塔底溫度：105 ℃ 回流液溫度：40 ℃ 進(jìn)料溫度：124 ℃ 平均溫度：(124+67)= ℃進(jìn)料板壓力： Pa+7008= Pa平均壓力：（ +）= Pa表42　精餾段物料流率物料質(zhì)量流量：kg/h分子量：kg/kmol摩爾流量：kmol/h內(nèi)回流32標(biāo)準(zhǔn)狀況下的體積：V0==操作狀況下的體積：V1==氣體負(fù)荷：Vn==氣體密度： ==查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》，℃時(shí)甲醇的密度=721 kg/m3液體負(fù)荷：Ln==平均溫度：(105+124)= ℃ 入料壓力：()=144 kPa 平均壓力：(144103+)=141 kPa表43 提餾段內(nèi)回流量物料質(zhì)量流量：kg/h分子量：kg/kmol摩爾流量：kmol/h內(nèi)回流32標(biāo)準(zhǔn)狀況下的體積： ==操作狀態(tài)下的體積：==所以：氣體負(fù)荷：Vm== m3/s氣體密度： ==查得進(jìn)料狀態(tài)甲醇溶液溫度124℃，%，密度為847 kg/m3。所以：液體平均密度== kg/m3則液體負(fù)荷Lm==本設(shè)計(jì)采用篩板塔，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)L= m。根椐經(jīng)驗(yàn)，取清液層高度h=，本設(shè)計(jì)選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。表44 提餾段及精餾段計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段求E，由(L/==E=1E=1堰上液層高度howHow==How==堰高h(yuǎn)w==hw== (2)降液管設(shè)計(jì)Lw=1500mm，=查閱化工設(shè)計(jì)手冊(cè)，得到：=，=Wd降液管弓形寬度mAf降液管弓形面積m2AT塔截面積m2Wd==AT=D2=()2= m2Af==降液管容積與液體流量之比為液體在降液管中的停錙時(shí)間t，一般大于5S，即：t=精餾段：t==5S提餾段：t==5S故降液管底隙高度H0，對(duì)弓形降液管，管口面積等于底隙面積，即有：h0=，取= m/s則：精餾段：h0== m提餾段：h0== m(3)塔板布置及篩孔數(shù)目由上面計(jì)算得出Wd= 取Ws= Wc= Ws`= 開空區(qū)面積： x=D/2WdWs= = r=D/2Wc= = x/r=由圖開空區(qū)面積得 Aa= m2取篩孔直徑d0=5mm t/d0= 則 t=由開孔面積與開孔區(qū)面積圖得 = 則A0==0. 1924m2 由附圖1篩孔數(shù)的求取得 n=4080個(gè)開孔率 2=2=% (1)氣相通過浮閥塔的壓降 Hp=Hc+Hl+H1干板阻力hc=(U0/ C0) 2/(g/l)取篩板的氣相動(dòng)能因子：F0= 板厚：=3mm d0/=由次數(shù)據(jù)和干篩孔的流量系數(shù)圖得：C0=表47 干板阻力精餾段提餾段U0= U0 m/sU0 m/sUoc=Uoc==Uoc==因?yàn)閁0UocU0UocHc=Hc=Hc== 2板上充氣液層阻力清液高度Hl=由圖有效液層阻力得：hl= m水柱3液體表面張力所造成的阻力很小，可以忽略。取= 選定HT=。 因?yàn)椴辉O(shè)進(jìn)口堰：精餾段：hd=()2=()2=提餾段：hd=()2=()2= m水柱C、板上液層高度：hL= m 所以Hd=hp+hL+hd精餾段：Hd=++= （HT+hw）=（+）=提餾段：Hd=++= （HT+hw）=(+)=所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。hl 所以對(duì)于精餾段 則 精餾段 則 因此沒有霧沫夾帶 負(fù)荷性能(1)霧沫夾帶線 ev= 根據(jù)how=2/3 、 ev= 、Ug= 、hw=hlhow和hp=： {[hw+2/3]} =精餾段：VS= L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)L值，依照上式算出V于下表表48 精餾段霧