甲醇-水精餾塔設計報告

1、化工原理課程設計化工原理課程設計報告一、概述- 3 -1.1 設計依據(jù)- 4 -1.2 技術來源- 4 -1.3 設計任務及要求- 4 -二、計算過程- 5 -2. 1 設計方案- 5 -2.2 塔型選擇- 5 -2.3工藝流程簡介- 5 -2.4 操作條件的確定- 6 -2.41 操作壓力- 6 -2.4.2 進料狀態(tài)- 6 -2.4.3 熱能利用- 6 -2.5 有關的工藝計算- 7 -2.5.1精餾塔的物料衡算- 7 -2.5.2物料衡算- 8 -2.6 塔板數(shù)的確定- 9 -2.6.1 理論板層數(shù)NT的求取- 9 -2.6.2 實際板層數(shù)的求取- 10 -2.7 精餾塔的工藝條件及有關

2、物性數(shù)據(jù)的計算- 10 -2.7.1操作壓力的計算- 10 -2.7.2操作溫度的計算(詳見附錄一（1）)- 10 -2.7.3 平均摩爾質量的計算- 10 -2.7.4 平均密度的計算- 11 -2.7.5液相平均表面張力的計算- 12 -2.7.6 液體平均粘度的計算- 13 -2.8 精餾塔的塔底工藝尺寸計算- 14 -2.8.1塔徑的計算- 14 -2.8.2 精餾塔有效高度的計算- 15 -2.9 塔板主要工藝尺寸的計算- 15 -2.9.1溢流裝置的計算- 15 -2.9.2 塔板布置- 17 -2.10 篩板的流體力學驗算- 18 -2.10.1 塔板壓降- 18 -2.10.2

3、 液面落差- 20 -2.10.3 液沫夾帶- 20 -2.10.4 漏液- 20 -2.10.5 液泛- 20 -2.11 塔板負荷性能圖- 21 -2.11.1液漏線- 21 -2.11.2液沫夾帶線- 22 -2.11.3液相負荷下限線- 22 -2.11.4液相負荷上限線- 23 -2.11.5液泛線- 23 -2.12.熱量衡算- 26 -2.12.1塔底的熱量計算- 26 -2.12.2熱泵的選型- 28 -2.12.3塔底料液和熱蒸氣預熱進料液- 29 -2.12.4水蒸汽加熱進料液- 29 -三、輔助設備的計算及選型- 31 -3.1、管徑的選擇- 31 -3.1.1、加料管的

4、管徑- 31 -3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑- 31 -3.1.3回流管管徑- 31 -3.1.4料液排出管徑- 32 -3.2泵的選型- 32 -3.2.1原料液進入精餾塔時的泵的選型- 32 -3.2.2塔頂液體回流所用泵的型號- 32 -3.3儲罐選擇- 32 -3.3.1原料儲槽- 32 -3.3.2塔底產品儲槽- 33 -3.3.3塔頂產品儲槽- 33 -四、費用的計算344.1設備費用的計算344.1.1換熱器費用的計算344.1.2、精餾塔的費用計算354.1.3泵的費用364.1.4儲槽費用364.1.5輸送管道費用364.1.6設備總費用374.2操作費用的計算374.2.1

5、、熱蒸汽的費用374.2.2、冷卻水的費用374.2.3泵所用的電費384.2.4總費用384.3總費用38設計心得39主要符號說明40參 考 文 獻43一、概述塔設備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產過程中得到了廣泛的應用，在此我們作板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的。1.1 設計依據(jù)本設計依據(jù)于教科書的設計實例，對所提出的題目進行分析并做出 論計算1.2 技術來源目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。1.3 設計任務及要求原料：甲醇水溶液，

6、10t/h 甲醇含量：41%+0.003X(質量分數(shù))，設計要求：塔頂甲醇的含量98%(質量分數(shù)) 塔底甲醇的含量2%(質量分數(shù))（注釋：X為學號的后兩位）設計條件如下：操作壓力 4KPa(塔頂表壓)進料熱狀況 自選回流比 自選單板壓降 0.7KPa全塔效率 ET=52%二、計算過程2. 1 設計方案本課程設計的任務是分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)產品冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.2 塔型選擇根

7、據(jù)生產任務，若按年工作日360天，每天開動設備24小時計算，產品流量為10t/h，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，選用篩板塔。篩板塔結構簡單，金屬消耗量小，制造及安裝方便，塔板具有良好的流體力學與傳質性能。2.3工藝流程簡介連續(xù)精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜（或再沸器），冷凝器，冷卻器，原料預熱器及貯槽等原料液經(jīng)原料預熱器加熱至規(guī)定溫度后，由塔中部加入塔內蒸餾釜（或再沸器）的溶液受熱后部分汽化，產生的蒸汽自塔底經(jīng)過各層塔上升，與板上回流液接觸進行傳質，從而使上升蒸汽中易揮發(fā)組分的含量逐漸提高，至塔頂引出后進入冷凝器中冷凝成液體，冷凝

8、的液體一部分作為塔頂產品，另一部分由塔頂引入塔內作為回流液，蒸餾釜中排出的液體為塔底的產品。原料預熱器精 餾 塔冷凝器貯槽冷卻器貯槽再沸器殘液貯槽2.4 操作條件的確定2.41 操作壓力其中塔頂壓力： P（進）=101.3+4=105.3kPa進料口的壓力： P(進)=105.3+0.7*N(精)塔底壓力: P(釜)=105.3+0.7*Ne2.4.2 進料狀態(tài) 雖然進料方式有多種，但是泡點進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取泡點進料。2.

9、4.3 熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，這是在正常情況下。塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，若在冷凝器和再沸器之間加一個熱泵，把塔頂中的產品加壓，加到與再沸器一樣的壓強，這就可以，利用甲醇的冷凝熱用在再沸器中。另外，還可以將熱量加料處。2.5 有關的工藝 (1) 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率由于精餾過程的計算均以摩爾分數(shù)為準，需先把設計要求中的質量分數(shù)轉化為摩爾分數(shù)。甲醇的摩爾質量 M甲醇=32.04Kg/Kmol 水的摩爾質量 M水=18.02 Kg/Kmol原料液的摩爾組成： (2) 原料液的平均摩爾質量原

10、料液的平均摩爾質量：2.5.2物料衡算 原料處理量 F=10000/22.42=446.2484Kmol/h 總物料衡算 F=D+W= 446.2484Kmol/h 甲醇的物料衡算 446.2484*0.3140=0.9478D+0.0113W聯(lián)立解得 由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點。2.6 塔板數(shù)的確定2.6.1 理論板層數(shù)NT的求取甲醇水屬非理想體系，但可采用逐板計算求理論板數(shù)。查得甲醇水體系的相對揮發(fā)度=4.454（詳見附錄一（1）求最小回流比采用泡點進料則有氣液平衡方程求得 故最小回流比為 可取操作回流比R=1.1Rmin=0.853315742（詳見附錄一（2）塔頂產品產量

11、、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 L=RD V=(R+1) D L=L+F V=V 求操作線方程 精餾段操作線方程為:提餾段操作線方程為: 汽液平衡方程 逐板計算法求理論塔板數(shù) 總理論板層數(shù)（括再沸器） 進料板位置 2.6.2 實際板層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) N精=6/0.52=11.5412 提餾段實際層數(shù) N提=8/0.52=15.38162.7 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算2.7.1操作壓力的計算塔頂操作壓力每層板的壓降 P=0.7kpa進料板壓力 塔底壓力 精餾段平均壓力 Pm=（105.3+113.37）/2=109.338kpa提餾段平均壓力 Pw=（113.37+124.

12、2）/2=118.788kpa 2.7.2操作溫度的計算(詳見附錄一（1）)由內插法求得塔頂溫度td=66.3788進料處溫度tf =77.8466塔釜溫度tw =99.2611精餾段平均溫度 tm=（66.3788+77.8466）/2=72.1266提餾段平均溫度 tm=（77.8466+99.2611）/2=88.55382.7.3 平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算由XD=Y1=0.9478 由平衡曲線得：X1=0.8031Mvdm =0.9478*32.04+(1-0.94780)*18.02=31.3081kg/kmolMldm =0.8031*32.04+(1-0.8031)

13、*18.02=29.2794kg/kmol進料板平均摩爾質量的計算由逐板計算得：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塔底平均摩爾質量的計算由逐板計算得：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精餾段平均摩

14、爾質量：Mvm=(31.308+27.305)/2=29.3067kg/kmolMlm=(31.308+22.3056)/2=26.807kg/kmol提餾段平均摩爾質量：Mvm = (27.305+18.2727)/2=22.7888kg/kmolMlm = (18.078+22.3057)/2=20.1916 kg/ kmol2.7.4 平均密度的計算氣相平均密度的計算有理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段 Pvm= = =1.1163kg/提餾段 Pvm=0.90019 kg/液相平均密度方程計算液相平均密度依下式計算，即1/lm=i/i塔頂液相平均密度的計算：由Td=66.3788，查手冊得

15、A=745.8970kg/ B=980.1396kg/=0.9699ldm= = 755.3519kg/ 進料液相平均密度的計算 由Tf= 77.8466，查手冊得 A= 735.9381kg/ B= 972.7341 kg/A=0.4391lm= =852.318kg/塔底液相平均密度的計算由T w=99.2611，查手冊得 A=716.6650kg/ B=959.7469 kg/ A=0.0072756 lwm= = =957.3843 kg/ 精餾段的平均密度 lm=（755.3159+852.3184）/2=803.8172 kg/ 提餾段的平均密度 lm=（852.3184+957.

16、3843）/2=904.8513kg/2.7.5液相平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算lm=xii塔頂平均液相表面張力的計算由Td=66.3788，查手冊得=15.02591mN/m =64.9880mN/m ldm=0.9478+0.0522 =0.9478*15.0259+0.0522*64.9880= 17.6329mN/m 進料平均液相表面張力的計算由Tf=77.8466，查手冊得=14.1507mN/m =62.9661mN/mlfm=0.3057+0.6943 =0.3057*14.1507+0.6943*62.966=48.0441 mN/m 塔底平均液相表面張力的計算

17、由Td=99.2611，查手冊得 =12.3591mN/m =58.9404mN/m lwm=0.0041+0.9959 =0.0041*12.3591+0.9959*58.9404=58.7492 mN/m精餾段平均液相表面張力lm=（17.6329+48.0441）/2=32.8385mN/m提餾段平均液相表面張力lm=（48.0441+58.7492）/2=53.3966 mN/m2.7.6 液體平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算，即Lglm=xilgi塔頂液相平均粘度的計算由Td=66.3788，查手冊得=0.3199mPa·s =42.8805mPa·s lgl

18、dm=0.9478+0.0522 =0.9478*100.3199+0.0522*1042.8805ldm=0.4130 mPa·s 進料液相平均粘度的計算由Tf=77.8466，查手冊得=0.2828mPa·s =36.7181 mPa·s lglfm= 0.3057+0.6943 =0.3057 *100.2828+0.6943*1036.7181lfm=8.2960 mPa·s 塔底液相平均粘度的計算 由Td=99.2611，查手冊得 =0.2294mPa·s =28.6216 mPa·s lglwm=0.0041+0.9959

19、 =0.0041*100.2320+0.9959*100.2902lwm=28.0601 mPa·s 精餾段液相平均粘度lm =（0.4130+8.2960）/2=4.3545mPa·s 提餾段液相平均粘度lm =（8.2960+28.0601）/2=18.1781 mPa·s 2.8 精餾塔的塔底工藝尺寸計算2.8.1塔徑的計算精餾段氣液相體積流率為Vs=1.9497/sLs=0.0011/s取板間距Ht=0.40m，板上液層高度hl=0.06m，則Ht-hl=0.40-0.06=0.34m C20=0.0675（為便于計算，C20=exp(-4.531+1.6

20、562H+5.5496H2-6.4695H3)+(-0.474675+0.079H-1.39H2+1.3213H3) Lv+(-0.07291+0.088307H-0.49123H2+0.49136H3) (Lv)2）H板間無液空間 H=HT-Hl mLv=L/V*(l/v)0.5Lv參數(shù)V氣相流量，m3/sL液相流量，m3/sl，v氣，液相密度，Kg/m3C=C20=0.0675=0.0745max=0.0745=1.9987m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.7max=0.7*1.9987=1.3991m/sD= =1.3324m按標準塔經(jīng)圓整后為 D=1.4m塔截面積為At=/4

21、=*1.4*1.4/4=1.5386實際空塔氣速為=1.9497/1.5386=1.2672m/s2.8.2 精餾塔有效高度的計算為了便于篩板塔的檢修，塔壁上應開若干人孔。開設人孔的位置為：塔頂空間、塔底空間各開一個，其他人孔的位置則根據(jù)下列原則確定：物料清潔，不需要經(jīng)常清洗時，每隔68塊塔板設一個人孔；物料臟物，需經(jīng)常清洗時，則每隔34塊塔板設置一個人孔。設計時定位每8塊板開一孔，則：孔數(shù)S=實際塔板/8=27/84在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m實際塔高可按公式計算：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

22、.4=（27-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+1.4=14.5式中：H塔高（不包括封頭和裙座高），mHd塔高孔間高，mHb塔底空間高，mHT板間距，mN實際塔板數(shù)（不包括再沸器）Hf進料孔處板間距，mS手孔或人孔數(shù)（不包括塔頂、塔底空間所開入孔）HT 開設手孔、人孔處板間距，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，減少出場氣體中液滴的夾帶量。塔底空間Hb具有中間儲槽的作用，一般釜液最好能在塔底有1015min的停留時間。因此，Hb可按殘液量和塔徑進行計算，也可取經(jīng)驗值。常取Hb=1.32m。進料孔處板間距決定于進料孔的結構形式及進料狀況。為減少

23、液沫夾帶，Hf要比HT大，常取Hf=1.2 1.4m。開設手孔、人孔處塔板間距HT，視手孔、人孔大小而定，一般取HT 600mm。2.9 塔板主要工藝尺寸的計算2.9.1溢流裝置的計算因塔徑D=1.4m，可選用單溢流工形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長lw取 lw=0.6D=0.6*1.4=0.840m溢流堰高度hw由 hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算，即how=E近似取E=1，則how=*1* =0.0082m取板上清液層高度 hl=60mm故 hw=0.060-0082=0.0518m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lw/D=0.6Af/At=0.05

24、5 Wd/D=0.097故 Af=0.055At=0.055*1.5386=0.0846Wd=0.097D=0.097*1.4=0.1358m驗算液體在降液管中停留時間，即=3600AfHt/Lh= =30.7636s5s故降液管設計合理。降液管底隙高度你hoho= 取 u=0.08m/s則 ho= =0.01637mhw-ho=0.0518-0.01637=0.0335 m0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mm2.9.2 塔板布置塔板的分布因D800mm，故塔板采用分塊式。查表（查化工原理及課程設計p154表83）得，塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定取Wa=Ws

25、=0.08m，Wc=0.06m開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)Aa按下式計算，即Aa=2（x+）其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.7-0.2158=0.4842m r=D/2-Wc=0.7-0.06=0.6400m故 Aa=2（0.4842）=1.1082篩孔計算及其排列所處理的物系無腐蝕性，可選用=3.5mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5.0mm。篩孔按正三角形排列，取孔中間距t為 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm篩孔數(shù)目n為n= =5689個開孔率為=0.907 =0.907=10.08%氣體通過閥空的氣速為m/S2.10 篩板的流體力學驗算2.10.1 塔板壓降干板阻力計算干板阻力下式計

26、算，即=由/=5/3.5=1.4286查圖得，=0.800故 = =0.0337m液柱氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由式計算，即m/s查圖（化工原理及課程設計 151頁圖814）得=0.55故 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力由式計算，即=液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即=0.0337+0.0342+0.0033=0.0713m液柱氣體通過每層塔板的壓降為2.10.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。2.10.3 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即=0.0375g液/kg氣0.1kg液/kg氣故在

27、本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。2.10.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即 實際空速=17.4577m/s>1穩(wěn)定系數(shù)為 K=/=17.4577/9.4790=1.8417>1.5故在本設計中無明顯漏液。2.10.5 液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從下式的關系，即甲醇水物系屬一般物系，取=0.5，則=0.5（0.40+0.0518）=0.2259m而 板上不設進口堰，可有下式計算，即=0.0713+0.06+0.001=0.1323m液柱故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.11 塔板負荷性能圖2.11.1液漏線 由 得: =4.4*0.8*0.1008*1.1

28、082 整理得 在操作范圍內，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結果列于下表：由上表數(shù)據(jù)即可作出液漏線1Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s1.04881.07881.11631.14681.17331.2119由上表數(shù)據(jù)即可作出液漏2.11.2液沫夾帶線 以 為限，求關系如下:由 故 整理得： 在操作范圍內，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結果列于下表;Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s2.75742.63732.48312.35372.23822.0652 由上表

29、數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2.11.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 作為最小液體負荷標準磚。由式5-7得：取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無關德爾垂直液相負荷下限線3.2.11.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由式59得據(jù)此可作出與氣體流量無關德爾垂直液相負荷下限線4.2.11.5液泛線令 由 ；聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關系式代入上式，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將有關數(shù)據(jù)代入整理得：2.12.熱量衡算本設計采用直接壓縮

30、式熱泵回收塔頂蒸氣熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。若熱泵無法提供足夠的熱量，則可以先用熱蒸汽加熱使苯蒸氣升高適當溫度后，再用熱泵進行升溫，以此來滿足塔底再沸需要的熱量。苯蒸氣經(jīng)過再沸器后再經(jīng)過減壓閥作用后降至塔頂溫度，一部分回流，其余的為塔頂產品，冷卻后輸入到儲液槽；塔底產品預熱進料液后輸入儲液槽。2.12.1塔底的熱量計算甲醇蒸氣經(jīng)過熱泵后溫度變?yōu)閠i，（忽略甲苯的影響）Q頂= r氣* m苯 r氣為ti時甲苯的汽化熱（1）塔底再沸器所需熱量由塔底溫度Tw=99.2611假設再沸器為為一塊塔板，內插法求得溫度為：（詳見熱量衡算）T沸 =105.487查表得：水 = 2241.8676kJ/kgQ

31、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*267.3519*（105.487-99.2611） =1.093*107kJ/h（2）熱交換器內的熱交換 設甲醇蒸氣經(jīng)熱泵作用后溫度為ti， 則：水再沸需要的熱量=甲醇液化放出的熱量+甲醇降溫放出的熱量設甲醇流出換熱器時的溫度為to=105.487則:甲醇降低的溫度t甲醇=ti-to甲醇降溫放出的熱量為: Q甲醇=C甲醇 *M甲醇*t甲醇（C甲醇為溫度0.5（ti+to）時的比熱容）則：交換器內的熱量衡算為：Q底= Q頂+ Q甲醇ti

32、為比塔底餾出液高2055的溫度，此處用時差法進行計算。將ti和C甲醇帶入熱量衡算得：ti=154.261換熱面積的計算 =KAt 取換熱系數(shù)K=2837W/( m*K) t=20.67t=得A=40.96m取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱管長度6000mm，管子根數(shù)94，A=43.5 m型號為BEM400-6/25-2(3)再沸器內的熱量衡算再沸器內加熱塔釜所需熱量Q=1.0091*107KJ/h-8.6207*106=2.2895*106熱蒸汽進入換熱器的溫度分別為151.65，101.84C水蒸氣=2.26KJ/（Kg）換熱系數(shù)K取3954W/(m2K),t=換熱面積A=10.

33、61m2取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱管長度1500mm，管子根數(shù)98，A=10.8m型號為BEM400- -1（3）減壓閥甲醇經(jīng)過減壓閥后變?yōu)闅庖夯旌衔铮瑴囟葹?5.6674甲醇由105.487降到66.3788其溫差為39.1082 平均溫度為85.9329此時的C甲醇=3.3255kJ/(kg*k) M甲醇=8565.96kg/h其放出的熱量Q=C甲醇* M甲醇*t =3.3255*8565.96*39.1082 =1.114*106 kJ/h65.3788時苯的汽化熱為r甲醇=35.12KJ/mol，則甲醇氣化的質量為Q/r甲醇=1016.43kg/h， 在管程中通入冷卻

34、水是這部分氣體液化，冷卻水進出冷凝器的溫度分別為20、50Q=C水*qm水*t水 C水=4.174kJ/(kg*)計算得：qm水=8896.77kg/h取總傳熱系數(shù)K=1395W/（m*K）由Q=KA計算得A=7.70m取換熱管mm（固定管板式換熱器）換熱器型號：BEM325-2/25-22.12.2熱泵的選型由上知熱泵需使甲醇蒸氣升高154.261-66.3788=87.88平均溫度為0.5*（154.261+66.3788）=110.32查得比熱容為C甲醇=3.6681kJ/（kg*k）熱泵對苯做的有用功為 W=C苯* 32.04*V甲醇*t甲醇 =3.6681*32.04*266.391

35、*87.88 =2.761*106 kJ/h選壓縮式熱泵的制熱系數(shù)為0.6，其熱負荷為2.761*106kJ/h，（見附表），功率P=2.761*106/3600/0.6=1278.41kw2.12.3塔底料液和熱蒸氣預熱進料液 設塔底料液進出換熱器的溫度分別為99.2611、25，其溫度差為74.2611，平均溫度為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設原料液進出換熱器

36、的溫度分別為20、65.5其溫度差為45.5，平均溫度為42.75此溫度下C水=4.174kJ/(kg*k) C甲醇 =2.7325 kJ/(kg*k)C混=x* 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取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱器管長3000mm、根數(shù)57、面積A=13.0 m型號為BEM325- -12.12

37、.4水蒸汽加熱進料液原料液由65.5升到77.8466其溫度差為12.3466、平均溫度為71.6733此時C水 =4.1808kJ/(kg*k) C甲醇=3.1683 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熱蒸氣同上進出換熱器的溫度分別為151.645、101.84Q吸=C蒸氣* q*t 得q=4309.1831t=K取1163W/(m*K)計算得：A=2.08 m取換熱管mm（固定

38、管板式換熱器）查表得：換熱器管長為3000mm、根數(shù)11、面積A=2.5 m換熱器型號為：BEM159-1三、輔助設備的計算及選型3.1、管徑的選擇3.1.1、加料管的管徑管路的流量：F=10000 在進口溫度與出口溫度范圍內，料液的密度變化不大，在77.8466時 ，進料密度為： f =849.9424kg/m3取管流速，= 0.0408m圓整后，外徑45mm, 3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑蒸汽用量：取氣速，圓整后，外徑 =9mm3.1.3回流管管徑回流管的摩爾流量為：平均摩爾量： 該溫度下的密度： 取流速圓整后，外徑D=76mm =3mm3.1.4料液排出管徑 排液量 W=312.8594

39、kmol/h*18.1727kg/kmol=5685.29kg/h取=0.4 m/s液相密度953.5997圓整后，外徑83mm，3.2泵的選型3.2.1原料液進入精餾塔時的泵的選型加料板位置第23塊距地面高度為：=(14-1-2)*0.40+0.6*2+1.3=8.1m考慮到流體阻力等其他因素影響，故可取H=10m進入精餾塔的料液流率為：則離心泵得功率=0.0033*10*853.2294*9.807=272.42w故泵的型號為：4B15 功率為：4KW3.2.2塔頂液體回流所用泵的型號泵的揚程最小為h=14.920m-1.2m=13.72m考慮其他因素的影響，可取揚程H=20mVf=0.0

40、037m3/s求得功率=544.83w故泵的型號為：2B31A 功率為2.54KW3.3儲罐選擇3.3.1原料儲槽原料的質量流量：F=10000Kg/h料液的各組分混和密度：= 849.942kg/m3體積流率： m3/h取一天的進料量為儲罐的體積：V0=11.7655*24/0.8=282.37m3圓整后：V0=285m3 (0.8為儲罐的儲料系數(shù))3.3.2塔底產品儲槽餾出液的質量流量：W=312.8594kmol/h*18.1720kg/kmol=5685.2926kg/h料液的各組分混和密度：957.3843產品流率：V =5865.2926/957.3843=5.9384 m3/h取

41、一天的產量為儲罐的體積：/0.8=5.9384×24/0.8=142.5206m圓整后，V0=145m3 (0.8為儲罐的儲料系數(shù))3.3.3塔頂產品儲槽產品質量流量D=144.2560kmol/h*31.3082kg/kmol=4516.39kg/h塔頂料液密度為：755.3159產品流率：V =4516.39/755.3159=5.9795m3/h取一天的產量為儲罐的體積：=25,7497×24/0.8=143.5073m圓整后，V0=145 41四、費用的計算4.1設備費用的計算4.1.1換熱器費用的計算塔底換熱器換熱管外徑25mm，取換熱管中心距S=32mm殼體內徑

42、=32*（7-1）+25+2*10 =237mm殼體厚度 取=0.9MPa,=110 Mpa，=0.85，則 由C=C1+C2=0.8+2=2.8mm =1.15+2.8=3.95mm 則鋼板名義厚度=5mm 換熱器管程所用鋼材體積V1=dL*n*1 計算得V1=3.14*22.5*10*1.5*98*2.5*10=0.026m 其質量為m1=V1=7850kg/ m*0.026m=203.82kg 其費用為F1=7500元/噸*203.82kg/1000=1528.62元 換熱器殼程所用鋼材體積V2=dL* 計算得V2=3.14*（237+5）*10*1.5*5*10=0.0057m 其質量

43、為m2=V2=7850kg/ m*0.0057m=44.74kg 其費用為F2=4580元/噸*44.74kg/1000=204.9元； 塔底換熱器的材料費為1528.62+204.9=1733.52元；同理得：塔底再沸器的材料費6684.52元； 冷凝器需要的材料費為2559.37元； 塔底產品預熱原料液的換熱器材料費為2187.99元；水蒸氣預熱原料液的換熱器材料費為元752.96則全部換熱器的總費用為：F=2*（6684.52+1733.52+2559.37+2187.99+752.96）/10=2559.37元/年4.1.2、精餾塔的費用計算 精餾塔設備制造費可按文獻【】介紹的方法估算

44、，其計算公式為：其中：以上各式中：材料費；輔助材料費；制造工人工資；機械、工具使用費；內裝物費用；經(jīng)費；塔壁質量kg；塔的總質量 kg；原材料質量 kg；封頭質量kg；鋼板市場價格，元/t；封頭價格，元/個；D塔體內徑，m；L塔體長度；t塔壁厚度m；鋼板密度，t/m3；工人日酬，d制造工日； N塔板層數(shù)。若不考慮制造工人工資、機械工具使用費、經(jīng)費、設備安裝費，則設備制造費為：設備費可估算為： 詳細計算見附錄三，可得精餾塔設備費用為16196.577元4.1.3泵的費用 查得離心泵平均費用為3000元/個，熱泵4000元/個則其總費用為：（2*3000+4000）/10=1000元/年4.1.4

45、儲槽費用（1）進料儲槽 定其高度為h=6.7m，長度為L=13m，厚度為z=0.02m則其表面積為：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=282.30m2（2）所用鋼材的質量為m1=*S*Z=7850*282.30*0.02=44321.68kg（3）塔底產品儲槽定其高度為h=5.2m，長度為L=10.4m，厚度為z=0.02m則其表面積為：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=175.12m2所用鋼材的質量為m2=*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.49kg（4）塔頂產品儲槽定其高度為h=5.2m，長度為L=10.4m，厚度為z=0.02m則其表面積為：S

46、=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=175.12m2所用鋼材的質量為m3=*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.79kg（5）儲槽總費用總質量為：m=m1+m2+m3=44321.68kg+27493.49kg+28850.42205kg=100665.59kg 總費用為：4580元/噸*10065.59kg*2/1000=922096.8元則年平均費用為：922096.8 /10=92209.68元/年4.1.5輸送管道費用（1）進料處管徑為：外徑45mm, 管長L=24m質量為m1=*S*=7850*3.14*(45-3.5)/1000*24*0.0035 =85

47、.93kg（2）塔頂蒸氣管管徑為：外徑 管長為L=23.35m質量為m2=*S*=7850*3.14*(377-9)/1000*23.35*0.008 =2069.51kg（3）回流管管徑為：外徑D=76mm =3mm 管長為L=25m質量為m3=*S*=7850*3.14*(76-3)/1000*25*0.004 =134.95kg（4）塔底料液排出管管徑為：外徑83mm， 管長為L=15m質量為m4=*S*=7850*3.14*(83-3.5)/1000*15*0.0035 =102.88kg（5）管路總費用總質量為：m=m1+m2+m3+m4 =85.93kg+2069.51kg+134

48、.95kg+102.88kg =2393.27kg總費用為：6250元/噸*2393.27kg*2/1000=29915.8597元則年平均費用為：29915.8597/10=2991.5860元/年4.1.6設備總費用總費用=換熱器+精餾塔+儲槽+泵+管道=2559.37+16196.58+92209.68+10000+2991.5860 =123957.22元/年4.2操作費用的計算4.2.1、熱蒸汽的費用再沸器內蒸汽流量qm2=20269.03Kg/h預熱進料液蒸汽流量qm3=5637.7264kg/h；蒸氣總用量q=25906.75656kg/h；水蒸氣的價格為184元/噸，則年用蒸汽

49、的費用為J1=q*24*365*184/1000=41757546.5元4.2.2、冷卻水的費用 冷卻水的用量qm水=8896.77kg/h冷卻水的價格為3元/噸，則年用冷卻水的費用為J2=qm水*24*365*3/1000=233807.2元4.2.3泵所用的電費（1）熱泵所用的電費f1f1=1261.67KW*24h*365天*0.8264元/度=9254735.0元/年（2）離心泵所用的費用f2=（2.54+4）KW*24h*365天*0.8264元/度=47344.8元/年4.2.4總費用總費用為J1+J2+f1+f2=51246088.7元/年4.3總費用總費用=操作費用+設備費用=512460