内容发布更新时间 : 2024/12/28 5:17:01星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。

代入数据 IVD?ILD?0.9824?8420.597?(1-0.9824)?10174.338?8451.463kcal/kmol

Qc?(4.33?1)?235.670?8451.463?10616061.00kcal/kmol

冷却剂的消耗量

QCWC??707737.40kg/h

CP(t2?t1)

（3）加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用1.2Mpa(187.8℃)饱和水蒸气为加热介质

表3.4 甲醇、水在不同温度下混合的比热容[单位：kcal/(kg.℃)]

甲醇 水

Cp165.01?0.719

Cp168.25?0.730 Cp1?0.725 Cp2?1

Cp199.62?0.834

Cp168.25?0.730 ?1?0.782 Cp?2?1 CpCp2?1

65.01Cp2?1

68.25Cp2?1

99.62Cp2?1

68.25甲醇

Cp1?(tLD?tF)?0.725?(65.01?68.25)??2.35C?p1?(tW?tF)?0.782?(99.62?68.25)?24.53 水

Cp2?(tLD?tF)?1?(65.01?68.25)??3.24C?p2?(tW?tF)?1?(99.62?68.25)?31.37

??65.0168.25?Cpdt?[Cp1x?D?Cp2(1?xD)]?t?(0.725?0.99?1?0.01)?(65.01?68.25)??2.36

?????C?pdt?[Cp1xW?Cp2(1?xW)]?t?(0.782?0.005?1?0.995)?(99.62?68.25)?31.34

65.0168.2599.6268.25则有 QD?D?Cpdt?D?Cp?t?7491.949?(?2.36)??17680.99kcal/h ?C?pdt?W?Cp?t?753.879?31.34?23626.57kcal/h

QW?W?99.6268.25对全塔进行热量衡算 QF?QS?QD?QW?QC

为了简化计算，以进料焓，即68.25℃时的焓值为基准做热量衡算

QS?QD?QW?QC?QF

QS?QD?QW?QC?QF??17680.99?23626.57?10616061.00?0?1.062?107kcal/kmol

塔釜热损失为10%，则η=0.9，则

1.0622?107??QS??1.18?107kcal/h

?0.9QS式中 QS——加热器理想热负荷； QS?——加热器实际热负荷；

QD——塔顶馏出液带出热量；

QW——塔底带出热量。

加热蒸汽消耗量 ?Hr水蒸气?2784.6 kj/kg (187.6℃,1.2Mpa)

?QS1.18?107Wh???17741.95kg/h

?Hr水蒸气2784.6/4.1868表3.5 热量衡算数据结果列表单位kcal/h

符号

WQQQQ?W C F D W S h

7

数值 10616061.00 707737.40 0 -17680.99 23626.57 1.18×10 17741.95

QC3.1.3 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算

（1）理论板数的计算

由于本次设计时汽化塔的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法。 精馏段操作线方程为y?连接?xD,xD?,(0,xDR?1RR?1x?xDR?1 ,截距

xD0.9824??0.1843 R?14.33?1)与q线交于d点，连接?xW,xW?与d点，得提馏段操作线，然后由平

衡线与操作线可得精馏塔理论板数为30块，提馏段4块，精馏段26块。 （2）填料的选择

填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。

本汽化塔设计选用25×0.8金属拉西环乱堆填料。 （3）塔径设计计算

汽化塔设计的主要依据和条件：

表3.6 不同温度下甲醇和水的密度

密度(kg/m3)

物质

50 60 70 80 90 100 温度/℃

甲醇 750 741 731 721 713 704

988 983 978 972 965 958 水

表3.7查化工工艺设计手册整理得甲醇-水特殊点粘度

粘度（mPa.s）

物质

塔顶65.01℃ 塔底99.62℃ 进料68.25℃

甲醇 0.333 0.228 0.310

0.435 0.285 0.416 水

塔顶、塔底、进料条件下的流量及物性参数：

表3.8 汽化塔塔顶数据结果表 符号 数值

MLDkg.kmol?1

MVDkg.kmol?1

?VDkg.m?3

?LDkg.m?3

?LDmPa?s

D kg?h?131.79 31.79 1.146 737.83 0.335 7491.6

表3.9 汽化塔塔底数据结果表

符号 数值 符号 数值

MLWkg.kmol?1

MVWkg.kmol?1

?VWkg.m?3

?LWkg.m?3

?LWmPa?s

W kg?h?118.02

MLFkg.kmol?118.02

MVFkg.kmol 0.589 958 0.285

751.2

F ?1kg?h

表3.10 汽化塔进料数据结果表 ?VF?LF?LF ?3?3?1kg.mkg.mmPa?s29.73 30.50 1.09 751.65 0.327 8247.3

精馏段及提馏段的流量及物性参数：

表3.11 精馏段、提馏段数据结果表

精馏段

提馏段

气相平均相对分子质MV/(kg.kmol?1) 液相平均相对分子质ML/(kg.kmol?1) 气相密度?V/(kg.m?3) 液相密度?L/(kg.m?3) 气相摩尔流量(kmol.h?1) 气相质量流量(kg.h?1) 液相粘度/mPa.s

Q31.15 30.76 1.118 744.74 1256.12 39128.14 0.331

W24.26 23.88 0.84 854.83 1210.35 29363.09 0.306 1252.09 29899.91

?

液相摩尔流量/(kmol.h?1)

1020.45

液相质量流量/(kg.h?1)

31389.04

?ua由气速关联式:lg??2g? ? 式中

a2f????G??L?0.2??L?4??G?8???L??A?1.75????

?G???L???11——干填料因子；?L——液体粘度，mPa·s；A——250Y型为0.291；

?2L、G——液体、气体质量流速；?L、?G——气体、液体密度；g——重力加速度。 精馏段：?G=1.118kg/m3 ，?L=744.74 kg/m3 ，?=0.97，a=250 m2/m3，?L=0.331 mPa·s， L=31389.04kg/h，G=39128.14 kg/h ，A=0.022 代入式中求解得 uf=2.44 m/s

tF?tVD68.25?65.18??66.72℃ 221256.12?(66.72?273.15)?8.314?103?9.73m3/s 体积流量 VS?51.01325?10?3600空塔气速 u=0.6uf=0.6×2.44=1.46m/s, t?考虑到市场的需求存在波动性, 设计中选取四个塔，则每个塔的体积流量: VS??0.25VS?2.43m3/s,则求得塔径D=1.46m 圆整后：D=1.5m 空塔气速 u=1.38m/s

提馏段：?v?0.84kg/m3,?L?854.83kg/m3,L?29899.91kg/h,G?29363.09kg/h 代入数值得 u?f=3.00m/s 空塔气速u=0.6u?f=1.80 m/s t?tF?tW68.25?99.62??83.94℃ 221210.35?(83.94?273.15)?8.314?103?9.85m3/s 体积流量VS?51.013.25?10?36001于是 Vs?=Vs=2.46m3/s

44VS?4?2.46D???1.32m

?u3.14?1.80圆整后：D=1.40m, 空塔气速 u=1.60m/s 选取整塔塔径为 D=1.5m。

选取汽化塔的规格为：Ф2700/700×1500,VN=4.8m2 拉西环填料 （4）填料层高度的计算 精馏段：

uv?1.38m/s,?v?1.118kg/m3

wL?v0.531389.041.1180.5()?()?0.0311 wv?L391283.14744.74979.6421.38?290?u2???V2744.74?1.118?0.3310.2?0.0891 ()uL?g?L9.81744.74 查化工原理（天大修订版下册[10]）P191得 ?P/z?80?9.81Pa/m

依经验数据取等板高度HETP=0.5m，则Z精?NT?HETP?26?0.5?13m

（?p/Z)?Z精?75?9.81?13?9564.8Pa 精馏段总压降 ?P精?提馏段：

wL?v0.529899.910.840.5()?()?0.0319 wv?L29363.09854.83969.381.602?290?2u???V2854.83?0.84?0.3060.2?0.0665 ()uL?g?L9.81854.83

?4?0.5?2m 查得 ?P/z?35?9.81Pa/m Z提?NT?HETP（?p/Z)?Z提?36?9.81?2?706.P3a 提馏段总压降 ?P提?全塔填料层总压降 ?P??P精??P提?9564.8?706.3?10271.1Pa

填料总高度 Z?Z精?Z提?13?2?15m参数 压降?P/Z(Pa/m)

总压降/Pa 填料层高度/m

表3.12 填料层高度和压强降计算汇总表

精馏段 提馏段 75×9.81 36×9.81 9564.8 706.3

2 13

全塔

111×9.81 10271.1 15

3.1.4 汽化塔附属设备的选型计算

（1）甲醇回流冷凝器

选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液，采用逆流换热。

/m2?℃）取冷凝器传热系数K?700W（

逆流： T 65.18℃→65.01℃ t 35℃ ← 20℃

?t2??t1(65.18?35)?(65.01?20)△tm = ?tm???37.10℃

65.18?35ln(?t2/?t1)ln65.01?20Q10616061.00?1.1622/4A?C??118.77m2

K?t700?37.12

选取冷凝器规格为：Φ800×4500，冷凝面积F=112.9m （2）塔底再沸器

选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择1.2MPa（187.8℃）饱和水蒸气，传热系数K=2000W/(m2·℃)

?=1.18×107 kcal/h △t=187.8-100=87.8℃ QSQC1.18?107?1.1622/4A???19.52m2

K?t2000?87.8 选用两个塔底再沸器，则每个再沸器的换热面积为：A?=A/2=9.76m2 选取再沸器的型号为：Ф273×3000，换热面积为F=11.3m2

3.2 合成塔及其附属设备的计算选型

3.2.1 物料衡算

进塔甲醇蒸汽流量 D?=235.670/4=58.92kmol/h 由反应式 2CH3OH?CH3OCH3?H2O 其单程转化率为80%，DME选择性≥99%