年产40万吨甲醇精馏工艺设计

毕业设计（论文）任务书

设计（论文）题目： 年产40万吨甲醇精馏工艺设计

学院： 专业： 班级： 晋艺 学生： 指导教师： 1．设计（论文）的主要任务及目标

(1) 结合专业知识和工厂实习、分析选定合适的工艺参数。 (2) 进行工艺计算和设备选型能力的训练。 (3) 进行工程图纸设计、绘制能力的训练。

2．设计（论文）的基本要求和内容 (1) 本车间产品特点及工艺流程。

(2) 主要设备物料、热量衡算、结构尺寸计算及辅助设备的选型计算。 (3) 参考资料

3．主要参考文献

[1] 谢克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化学工业出版社.2002.5～7 [2] 冯元琦.联醇生产.北京.化学工业出版社.1989.257～268.

[3] 柴诚敬、张国亮。化工流体流动与传热。北京。化学工业出版社。2000.525-530

4．进度安排

设计（论文）各阶段名称 起 止 日 期 1 收集有关资料 2010-01-28~2010-02-11

2 熟悉资料，确定方案 2010-02-12~2010-02-26 3 论文写作 2010-02-27~2010-03-19 4 绘制设计图纸 2010-03-20~2010-04-03 5 准备答辩 2010-4-10

目录

摘要...................................................1 第1章 甲醇精馏的工艺原理 2 第1.1节 基本概念 2

第1.2节 甲醇精馏工艺 3 1.2.1 甲醇精馏工艺原理 3 1.2.2 主要设备和泵参数 3 1.2.3膨胀节材料的选用 6 第2章 甲醇生产的工艺计算 7

第2.1节 甲醇生产的物料平衡计算 7 第2.2 节 生产甲醇所需原料气量 9 2.2.1生产甲醇所需原料气量 9

第2.3节 联醇生产的热量平衡计算 15

2.3.1甲醇合成塔的热平衡计算 15 2.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算 18 第2.4节 粗甲醇精馏物料及热量计算 21 2.4.1 预塔和主塔的物料平衡计算 21 2.4.2 预塔和主塔的热平衡计算 25 第3章 精馏塔的设计计算 33

第3.1节 精馏塔设计的依据及任务 33 3.1.1设计的依据及来源 33 3.1.2设计任务及要求 33 第3.2节 计算过程 34 3.2.1塔型选择 34

3.2.2操作条件的确定 34 3.2.2.1 操作压力 34 3.2.2.2进料状态 35 3.2.2.3 加热方式 35 3.2.2.4 热能利用 35

第3.3节 有关的工艺计算 36

3.3.1 最小回流比及操作回流比的确定 36

3.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 37 3.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 37 3.3.4热能利用 38

3.3.5 理论塔板层数的确定 38 3.3.6全塔效率的估算 39 3.3.7 实际塔板数 40

第3.4节 精馏塔主题尺寸的计算 40 3.4.1 精馏段与提馏段的体积流量 40 3.4.1.1 精馏段 40 3.4.1.2 提馏段 42 第3.5节塔径的计算 43 第3.6节 塔高的计算 45

第3.7节 塔板结构尺寸的确定 46 3.7.1 塔板尺寸 46 3.7.2弓形降液管 47 3.7.2.1 堰高 47

3.7.2.2 降液管底隙高度h0 47 3.7.3进口堰高和受液盘 47 3.7.4 浮阀数目及排列 47 3.7.4.1浮阀数目 48 3.7.4.2排列 48 3.7.4.3校核 49

第3.8节 流体力学验算 49

3.8.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 49 3.8.1.1 干板阻力 49

3.8.1.2板上充气液层阻力 49

3.8.1.3由表面张力引起的阻力 50 第3.9节 漏液验算 50 第3.10节 液泛验算 50 第3.11节 雾沫夹带验算 51 第3.12节 操作性能负荷图 51 3.12.1雾沫夹带上限线 51 3.12.2液泛线 52

3.12.3 液体负荷上限线 52

3.12.4漏液线 52

3.12.5 液相负荷下限线 52 第3.13节 操作性能负荷图 53 第3.14节 各接管尺寸的确定 54 3.14.1 进料管 54

3.14.2釜残液出料管 55 第3.15节 回流液管 55

第3.16节 塔顶上升蒸汽管 55 第3.17节 水蒸汽进口管 56

第4章 辅助设备的计算及选型 57 第4.1节 水冷排设计计算 58 第4.2节 水冷排的设计选型 59 第4.3节 预塔进料泵的选型 60 参考文献 62 附录 63 致 谢 64

年产40万吨甲醇精馏工艺设计

摘要

目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料——甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。

通过查阅资料最后采用中压法在265℃合成400kt/a的粗甲醇，并应用三塔精馏来对其进行精制。本设计说明书首先概述了甲醇的性质和发展历史，并介绍了我国甲醇工业的发展；对合成和精馏工段进行了物料和热量的工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细的设计计算，最后对水冷排和预塔进料泵做了设计计算。 在上述工作的基础之上，参考相关的资料和标准对合成工段的设备和管道进行了合理布局；并编制了甲醇合成设备一览表，物料流程图，工艺管道及仪表流程图，

设备平面布置图及管道布置图。 关键词：设计；工艺；合成；

第一章 甲醇精馏的工艺原理 第1.1节 基本概念

精馏是利用不同物质的挥发度不同，将液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离到所要求组分的操作过程。

精馏过程在精馏塔中进行，料液由塔的进料口连续加入塔内，塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回流入塔顶，成为回流液，其余作为馏出液（塔顶产品）连续采出。自加料位置以上部分，上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸气沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重组份向液相传递，而回流液中的轻组分向气相传递。如此物质交换的结果，上升蒸汽中轻组份的浓度逐渐提高，只要有足够的相间接触表面和足够的液体回流量，到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组分，塔的上半部完成了上升蒸气的精制（除去其中的重组份），因而成为精馏段。在塔的加料口位置以下下降液体中的轻组份被蒸出，重组份被提浓，故称之为提馏段。 精馏塔的操作应当掌握三个平衡。 1.1.1物料平衡

塔的总进料量（F）＝塔顶馏出物量（D）＋塔底排出物量（W）；

某一组分(x)的总进料量（Fxfi）＝塔顶采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi） 物料平衡的建立，是衡量精馏塔内操作的稳定程度，它表现在他的能力大小和产品质量的好坏，一般应当根据入料量（F）而适当采取馏出物量（D），保持塔内物料平衡，才能保证精馏塔内操作条件稳定，当塔的物料平衡被破坏时，精馏塔的温度、压力降都会发生大幅度波动，严重时引起液泛、雾沫夹带、传质效率降低等问题，系统不能正常运行。在粗甲醇精馏操作中，维持物料平衡的操作是最频繁的调节手段，操作时还必须同时考虑塔内的热量平衡。 1.1.2汽液平衡

汽液平衡影响到甲醇产品的质量和精馏损失等，主要是通过调节精馏塔的操作条件（温度、压力、负荷），来调整塔盘上面气液接触的情况以及塔板间各组分气相分压平衡等来达到经济的效果。汽液平衡是通过在每块板上气液互相接触进行传质和传热而实现的。汽液平衡和物料及热量平衡密切相关，塔内温度、

压力、物料量的变化都将直接影响汽液平衡。 1.1.3热量平衡

热量平衡是塔设计和操作的重要依据，当精馏塔在正常运行时，塔内的温度和压力是稳定的，加入塔的热量和出塔的热量也是平衡的。入塔热量包括进料及回流的流量与温度、再沸器蒸汽流量，而出塔热量则包括塔顶、塔底出料的温度、流量、汽化热以及热损失等。正常操作中，多用塔顶回流量、再沸器的蒸汽量来调整塔的热量平衡。 总之，精馏系统的操作就是要掌握好精馏塔的物料平衡和热量平衡，并由此稳定好塔盘的汽液平衡，来达到产品质量合格，同时排放废液中甲醇含量低、甲醇收率高的目的。

第1.2节 甲醇精馏工艺 1.2.1 甲醇精馏工艺

来自甲醇合成工序的粗甲醇经粗甲醇预热器加热至70℃，然后进入预蒸馏塔精馏。塔顶出来的蒸汽温度为74.2℃，对应的压力为0.13MPa(A)，先经过预塔冷凝器A在65℃左右将其中的大部分甲醇冷凝下来，冷凝下来的甲醇进预塔回流槽，未冷凝的气体则进入预塔冷凝器B冷却至40℃后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也进入预塔回流槽，预塔回流槽的液体由预塔回流泵加压后作预蒸馏塔回流液，由预塔冷凝器B出来的气体去排放槽，不凝气洗涤后经不凝气预热器加热至150℃后去气柜。向萃取槽中补入除盐水作预蒸馏塔萃取剂。排放槽出来的甲醇液由排放槽泵加压后送回收塔。

由除盐水和固体氢氧化钠在碱液槽中制备5%～10%的NaOH溶液。碱液由碱液泵加压后补入粗甲醇，以中和粗甲醇中的有机酸，控制预蒸馏塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。

预蒸馏塔塔底排出液由加压塔进料泵加压后送往加压精馏塔精馏，加压精馏塔操作压力约0.8MPa。塔顶甲醇蒸汽温度约128℃，至冷凝器/再沸器作热源，冷凝液流入加压塔回流槽，一部分送往加压精馏塔作回流液，另一部分经精甲醇冷却器冷却后送精甲醇计量槽。

加压精馏塔塔底排出液送往常压精馏塔。常压塔顶甲醇蒸汽温度约66℃，经常压塔冷凝器冷却至40℃后进常压塔回流槽，由常压塔回流泵加压后一部分作常压精馏塔回流液，另一部分送精甲醇计量槽。常压塔再沸器热源为加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽。常压精馏塔塔底排出的含少量甲醇的废水由回收塔进料泵加压后送甲醇回收塔

回收塔塔顶蒸汽经回收塔冷凝器冷却至40℃后进回收塔回流槽，由回收塔回流泵加压后一部分作回收塔回流液，另一部分送杂醇油贮罐。回收塔塔底含少量甲醇的废水一部分由废水泵加压后送部分氧化装置，另一部分送入排放槽作洗涤水。

各精馏塔再沸器热源为0.7MPa低压蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲醇预热器作热源，然后去除盐水站。

本工序的含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇贮槽。这样可避免设备、管道在检修时排出的含醇放净液对环境造成污染。 在生产过程中，常压塔顶会出现不凝气的积累而影响塔的操作，这可从常压塔顶的温度、压力的对应关系判断。这部分不凝气的排放是通过常压塔冷凝器上的放空阀来实现的，排放气送放空总管高点放空。

预蒸馏塔和甲醇回收塔压力由PV-15501A和PV-15501B分程调节。阀后不凝气通过放空总管高点放空。

? ?加压精馏塔压力由调节阀PV15521控制。

? 常压精馏塔压力由PV-15530A和PV-15530B分程调节。压力低于-0.02MPaG时补氮气，压力高于0.015MPag阀门PV-15530B开启放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管线上的流量调节阀调节。塔底液位由塔底出口管线上的液位调节阀调节。

1.2.2 主要设备和泵参数

主要设备参数和主要泵参数分别见表1-1.表1-2. 表1-1主要设备参数表 ?

设备名称 规格 设计参数

设计压力/MPa 设计温度/℃ 脱醚塔 DN1400x23635 0.2 90 加压精馏塔 DN150006567 0.8 150 常压精馏塔 DN1800x35917 0.2 110

脱醚塔再沸器 DN900x3503 管程:0.2;壳程:0.8 管程:100;壳程:170 加压塔再沸器 DN1300x4444 管程:1.0;壳程:1.0 管程:150;壳程:180 常压塔再沸器 DN1600x4781 管程:0.2;壳程:0.8 管程:120;壳程:125 脱醚塔冷凝器 DN800x4357 管程:0.5;壳程:0.2 管程:40;壳程:80 常压塔冷凝器 DN1000x5136 管程:0.57;壳程:0.2 管程:50;壳程:100 杂醇油冷却器 DN250x2447 管程:0.5;壳程:0.18 管程:50;壳程:100 ?

表1-2 主要泵参数表 ?

泵名称 流量/(m3/h) 扬程/m 人口压力/Mpa 使用温度/℃ 粗醇泵 30 50 常压 40

脱醚塔回流泵 30 50 0.12 80 加压塔进料泵 30 100 常压 78 加压塔回流泵 30 60 0.7 122 常压塔回流泵 30 64 0.13 62 残液泵 10 50 0.15 109 1.2.3膨胀节材料的选用

加压塔再沸器和常压塔再沸器的气体出口管均是高温甲醇蒸气，加压塔再沸器 出口管道甲醇气体温度为1500C，压力为0.7MPa，常压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1150C，压力为0.16 MPa，两根管道需要加膨胀节来克服管道的热胀冷缩。但在膨胀节材料选用时，许多厂家认为只要是不锈钢材料即可，其实，最佳的材料选用应当用316L不锈钢材料。因为304不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要差些，而316L不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要好一些。

第2章 甲醇生产的工艺计算

化工生产的工艺计算主要有物料平衡和热量平衡计算。化工工艺计算是作为化工工艺过程的设计、工艺管路的选择及生产管理、工艺条件选择的主要依据；对于平衡原料、产品产量，选择最佳工艺条件，确定操作控制指标，合理利用手产中的废料，废气，废热都有重要作用。 第2.1节 甲醇生产的物料平衡计算

甲醇生产中，原料气的量与组成在一定范围内是根据物料平衡计算和生产实际进行调节整，如原料气中氢、一氧化碳、氮的比例等。在生产过程中，也会产生不需要的或者有害的组分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氩气等，这些组分有些可通过计算得外，有的还必须在生产过程中测定。

为了最终求得合成甲醇和合成氨所需要的总原料气量，保持反应及平衡的组分比例，联醇工艺从原料气制造开始，经脱衡、变换、脱碳、合成甲醇、铜洗耳恭听至合成氨，使原料气制造到最后合成氨的全过程达到平衡。

计算年产400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分别占合成气的0.6%和0.4%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%(质量分数)，原料液温度：45℃ 设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%(质量分数) 塔底的甲醇含量不大于0.5%(质量分数) 产品粗甲醇的组成（质量为）： 甲醇（CH3OH） 84% 二甲醚（（CH3）2O） 0.36% 高级醇（C4H9OH） 0.30% 高级烷烃（C8H18） 0.24% 水（H2O） 5% 产量分配为：

合成氨60kt/a,181.8 t/d 7.60t/h 粗甲醇400000t/a,121.2 t/d 5.05t/h

计算实现合成氨产量计划所需要原料气（醇后气）的量： （1）参加反应理论耗气量 根据反应方程式： 1 H2＋ N2=NH3

则耗氢气为：

1 × =55764kmol/h=1247.424Nm3/h × =185.kmol/h=4157.216 Nm3/h （2）原料气中惰性气含量为

－（1247。424＋4157.216）=167.966Nm3/h 其中CH4为100.78Nm3/h, Ar为67.19Nm3/h

（3）在压力为30×106Pa,温度为30。C。液氨中氢氮气溶解损失：

查物性手册表[7]，在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为：H2 34.3Nm3/t；N2，32Nm3/t。

则每小时在液氮中氢氮氯溶解损失分别为：26.07 Nm3/h和24.32 Nm3/h。 （4）液氨在贮罐气中的扩散损失

查物性手册表，在1.6×106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨的平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失（G氨损）为 = Nm3/h

G氨损=36。24 Nm3/h

（5）醇后气中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH 0.05% 则每小时需要G醇后气为 =17505.95 Nm3/h

其中：CO2 2415.08 Nm3/h CO 332.61 Nm3/h CH3OH 8.75 Nm3/h 于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表示 第2.2 节 生产甲醇所需原料气量

表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其组成

耗用量 气体组成，Nm3/h

H2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小计

合成氨反应 12471.424 4157.26 — — — — — 16628.64 精炼损耗 — — 332.61 245.08 — — 8.75 586.44 液氨中溶解损耗 26.07 24.32 — — — — — 50.39

续表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其组成

耗用量 气体组成，Nm3/h

H2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小计

氨扩散损耗 54.37 18.12 — — — — — 72.49 惰性气 — — — — 100.78 67.19 — 167.966 合计

醇后气组成，% 12551.864 71.7 4199.66 23.99 332.61 1.9 245.08 1.4 100.78 0.57 67.19 0.38 8.75

0.05 17505.93 100

2.2.1生产甲醇所需原料气量 （1）合成甲醇的化学反应 主反应：

CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol (2-2) 副反应：

2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol (2-3) CO+3H2=CH4+H2O+115.69 KJ/mol (2-4) 4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62 KJ/mol (2-5)

8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98 KJ/mol (2-6) （2）粗甲醇组分，算得组分的生成量

甲醇（CH3OH） 5938.972Kg/h 即185.59 Kmol/h，4157.216 Nm3/h 二甲醚（（CH3）2O） 20.823 Kg/h 即 0.453 Kmol/h，10.147 Nm3/h 高级醇（C4H9OH） 20.192 Kg/h 即0.273 Kmol/h，6.115 Nm3/h 高级烷烃（C8H18） 14.513 Kg/h 即0.127 Kmol/h，2.843 Nm3/h 水（H2O） 315.5 Kg/h 即 17.528 Kmol/h，392.6 Nm3/h （3）生产测提，按反应式（2-4）每生产1t粗甲醇的同时，CH4生成量为7.56 Nm3/h；即0.34 KmolCH4/t粗甲醇，所以CH4小时生生成量为3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。

（4）忽略由原料气带走的水分，根据反应式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反应（2-6）生成的反应水为：

17.528—0.453—0.1717—0.273×3—0.127×8=15.07 kmol/h 即在逆变换反应中生成15.07 kmol/h的CO和H2O

（5）当压力为10×106Pa，在30℃时，每1t粗甲醇中溶解反应气组成如表2-2所示。

表2-2 混合气在粗甲醇中的溶解量

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 （CH3）2O 小计

溶解量 Nm3/t 9.81 6.58 25.92 3.26 0.76 1.92 48.25 Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.97 24.364 组成， % 20.32 13.63 53.73 6.76 1.58 3.98 100

（6）粗甲醇弛放气中甲醇的扩散损失

根据测定，在35。C时液态甲醇中释放的CO、CO2、H2等混合气中，每含37.14g甲醇。假设经减压生液相中溶解的气体除二甲醚外全部释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为：

（4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177）×0.03717=1.209Kg/h 即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h

式中0.06为二甲醚减压后的释放量。因为反应式（2-2）生成的二甲醚有10.147 Nm3/h,其中有0.97 Nm3/h溶入粗早醇被送往精馏，只有0.06 Nm3/h扩散进入气相

（7）醇后气中有0.05甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为6.31t/h时，带入甲醇为17505.93×0.05%=8.75 Nm3/h

（8）综合表2-1和2-2，即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气所组成，列表2-3。

表2-3进早醇合成塔新鲜气组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小计 合成甲醇消耗，

Nm3/h 3905.247 340.888 8823.516 1.646 -3.644 13071.297 合成氨消耗，

Nm3/h 332.61 245.08 12375.38 4199.656 100.78 67.19 17497.18

新鲜气消耗，

Nm3/h、 4237.857 588.968 21375038 4201.302 97.136 67.19 30564.833 新鲜气组成，% 13.86 1.92 69.93 13.74 0.32 0.21 100 （9）变换气需要量

如果不计在水洗时CO、CH4、Ar及H2S等溶解损失，单计算H2，N2的损失，查化工热力学在压力2.5×106Pa, 30℃。C, H2和N2在水中溶解度为0.427 Nm3/t和0.329 Nm3/t水

已知水洗塔的气水比为10，则每小时洗涤用水量为30564.833 Nm3/h。 则H2，N2在水洗过程中的损耗为

H2：30264.833×0.427=13051.184 Nm3/h N2：30564.833×0.329=1055.83 Nm3/h 已知：变换气中CO2含量（G变CO2）为：

G变CO2=20872.38 Nm3/h

于是，进水洗塔变换气流量与组成如表2-4所示。 表2-4变换气流量及组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小计 流量，

Nm3/h 4237.857 20644.508 34426.564 14257.132 97.136 67.19 73730.387

组成，% 5.75 28 19.34 19.34 0.09 0.09 100

（10）甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88%, 根据表2-3，设甲醇塔出塔气量斯社（G醇出塔）为

G醇出塔=146898.09 Nm3/h

G醇循环=1746898.09—17505.93—4582.422+3.85—23.394 =1247.90.194 Nm3/h

故得循环气各组分的量如表2-5所示 表2-5甲醇塔循环气量及其组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4

流量，Nm3/h 2371.014 1747.063 88913.013 30561.119 686.646 组成，% 1.9 1.4 71.25 24.49 0.05 续表2-5甲醇塔循环气量及其组成

组分 CH4 Ar CH3OH 小计

流量，Nm3/h 686.646 449.245 62.395 124790.194 组成，% 0.05 0.36 0.05 100449.245

（11）甲醇合成塔玉塔气量的计算

根据G入四醇塔=G新鲜气+G循环气，由表（2-3）和表（2-5）计算得甲醇合成塔入塔气功（G入甲醇塔）量，如表（2-6）

（12）甲醇合成塔出塔气流量能组成计算

因为G醇出塔=G醇入塔—G醇反应+G醇—G醇副产物，根据（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及组成及组成 表2-6甲醇合成塔入塔气量

组分 CO CO2 H2 N2

流量，Nm3/h 6608.871 233.031 91088.393 34762.421 组成，% 4.85 1.71 66.9 25.53 续表2-6甲醇合成塔入塔气量

组分 CH4 Ar CH3OH 小计

流量，Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028 组成，% 0.58 0.38 0.046 100 表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 入塔气流量，

Nm3/h 6608.871 2333.031 91088.393 34762.421 783.482 516.435 合成反应消耗，Nm3/h 3900.293 337.568 8810.426 — — — 反应生成物，Nm3/h — — — — 3.85 — 出塔气流量，

Nm3/h 2708.578 1995.463 82277.967 34762.421 779.632 516.435 组成% 2.12 1.56 64.45 27.23 0.61 0.40 续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成

组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计

入塔气流量，Nm3/h 62.395 — — — — 136455.028 合成反应消耗，Nm3/h — — — — — 136048.28

反应生成物，Nm3/h 4165.966 6.115 10.147 2.843 369.91 4558.831 出塔氢流量，Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369091 127665.581 组成，% 3.31 0.008 — 0.29 —

（13）醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表2-8所示。 表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar

分离器损失气量，Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 — 出分离器气体流量，

Nm3/h 2713.624 1992.143 82264.877 34760.775 779.248 516.435 出分离器气体组成，% 2.20 1.62 66.83 28.24 0.63 0.42 出分离器液体量，Nm3/h — — — — — — 出分离器液体组成，% — — — — — — 出分离器液体重量，Kg/h — — — — — —

出分离器液体组成，% — — — — — —

续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成

组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计

分离器损失气量，Nm3/h 0.847 — — — — 24.004

出分离器气体流量，Nm3/h 71.145 — 9.117 — — 123097.364 出分离器气体组成，% 0.06 — — — — 100

出分离器液体量，Nm3/h 4157.216 6.15 10.147 2.843 369.91 4546.266 出分离器液体组成，% 91.44 0.13 0.22 0.062 8.14 100

出分离器液体重量，Kg/h 5938.88 31.30 20.84 14.47 297.25 6302.7.339 出分离器液体组成，% 94.23 0.50 0.33 0.23 4.7 100

（14）粗甲醇在中间储槽减压放出的弛放气流量与组成如表2-9 表2-9 甲醇施放气流量与组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH 合计

施放气流量， Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.61 24.004 组成，% 20.64 13.83 54.53 6.86 1.60 2.54 100

（15）醇后气经精炼气流量与组成如表2-10所示。 表2-10 精炼气流量组成

组分 H2 N2 CH4 Ar 合计

精炼气流量，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 16915.85 组成% 74.20 24.83 0.57 0.40 100.00

（16）根据表2-1，表2-10得氨合成塔生产最终平衡，见表2-11 表2-11 氨合成塔物料平衡表

消耗分类 H2 N2 CH4 Ar 反应生成NH3 合计

精炼气，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 — — 溶液损耗，Nm3/h 26.07 24.32 — — — — 小计 1252.794 4175.34 97.136 67.19 — —

合成反应消耗，Nm3/h 12525.794 4175.34 — — 8349.18 — 吹出气，Nm3/h — 0.75 97.134 67.19 — 165.076 氨扩散损耗，Nm3/h — — — — 36.24 36.24

合成氨产量，Nm3/h — — — — 8312.94 8312.94 合成氨产量，kg/g — — — — 6308.928 6308.928

粗甲醇的精馏几乎全部是物理过程，其物料平衡计算与上述订算方法有一定的差别。

第2.3节 联醇生产的热量平衡计算

物料平衡计算之后，可以根据各段的物料量，进行热平衡计算。热平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量、如热交换的换热面积、热介质或冷介质的消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定额，计算产品成本

和结济效益。通过热量或能量平衡计算，可以各个还节中找出不合理的损耗，以此作为实现高产。低耗的重要手段落。

生产过程中主要是输入和输出的热量和能量，能量或热量的转换是基于能量守衡定律。在一个封闭的体系中，各种能量之总和将维持不变。热平衡是以物料平衡为基础，在连续生产过程中是以单位时间来计算的，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、从外界输入的热量和随反应物、化学产物带出的热量以及设备、器壁散失热量等都一一考虑在内进行计算。 年产60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的热量平衡计算 根据以上提供条件和计算结果。

工艺条件：（1）进塔气体温度平均按时40℃计算；（2）冷凝器气体出口温度与液体温度相等，都为38℃；（3）冷却水温度为32℃，冷却回水为45℃；（4）系统热损失为5%。

2.3.1甲醇合成塔的热平衡计算 A.全塔热平衡方程式

+ = （2-7）

式中：Q入塔气—入塔气体组分热量，kJ/h； Q—合成反应和副反应的反应热，kJ/h；

G出塔—了合成塔各组分，包括反应物、生成物流量，Nm3/h； Gm入—各组分的比热容，kJ/ Nm3·； T m入—出塔气体温度，。C

Q损失—合成塔热损失，kJ/h 又：

（2-8） 式中 G—入塔气体各组分流量，Nm3/h。 又 （2-9）

式中 Qr1、Qr2、Qr3、 Qr4、Qr5—分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/h；

Qr6—二氧化碳逆变换反应的反应热，KJ/h。 而 =G× 式中 Gr—各组分的生成量，

—生成反应的热量变化kJ/ m3或kJ/mol。 B. 全塔入热计算

查物性手册，压力为10×106Pa，根据表2-7甲醇合成塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表2-12

根据计算条件，入塔气温为40。C，所以入塔总热量为 192197.655×40=7687906.2kJ/h

表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量

组 分 CO CO2 H2 N2

比热容kJ（ kmol·。C） 32.87 90.98 29.39 32.99

入塔量 Nm3/h 66608.871 2333.031 91088.393 34762.421

Kmol/h 295.039 104.153 4066.447 1551.894

入塔热量，kJ/(h·。C) 9697.932 9475.840 11951.877 51196.983 续表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量

组分 CH4 Ar CH3OH 合计

比热容kJ（ kmol·。C） 45.14 25.16 55.69 — 入搭量 Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028 Kmol/h 34.977 23.055 2.785 6078.349

入塔热量，kJ/(h·。C) 1578.862 580.064 155.097 192197.655

C.塔内反应热计算

在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2 按反应式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）

及（2-7），生成甲醇，二甲醚，异丁醇 ，甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生的热量如表2-13所示 D.塔出口总热量计算

查物性手册得甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容，根据表2-8甲醇 合成塔出口物料的流量，并按Q出塔=G出塔×Cm入，分别算出出塔各组分的热量，列表为2-14。

表2-13甲醇合成塔内反应热

组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH

生成热，kJ/h 102.37 49.62 200.39 生成量 Nm3/h 4157.216 10.147 6.115 Kmol/h 185.59 0.453 0.273

反应生成热，kJ/h 18998848.3 22477.86 54706.47 续表2-13甲醇合成塔内反应热

组分 C8H18 CH4 CO 合计

生成热，kJ/h 957.98 115.69 -42.92 —

生成量 Nm3/h 2.843 3.85 337.568 4517.739 Kmol/h 0.127 0.172 15.07 201.68

反应生成热，kJ/h 121663.46 19898.68 646804.4 18570790.37

表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar

比热容，kJ（ kmol·。C） 31.49 61.97 31.15 31.15 46.06 22.86

气量 Nm3/h 2708.578 1995.463 34762.421 34762.421 779.632 516.432 Kmol/h 120.919 89.083 1551.893 1551.893 34.805 23.055 出塔热量，kJ（h·。

C） 3807.739 5520.473 48341.467 48341.467 1603.118 527.037 续表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量

组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计

比热容，kJ（ kmol·。C） 55.69 61.76 56.52 318.21 29.31 — 气量 Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369.91 127657.981 Kmol/h 188.766 0.273 0.453 0.127 16.51 5699.017 出塔热量，kJ（h·。C） 10512.378 16.860 25.604 40.413 483.908 179089.201 E.全塔热损失

计算条件已经给出全塔热损失为5%，因此损失热量为

Q热损失=（Q入塔＋Q反应）×5% =（7687906.2＋18570790.37）×5% 1312934.829 kJ/h

按全塔热平衡方程式 ，求出出塔气体温度T出

7687906.2＋18570790.37=179089.201×T出＋1312934.829 T出=139.30。C 于是，得表2-15

表2-15 甲醇合成塔全塔热平衡表

热量 气体显热 反应热 热损失 合计

入热，kJ/h 7687906.02 18570790.37 — 26258696.57 出热，kJ/h 24945761.74 — 1312934.829 26258696.57

2.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算 A.热平衡方程式

Q入口气＋Q冷凝=Q出口气＋Q液体＋Q冷却水

式中，Q入口气、Q 出口气—分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h； Q冷凝—在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h； Q 液体—出冷凝器液体带热，kJ/h； Q冷却水—冷却水带下走热量，kJ/h。 2. 热平衡计算

由物性手册查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表2—16 。 表2-16粗甲醇中各组分的物理常数

组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH C8H18 H2O

气化热，kJ/h 1177.93 531.75 577.81 307.05 2260.98 液体比热容，kJ（h·。C） 2.72 2.638 2.596 2.26 4.187

假设，有相变物质在低于沸点时全部冷凝，扩散于气相中的组分忽略不计 （1）气体冷凝放热 Q冷凝=G×

根椐表4-17 数氢计算得出塔各组分及冷凝放热量如表2-17 （2）进冷器气体总热量

Q入冷凝器=Q出塔= ×T出塔=2900033.612 kg/h （2-10）

式中 GF—进冷凝器各组分摩尔流量，Kmol/h； CP—各气体组分比热容，kJ（ kmol·。C）； T出塔—出合成塔气体温度，。C；

表2-17出塔气在冷凝器冷凝放热

组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH

冷凝器 Nm3/h 4157.216 10.147 6.15 Kmol/h 5938.88 20.837 20.317

放热量，kg/h 6639252.118 11080.075 11739.366

组分 C8H18 H2O 合计

冷凝器 Nm3/h 2.843 369.91 4546.266 Kmol/h 14.469 297.249 6291.752

放热量，kg/h 4442.706 672074.044 7338588.309

（3）冷凝器出口气体显热

冷凝器出口气体显 Q、出冷凝= ×T出口 （2-11） 式中 G`F—冷凝器出口气体组分摩尔流量，Kmol/h；

CP—出口气体各组分比热容，kJ（ kmol·。C）； T出口—冷凝器出口气体温度，。C。

根据表（8-7）各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为2-18。 表2-18 冷凝器出口各气体组分的显热

组分 CO CO2 H2 N2

比热容，J（ kmol·。C） 34.42 38.60 29.02 29.06 气量 Nm3/h 2703.62 1992.143 8226.877 34760.775 Kmol/h 120.700 88.935 367.27 1551.820

热量，kJ（ kmol·。C） 4154.494 3432.891 10658.75 45095.890 续表2-18 冷凝器出口各气体组分的显热

组分 CH4 Ar CH3OH 合计

比热容，J（ kmol·。C） 36.68 20.83 44.21 — 气量 Nm3/h 779.248 516.435 71.145 49050.213 Kmol/h 34.788 9.663 3.176 2189.742

热量，kJ（ kmol·。C） 1276.024 201.280 13.92 76316.674 因冷凝器气体出口温度38。C，所以出口气体热量为 Q`出冷凝器=76136.674×38=2900033.612㎏/h （4）冷凝器出口液体带走热量Q``出冷凝器 Q``出冷凝器=

式中 GF—冷凝器出口液体各组分的摩尔流量，Kmol/h； CP—各液体组分的比热容， J（ kmol·。C）；

于是，根据表2-16各表2-17，计算冷凝液体带走热量为表2-19 因冷凝器出口液体温度为38。C，故液体带出热量；

Q出冷凝器=17538.716×38=666471.208 kJ/h 于是，由冷却水带走热量；

Q冷却水=24945761.74＋7338588.309－(2900033.612＋666471.208) =28717845.23 kJ/h

表2-19 冷凝器出口液体流量

组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH C8H18 H2O 合计

液体比热容，kJ/(㎏·。C) 2.72 2.638 2.596 2.26 4.187 — 流量，㎏/h 5938.88 20.837 20.317 14.469 297.249 6291.722

热量，kJ（h·。C） 16153.754 54.968 52.743 32.670 1244.581 17538.716 则冷凝器热平衡如表2-20 表2-20冷凝热平衡表

带入热量，kJ/h 带出热量，kJ/h

气体显热 冷凝热 合计 气体显热 液体带热 冷却水带热 合计

24945761.74 7338588.309 17607173.431 2900033.612 666471.208 28717845.23 32284350.05 （5）冷凝器用水量

已知：冷凝器冷却水温度为32。C，回水温度为45。C 则冷凝器冷却水量为

527600.91 ㎏/h=527.6t/h

第2.4节 粗甲醇精馏物料及热量计算 2.4.1 预塔和主塔的物料平衡计算

根据第一节的条件测得：粗甲醇的密度 0.87g/ml,PH值8，初馏值采出量20 l/h。

a. 预塔物料平衡计算 A.进料

⑴ 粗甲醇，6310kg/h.根据第一节的计算结果，每小时进入预塔的物料如表2﹣21

表2﹣21入预塔粗甲醇及组成

组 分 甲醇 水 低沸物 高沸物 油溶物 合计 流量kg/h，

组成，w% 5938.88

94.23 297.25 0.50 20.84 0.33 31.30 0.23 04.47 4.7 6302.739 100

⑵ 碱液，加入碱液浓度为2%的NaOH，进料粗甲醇PH值需从6提高到8查手册[7]：

0.1N的氢氧化钠溶液：（OH）-=1.34×10-3mol/L

0.1N的NaOH换算成百分含量： =0.4%

pH值从6提高到8, OH-需H+量为：16-6 -10-8=0.00099mol/m3 需2%的NaOH（密度以1g/ml计）为 =0.00148m3/m3粗甲醇

则需每小时加入碱液量为 =0.923L/h ⑶ 初馏物

已知：初馏物采出量为20l/h；密度0.79g/ml，其中97.93%为甲醇，2.07%为油性杂质；初馏物加水20l/h。

则：初馏物采出量为0.79×20=15.8kg/h。 其中 甲醇为15.8×97.93=15.473 kg/h

油溶性杂质为 15.8×2.07=0.327 kg/h

油容性杂质再油水分离器中被分离掉，所以预塔初馏物回收量为： 15.473+20=35.473kg/h

⑷ 冷凝水：操作控制预塔底甲醇密度为0.87g/ml，按甲醇—水二元组成查得在密度0.87是甲醇水溶解液的含醇量为70%，从密度0.81（含醇93.4%）提到0.87，则粗甲醇中含水： =70%

x=2551.905kg/h

实际需要加入冷凝水为2551.905－297.25－20－1.153=2233.502kg/h 于是预塔总进料量表2-22。 表2-22 预塔进料量及组成①

物料量，kg/h 甲醇 水 NaOH 低沸物 高沸物 油溶物 小计 粗甲醇 碱液 冷凝液 初馏物

合计 5938.88 — — 15.437

5954.353 268.4 2233.502 20 —

2550.8 — 1.153 — —

1.153 18.18 — — —

20.84 31.30

— — —

31.30 14.47 — — —

14.47 6302.739 1.153 2233.502 35.437

8572.867

㈡出料

⑴塔底甲醇

粗甲醇含醇 5938.88kg/h 初馏物含醇 15.473kg/h 合计 5954.353kg/h ⑵塔底水

粗甲醇含水 297.25kg/h 碱液（包括NaOH） 1.153kg/h 初馏物含水 20 kg/h 预塔加水 2233.502kg/h 合计 2551.905kg/h ⑶塔底乙醇及高沸点组分31.30kg/h。 ⑷烷烃及油溶性组分14.47kg/h。

其中：塔底出料 14.143kg/h； 初馏物采出 0.327kg/h。 ⑸塔顶二甲醚及低沸点组分20.84kg/h。 预塔出料量如表2-16. b. 主塔的物料平衡计算 A.进料

脱出轻馏分的预后甲醇 8537.381 kg/h。 其中：甲醇 5938.88 kg/h；

水 2551.905 kg/h； NaON 1.153 kg/h； 乙醇及高沸点组分 31.30 kg/h 烷烃及油溶性组分 14.143 kg/h

表2-23 预塔出料流量及其组成

物料量，kg/h 甲醇 水 NaOH 低沸物 高沸物 油溶物 小计 塔顶 塔底

侧线 合计 — 5938.88 15.473

5954.353 — 2551.905 —

2551.905 — 1.153 —

1.153 20.84 — —

20.84 — 31.30 —

31.30 — 14.143 0.327

14.47 20.84 8537.381 15.8

8574.021 B.出料

⑴塔底残夜

其中： NaON 1.153kg/h

乙醇及高沸点组分 31.30kg/h 烷烃及油溶性组分 14.143kg/h 水 2551.905kg/h 甲醇 18.318kg/h

合计 2616.819kg/h

残夜排放温度为110℃是，残夜中甲醇含量为0.7%，所以: =

X=18.318kg/h 表2-24精馏塔全塔物料平衡如表

物料 入 料

主塔入料口 出 主塔采出口 料 塔底 合计 甲醇 水 高沸物

油溶物 NaOH

合计 5938.88 2551.905 31.30 14.143 1.153

8537.381 5920.562 — —

—

5920.562 18.318 2551.905 3.30 14.143 1.153

2616.819 5938.88 2551.905 3.30 1.293 1.153

8537.381

⑵采出精甲醇 5920.562kg/h.

于是，精馏全塔物料平衡如表2-24所示。 2.4.2 预塔和主塔的热平衡计算

根据计算结果，做出预塔、主塔的热平衡计算。 精馏操作条件：

回流比 预塔 1/1 （回流量/预塔入料量）； 主塔 2/1 （回流量/主塔入料量）。 温度 预塔入料 70℃； 主塔入料 84℃； 预塔塔底 78℃； 主塔塔底 110℃； 初馏物采出 64℃； 冷凝水 65℃； 预塔回流 64℃； 主塔回流 65℃；粗甲醇中主要组分的物理常数如表2-25。 表2-25 粗甲醇中主要组分的物理常数

名 称

组 分 汽 甲醇 化 热， 甲醇 kl/kg 二甲醚 水

预塔塔顶70℃。

乙醇 焓,kl/kg 二甲醚 状态与条件 物理常数 60℃ 1117.63 65℃ 1046.75 —

523.38 3.5×105 Pa 2118.26 78℃ 307.05 — 1280.38

续表2-25 粗甲醇中主要组分的物理常数 名 称

组 分 液 辛烷 体 比 甲醇 热 容， 二甲醚 kl/（kg℃） 乙醇 辛烷 水

状态与条件 物理常数 — 307.05 — 2.68 — 2.64 78℃ 3.22 70℃ 2.26 — 4.187

在粗甲醇所含高级醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表杂醇。 a.预塔的热平衡计算 ㈠预塔全塔热平衡计算

⑴带入热量： = + + + ,见表2-26.

于是 =151169.98+319036.69+86626.18+ =1926832.85+ ⑵带出热量： = + + + + ，见表2-27。

于是 =6174506.82+1667178.07+19027.54+393036.07=8253757.50kl/kg 因 =

故 1926832.85+ =8253757.50 =6326924.65 表 2-26 预塔带入热量

入热项目 组分

二甲醚 粗 甲醇 甲

水 醇 乙醇

烷烃 加热蒸汽 水

流量，kg/h 温度，℃

比热容，kl/(kg℃) 热焓kl/kg

热量，kl/h 17.17 — —

1280.38

21984.12 4771.023 70 2.68 —

895043.91 2044.72 70 4.187 —

599286.98 12.12 70 3.22 —

2731.85 13.13 70 2.31 —

2123.12 — — — —

2118.62

续表 2-26 预塔带入热量

入热项目 组分 软 水 水

NaOH 回流液 甲醇 加热蒸汽 水

流量，kg/h

温度，℃

比热容，kl/(kg℃) 热焓kl/kg

热量，kl/h 1171.267 65 4.187 —

318766.17 0.923 70 4.187 —

270.52 5050.5 — 64 2.68

86626.18 — — — —

2118.62

以甲醇为计算式例：Q＝4771.023×70×2.68＝895043.91 kl/h

以二甲醚为计算式例：Q＝17.17×（2.64×70＋523.38）＝12159.45 kl/h 汇总表2-26和表2-27，得预塔全塔热平衡如表2-28. 则需.035Pa的蒸汽（不计蒸汽冷凝水潜热）为 ＝2986.34 kg/h 表2-27预塔带出热量

出热项目 组分 塔 二甲醚 顶 回流甲醇 甲醇 水 乙醇 烷烃 流量，kg/h 比热容，kl/(kg℃) 气体冷凝热，kl/kg 温度，℃

热量，kl/h 17.17

2.64 — 523.38 70

12159.45 5050.5 — 2.68 1046.75 64.7

6162347.373 4755.55 — 2.68 — 78

994100.17 2044. 72 4.187 — 78

3044.06 12.12 3.22 — 78

2256.91 12.803 2.26 — — 78

2256.91

续表2-27预塔带出热量

出热项目 组分 甲醇 水 乙醇 烷烃 甲醇

烷烃 损失热 以5%计 流量，kg/h

比热容，kl/(kg℃)

气体冷凝热，kl/kg 温度，℃

热量，kl/h 4755.55 2.68 —

78

994100.17 2044 4.187 —

78

3044.06 12.12 3.22 —

78

2256.91 12.803 2.26 —

78

2256.91 15.473 2.68 1046.75 64.7

18879.32 0.327 2.26 307.05 64.7

148.22 — — —

—

393036.07

㈡预塔精馏段热量平衡

设预塔精馏段内回流量为 （kl/h），则精馏段列出热平衡计算表2-29。 表2-28预塔全塔热平衡表

带入热量， kl/h 带出热量， kl/h 塔侧粗甲醇入热

塔顶加入冷凝液及碱液 塔顶回流液 加热蒸汽

总入热 1521169.98 319036.69 86626.18 6326924.65

823757.50 塔顶二甲醚及回流液甲醇蒸汽 塔底预后粗甲醇 测线采出初馏物 热损失

总出热 6174506.82 1667178.07 19027.54 393.36.07 8253757.50

表2-29预塔精馏段热平衡计算表

带入热量， kl/h 带出热量， kl/h 粗甲醇入热 塔底供热 加热软水 内回流

总入热 1521169.98 6326924.65 319036.69 ×2.68×65

8167131.32+174.2 二甲醚 预后甲醇 初馏物 内回流

总出热 12159.45

1667448.59（加NaOH） 19027.54

（2.68×65+1117.53） 168635.58+1291.73

根据

得 8167131.32+174.2 ＝168635.58+1291.73 ＝5788.21 kl/h

预塔精馏段总热量为9175437.50 kl/h. C.预塔提馏段热量平衡

设预塔提留段内回流量为 （kl/h），则列出提馏段热平衡计算表2-30。

表2-30预塔提馏段热平衡计算表

带入热量， kl/h 带出热量， kl/h 粗甲醇入热 塔底供热 加热软水 内回流

总入热 1521169.98 6326924.65 319036.69 ×2.68×74

8167131.32+198.32 预后甲醇 初馏物 内回流

总出热 1667448.59 19027.54

（2.68×74+1046.75） 1686476.13+1245.07

2. 主塔热平衡计算 A.主塔全塔热平衡计算

⑴带入热量：根据表2-30预塔出热及计算条件列表2-31. ⑵带出热量：根据计算条件列表2-32. 根据

得 1795476.31+1705452.84+ ＝

825874.187+953613.904+12359886.63+706968.736 ＝11345414.31 kg/h 则，需压力为0.35MPa的蒸汽为

根据计算列出精馏塔全塔热平衡表2-31。

根据计算条件，当预塔回流比为1，主塔回流比为2时，每生产1t精甲醇耗蒸

汽为：

表2-31 主塔全塔带入热量计算表 入热项目 组分 主 甲醇 塔 水 入 乙醇 料 烷烃 回流液 甲醇 加热蒸汽 水

流量，kg/h

温度，℃

比热容，kl/(kg?℃) 汽化热，kl/kg 热量，kl/h

总热量，kl/h 4755.55 84 2.68

1070569.42 179546.31 2044.72 84 4.187

719144.38 12.12 84 3.22

3278.22 12.803 84 2.31

2484.29 5050.5×2 63 2.68

175452.84 1705452.84 2118.62

表2-32主塔全塔带出热量计算表

入热项目

组分 精馏采出 甲醇 残 水 甲醇 乙醇 液 烷烃 回流液 甲醇

热损失 流量，kg/h 温度，℃ 比热容， kl/(kg?℃) 汽化热，kl/kg 热量，kl/h

总热kl/h 4740.954 65 2.68

825874.18

825874.18 2044.72 110 4.187

941736.6 14.596 110 2.68

4302.90

953613.90 12.12 110 3.22

4292.90 12.803 110 2.33

3281.409 5050.5×2 66 2.68

1046.75

12359883.63

706968.736

表2-33主塔全塔的热平衡表

带入热量， kl/h 带出热量， kl/h

入料 回流

加热蒸汽

总入热 1795476.31 1705452.84 1134544.31

14846343.46 精醇采出 残夜 回流 热损失

总出热 825874.187 953613.904 12359886.93 706968.736 14846343.46

（2）主塔精馏段热量平衡计算

设内回流量为 ，则根据全塔热平衡列出精馏段计算表2-34。

表2-34主塔精馏段热量平衡计算表

带入热量， kl/h 带出热量， kl/h 预后甲醇 塔底供热 内回流

总入热 1070569.42 11345414.31 ×2.68×64.5

12415983.73+175.54 采出精甲醇 内回流

总出热 825874.187

（2.68×65.5+1046.75） 825874.187+1222.29

按精馏段 ，

12415983.73+175.54 ＝825874.187+1222.29 ＝11072.47 kg/h

精馏段总带入热量 ＝12415983.73+175.54×11072.47 ＝14359645.11 kl/h

（3）主塔提馏段热量平衡计算

设提馏段内回流为 （kl/h），则根据全塔热平衡列出提馏段计算表2-35。 根据提馏段 ，

11351176.82+175.54 ＝953613.904+1222.29 ＝9933.186 kg/h

提馏段带入热量 ＝11351176.82+175.54×9933.186 ＝1304848.29 kg/h

2-35主塔提馏段热量平衡计算表

带入热量， kl/h 带出热量，预后甲醇 塔底供热 内回流

总入热 3278.22+2484.29 11345414.31 ×2.68×65.5

11351176.82+175.54 残液 内回流

总出热 953613.904

（2.68×65.5+1046.75） 953613.904+1222.29

kl/h

第三章 精馏塔的设计计算

第3.1节 精馏塔设计的依据及任务 3.1.1设计的依据及来源

本设计依据于化工原理的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 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。 3.1.2设计任务及要求

原料：甲醇~水溶液，年产量400000吨

甲醇含量：84%(质量分数)，原料液温度：45℃ 设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%(质量分数) 塔底的甲醇含量不大于0.5%(质量分数)

表3-1 甲醇~水溶液体系的平衡数据

液相中甲醇的含量(摩尔分数) 汽相中甲醇的含量(摩尔分数) 液相中甲醇的含量(摩尔分数) 汽相中甲醇的含量(摩尔分数) 0.0 0.0 0.40 0.614 0.004 0.053 0.45 0.635 0.01 0.11 0.50 0.657 0.02 0.175 0.55 0.678 0.04 0.273 0.60 0.698 0.06 0.34 0.65 0.725 0.08 0.392 0.70 0.755 0.10 0.43 0.75 0.785

0.14 0.482 0.80 0.82 0.18 0.513 0.85 0.855 0.20 0.525 0.894 0.894 0.25 0.551 0.90 0.898 0.30 0.575 0.95 0.942 0.35 0.595 1.0 1.0 第3.2节 计算过程

3.2.1塔型选择 根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为 ，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，选用浮阀塔。 3.2.2操作条件的确定 3.2.2.1 操作压力

由于甲醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压 其中塔顶压力为 塔底压力 3.2.2.2进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体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，饱和液体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，本次设计中采取饱和液体进料 3.2.2.3 加热方式

精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇~水体系中，甲醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 3.2.2.4 热能利用

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。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 第3.3节 有关的工艺计算

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。

原料液的摩尔组成：

同理可求得：

原料液的平均摩尔质量： 同理可求

45℃下，原料液中

由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表3-2。 表3-2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度

名称 原料液 馏出液 釜残液 84 99 0.5

(摩尔分数) 0.747 0.98 0.03 摩尔质量 28.458 39.81 18.1 沸点温度 /℃ 65.8 72.4 99.98 3.3.1 最小回流比及操作回流比的确定

由于是泡点进料， ，过点e (0.747.0.747)做直线 交平衡线于点 ，由点 可读得 ，因此：

又过点 作平衡线的切线，切点为 ，读得其坐标为 ，因此：

所以，

可取操作回流比

3.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算

以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：

由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) (泡点)

3.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷： 可以查得 ，所以

取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则 平均温度下的比热 ，于是冷凝水用量可求：

3.3.4热能利用

以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量 可记为： 其中

在进出预热器的平均温度以及 的情况下可以查得比热 ，所以，

釜残液放出的热量 若将釜残液温度降至 那么平均温度 其比热为 ，因此，

可知， ，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 3.3.5 理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程：

提馏段操作线方程：

线方程：

在 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出 块(含塔釜)

其中，精馏段13块，提馏段5块。 3.3.6全塔效率的估算

用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：

由相平衡方程式 可得

根据甲醇~水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板) (加料板) (塔釜) 因此可以求得：

全塔的相对平均挥发度：

全塔的平均温度：

在温度 下查得 因为 所以，

全塔液体的平均粘度：

全塔效率

3.3.7 实际塔板数 块(含塔釜)

其中，精馏段的塔板数为： 块 第3.4节 精馏塔主题尺寸的计算 3.4.1 精馏段与提馏段的体积流量 3.4.1.1 精馏段

整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量： 液相平均温度：

表3-3 精馏段的已知数据

位置 进料板 塔顶(第一块板) 质量分数

摩尔分数 摩尔质量

温度/℃ 83.83 78.62 在平均温度下查得 液相平均密度为：

其中，平均质量分数 所以，

精馏段的液相负荷

同理可计算出精馏段的汽相负荷。 精馏段的负荷列于表4。 表3-4 精馏段的汽液相负荷

名称 汽相 液相

平均摩尔质量/ 30 36.13 平均密度/ 814 1.251

体积流量/ 2.43(0.000625 ) 3804(1.056 )

3.4.1.2 提馏段

整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。 表3-5 提馏段的已知数据

位置 塔釜 进料板 质量分数

摩尔分数

摩尔质量

温度/℃ 99.38 83.83

表3-6 提馏段的汽液相负荷

名称 液相 汽相

平均摩尔质量/ 20.2 25.6 平均密度/ 911 0.816

体积流量/ 8.09(0.00225 ) 4132(1.15 )

第3.5节塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道： 汽塔的平均蒸汽流量：

汽塔的平均液相流量：

汽塔的汽相平均密度：

汽塔的液相平均密度：

塔径可以由下面的公式给出：

由于适宜的空塔气速 ，因此，需先计算出最大允许气速 。

取塔板间距 ，板上液层高度 ，那么分离空间：

功能参数：

从史密斯关联图查得： ，由于 ，需先求平均表面张力： 全塔平均温度 ，在此温度下，甲醇的平均摩尔分数为 ，所以，液体的临界温度：

设计要求条件下甲醇~水溶液的表面张力

平均塔温下甲醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算： ， 所以：

根据塔径系列尺寸圆整为

此时，精馏段的上升蒸汽速度为：

提馏段的上升蒸汽速度为：

第3.6节 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算：

已知实际塔板数为 块，板间距 由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目 为： 个

取人孔两板之间的间距 ，则塔顶空间 ，塔底空间 ，进料板空间高度 ，那么，全塔高度：

第3.7节 塔板结构尺寸的确定 3.7.1 塔板尺寸

由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度 ，破沫区宽度 ， 查得

弓形溢流管宽度 弓形降液管面积 验算：

液体在精馏段降液管内的停留时间

液体在精馏段降液管内的停留时间

3.7.2弓形降液管 3.7.2.1 堰高

采用平直堰，堰高 取 ，则

3.7.2.2 降液管底隙高度h0

若取精馏段取 ，提馏段取为 ，那么液体通过降液管底隙时的流速为 精馏段： 提馏段：

的一般经验数值为 3.7.3进口堰高和受液盘

本设计不设置进口堰高和受液盘 3.7.4 浮阀数目及排列

采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。 3.7.4.1浮阀数目 浮阀数目

气体通过阀孔时的速度 取动能因数 ，那么 ，因此 个

3.7.4.2排列

由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距 ，那么相邻两排间的阀孔中心距 为：

取 时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取 画出阀孔的排布图如图1所示，其中

图中，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为 个 3.7.4.3校核

气体通过阀孔时的实际速度： 实际动能因数： (在9~12之间) 开孔率：

开孔率在10%~14之间，满足要求。 第3.8节 流体力学验算

3.8.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 3.8.1.1 干板阻力

浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为 ： 因为 所以

3.8.1.2板上充气液层阻力

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