甲醇-水精馏塔设计报告

1、化工原理课程设计报告一、概述- 3 -1.1 设计依据- 4 -1.2 技术来源- 4 -1.3 设计任务及要求- 4 -二、计算过程- 5 -2. 1 设计方案- 5 -2.2 塔型选择- 5 -2.3工艺流程简介- 5 -2.4 操作条件的确定- 6 -2.41 操作压力- 6 -2.4.2 进料状态- 6 -2.4.3 热能利用- 6 -2.5 有关的工艺计算- 7 -2.5.1精馏塔的物料衡算- 7 -2.5.2物料衡算- 8 -2.6 塔板数的确定- 9 -2.6.1 理论板层数NT的求取- 9 -2.6.2 实际板层数的求取- 10 -2.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-

2、 10 -2.7.1操作压力的计算- 10 -2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）)- 10 -2.7.3 平均摩尔质量的计算- 10 -2.7.4 平均密度的计算- 11 -2.7.5液相平均表面张力的计算- 12 -2.7.6 液体平均粘度的计算- 13 -2.8 精馏塔的塔底工艺尺寸计算- 14 -2.8.1塔径的计算- 14 -2.8.2 精馏塔有效高度的计算- 15 -2.9 塔板主要工艺尺寸的计算- 15 -2.9.1溢流装置的计算- 15 -2.9.2 塔板布置- 17 -2.10 筛板的流体力学验算- 18 -2.10.1 塔板压降- 18 -2.10.2 液面落差- 2

3、0 -2.10.3 液沫夹带- 20 -2.10.4 漏液- 20 -2.10.5 液泛- 20 -2.11 塔板负荷性能图- 21 -2.11.1液漏线- 21 -2.11.2液沫夹带线- 22 -2.11.3液相负荷下限线- 22 -2.11.4液相负荷上限线- 23 -2.11.5液泛线- 23 -2.12.热量衡算- 26 -2.12.1塔底的热量计算- 26 -2.12.2热泵的选型- 28 -2.12.3塔底料液和热蒸气预热进料液- 29 -2.12.4水蒸汽加热进料液- 29 -三、辅助设备的计算及选型- 31 -3.1、管径的选择- 31 -3.1.1、加料管的管径- 31 -

4、3.1.2、塔顶蒸汽管的管径- 31 -3.1.3回流管管径- 31 -3.1.4料液排出管径- 32 -3.2泵的选型- 32 -3.2.1原料液进入精馏塔时的泵的选型- 32 -3.2.2塔顶液体回流所用泵的型号- 32 -3.3储罐选择- 32 -3.3.1原料储槽- 32 -3.3.2塔底产品储槽- 33 -3.3.3塔顶产品储槽- 33 -四、费用的计算344.1设备费用的计算344.1.1换热器费用的计算344.1.2、精馏塔的费用计算354.1.3泵的费用364.1.4储槽费用364.1.5输送管道费用364.1.6设备总费用374.2操作费用的计算374.2.1、热蒸汽的费用3

5、74.2.2、冷却水的费用374.2.3泵所用的电费384.2.4总费用384.3总费用38设计心得39主要符号说明40参 考 文 献43一、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。1.1 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 论计算1.2 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。1.3 设计任务及要求原料：甲醇水溶液，10t/h 甲醇

6、含量：41%+0.003X(质量分数)，设计要求：塔顶甲醇的含量98%(质量分数) 塔底甲醇的含量2%(质量分数)（注释：X为学号的后两位）设计条件如下：操作压力 4KPa(塔顶表压)进料热状况 自选回流比 自选单板压降 0.7KPa全塔效率 ET=52%二、计算过程2. 1 设计方案本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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 塔型选择根据生产任务，若按

7、年工作日360天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10t/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，选用筛板塔。筛板塔结构简单，金属消耗量小，制造及安装方便，塔板具有良好的流体力学与传质性能。2.3工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为

8、塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。原料预热器精 馏 塔冷凝器贮槽冷却器贮槽再沸器残液贮槽2.4 操作条件的确定2.41 操作压力其中塔顶压力： P（进）=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*Ne2.4.2 进料状态 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。2.4.3 热能利用

9、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，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，还可以将热量加料处。2.5 有关的工艺 (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/Kmol 水的摩尔质量 M水=18.02 Kg/Kmol原料液的摩尔组成： (2) 原料液的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质

10、量：2.5.2物料衡算 原料处理量 F=10000/22.42=446.2484Kmol/h 总物料衡算 F=D+W= 446.2484Kmol/h 甲醇的物料衡算 446.2484*0.3140=0.9478D+0.0113W联立解得 由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点。2.6 塔板数的确定2.6.1 理论板层数NT的求取甲醇水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数。查得甲醇水体系的相对挥发度=4.454（详见附录一（1）求最小回流比采用泡点进料则有气液平衡方程求得 故最小回流比为 可取操作回流比R=1.1Rmin=0.853315742（详见附录一（2）塔顶产品产量、釜残液量及加热

11、蒸汽量的计算 L=RD V=(R+1) D L=L+F V=V 求操作线方程 精馏段操作线方程为:提馏段操作线方程为: 汽液平衡方程 逐板计算法求理论塔板数 总理论板层数（括再沸器） 进料板位置 2.6.2 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精=6/0.52=11.5412 提馏段实际层数 N提=8/0.52=15.38162.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.7.1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=（105.3+113.37）/2=109.338kpa提馏段平均压力 Pw=（113.37+124.2）/2=118

12、.788kpa 2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）)由内插法求得塔顶温度td=66.3788进料处温度tf =77.8466塔釜温度tw =99.2611精馏段平均温度 tm=（66.3788+77.8466）/2=72.1266提馏段平均温度 tm=（77.8466+99.2611）/2=88.55382.7.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=Y1=0.9478 由平衡曲线得：X1=0.8031Mvdm =0.9478*32.04+(1-0.94780)*18.02=31.3081kg/kmolMldm =0.8031*32.04+(1-0.8031)*18.02=2

13、9.2794kg/kmol进料板平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yf=0.6623 xf=0.3057Mvfm=0.6623*32.04+(1-0.6623)*18.02=27.3054kg/kmolMldm=0.3057*32.04+(1-0.3057)*18.02=22.3059kg/kmol塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw=0.0446 xw=0.0108Mvwm=0.0446*32.04+(1-0.0446) *18.02=18.6762kg/kmolMlwm=0.0108*32.04+(1-0.0108)*18.02=18.1720 kg/kmol精馏段平均摩尔质量：Mvm=

14、(31.308+27.305)/2=29.3067kg/kmolMlm=(31.308+22.3056)/2=26.807kg/kmol提馏段平均摩尔质量：Mvm = (27.305+18.2727)/2=22.7888kg/kmolMlm = (18.078+22.3057)/2=20.1916 kg/ kmol2.7.4 平均密度的计算气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算，即精馏段 Pvm= = =1.1163kg/提馏段 Pvm=0.90019 kg/液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算，即1/lm=i/i塔顶液相平均密度的计算：由Td=66.3788，查手册得A=745.89

15、70kg/ B=980.1396kg/=0.9699ldm= = 755.3519kg/ 进料液相平均密度的计算 由Tf= 77.8466，查手册得 A= 735.9381kg/ B= 972.7341 kg/A=0.4391lm= =852.318kg/塔底液相平均密度的计算由T w=99.2611，查手册得 A=716.6650kg/ B=959.7469 kg/ A=0.0072756 lwm= = =957.3843 kg/ 精馏段的平均密度 lm=（755.3159+852.3184）/2=803.8172 kg/ 提馏段的平均密度 lm=（852.3184+957.3843）/2=

16、904.8513kg/2.7.5液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算lm=xii塔顶平均液相表面张力的计算由Td=66.3788，查手册得=15.02591mN/m =64.9880mN/m ldm=0.9478+0.0522 =0.9478*15.0259+0.0522*64.9880= 17.6329mN/m 进料平均液相表面张力的计算由Tf=77.8466，查手册得=14.1507mN/m =62.9661mN/mlfm=0.3057+0.6943 =0.3057*14.1507+0.6943*62.966=48.0441 mN/m 塔底平均液相表面张力的计算由Td=99.2

17、611，查手册得 =12.3591mN/m =58.9404mN/m lwm=0.0041+0.9959 =0.0041*12.3591+0.9959*58.9404=58.7492 mN/m精馏段平均液相表面张力lm=（17.6329+48.0441）/2=32.8385mN/m提馏段平均液相表面张力lm=（48.0441+58.7492）/2=53.3966 mN/m2.7.6 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即Lglm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算由Td=66.3788，查手册得=0.3199mPas =42.8805mPas lgldm=0.9478+0.0522 =0.

18、9478*100.3199+0.0522*1042.8805ldm=0.4130 mPas 进料液相平均粘度的计算由Tf=77.8466，查手册得=0.2828mPas =36.7181 mPas lglfm= 0.3057+0.6943 =0.3057 *100.2828+0.6943*1036.7181lfm=8.2960 mPas 塔底液相平均粘度的计算 由Td=99.2611，查手册得 =0.2294mPas =28.6216 mPas lglwm=0.0041+0.9959 =0.0041*100.2320+0.9959*100.2902lwm=28.0601 mPas 精馏段液相平

19、均粘度lm =（0.4130+8.2960）/2=4.3545mPas 提馏段液相平均粘度lm =（8.2960+28.0601）/2=18.1781 mPas 2.8 精馏塔的塔底工艺尺寸计算2.8.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为Vs=1.9497/sLs=0.0011/s取板间距Ht=0.40m，板上液层高度hl=0.06m，则Ht-hl=0.40-0.06=0.34m C20=0.0675（为便于计算，C20=exp(-4.531+1.6562H+5.5496H2-6.4695H3)+(-0.474675+0.079H-1.39H2+1.3213H3) Lv+(-0.07291+0.

20、088307H-0.49123H2+0.49136H3) (Lv)2）H板间无液空间 H=HT-Hl mLv=L/V*(l/v)0.5Lv参数V气相流量，m3/sL液相流量，m3/sl，v气，液相密度，Kg/m3C=C20=0.0675=0.0745max=0.0745=1.9987m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为=0.7max=0.7*1.9987=1.3991m/sD= =1.3324m按标准塔经圆整后为 D=1.4m塔截面积为At=/4=*1.4*1.4/4=1.5386实际空塔气速为=1.9497/1.5386=1.2672m/s2.8.2 精馏塔有效高度的计算为了便于筛板塔的检

21、修，塔壁上应开若干人孔。开设人孔的位置为：塔顶空间、塔底空间各开一个，其他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68块塔板设一个人孔；物料脏物，需经常清洗时，则每隔34块塔板设置一个人孔。设计时定位每8块板开一孔，则：孔数S=实际塔板/8=27/84在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m实际塔高可按公式计算：H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HTH=(N-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+1.4=（27-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+1.4=14.5式中：H塔高（不包括封头和裙座高），mHd塔高孔间高，mHb塔底空间

22、高，mHT板间距，mN实际塔板数（不包括再沸器）Hf进料孔处板间距，mS手孔或人孔数（不包括塔顶、塔底空间所开入孔）HT 开设手孔、人孔处板间距，m其中，Hd一般取1.21.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场气体中液滴的夹带量。塔底空间Hb具有中间储槽的作用，一般釜液最好能在塔底有1015min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=1.32m。进料孔处板间距决定于进料孔的结构形式及进料状况。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。2.9 塔板主要工

23、艺尺寸的计算2.9.1溢流装置的计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流工形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lw取 lw=0.6D=0.6*1.4=0.840m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近似取E=1，则how=*1* =0.0082m取板上清液层高度 hl=60mm故 hw=0.060-0082=0.0518m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lw/D=0.6Af/At=0.055 Wd/D=0.097故 Af=0.055At=0.055*1.5386=0.0846Wd=0.097D=0.097*1.4=0.1358m验算液

24、体在降液管中停留时间，即=3600AfHt/Lh= =30.7636s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度你hoho= 取 u=0.08m/s则 ho= =0.01637mhw-ho=0.0518-0.01637=0.0335 m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm2.9.2 塔板布置塔板的分布因D800mm，故塔板采用分块式。查表（查化工原理及课程设计p154表83）得，塔板分为3块。边缘区宽度确定取Wa=Ws=0.08m，Wc=0.06m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)=0.7-0.2158=0.48

25、42m r=D/2-Wc=0.7-0.06=0.6400m故 Aa=2（0.4842）=1.1082筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用=3.5mm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= =5689个开孔率为=0.907 =0.907=10.08%气体通过阀空的气速为m/S2.10 筛板的流体力学验算2.10.1 塔板压降干板阻力计算干板阻力下式计算，即=由/=5/3.5=1.4286查图得，=0.800故 = =0.0337m液柱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

26、/s查图（化工原理及课程设计 151页图814）得=0.55故 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=液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.0337+0.0342+0.0033=0.0713m液柱气体通过每层塔板的压降为2.10.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.10.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即=0.0375g液/kg气0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2.10.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 实际空速=17.4577m/s1稳定系数为 K=/=17.4

27、577/9.4790=1.84171.5故在本设计中无明显漏液。2.10.5 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=0.5，则=0.5（0.40+0.0518）=0.2259m而 板上不设进口堰，可有下式计算，即=0.0713+0.06+0.001=0.1323m液柱故在本设计中不会发生液泛现象。2.11 塔板负荷性能图2.11.1液漏线 由 得: =4.4*0.8*0.1008*1.1082 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：由上表数据即可作出液漏线1Ls/m3/s0.00060.00150.0030.004

28、50.0060.0085Vs/m3/s1.04881.07881.11631.14681.17331.2119由上表数据即可作出液漏2.11.2液沫夹带线 以 为限，求关系如下:由 故 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;Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s2.75742.63732.48312.35372.23822.0652 由上表数据即可作出液沫夹带线2.11.3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5-7得：取E=1,则据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负

29、荷下限线3.2.11.4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59得据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线4.2.11.5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+(0.5-0.55-1)*0.0515=0.146；=2.84*10-3*1.0*(1+0.55)*(3600/0.84)2/3=1.161将有关数据代入整理得：2.12.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苯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

30、。苯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。2.12.1塔底的热量计算甲醇蒸气经过热泵后温度变为ti，（忽略甲苯的影响）Q顶= r气* m苯 r气为ti时甲苯的汽化热（1）塔底再沸器所需热量由塔底温度Tw=99.2611假设再沸器为为一块塔板，内插法求得温度为：（详见热量衡算）T沸 =105.487查表得：水 = 2241.8676kJ/kgQ底= r水* mv+ C水*M水*t水= r水 *V*Mr水+ C水*M水*t水=2241.8676 *18.02 *267.3519+4.224*18.02*26

31、7.3519*（105.487-99.2611） =1.093*107kJ/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流出换热器时的温度为to=105.487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2055的温度，此处用时差法进行计算。将ti和C甲醇带入热量衡算得：ti=154.261换热面积的计算 =KAt 取换热系数K=2837W/( m*

32、K) t=20.67t=得A=40.96m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热管长度6000mm，管子根数94，A=43.5 m型号为BEM400-6/25-2(3)再沸器内的热量衡算再沸器内加热塔釜所需热量Q=1.0091*107KJ/h-8.6207*106=2.2895*106热蒸汽进入换热器的温度分别为151.65，101.84C水蒸气=2.26KJ/（Kg）换热系数K取3954W/(m2K),t=换热面积A=10.61m2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98，A=10.8m型号为BEM400- -1（3）减压阀甲醇经过减压阀后变为气液混

33、合物，温度为65.6674甲醇由105.487降到66.3788其温差为39.1082 平均温度为85.9329此时的C甲醇=3.3255kJ/(kg*k) M甲醇=8565.96kg/h其放出的热量Q=C甲醇* M甲醇*t =3.3255*8565.96*39.1082 =1.114*106 kJ/h65.3788时苯的汽化热为r甲醇=35.12KJ/mol，则甲醇气化的质量为Q/r甲醇=1016.43kg/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、50Q=C水*qm水*t水 C水=4.174kJ/(kg*)计算得：qm水=8896.77kg/h取总传热系数

34、K=1395W/（m*K）由Q=KA计算得A=7.70m取换热管mm（固定管板式换热器）换热器型号：BEM325-2/25-22.12.2热泵的选型由上知热泵需使甲醇蒸气升高154.261-66.3788=87.88平均温度为0.5*（154.261+66.3788）=110.32查得比热容为C甲醇=3.6681kJ/（kg*k）热泵对苯做的有用功为 W=C苯* 32.04*V甲醇*t甲醇 =3.6681*32.04*266.391*87.88 =2.761*106 kJ/h选压缩式热泵的制热系数为0.6，其热负荷为2.761*106kJ/h，（见附表），功率P=2.761*106/3600/

35、0.6=1278.41kw2.12.3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99.2611、25，其温度差为74.2611，平均温度为62.1306C水=4.178kJ/(kg*k) W=312.8594kmol/hM水=W* Mr水=312.9584*18.02=5637.7264kg/hQ水= C水* M水*t =4.178*5637.7264*74.2611 =1.749*106kJ/h设原料液进出换热器的温度分别为20、65.5其温度差为45.5，平均温度为42.75此温度下C水=4.174kJ/(kg*k) C甲醇 =2.7325 kJ/(kg*k)C混=x*

36、C甲醇+（1- x）*C水 =0.449*2.7325+（1-0.449）*4.174 =3.5268kJ/(kg*k)M混=10000kg/hQ吸= C混*M混*t混 =3.5268*10000*45.5=1.6047*106 kJ/hQ水Q水=KAt K=2500 w/(m2*k)，t=A=12.91m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热器管长3000mm、根数57、面积A=13.0 m型号为BEM325- -12.12.4水蒸汽加热进料液原料液由65.5升到77.8466其温度差为12.3466、平均温度为71.6733此时C水 =4.1808kJ/(kg*k) C甲醇=3.16

37、83 kJ/(kg*k)C混= x* C甲醇+（1- x）*C水 =0.449*3.1683+（1-0.449）*4.1808 =3.7262 kJ/(kg*k)Q吸= C混*M混*t混 =3.7262*10000*12.3466=4.60*10 kJ/h热蒸气同上进出换热器的温度分别为151.645、101.84Q吸=C蒸气* q*t 得q=4309.1831t=K取1163W/(m*K)计算得：A=2.08 m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11、面积A=2.5 m换热器型号为：BEM159-1三、辅助设备的计算及选型3.1、管径的选择3.1.1、加料

38、管的管径管路的流量：F=10000 在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在77.8466时 ，进料密度为： f =849.9424kg/m3取管流速，= 0.0408m圆整后，外径45mm, 3.1.2、塔顶蒸汽管的管径蒸汽用量：取气速，圆整后，外径 =9mm3.1.3回流管管径回流管的摩尔流量为：平均摩尔量： 该温度下的密度： 取流速圆整后，外径D=76mm =3mm3.1.4料液排出管径 排液量 W=312.8594kmol/h*18.1727kg/kmol=5685.29kg/h取=0.4 m/s液相密度953.5997圆整后，外径83mm，3.2泵的选型3.2.1原料液进入

39、精馏塔时的泵的选型加料板位置第23块距地面高度为：=(14-1-2)*0.40+0.6*2+1.3=8.1m考虑到流体阻力等其他因素影响，故可取H=10m进入精馏塔的料液流率为：则离心泵得功率=0.0033*10*853.2294*9.807=272.42w故泵的型号为：4B15 功率为：4KW3.2.2塔顶液体回流所用泵的型号泵的扬程最小为h=14.920m-1.2m=13.72m考虑其他因素的影响，可取扬程H=20mVf=0.0037m3/s求得功率=544.83w故泵的型号为：2B31A 功率为2.54KW3.3储罐选择3.3.1原料储槽原料的质量流量：F=10000Kg/h料液的各组分

40、混和密度：= 849.942kg/m3体积流率： m3/h取一天的进料量为储罐的体积：V0=11.7655*24/0.8=282.37m3圆整后：V0=285m3 (0.8为储罐的储料系数)3.3.2塔底产品储槽馏出液的质量流量：W=312.8594kmol/h*18.1720kg/kmol=5685.2926kg/h料液的各组分混和密度：957.3843产品流率：V =5865.2926/957.3843=5.9384 m3/h取一天的产量为储罐的体积：/0.8=5.938424/0.8=142.5206m圆整后，V0=145m3 (0.8为储罐的储料系数)3.3.3塔顶产品储槽产品质量流量

41、D=144.2560kmol/h*31.3082kg/kmol=4516.39kg/h塔顶料液密度为：755.3159产品流率：V =4516.39/755.3159=5.9795m3/h取一天的产量为储罐的体积：=25,749724/0.8=143.5073m圆整后，V0=145 四、费用的计算4.1设备费用的计算4.1.1换热器费用的计算塔底换热器换热管外径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,=110 Mpa，=0.85，则 由C=C1+C2=0.8+2=2.8mm =1.15+2.8=3.95mm 则钢板

42、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*1.5*98*2.5*10=0.026m 其质量为m1=V1=7850kg/ m*0.026m=203.82kg 其费用为F1=7500元/吨*203.82kg/1000=1528.62元 换热器壳程所用钢材体积V2=dL* 计算得V2=3.14*（237+5）*10*1.5*5*10=0.0057m 其质量为m2=V2=7850kg/ m*0.0057m=44.74kg 其费用为F2=4580元/吨*44.74kg/1000=204.9元； 塔底换热器的材料费为1528.62+204.9=173

43、3.52元；同理得：塔底再沸器的材料费6684.52元； 冷凝器需要的材料费为2559.37元； 塔底产品预热原料液的换热器材料费为2187.99元；水蒸气预热原料液的换热器材料费为元752.96则全部换热器的总费用为：F=2*（6684.52+1733.52+2559.37+2187.99+752.96）/10=2559.37元/年4.1.2、精馏塔的费用计算 精馏塔设备制造费可按文献【】介绍的方法估算，其计算公式为：其中：以上各式中：材料费；辅助材料费；制造工人工资；机械、工具使用费；内装物费用；经费；塔壁质量kg；塔的总质量 kg；原材料质量 kg；封头质量kg；钢板市场价格，元/t；封

44、头价格，元/个；D塔体内径，m；L塔体长度；t塔壁厚度m；钢板密度，t/m3；工人日酬，d制造工日； N塔板层数。若不考虑制造工人工资、机械工具使用费、经费、设备安装费，则设备制造费为：设备费可估算为： 详细计算见附录三，可得精馏塔设备费用为16196.577元4.1.3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：（2*3000+4000）/10=1000元/年4.1.4储槽费用（1）进料储槽 定其高度为h=6.7m，长度为L=13m，厚度为z=0.02m则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=282.30m2（2）所用钢材的质量为m1=*

45、S*Z=7850*282.30*0.02=44321.68kg（3）塔底产品储槽定其高度为h=5.2m，长度为L=10.4m，厚度为z=0.02m则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=175.12m2所用钢材的质量为m2=*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.49kg（4）塔顶产品储槽定其高度为h=5.2m，长度为L=10.4m，厚度为z=0.02m则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=175.12m2所用钢材的质量为m3=*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.79kg（5）储槽总费用总质量为：m=m1+m2+m3

46、=44321.68kg+27493.49kg+28850.42205kg=100665.59kg 总费用为：4580元/吨*10065.59kg*2/1000=922096.8元则年平均费用为：922096.8 /10=92209.68元/年4.1.5输送管道费用（1）进料处管径为：外径45mm, 管长L=24m质量为m1=*S*=7850*3.14*(45-3.5)/1000*24*0.0035 =85.93kg（2）塔顶蒸气管管径为：外径 管长为L=23.35m质量为m2=*S*=7850*3.14*(377-9)/1000*23.35*0.008 =2069.51kg（3）回流管管径为：

47、外径D=76mm =3mm 管长为L=25m质量为m3=*S*=7850*3.14*(76-3)/1000*25*0.004 =134.95kg（4）塔底料液排出管管径为：外径83mm， 管长为L=15m质量为m4=*S*=7850*3.14*(83-3.5)/1000*15*0.0035 =102.88kg（5）管路总费用总质量为：m=m1+m2+m3+m4 =85.93kg+2069.51kg+134.95kg+102.88kg =2393.27kg总费用为：6250元/吨*2393.27kg*2/1000=29915.8597元则年平均费用为：29915.8597/10=2991.586

48、0元/年4.1.6设备总费用总费用=换热器+精馏塔+储槽+泵+管道=2559.37+16196.58+92209.68+10000+2991.5860 =123957.22元/年4.2操作费用的计算4.2.1、热蒸汽的费用再沸器内蒸汽流量qm2=20269.03Kg/h预热进料液蒸汽流量qm3=5637.7264kg/h；蒸气总用量q=25906.75656kg/h；水蒸气的价格为184元/吨，则年用蒸汽的费用为J1=q*24*365*184/1000=41757546.5元4.2.2、冷却水的费用 冷却水的用量qm水=8896.77kg/h冷却水的价格为3元/吨，则年用冷却水的费用为J2=qm水*24*365*3/1000=233807.2元4.2.3泵所用的电费（1）热泵所用的电费f1f1=1261.67KW*24h*365天*0.8264元/度=9254735.0元/年（2）离心泵所用的费用f2=（2.54+4）KW*24h*365天*0.8264元/度=47344.8元/年4.2.4总费用总费用为J1+J2+f1+f2=51246088.7元/年4.3总费用总费用=操作费用+设备费用=51246088.7元/年+1