甲醇-水精馏塔装置设计

PAGE4word文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑《化工原理课程设计》报告目录概述…………...………..51、设计依据………………….52、设计来源………………….53、设计任务及要求……...…………………..5设计方案的确定………….……………6设计方案简介………...…..6工艺流程简介…………….6塔型选择………………….6操作条件的确定……………………...…..7操作压力………………………..…7泡点进料的优点……………………7热循环………………7工艺计算及主体设备设计………….…8（一）物料衡算………………..8基础数据………………...……………….8质量分数转换为摩尔分数……………………...………..…….10原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率…………10（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量…….11（3）物料衡算………….11（二）理论塔板数NT的确定………………….12最小回流比的确定……………………..12精馏塔气液相负荷……………………...13操作线方程……………...13逐板计算法求理论塔板数………...……13实际塔板数…...…………14（三）塔内物质物性计算………………….…14操作压力的计算………..……………..14操作温度的计算……………………….14平均摩尔质量的计算………………….15平均密度的计算………...……………..16液相表面张力的计算………………….18液相平均粘度的计算………………….19精馏塔的主体尺寸计算………..…….20（一）塔径的计算………………20（二）精馏塔有效高度的计算…………………21（三）塔板主要工艺尺寸的计算………………221、溢流装置的计算………………………..22（1）堰长………………….23（2）溢流堰高度…………23（3）弓形降液管高度和截面积………….24（4）降液管底隙高度…………………….242、塔板布置………………….25（1）塔板的分布……………25（2）边缘区宽度的确定…………………..25（3）开孔面积的计算……………………..25（4）筛孔计算及排列……………………...25（四）筛板的流体力学验算……..……………261、塔板阻力………………...26（1）干板阻力的计算………………………27（2）气体通过液层的阻力计算……………27（3）液体表面张力的阻力计算……………272、液面落差…………………273、雾沫夹带…………………284、漏液………………………295、液泛………………………29（五）塔板负荷性能图…………..301、液漏线………………….302、液沫夹带线…………….303、液相负荷下限线……………………….314、液相负荷上限线……………………….325、液泛线………………….32（六）筛孔数据一览表…………..34热量衡算………….…..35塔顶换热器的热量衡算……………………36塔底的热量…………………37再沸器所需热量…………...…………...37热交换器内的热交换…………………..38减压阀…………………..38热泵的选型…………….….40塔底料液和热蒸汽预热进料……………..40水蒸汽加热进料…………..41辅助设备的计算及选型…………….42塔径的选择……………...42加料管的管径……………..42塔顶蒸气的管径…………..43回流管管径………………..43料液排出管管径…………..44泵的选型………………...44原料进入精馏塔时泵的选型……………..44塔顶液体回流所用泵的选型………………….………….45储槽的选择………………45原料储槽……………………45塔底产品储槽………………46塔顶产品储槽………………46费用的计算……………...……………47设备费用的计算………..……………….47换热器费用的计算…………47精馏塔的费用计算…………48泵的费用……………………49储槽费用……...…………….49进料储槽………………..49塔底产品储槽…………..49塔顶产品储槽…………..49总费用…………………..49输送管道费用………………50进料处…………………..50塔顶蒸气管……………..50回流管…………………..50塔底料液排出管………………………..50总费用…………………..50分液槽费用…………………51总费用………………………51操作费用的计算…………51热蒸汽的费用………………51冷却水的费用………………51泵所用的电费……………..51.热泵所用的电费………………………51离心泵所用的电费……………………52总费用……………………...52总费用……………………52参考文献………………...……………52主要符号说明…………….…………..53设计总结……………...………………55一概述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1、设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。2、技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。3、设计任务及要求在一常压操作的连续精馏塔内分离甲醇—水混合物。原料：甲醇—水溶液1t/h甲醇含量47.6%(质量分数)，设计要求：塔顶甲醇的含量不小于98%(质量分数)塔底甲醇的含量不大于2%(质量分数)操作压力：4kPa（塔顶表压）进料热状况：泡点（q=1）回流比：自选单板压降：<=0.7kPa全塔效率：ET=52%二设计方案的确定1.设计方案简介此次课程设计的任务是分离甲醇—水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过换热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽通过相关设备升温，引致塔底液化、降温放热，并利用此部分热量使水再沸。塔顶产品冷凝至塔顶温度后按照计算所得量部分回流，其余部分送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用。2、工艺流程简介本设计采用直接压缩式热泵回收塔顶蒸气热量，用于塔底釜液的再沸用热。若热泵无法提供足够的热量，则可以先用热蒸汽加热使甲醇蒸气升高适当温度后，再用热泵进行升温，以此来满足塔底再沸需要的热量。甲醇蒸气经过再沸器后再经过减压阀作用后降至塔顶温度，一部分回流，其余的为塔顶产品，冷却后输入到储液槽；塔底产品预热进料液后输入储液槽。（工艺流程见图）3、塔型选择塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口等塔板的选择。根据生产任务，若按年工作日360天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10000kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，塔板选择塔板。浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片浮起，开度增大，使气速不致过高。浮阀塔板的优点是生产能力大，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，压强小，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。4、操作条件的确定（1）操作压力其中塔顶压力：P（顶）=101.3+4=105.3kPa进料口的压力：P(进)=105.3+0.7*N(精)塔底压力:P(釜)=105.3+0.7*Ne（2）泡点进料得优点虽然进料方式有多种，但是泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料（3）热循环精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，所以塔顶蒸汽和塔底残液放出的热量利用要合理，这些热量的利用，要考虑这些热量的特点，此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以节能。通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，这是在正常情况下。塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵，把塔顶中的产品加压，加到与再沸器一样的压强，这就可以，利用甲醇的冷凝热用在再沸器中。另外，还可以将热量加料出。三工艺计算及主体设备设计(一)物料衡算1、基础数据（6）甲醇-水的等压曲线1—汽相2—液相图4-1甲醇-水的等压曲线2、质量分数转换成摩尔分数（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。甲醇的摩尔质量M甲醇=32.04kg/mol水的摩尔质量M水=18.02kg/mol表1甲醇和水的物理性质项目相对分子质量Mr沸点/℃临界温度t/℃临界压强P/kPa甲醇32.0464.7288.56833.4水18.02100318.574107.7原料液的摩尔组成:（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：塔顶的平均摩尔质量：塔底的平均摩尔质量（3）物料衡算原料处理量F=10000/22.605=442.38kmol/h总物料衡算F=D+W=442.38kmol/h甲醇的物料衡算32.04*0.463=0.921D+0.007W联立解得D=kmol/hW=kmol/h由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点。（二）理论塔板数NT的确定甲醇—水属理想体系，可采用逐板计算求理论板数。1、最小回流比的确定/由课本查得甲醇—水体系的相对挥发度α=2.465（详见《化学工程基础》主编林爱光清华大学出版社141页）采用泡点进料:则有气液平衡方程求得故最小回流比为由成本计算可取最佳操作回流比R=1.1Rmin=1.502进行计算（详见附录二）2、精馏塔的气、液相负荷L=RD=31.09*1.502=46.697kmol/hV=(R+1)D=（1.502+1）*31.09=77.787kmol/hL’=L+F=46.697+58.48=105.177kmol/hV’=V=77.787kmol/h3、操作线方程精馏段操作线方程为:

提馏段操作线方程为:汽液平衡方程4、逐板计算法求理论塔板数（详见附录一）总理论板层数NT=19（不包括塔釜）进料板位置Nf=125、实际板层数的求取精馏段实际板层数N精=11/0.52=21.15≈22提馏段实际层数N提=8/0.52=15.38≈16总实际板层数NP=N精+N提=38（三）塔内物质物性计算1、操作压力的计算塔顶操作压力每层板的压降△P=0.7kpa进料板压力塔底压力精馏段平均压力Pm=（105.325+120.725）/2=113.025kpa提馏段平均压力Pw=（120.725+131.925）/2=126.325kpa2、操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算会泡点温度，其中甲醇—水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：式中t物系温度，℃P0--饱和蒸汽压，KPaA.B.CAntoine常数，则塔顶压力试差得:塔顶温度：同理可得：进料温度：塔底温度：精馏段平均温度tm=（81.74+99.01）/2=90.375℃提馏段平均温度tm=（99.01+119.07）/2=109.04℃3、平均摩尔质量的计算（1）塔顶平均摩尔质量计算由XD=Y1=0.9830由平衡曲线得：X1=0.9591Mvdm=0.9830*78.11+(1-0.9830)*92.13=78.35kg/kmolMldm=0.9591*78.11+(1-0.9591)*92.13=78.68kg（2）进料板平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yf=0.6837xf=0.4672Mvfm=0.6837*78.11+(1-0.6837)*92.13=82.54kgMlfm=0.4672*78.11+(1-0.4672)*92.13=85.58kg（3）塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw=0.0241xw=0.0099Mvwm=0.0241*78.11+(1-0.0241)*92.13=91.79kgMlwm=0.0099*78.11+(1-0.0099)*92.13=91.99kg（4）精馏段平均摩尔质量：Mvm=(78.35+82.54)/2=80.45Mlm=(78.68+85.58)/2=82.13kg（5）提馏段平均摩尔质量：Mvm=(82.54+91.79)/2=87.17Mlm=(85.58+91.99)/2=88.794、平均密度的计算（1）气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算，即精馏段；ρvm===3.01kg/提馏段；ρvm====3.465kg/（2）液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算，即1/ρlm=∑αi/ρi（液体混合物中i组分的质量分数）塔顶液相平均密度的计算：由Td=81.74℃，查手册得ρA=813.07kg/ρB=808.29kg/αA=0.98（见设计任务）ρldm==812.97kg/进料液相平均密度的计算由Tf=99.01℃ρA=793.63kg/ρB=791.28kg/αA=0.432ρlfm==792.29kg/塔底液相平均密度的计算由Tw=119.07℃，查手册得ρA=769.96kg/ρB=771.77kg/αA=ρlfm==771.73kg/精馏段的平均密度ρlm=（812.97+792.29）/2=802.63kg/提馏段的平均密度ρlm=（792.29+771.73）/2=782.01kg/5、液相平均表面张力的计算（1）液相平均表面张力依下式计算σlm=Σxiσi（xi为液体混合物中i组分的摩尔分数）（2）塔顶平均液相表面张力的计算由Td=81.74℃σΑ=21.06mN/mσΒ=21.50mN/mσldm=0.983σΑ+（1-0.983）σΒ=0.983*21.06+（1-0.983）*21.50=21.07mN/m（3）进料平均液相表面张力的计算由Tf=99.01℃σΑ=18.97mN/mσΒ=20.00N/mσlfm=0.4729σΑ+（1-0.4729）σΒ=0.4729*18.97+（1-0.4729）*20.00=19.51mN/m（4）塔底平均液相表面张力的计算由Tw=119.07℃，查手册得σΑ=16.60mN/mσΒ=17.41mN/mσlwm=0.0235σΑ+(1-0.0235)σΒ=0.0235*16.60+(1-0.0235)*17.41=17.39mN/m（5）精馏段平均液相表面张力σlm=（21.07+19.51）/2=20.29mN/m提馏段平均液相表面张力σlm=（19.51+17.39）/2=18.45mN/m6液相平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即Lgμlm=Σxilgμi（xi为液体混合物中i组分的摩尔分数）塔顶液相平均粘度的计算由Td=81.74℃μΑ=0.303mPa·sμΒ=0.307mPa·slgμldm=0.983lgμΑ+（1-0.983）lgμΒ=0.983*lg0.303+（1-0.983）*lg0.307μldm=0.303mPa·s进料液相平均粘度的计算由Tf=99.01℃μΑ=0.257mPa·sμΒ=0.266mPa·slgμlfm=0.4729lgμΑ+(1-0.4729)lgμΒ=0.4729*lg0.257+(1-0.4729)*lg0.266μlfm=0.262mPa·s塔底液相平均粘度的计算由Tw=119.07℃，查手册得μΑ=0.217mPa·sμΒ=0.230mPa·slgμlwm=0.0235lgμΑ+(1-0.0235)lgμΒ=0.0235*lg0.217+(1-0.0235)*lg0.230μlwm=0.230mPa·s精馏段液相平均粘度μlm=（0.303+0.262）/2=0.2825mPa·s提馏段液相平均粘度μlm=（0.262+0.230）/2=0.2460mPa·s四精馏塔的主体尺寸计算（一）塔径的计算精馏段气液相体积流率为Vs===0.5775/sLs===1.3273*/s取板间距Ht=0.40m，板上液层高度hl=0.06m则：Ht-hl=0.40-0.06=0.34m0.0375查史密斯关联图C20=0.070（化学工程基础267页）C=C20=0.070=0.0702μmax=C0.070=1.141m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为μ=0.7μmax=0.7*1.141=0.7987mD==0.9597m按标准塔经圆整后为D=1.0m塔截面积为：AT=实际空塔气速为μ=05775/0.785=0.7357m/s（二）精馏塔有效高度的计算为方便浮阀塔的检修，塔壁上应开设若干人孔。开设人孔的位置为；塔顶空间、塔底空间各开一个，其它人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔6～8块塔板设一个人孔；物料脏污，需经常清洗时，则每隔3～4块塔板设置一个人孔。以塔顶为基准向下开孔。设计时定为每7块板开一孔，则：孔数S=塔板/7=38/7≈5（塔顶塔底均有人孔，可减少侧壁人孔数）在进料板上方开一人孔，其高度为1.4m实际塔高可按公式计算：H=Hd+(N-2-S)*HT+Hb+Hf+S*HT’H=(38-2-5)*0.4+0.6*5+1.4+1.5+1.5=19.8式中：H——塔高(不包括上封头和裙座高)，m；Hd­——塔顶空间高，取1.5mHb——塔底空间高，取1.5mHT——板间距，取0.4mN——实际塔板效(不包括加热釜)；Hf——进料孔处板间距，取1..4m;S——手孔或人孔效(不包括塔顶、塔底空间所开入孔);HT’——开设手孔、人孔处板间距，取0.6m其中，Hd一般取1.2～1.5m，不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场汽体中液摘的夹带量。塔底空间Hb具有中间贮槽作用，一般釜液最好能在塔底有10～15min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算．也可取经验值。常取Hb＝1.3～2m。进料孔处板间距兑决定于进科孔的结构型式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf＝1.2～1.4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT’，视手孔、人孔大小而定，一般取HT’≥600mm.（三）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长Lw取Lw=0.66D=0.66*1.0=0.66m（2）溢流堰高度hw由hw=hl-how选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即how=E=7.2398Lw/D=0.66根据以上两个数据查上图得：E1.0,则how=*1*=0.0107m取板上清液层高度hl=0.06m故hw=0.06-0.0107=0.0493m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.594/0.9=0.66查上图(来自化工原理实验课程设计贾绍义柴诚敬112页图21)，得Af/At=0.0722Wd/D=0.124故Af=0.0722At=0.0722*0.785=0.05668㎡Wd=0.124D=0.124*1.0=0验算液体在降液管中停留时间，即θ=3600AfHt/Lh==17.08s＞5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度hoho=取u’=0.08m/s则ho==0.02514mhw-ho=0.0493-0.02514=0.0242m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw’=50mm2、塔板布置（1）塔板的分布因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表（查《化工原理课程设计》贾绍义p118表5—3）得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定取Ws=Ws’=0.065m，Wc=0.035m（3）开孔区面积计算开孔区Aa按下式计算，即Aa=2（x+）其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.50-(0.124+0.065)=0.311mr=D/2-Wc=0.50-0.035=0.4故Aa=2*（0.273）=0.532㎡（4）筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用б=3.0mm碳钢板，取筛孔直径do=5.0mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间距t为t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm筛孔数目n为：n===2731个开孔率为：ф=0.907=0.907=10.1%气体通过阀空的气速为A0=фAa=0.101*0.532=0.0537m2=10.745m/S（四）筛板的流体力学验算1、塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力下式计算，即=由/б=5/3=1.67查图得，=0.772故==0.0404m液柱（注：ρv=（ρvm（精）+ρvm（提））/2=3.238kg/m3Ρl=（ρlm（精）+ρlm（提））/2=792.325kg/m3）（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式计算，即m/s查上图（化工原理课程设计贾绍义115页图5—11）得β=0.60故h1=β（hw+how）=0.60*（0.0493+0.0107）=0.036m液柱（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式计算，即==0.00199m液柱（注：σL=（σlm（精）+σlm（提））/2=19.37mN/m）气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.0404+0.036+0.00199=0.07839m液柱则体通过每层塔板的压降为=609.30pa<0.7kpa由此可知：该设计符合设计允许值（0.7kpa）2、液面落差当流体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上构件的局部阻力，需要一定的液位差，此即液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D≤1600mm的筛板，液面落差可忽略不计。3、液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4、漏液当气体通过筛孔的流速较小时，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生液漏现象。漏液点气速是塔班操作气速的下限。对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即=5.676m/s实际孔速=10.745m/s>稳定系数为K=/=10.745/5.676=1.893因K的适宜范围为1.5~2.0，故在本设计中无明显漏液。5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即甲醇—水物系属一般物系，取ψ=0.5，则=0.5（0.40+0.0493）=0.225m而板上不设进口堰，可有下式计算，即==0.07839+0.06+0.001=0.1394m液柱<故在本设计中不会发生液泛现象。（五）塔板负荷性能图1、液漏线由得:整理得在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：m3/s0.00060.00150.00300.0045sm3/s0.296680.305940.31740.32677由上表数据即可作出液漏线1.2、液沫夹带线以为限，求关系如下:由0.0493故则：整理得：在操作范围内，任取几个LS的值，以上式计算出VS的值，计算结果列于下表：m3/s0.00060.00150.00300.0045sm3/s1.17961.12031.04410.9802由上表数据即可作出液沫夹带线2.3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准砖。由式57得：取E=1,则据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线3.4、液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式5—9得据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线4.5、液泛线令由；；联立得：忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中=0.5*0.4+(0.5-0.60-1)*0.0493=0.1458；=2.84*10-3*1.0*(1+0.60)*(3600/0.66)2/3=1.412将有关数据代入整理得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：LSm3/s0.00060.00150.00300.0045VSm3/s1.0581.0210.95960.891由上表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板德尔操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图差得故操作弹性为（六）筛板数据一览表：项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmKpa112.3128.75各段平均温度tm℃89.385109.185平均流量气相Vsm3/s0.423液相Lsm3/s0.00085实际塔板数N块2225板间距HTm0.4塔的有效高度Zm24.2塔径Dm1.0空塔流速um/s0.539塔板液流型式单流行单流行溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.66堰高Hwm0.0521溢流堰宽度Wdm0.124管底与受液盘距离Hom0.016板上清液层高度hLm0.0366孔径domm5孔间距tmm15孔数n个2731开孔面积M20.532筛孔气速uom/s7.87塔板压降hpKpa0.461液体在降液管中的停留时间S4降液管内清液层高度Hdm0.1195雾沫夹带evKg液/kg气0.00416负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷Vs,maxm3/s1.066气相最小负荷Vs,minm3/s0.357操作弹性2.99五、热量衡算本设计采用直接压缩式热泵回收塔顶蒸气热量，用于塔底釜液的再沸用热。若热泵无法提供足够的热量，则可以先用热蒸汽加热使甲醇蒸气升高适当温度后，再用热泵进行升温，以此来满足塔底再沸需要的热量。甲醇蒸气经过再沸器后再经过减压阀作用后降至塔顶温度，一部分回流，其余的为塔顶产品，冷却后输入到储液槽；塔底产品预热进料液后输入储液槽。塔顶换热器的热量衡算塔顶引出蒸气全部液化所放出的热量Q顶=r气*mV其中mV=V*Md=77.787*78.11=6075.94kg/h由塔顶温度为Td=81.74℃经水蒸汽加热后甲醇蒸气的温度变为129.645℃△t甲醇1=129.645-81.74=47.905℃0.5*（81.74+129.645）=105.693C甲醇1=107.7539kJ/(kmol*k)其需要的热量Q1=C甲醇1*V甲醇*△t甲醇1=107.7539*77.787*47.905=4.0153*10kJ/h水蒸气供给的热量Q2=Q1选水蒸汽进入换热器时温度为151.645℃，出换热器时为101.84℃，则△t=49.805℃，平均温度为126.743℃C水蒸气=2.2598kJ/(kg*k)=1.3731kg/m3由2.2598*q*49.805=4.0153*10得q=3567.6kg/h即水蒸气在管程中的质量流量为3567.6kg/h由=KA△t(K取300W/(m*K))△t=℃得A=17.7m取换热管mm查表得：管长度为6000mm、管子根数为40根、A=18.5m型号为BEM325-4Ⅰ塔底的热量计算甲醇蒸气经过热泵后温度变为ti，（忽略水的影响）Q顶′=r气′*m甲醇r气′为ti时水的汽化热（1）塔底再沸器所需热量由塔底温度Tw=119.07℃假设再沸器为为一块塔板，试差法求得温度为：T沸=119.73℃r水=361.24kJ/kgQ底=r水*mv′+C水*M水*△t水=r水*V′*Mr水+C水*M水*△t水=361.24*77.787*92.13+1.9938*77.787*92.13*（119.73-119.07）=2.5983*10kJ/h（2）热交换器内的热交换设甲醇蒸气经热泵作用后温度为ti，则：水再沸需要的热量=甲醇液化放出的热量+甲醇降温放出的热量设甲醇液流出换热器时的温度为to=119.73℃则:甲醇降低的温度△t甲醇=ti-to甲醇降温放出的热量为:Q甲醇′=C甲醇*M甲醇*△t甲醇（C甲醇为温度0.5（ti+to）时的比热容）则：交换器内的热量衡算为：Q底=Q顶′+Q甲醇′ti为比塔底馏出液高20～50℃将ti和C甲醇带入热量衡算得：ti=175.955换热面积的计算=KA△t取换热系数K=2500W/(m*K)△t=12.501℃△t=℃得A=23.09m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热管长度3000mm，管子根数106，A=24.1m型号为BEM450--4Ⅰ（3）减压阀甲醇液经过减压阀后变为气液混合物，温度为81.74℃甲醇液由119.73℃降到81.74℃其温差为37.99℃平均温度为100.735℃此时的C甲醇=1.974kJ/(kg*k)M甲醇=6075.94kg/h其放出的热量Q=C甲醇*M甲醇*△t=1.974*6075.94*37.99=4.556*10kJ/h81.74℃时甲醇的汽化热为r甲醇则甲醇气化的质量为Q/r甲醇=1159.73kg/h，在管程中通入冷却水是这部分气体液化，冷却水进出冷凝器的温度分别为20℃、50℃Q=C水*qm水*△t水C水=4.183kJ/(kg*℃)计算得：qm水=3630.57kg/h取总传热系数K=300W/（m*K）℃由Q=KA计算得A=9.36m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热管长度1500mm、管子根数94、A=10.3m换热器型号：BEM-400--2Ⅰ3、热泵的选型由上知热泵需使甲醇蒸气升高175.955-129.645=46.31℃平均温度为0.5*（129.645+175.955）=152.8℃查得比热容为C甲醇=119.91kJ/（kmol*k）热泵对甲醇做的有用功为W=C甲醇*V甲醇*△t甲醇=119.91*77.787*46.31=4.32*10kJ/h选压缩式热泵的制热系数为0.6，其热负荷为4.32*10kJ/h，（见附表），功率P=4.32*10/3600/0.6=200kw4、塔底料液和热蒸气预热进料液设塔底料液进出换热器的温度分别为119.07℃、40其温度差为79.07℃，平均温度为79.535℃C水′=1.868kJ/(kg*k)W=27.39kmol/hM水′=W*Mr水=27.39*92.13=2523.44kg/hQ水′=C水′*M水′*△t′=1.868*2523.44*79.07=3.73*10kJ/h设原料液进出换热器的温度分别为20℃、60℃其温度差为40℃，平均温度为40℃此温度下C水=1.779kJ/(kg*k)C甲醇=1.800kJ/(kg*k)C混=x*C甲醇+（1-x）*C水=0.432*1.800+（1-0.432）*1.779=1.788kJ/(kg*k)M混=5000kg/hQ吸=C混*M混*△t混=1.788*5000*40=3.576*10kJ/h﹤Q水′Q水′=KA△tK=300w/(m2*k)，t=℃A=9.57m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热器管长1500mm、根数94、面积A=10.3m换热器型号：BEM-400--2Ⅰ5、水蒸汽加热进料液原料液由60℃升到99.01℃其温度差为39.01℃、平均温度为79.505℃此时C水=1.868kJ/(kg*k)C甲醇=1.913kJ/(kg*k)C混′=x*C甲醇+（1-x）*C水=0.432*1.913+（1-0.432）*1.868=1.887kJ/(kg*k)Q吸′=C混′*M混*△t混=1.887*5000*39.01=3.681*10kJ/h热蒸气同上进出换热器的温度分别为151.645℃、101.84℃Q吸′=C蒸气*q*△t得q=t=℃K取300W/(m*K)计算得：A=7.247m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热器管长为3000mm、根数32、面积A=7.3m换热器型号为：BEM273--2Ⅰ六辅助设备的计算及选型（一）、管径的选择1、加料管的管径管路的流量：F=5000在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在90.05℃时，进料密度为：Ρf=792.29kg/m3取管流速，=0.0334m圆整后，外径45mm,2、塔顶蒸汽管的管径蒸汽用量：取气速，圆整后，外径3、回流管管径回流管的摩尔流量为：平均摩尔量：此时平均温度Tm=90.375该温度下的密度：取流速圆整后，外径D=75mm=5mm4、料液排出管径排液量W=27.39kmol/h*88.79kg/kmol=2431.96kg/h取=0.5m/s液相密度771.74圆整后，外径60mm，（二）、泵的选型1、原料液进入精馏塔时的泵的选型加料板位置第23块距地面高度为：=(16-1-2)*0.40+0.6*2+1.5=7.9m考虑到流体阻力等其他因素影响，故可取H=1进入精馏塔的料液流率为：则离心泵得功率=0.00175*10*792.29*9.81=136.016w故泵的型号为：4B15功率为：4.00KW2、塔顶液体回流所用泵的型号泵的扬程最小为h=20.8m-1.5m=19.3m考虑其他因素的影响，可取扬程H=20m甲醇的流量为qv=7.47m3/hVf=2.08*10m3/s求得功率=331.8w故泵的型号为：2B31A功率为2.54KW(三)、储罐选择1、原料储槽原料的质量流量：F=5000Kg料液的各组分混和密度：=792.29kg/m3体积流率：=6.311m3/h取一天的进料量为储罐的体积：V0=6.311*24=151.464m3圆整后：V0=160m32、塔底产品储槽馏出液的质量流量：W=27.39kmol/h*92.13kg/kmol=2523.44kg/h料液的各组分混和密度：771.74产品流率：V=2523.44/771.74=3.270m3/h取一天的产量为储罐的体积：=3.270×24=78.48m圆整后，V0=80m33、塔顶产品储槽产品质量流量D=31.09kmol/h*78.11kg/kmol=2428.44kg/h塔顶料液密度为：813.07产品流率：V=2428.44/813.07=2.987m3/h取一天的产量为储罐的体积：=2.987×24=71.68m圆整后，V0=75m3七费用的计算（一）设备费用的计算1、换热器费用的计算塔顶换热器换热管外径25mm，取换热管中心距S=32mm壳体内径=32*（7-1）+25+2*10=237mm壳体厚度取=0.9MPa,=110Mpa，=0.85，则由C=C1+C2=0.8+2=2.8mm=1.15+2.8=3.95mm则钢板名义厚度=5mm换热器管程所用钢材体积V1=dL*n*1计算得V1=3.14*22.5*10*6*40*2.5*10=0.0424m其质量为m1=V1=7850kg/m*0.042m=329.7kg其费用为F1=7500元/吨*329.7kg=2472.75元换热器壳程所用钢材体积V2=dL*计算得V2=3.14*（237+5）*10*6*5*10=0.0228m其质量为m2=V2=7850kg/m*0.0228m=178.98kg其费用为F2=4580元/吨*178.98kg=819.73元；塔顶换热器的材料费为2472.75+819.73=3292.48元；同理得：塔底再沸器的材料费为4491.79元；冷凝器需要的材料费为1972.99元；塔底产品预热原料液的换热器材料费为2016.97元；水蒸气预热原料液的换热器材料费为1410.74元。则全部换热器的总费用为：F=2*（3292.48+4491.79+1972.99+2016.97+1410.74）/10=2.64*10元/年2、精馏塔的费用计算塔板费用（实际）Fl——美元兑人民币的汇率；Ft——塔板类型因子；Fn——塔数因子；N（实际）=38﹥20Fn=1F1=6.633Ft=0.85Dt=1.2m计算得Ct=1.182*10元塔体费用H=W=Ws——塔体质量；H——塔总高；Ht——塔板间距；Hd、Hb——塔顶、底空间高度；b——塔体厚度（取2cm）；——塔壁密度（7850kg/m3）；计算得：Ws=12407.67kgH=20mCh=4.437*10元一年的塔费用J=（Fc+0.06）*（Ct+Ch）Fc——塔设备年折旧率（取Fc=0.1）；计算得J=8.99*10元/年泵的费用查得离心泵平均费用为3000元/个，热泵4000元/个则其总费用为：（3*3000+4000）/10=1300元/年储槽费用进料储槽定其高度为h=4.5m，长度为L=9.0m，厚度为z=0.02m则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）^2=190.76m2所用钢材的质量为m1=*S*Z=7850*190.76*0.02=29949.32kg塔底产品储槽定其高度为h=3.3m，长度为L=6.6m，厚度为z=0.02m则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）^2=102.58m2所用钢材的质量为m2=*S*Z=7850*102.58*0.02=16105.66kg塔顶产品储槽定其高度为h=3.5m，长度为L=7.0m，厚度为z=0.02m则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）^2=115.40m2所用钢材的质量为m3=*S*Z=7850*115.40*0.02=18117.8kg总费用总质量为：m=m1+m2+m3=29949.32kg+16105.66kg+18117.8kg=64172.78kg总费用为：4580元/吨*64172.78kg*2/1000=587822.6元则年平均费用为：293911.3*2/10=58782.26元/年输送管道费用（1）进料处管径为：外径45mm,管长L=15m质量为m1=*S*=7850*3.14*(45-5)/1000*15*0.005=73.95kg（2）塔顶蒸气管管径为：外径管长为L=20m质量为m2=*S*=7850*3.14*(245-10)/1000*20*0.01=1158.5kg（3）回流管管径为：外径D=75mm=5mm管长为L=30m质量为m3=*S*=7850*3.14*(75-5)/1000*30*0.005=258.81kg（4）塔底料液排出管管径为：外径60mm，管长为L=20m质量为m4=*S*=7850*3.14*(60-5)/1000*20*0.005=135.57kg（5）总费用总质量为：m=m1+m2+m3+m4=73.95kg+1158.5kg+258.81kg+135.57kg=1626.83kg总费用为：6250元/吨*1626.83kg*2/1000=20335.4元则年平均费用为：20335.4/10=2033.54元/年分液槽费用查得分液槽费用为1000元/个，则年平均费用为100元/年总费用总费用=换热器+精馏塔+储槽+泵+管道+分液槽=2640+89900+58782.261300+2033.54+100=154755.8元/年（二）操作费用的计算1、热蒸汽的费用塔顶蒸汽流量qm1=3567.6kg/h；预热进料液蒸汽流量qm2=3270.6kg/h；蒸气总用量q=6838.2