30kt N甲基甲酰胺分离工艺设计工艺设计说明书

1、 序号：序号： 09449101常常 州州 大大 学学毕毕业业设设计计（ 2013 届届 ）工艺计算说明书工艺计算说明书 学学 生生 廖廖 亚亚 运运 学学 号号 09449101 学学 院院 石油化工学院石油化工学院 专业班级专业班级 轻化轻化 091 题题 目目 30kt/a n-甲基甲酰胺分离工艺设计甲基甲酰胺分离工艺设计 校内指导教师校内指导教师 黎黎 珊珊 专业技术职务专业技术职务 讲师讲师 二零一三年六月二零一三年六月常州大学本科毕业设计 第 1 页 共 44 页目录目录第一章 物料衡算.31.1 原料的物料衡算.31.2 脱甲醇塔的物料衡算.41.3 精馏塔的物料衡算.5第二章

2、脱甲醇塔的工艺计算.52.1 脱甲醇塔温度的计算.52.1.1 塔顶温度计算.52.1.2 塔底温度计算.82.2 回流比的计算.92.3 理论板的计算.112.4 加料板位置的确定.112.5 塔径的计算.122.5.1 进料温度的计算.122.5.2 计算塔顶的物质物性.122.5.3 计算塔釜的物质物性.132.5.4 全塔的物质物性.142.5.5 空塔气速计算.142.5.6 气体体积流量的计算.152.5.7 塔径的计算与圆整.152.6 液体喷淋密度的验算.152.7 填料层高度的计算.152.8 塔高的计算.16第三章 能量衡算.163.1 进料加热器的热负荷.163.2 塔顶

3、全凝器的热负荷.173.3 塔釜再沸器的热负荷.17第四章 换热器的选型.184.1 预热器 e-1201.184.2 冷凝器的选型 e-1202 与校核.184.2.1 冷凝器的选型.184.2.2 冷凝器的校核.19常州大学本科毕业设计 第 2 页 共 44 页4.3 再沸器的选型 e-1203.204.4 脱甲醇塔塔顶出料冷凝器 e-1204.21第五章 精馏塔工艺计算.225.1.精馏塔温度的计算.225.1.1 塔顶温度计算.225.1.2 塔底温度计算.235.2 回流比的计算.245.3 理论板的计算.255.4 加料板位置的确定.265.5 塔径的计算.265.5.1 进料温度

4、的计算.265.5.2 计算塔顶的物质物性.265.5.3 计算塔釜的物质物性.275.5.4 全塔的物质物性.285.5.5 空塔气速计算.295.5.6 气体体积流量的计算.295.5.7 塔径的计算与圆整.295.6 液体喷淋密度的验算.295.7 填料层高度的计算.295.8 塔高的计算.30第六章 能量衡算及设备选型.306.1 精馏塔进料预热器 e-1301.306.2 塔顶全凝器的热负荷 e-1302.316.3 塔釜再沸器的热负荷 e-1303.326.4 精馏塔塔顶出料冷凝器 e-1304.336.5 精馏塔塔釜出料冷凝器 e-1305.33第七章 原料储罐与产品储罐的计算与

5、选型.347.1 原料储罐 v-1101.347.2 脱甲醇塔塔顶产物储罐 v-1102.357.3 精馏塔塔顶出料产品储罐 v-1103.357.4 精馏塔塔釜出料产品储罐 v-1104.357.5 脱甲醇塔塔顶回流罐 v-1201.367.6 精馏塔塔塔顶回流罐 v-1301.367.7 脱甲醇塔进入精馏塔之间的缓存罐 v-1202.36常州大学本科毕业设计 第 3 页 共 44 页第八章 管道的计算.378.1 主物料管道的计算.378.2 辅物料线的管径计算.39第九章 泵的选型.41附录 1 aspen 模拟.43 常州大学本科毕业设计 第 4 页 共 44 页第一章第一章 物料衡算

6、物料衡算1.1 原料的物料衡算原料的物料衡算30kt/a n-甲基甲酰胺分离工艺设计以每年 300 天，7200 小时计算，考虑到损耗量（20%的裕量） 。kg/hhkg.5000243002110103033每小时处理量已知提供的原料中含甲胺 0.10%wt，水 0.10%wt，甲醇 40.00%wt，n-甲基甲酰胺 57.00%wt，甲酸甲酯 2.80%wt。hkghkghkghkgnhkghkghkghkghkghkg/5/5000%0.10/2850/5000%00.57-/2000/5000%00.40/140/5000%0.82/5/5000%0.10水的流量甲基甲酰胺的流量甲醇的

7、流量甲酸甲酯的流量甲胺的流量查石油化工基础数据手册 第 492 页可知，甲醇的相对分子质量m=32.041g/molhkmolmolghkg/42.64/41.032/2000甲醇的摩尔流量 g/mol1.018水mhkmolmolghkg/2776. 0/01.18/5水的摩尔流量查石油化工基础数据手册 第 760 页可知，甲胺的相对分子质量m=31.058g/molhkmolmolghkg/161. 0/58.031/5甲胺的摩尔流量查石油化工基础数据手册第 686 页可知甲酸甲酯的相对分子质量m=60.052g/molhkmolmolghkg/3313. 2/052.60/140甲酸甲酯

8、的摩尔流量查石油化工基础数据手册 续篇第 1176 页可知 n-甲基甲酰胺的相对分子质量 m=59.086g/molhkmolmolghkgn/2348.48/086.59/2850-甲基甲酰胺的摩尔流量常州大学本科毕业设计 第 5 页 共 44 页hkmol/4247.1152348.483313. 2161. 02776. 042.64总摩尔流量%24. 0%1004247.1152776. 0%79.41%1004247.1152348.48-%81.55%1004247.11542.64%02. 2%1004247.1153313. 2%14. 0%1004247.115161. 0水

9、的摩尔分数甲基甲酰胺的摩尔分数甲醇的摩尔分数甲酸甲酯的的摩尔分数甲胺的摩尔分数n可列出下表 1-1表表 1-11-1 进料物料组成表进料物料组成表原材料wt%kg/hkmol/hmol%甲胺0.1050.16100.14甲酸甲酯2.801402.33132.02甲醇40.00200064.420055.81水0.1050.27760.24n-甲基甲酰胺57.00285048.234841.79合计100.005000115.4247100.001.2 脱轻塔物料衡算脱轻塔物料衡算已知脱轻塔塔顶水的含量为 0.01%，塔顶甲醇收率 99%，分离过程为清晰分割。已知各组分的沸点（从低到高）：甲胺甲

10、酸甲酯甲醇水nmf。则塔顶组分有甲胺、甲酸甲酯、甲醇和水，塔釜为甲醇、水和 nmf。设定水为重关键组分，甲醇为轻关键组分。则：d=0.01%d+99%*2000+5+140，得 d=2125.21 kg/h脱轻塔塔顶塔釜物料组成见表 1-2 和表 1-3。表表 1-21-2 脱轻塔塔顶物料组成表脱轻塔塔顶物料组成表wt%kg/hkmol/hmol%甲胺0.235.000.16100.25甲酸甲酯6.59140.002.33133.62甲醇93.171980.0061.795896.11水0.010.210.01170.02合计100.002125.2164.2998100.00表表 1-31-

11、3 脱轻塔塔釜物料组成表脱轻塔塔釜物料组成表wt%kg/hkmol/hmol%甲醇0.7020.000.62421.27水0.174.790.26600.54n-甲基甲酰胺99.132850.0048.234898.19合计100.0002874.7949.2150100.001.3 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 脱轻塔塔釜出料即为精馏塔进料，已知 nmf 的收率为 99%，塔釜含量 nmf 常州大学本科毕业设计 第 6 页 共 44 页99.99%wt，水的含量为 0.01%wt，假设分离过程为清晰分割，水为轻关键组分，nmf 为重关键组分，则 2850.00*99%+0.01%w=ww=2

12、821.78 kg/h精馏塔塔顶塔釜物料组成见表 1-4，表 1-5。表表 1-4 精馏塔塔顶物料组成表精馏塔塔顶物料组成表wt%kg/hkmol/hmol%甲醇37.7320.000.624246.00水8.514.510.250418.45n-甲基甲酰胺53.7628.500.482335.55合计100.00053.011.3569100.00表表 1-5 精馏塔塔釜物料组成表精馏塔塔釜物料组成表wt%kg/hkmol/hmol%水0.010.280.01550.03n-甲基甲酰胺99.992821.5047.752499.97合计100.0002821.7847.7679100.002

13、 工艺计算工艺计算工艺流程图如下：80666711983806257286132003798410385276667feedprimaryfrac tionheatertemperature (c)mas s flow rate (kg/hr)图 1 nmf 的分离工艺流程图原料经预热器（heater）加热后先进入初馏塔（即脱轻塔） ，塔顶回收甲醇，要求甲醇回收率为 99%，塔釜物料含 nmf，进入精馏塔，塔顶主要成分为水，塔釜为 nmf，要求 nmf 的回收率为 99%，纯度达 99.99%。常州大学本科毕业设计 第 7 页 共 44 页第二章第二章 脱甲醇塔的工艺计算脱甲醇塔的工艺计算2.

14、1 脱甲醇塔温度的计算脱甲醇塔温度的计算2.1.1 塔顶温度计算塔顶温度计算塔顶操作压力为常压，93.17%wt 为甲醇，则塔顶温度接近于常压下甲醇的沸点，查石油化工基础数据手册 ，常压下甲醇的沸点为 64.6，已知塔顶压力为 101.325kpa，气相组成见表 2-1表表 2-1 脱甲醇塔塔顶气相组成脱甲醇塔塔顶气相组成序号分子式mol%1ch3nh20.252hcooch33.623ch3oh96.114h2o0.025hconhch30.00查化工原理下，p93 泡点温度计算公式：其中理想状态下：取温度为 60计算，塔顶各组分的气相分压见表 2-2表表 2-2 60时塔顶气相分压时塔顶气

15、相分压摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpakikixi甲胺0.00251013.250010.00000.025甲酸甲酯0.0362261.72252.58300.0935甲醇0.961184.60640.83500.8025水0.000219.85970.19600.0000求和0.9210取温度为 70计算，塔顶各组分的气相分压表 2-3表表 2-3 70时塔顶各组分分压时塔顶各组分分压摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpakikixippkii0111niiiniixky常州大学本科毕业设计 第 8 页 共 44 页甲胺0.00251312.158812.95000.0324甲酸甲酯0.0362351

16、.19253.46600.1255甲醇0.9611125.33901.23701.1951水0.000231.10680.30700.0000求和1.3530数据来源于石油化工基础数据手册因为 yi/ki=1 介于 60和 70之间假设各物质在 60-70的饱和蒸汽压随温度变化为线性变化（内插法）则 1对应于 kixi 的变化为：0432. 010/ )9210. 03530. 1 (所以相对于 60而言温度变化为：9 . 10432. 0/ )9210. 01 (塔顶温度2.1.2 塔底温度计算塔底温度计算 本次设计中，为了便于计算，采用多设计一块理论板，而不再将再沸器看做一块理论板计算，即

17、假定再沸器只提供热量使液体气化，而不再改变相平衡。全塔压降为 15mmhg,所以塔釜压力为 103.325kpa，n-甲基甲酰胺的含量为99.17%wt，所以查石油化工基础数据手册 ，常压下 n-甲基甲酰胺的沸点为182.6已知塔釜压力为 103.325kpa，气相组成见表 2-4表表 2-4 脱甲醇塔塔釜气相组成脱甲醇塔塔釜气相组成序号分子式mol%1ch3nh20.002hcooch30.003ch3oh1.274h2o0.545hconhch398.19查化工原理下，p93 露点温度的计算公式：取温度为 180计算,各组分 xi见表 2-5。表表 2-5 180时塔釜各组分时塔釜各组分

18、xi9 .619 . 160dt111niiiniikyx常州大学本科毕业设计 第 9 页 共 44 页摩尔分数yi饱和蒸汽压/kpakiyi/ki甲醇0.01272724.6326.36950.0005摩尔分数yi饱和蒸汽压/kpakiyi/ki水0.005410039.70720.0006n-甲基甲酰胺0.981994.540.91501.0731求和1.0742取温度为 190计算，各组分 xi见表 2-6。表表 2-6 190时塔釜各组分时塔釜各组分 xi摩尔分数yi饱和蒸汽压/kpakiyi/ki甲醇0.01273335.6232.28280.0004水0.0054125512.14

19、610.0004n-甲基甲酰胺0.9819123.411.19440.8221求和0.8229因为 yi/ki=1 介于 180和 190之间假设各物质在 180-190的饱和蒸汽压随温度变化为线性变化（内插法）则 1对应于 yi/ki 的变化为：02513. 010/ )8229. 00742. 1 (所以相对于 180而言温度变化为：0 . 302513. 0/ ) 10742. 1 (塔釜温度2.2 回流比的计算回流比的计算塔顶 td=61.9，通过内插法计算塔顶各组分的饱和蒸汽压，查石油化工基础数据手册例：t=60时，甲胺的饱和蒸汽压 p=1013.25kpat=70时，甲胺的饱和蒸汽

20、压 p=1312.16kpa所以 t=61.9时，甲醇塔顶 t=61.9时各组分的相对挥发度见表 2-7表表 2-7 塔顶各组分的相对挥发度塔顶各组分的相对挥发度摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpa相对挥发度a甲胺0.00251070.0448.95甲酸甲酯0.0363278.7212.75甲醇0.961188.664.06水0.000221.861.00其中，相对挥发度均为相对于重关键组分水而言的0 .1830 . 3180wtkpap04.10701025.101316.1312)609 .61(25.101395.4886.2104.1070甲胺a常州大学本科毕业设计 第 10 页 共 44

21、页例如：同理甲醇塔釜 t=183.0时各组分的相对挥发度，见表 2-8表表 2-8 塔釜各组分的相对挥发度塔釜各组分的相对挥发度饱和蒸汽压/kpa相对挥发度a甲醇2907.932.70水1078.61.00n-甲基甲酰胺103.20.10全塔甲醇的相对挥发度31. 37 . 206. 4a所以对于全塔而言相对挥发度见表 2-9表表 2-9 全塔相对挥发度全塔相对挥发度序号分子式进料摩尔分数xf塔顶摩尔分数xd塔底摩尔分数xw相对挥发度a1ch3nh20.00140.00250.000048.952hcooch30.02020.03620.000012.753ch3oh0.55810.96110

22、.01273.314h2o0.00240.00020.00541.005hconhch30.41790.00000.98190.10参考化工原理下 p96 的最小回流比的计算公式：)2() 1 (其中进料状态取为泡点进料，所以 q=1取不同的 值代入公式（1）用 excel 表格进行试差计算，见表 2-10表表 2-10 值的试差计算值的试差计算a1xf1/(a1-)a2xf2/(a2-)a3xf3/(a3-)a4xf4/(a4-)a5xf5/(a5-)求和1.0010.00140.02180.8002-2.5000-0.0472-1.73471.0020.00140.02180.8004-1

23、.2500-0.0472-0.48431.0030.00140.02190. 8006-0.8000-0.0463-0.0223111min1niijdiijniijfiijaxarqaxa) 1 ()2(常州大学本科毕业设计 第 11 页 共 44 页1.0040.00140.02190.8010-0.6250-0.04700.14151.00310.00140.02190.8007-0.7742-0.04630.00351.00320.00140.02190.8008-0.7500-0.04710.02781.00330.00140.02190.8008-0.7273-0.04640.03

24、071.00340.00140.02190.8009-0.7353-0.04710.03101.00350.00140.02190.8009-0.7143-0.04710.05201.00360.00140.02190.8009-0.6944-0.04710.07191.00370.00140.02190.8009-0.6757-0.04710.09071.00380.00140.02190.8010-0.6579-0.04710.1086所以 =1.0031，代入公式（2）中取回流比为最小回流比的 1.4 倍作为回流比50. 04 . 1minrr2.3 理论板的计算理论板的计算参考化工原理

25、下，p97 理论板数的捷算公式：其中，l 代表轻关键组分，h 代表重关键组分代入数据查化工原理下，p74所以理论板的计算公式为：代入数据 n=15.6所以理论板取为 16 块板2.4 加料板位置的确定加料板位置的确定查化工原理下，p98lhwlwhdhdlaxxxxnlglgmin37. 631. 3lg0127. 00054. 00002. 09611. 0lgminn36. 010031. 110002. 010031. 131. 39611. 031. 30031. 175.120362. 075.120031. 195.480025. 095.48minr17. 0093. 015 .

26、 036. 05 . 01minrrr17. 0)1(9 . 01lgminminrrrnnn17. 0)15 . 036. 05 . 0(9 . 0137. 6lgnnlhflfhdhdllaxxxxnlglgmin常州大学本科毕业设计 第 12 页 共 44 页300/2029. 115.2739 .6115.2734 .2205.334 .22mkgppttmpdv代入数据得 nminl=2.53又因为所以 nl=6.97加料板取为第 7 块2.5 塔径的计算塔径的计算2.5.1 进料温度的计算进料温度的计算根据工艺要求，进料选取进料为 0.12mpa 下的泡点进料，参考化工原理下，p9

27、2 的泡点温度计算公式：通过试差计算，进料温度为 77.5。2.5.2 计算塔顶的物质物性计算塔顶的物质物性查石油化工基础数据手册得，塔顶在 t=61.9下的物性见表 2-11表表 2-11 塔顶各组分的物性塔顶各组分的物性序号分子式相对分子质量mol%液体密度g/cm3液体粘度mpa*s1ch3nh231.0580.25604.50000.1442hcooch360.0523.62910.70000.2443ch3oh32.04196.11958.90000.3374h2o18.010.02982.20000.4585hconhch359.0860.00甲醇塔塔顶的平均相对分子质量 mdmd

28、=31.0580.0025+60.0520.0362+32.0410.9611+18.010.0002=33.050g/mol塔顶的气相密度 pv塔顶的液相密度 pl、pl=604.50.0025+910.70.0363+958.90.9611+982.20.0002=954.9kg/m3塔顶的液体粘度 ulul=0.1440.0025+0.2440.0363+0.3370.9611+0.4580.0002=0.333mpa*m塔顶的气体流量 wv557. 01minlllnnn111niniiiixky常州大学本科毕业设计 第 13 页 共 44 页300/5953. 176077515.2

29、7318315.2734 .2252.584 .22mkgppttmpwvv=(r+1)d=(0.5+1)64.2998=396.45kmol/hwv=vmd=96.4533.05=3187.67kg/h塔顶的液体流量 wll=rd=0.564.2998=32.1499kmol/hwl=lmd=114.4633.05=1062.55kg/h塔顶的物质性质汇总，见表 2-12表表 2-12 塔顶物质性质汇总塔顶物质性质汇总符号相对分子质量g/mol气体密度pv/（kg/m3)液体密度pl/（kg/m3)液体粘度ul/(mpa*m)气体流量wv/(kg/h)液体流量wl/(kg/h)数值33.05

30、1.2029954.90.3333187.671062.552.5.3 计算塔釜的物质物性计算塔釜的物质物性查石油化工基础数据手册得，塔釜在 t=183下的物性见表 2-13表表 2-13 塔釜各物质的物性塔釜各物质的物性序号分子式相对分子质量mol%液体密度g/cm3液体粘度mpa*s1ch3nh231.0580.002hcooch360.0520.003ch3oh32.0411.27576.90.1034h2o18.010.54883.60.1505hconhch359.08698.19857.30.460甲醇塔塔釜的平均相对分子质量 mwmw=32.0410.0127+18.010.00

31、54+59.0860.9819=58.52g/mol塔釜的气相密度 pv塔釜的液相密度 pl、pl=576.90.0127+883.60.0054+857.30.9819=853.9kg/m3塔釜的液体粘度 ulul=0.1030.0127+0.1500.0054+0.4600.9819=0.454mpa*m塔釜的气体流量 wvv=(r+1)d=(0.5+1)64.2998=96.45kmol/hwv=vmw=96.4558.52=5644.25kg/h塔釜的液体流量 wll=rd+f=0.564.2998+115.4247=147.5746mol/hml=l58.52=518.3158.52

32、=8636.07kg/h常州大学本科毕业设计 第 14 页 共 44 页3/3991. 125953. 12029. 1mkgpv3/4 .90429 .8539 .954mkgplmmpaul*393. 02454. 0333. 0hkgwv/96.4415225.564467.3187hkgwl/31.4849207.863655.1062塔釜的物质性质汇总，见表 2-14表表 2-14 塔釜的物质性质汇总塔釜的物质性质汇总符号相对分子质量g/mol气体密度pv/（kg/m3)液体密度pl/（kg/m3)液体粘度ul/(mpa*m)气体流量wv/(kg/h)液体流量wl/(kg/h)数值5

33、8.521.5953853.90.4545644.258636.072.5.4 全塔的物质物性全塔的物质物性全塔的气相密度全塔的液相密度全塔的液体粘度全塔的气体流量全塔的液体流量全塔的物质性质汇总，见表 2-15表表 2-15 全塔的物质性质汇总全塔的物质性质汇总符号气体密度pv/（kg/m3)液体密度pl/（kg/m3)液体粘度ul/(mpa*m)气体流量wv/(kg/h)液体流量wl/(kg/h)数值1.3991904.40.3934415.964849.31选用 sw-2 网孔波纹填料，查阅塔填料产品及技术手册得：填料总比表面积 a=450m2/m3 填料层空隙率 =0.955m3/m3

34、填料 f 因子 2.0-2.4每米填料相当的塔板数 nt=2.5查阅化工原理课程设计第二版 p175 得：金属网孔波纹填料的 a=0.155 k=1.472.5.5 空塔气速计算空塔气速计算常州大学本科毕业设计 第 15 页 共 44 页125. 025. 02 . 032)()()(lglvvlllvtfppwwkappagu125. 025. 02 . 032)4 .9043991. 1()96.441531.4849(47. 1155. 0393. 0)4 .9043991. 1)(955. 0450(81. 9lgfuspwvsvv/8767. 036003991. 196.44153

35、muvsd7981. 071. 114. 38767. 044tnhetpz2785. 0dluh)/(3)/(67.108 . 0785. 0362. 523232hmmhmmu参考化工原理课程设计第二版 p175 的贝恩（bain）-霍根（hougen）关联式，求填料的泛点气速代入数据计算得到：uf=2.13m/s对于规整填料，其泛点率的经验值为 u/uf=0.6-0.95所以取 u=0.8uf=0.82.13=1.71m/s2.5.6 气体体积流量的计算气体体积流量的计算2.5.7 塔径的计算与圆整塔径的计算与圆整所以将塔径圆整为 0.8m2.6 液体喷淋密度的验算液体喷淋密度的验算查化

36、工原理课程设计第二版 p177，喷淋密度的计算式为：对全塔进行喷淋密度的校核塔顶液体的喷淋量 lh=wl/pl=4849.31/904.4=5.362m3/h所以液体喷淋密度满足所需要求2.7 填料层高度的计算填料层高度的计算查化工原理课程设计第二版 p179，采用等板高度法计算填料层高度的基本公式为：常州大学本科毕业设计 第 16 页 共 44 页sjcpfq/05.2663600/10005 .508 .1171610. 0)275 .77(111sjq/57.42413600/10005 .507 .1293313. 22sjq/94.778053600/10005 .501 .8642

37、00.643sjq/45.2923600/10005 .501 .752776, 04sq/96.975013600/10005 .501 .1442348.485已知 sw-2 填料的效果为每米填料相当于 2.5 块理论板所以等板高度 hetp=1/2.5=0.4m精馏段填料层的高度为 z1=0.4（7-1）=2.4m提馏段填料层的高度为 z2=0.410=4m2.8 塔高的计算塔高的计算塔顶的封头采用标准封头，高度 h1h1=0.25d=0.251.6=0.2m液体分布器的高度 h2取为 1.5m考虑到塔釜重沸器的管长为 3m，所以塔釜的高度余量 h3选为 4m所以塔高 h(不包括封头）h

38、=2h2+z1+z2+h3=3+2.4+4+4=13.4m第三章第三章 能量衡算能量衡算3.1 进料预热器的热负荷进料预热器的热负荷设计地点选在常州，进料温度选为 27，泡点的进料温度为 77.5，所以平均温度为 t=（27+77.5）/2=52.3查石油化工基础数据手册 ，进料各物质在 t=52.3时的比热容，见表 3-1表表 3-1 进料各物质在进料各物质在 t=52.3时的比热容时的比热容序号分子式kmol/hmol%比热榕cp/(j/mol*k)1ch3nh20.16100.14117.82hcooch32.33132.02129.73ch3oh64.420055.8186.14h2o

39、0.27760.2475.15hconhch348.234842.79144.1常州大学本科毕业设计 第 17 页 共 44 页所以加热器的热负荷为：qf=q1+q2+q3+q4+q5=180.11kj/s3.2 塔顶全凝器的热负荷塔顶全凝器的热负荷查石油化工基础数据手册 ，塔顶各物质在 t=61.9时的汽化潜热，见表 3-2表表 3-2 塔顶各物质在塔顶各物质在 t=61.9时的汽化潜热时的汽化潜热序号分子式kmol/hmol%汽化潜热r/(j/mol)1ch3nh20.16100.2521181.12hcooch32.33133.6226325.63ch3oh61.795896.11354

40、42.04h2o61.79580.0242101.25hconhch30.00000.00q1=d1r11000/3600 =0.161021181.11000/3600=947.27j/sq2=2.331326325.61000/3600=17048.02j/sq3=61.795835442.01000/3600=436724.65j/sq4=61.795842101.21000/3600=136.83j/sq=q1+q2+q3+q4=454.86kj/s全凝器热负荷 qd=（r+1)q=1.5454.86=682.29kj/s3.3 塔釜再沸器的热负荷塔釜再沸器的热负荷查石油化工基础数据手

41、册 ，塔釜各物质在 t=183.0时的汽化潜热，见表 3-3表表 3-3 塔釜各物质在塔釜各物质在 t=183.0时的汽化潜热时的汽化潜热序号分子式kmol/hmol%汽化潜热r/(j/mol)1ch3nh20.00000.002hcooch30.00000.003ch3oh0.62421.2721999.34h2o0.26600.5436148.75hconhch348.234898.1945217q3=w3r31000/3600 =0.624221999.31000/3600=3814.43j/s常州大学本科毕业设计 第 18 页 共 44 页q4=0.266036148.71000/36

42、00=2670.99j/sq5=48.234845217.01000/3600=605842.49j/sq=q3+q4+q5=612.33kj/s塔釜蒸汽的摩尔流量 wv=96.45kmol/h塔釜出料的摩尔流量 ww=49.215kmol/h塔釜再沸器热负荷 qw=wv/wwq=96.45/49.215612.33=1200.02kj/s第四章第四章 换热器的选型换热器的选型4.1 预热器预热器 e-1201选择公用工程为 0.2mpa 的水蒸气温度为 120，将原料从 27加热到 77.5，采用逆流换热方式q预=180.11kj/st1=120-27=93t2=120-77.5=42.55

43、 .64ln2121tttttm查化工原理课程设计第二版 p64，选取总传热系数 k=800w/(m2*k) q=kstm180110=800s64.5 s=3.49m2安全系数为 1.15-1.25所以 s=(1.15-1.25)s=4.01-4.36m2查化工原理上册 p298选择的换热器见表 4-1换热管为 =192mm表表 4-1 换热器的型号换热器的型号公称直径dn/mm公称压力pn/mpa管程数n管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度l/mm计算换热面积/m23251.6025680.004915004.74.2 冷凝器的选型冷凝器的选型 e-1202 与校核与校核4.2

44、.1 冷凝器的选型冷凝器的选型常州大学本科毕业设计 第 19 页 共 44 页循环冷却水为 27进换热器，32出换热器，将塔顶物质从 61.9的气体冷却至 61.9的液体。 qd=682.29kj/st1=61.9-27=34.9t2=61.9-32=29.93 .32ln2121tttttm查化工原理课程设计第二版 p64，选取总传热系数 k=1100w/(m2*k) q=kstm682290=1100s32.3 s=19.2m2安全系数为 1.15-1.25所以 s=(1.15-1.25)s=22.124m2化工原理上册 p298选择的换热器见表 4-2换热管为 =192mm表表 4-2

45、换热器的型号换热器的型号公称直径dn/mm公称压力pn/mpa管程数n管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度l/mm计算换热面积/m27001.60422227180.0098200025.2冷却水的定性温度 t=（27+32）/2=29.5，为方便计算，取温度 t=30。塔顶的定性温度取为 t=61.9 下的甲醇液体，见表 4-3表表 4-3 t=61.9 下的甲醇和水的物性下的甲醇和水的物性温度/密度/(kg/m3)粘度/mpa*s比热容/kj/(kg*)导热系数/w/(m*)水30995.70.8014.1740.6171甲醇61.9792.20.4912.5420.21304

46、.2.2 冷凝器的校核冷凝器的校核计算管程对流传热系数体积流量 q q=qcpt68.291000=q4.17410005 q=0.033m3/s常州大学本科毕业设计 第 20 页 共 44 页湍流）(1000025.62837000801. 07 .99537. 3015. 0redup)*2/(20.1282842. 525.62637015. 06171. 0023. 0prre023. 04 . 08 . 04 . 08 . 0mwdai25. 032)(725. 0tdrgpa151920.12828115190002. 0171945002. 000008598. 019.4168

47、11b11000iiimddaddrddrak内外流通面积 a 2220098. 0)015. 0414. 3)(4222()4)(mdnpnai流速 uiui=q/a=0.033/0.0098=3.37m/s计算管程对流传热系数查化工原理上，p194水平圆管外的冷凝给热系数不考虑冷凝时各排管子受到其上各排管子流下的冷凝液的影响，即不考虑液膜厚度的增加，热阻的增加。现假设外壁温 tw=52，液膜性质则沿用 t=61.9时的性质所以 t=61.9-52=9.9 r=1696000j/kg确定污垢热阻查化工原理课程设计第二版，p66r外=0.859810-4m2*/wr内=2.010-4m2*/w

48、金属导热系数42. 5617. 0000801. 04174prpc)2(19.4168)000491. 09 . 9019. 01696000213. 081. 92 .792(725. 025. 032cmwa常州大学本科毕业设计 第 21 页 共 44 页=45w/m*总传热系数 k=1374.31w/(m2*）换热面积的校核所需要的面积 s=q/k/t=682290/1374.31/32.3=15.37m2实际选用换热器的面积 s=25.2m2所以设计裕度（25.2-15.37）/15.37=63.96%符合要求4.3 再沸器的选型再沸器的选型 e-1203选用 2.5mpa 水蒸气

49、t=220加热塔釜的液体，将液体从 183加热为 183的蒸气 qw=1200.02kj/s tm=220-183=37查化工原理课程设计第二版 p64，选取总传热系数 k=800w/(m2*k) q=kstm1200020=800s37 s=40.54m2安全系数为 1.15-1.25所以 s=(1.15-1.25)s=46.4250.68m2选择的立式热虹吸式重沸器见表 4-4换热管为 =383mm表表 4-4 换热器的型号换热器的型号公称直径dn/mm公称压力pn/mpa管程数n管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度l/mm计算换热面积/m26001.604222180.009

50、8450058.34.4 脱甲醇塔塔顶出料冷凝器脱甲醇塔塔顶出料冷凝器 e-1204冷却水 27进换热器，32出换热器，将塔顶出料从 61.9进一步冷却至45。流体流向，采用逆流操作。将塔顶出料的定性温度取为 t=（61.9+45）/2=53.5塔顶各物质在 t=53.5时的比热容分别见表 4-5表表 4-5 塔顶各物质在塔顶各物质在 t=53.5时的比热容时的比热容序号分子式kmol/hj/（mol*k）1ch3nh20.1610118.32hcooch32.3313120.83ch3oh61.795886.64h2o0.011775.2常州大学本科毕业设计 第 22 页 共 44 页q1=

51、0.5723118.3(61.9-45)10003600=0.089kj/sq2=2.3313120.8(61.9-45)10003600=1.322kj/sq3=61.795886.6(61.9-45)10003600=25.122kj/sq4=0.011775.2(61.9-45)10003600=0.004kj/sq=q1+q2+q3+q4=26.537kj/st1=61.9-32=29.9t2=45-27=184 .23ln2121tttttm 查化工原理课程设计第二版 p64，选取总传热系数 k=800w/(m2*k) q=kstm26537=800s23.4 s=1.42m2安全系

52、数为 1.15-1.25所以 s=(1.15-1.25)s=1.631.78m2查化工原理上册 p298选择的换热器见表 4-6换热管为 =192mm表表 4-6 换热器的型号换热器的型号公称直径dn/mm公称压力pn/mpa管程数n管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度l/mm计算换热面积/m21591.6011550.002730002.6第五章第五章 精馏塔工艺计算精馏塔工艺计算5.1.精馏塔温度的计算精馏塔温度的计算5.1.1 塔顶温度计算塔顶温度计算常州大学本科毕业设计 第 23 页 共 44 页塔顶操作压力为常压，37.74wt%为甲醇，53.77wt%为 n-甲基甲酰胺

53、，查石油化工基础数据手册 ，常压下甲醇的沸点为 64.6，n-甲基甲酰胺的沸点为182.6已知塔顶压力为 101.325kpa，气相组成见表 5-1表表 5-1 精馏塔塔顶气相组成精馏塔塔顶气相组成序号分子式mol%1ch3nh20.002hcooch30.003ch3oh46.004h2o18.455hconhch335.55查化工原理下，p93 泡点温度计算公式：其中理想状态下：取温度为 80计算，各物质的分压见表 5-2表表 5-2 80时各物质的分压时各物质的分压摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpakikixi甲醇0.46181.0921.7870.8220水0.184547.3790.46

54、80.0863n-甲基甲酰胺0.35552.3020.0230.0082表表5-2（续）（续）物质摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpakikixi求和0.9165取温度为 90计算，各物质的分压见表 5-3表表 5-3 90事各物质的分压事各物质的分压物质摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpakikixi甲醇46.01255.9262.5261.1636水18.4370.1360.6920.1277n-甲基甲酰胺35.563.7350.0370.0131ppkii0111niiiniixky常州大学本科毕业设计 第 24 页 共 44 页求和1.3029数据来源于石油化工基础数据手册因为 yi/ki=1 介

55、于 80和 90之间假设各物质在 80-90的饱和蒸汽压随温度变化为线性变化（内插法）则 1对应于 kixi 的变化为：0386. 010/ )9165. 03029. 1 (所以相对于 60而言温度变化为：1 . 20386. 0/ )9165. 01 (塔顶温度5.1.2 塔底温度计算塔底温度计算 本次设计中，为了便于计算，采用多设计一块理论板，而不再将再沸器看做一块理论板计算，即假定再沸器只提供热量使液体气化，而不再改变相平衡。全塔压降为 20mmhg,所以塔釜压力为 103.99kpa，n-甲基甲酰胺的含量为99.99%wt，所以查石油化工基础数据手册 ，压力 p=103.99kpa

56、时，n-甲基甲酰胺的沸点为 183.3。 因为塔釜的 n-甲基甲酰胺的含量接近于 100%，所以将 103.99kpa 下 n-甲基甲酰胺的沸点作为塔釜的温度计算,tw=183.3。5.2 回流比的计算回流比的计算塔顶 td=82.1，通过内插法计算塔顶各组分的饱和蒸汽压，查石油化工基础数据手册例：t=80时，甲醇的饱和蒸汽压 p=181.092kpat=90时，甲醇的饱和蒸汽压 p=255.923kpa所以 t=82.1时，精馏塔顶 t=82.1时各组分的相对挥发度，见表 5-4表表 5-4 精馏塔顶精馏塔顶 t=82.1时各组分的相对挥发度时各组分的相对挥发度摩尔分数xi饱和蒸汽压/kpa

57、相对挥发度a甲醇0.46196.80775.61水0.184552.15820.04n-甲基甲酰胺0.35552.6031其中，相对挥发度均为相对于重关键组分 n-甲基甲酰胺而言的例如：同理精馏塔塔釜 t=183.3时各组分的相对挥发度，见表 5-5表表 5-5 精馏塔塔釜精馏塔塔釜 t=183.3时各组分的相对挥发度时各组分的相对挥发度物质饱和蒸汽压/kpa相对挥发度akpap807.19610092.181923.255)801 .82(092.18161.75603. 2807.196甲醇a1 .821 . 280dt常州大学本科毕业设计 第 25 页 共 44 页水1086.6910.

58、44n-甲基甲酰胺104.071全塔水的相对挥发度46.1444.1004.20a所以对于全塔而言相对挥发度见表 5-6表表 5-6 全塔相对挥发度全塔相对挥发度序号分子式进料摩尔分数xf塔顶摩尔分数xd塔底摩尔分数xw相对挥发度a3ch3oh0.01270.460.0075.614h2o0.00540.18450.000314.465hconhch30.98190.35550.99971参考化工原理下 p96 的最小回流比的计算公式：)2() 1 (其中进料状态取为泡点进料，所以 q=1取不同的 值代入公式（1）用 excel 表格进行试差计算，见表 5-7表表 5-7 值试差计算值试差计算

59、a3xf3/(a3-)a4xf4/(a4-)a5xf5/(a5-)求和130.0153369590.053482-0.08182-0.0130表表5-7（续）（续）a3xf3/(a3-)a4xf4/(a4-)a5xf5/(a5-)求和140.0155858950.169748-0.075520.109813.20.0153861080.061971-0.08048-0.003113.30.0154108010.067314-0.079820.002913.210.0153885740.062467-0.08041-0.002613.220.015391040.062971-0.08034-0.

60、002013.230.0153935080.063483-0.08028-0.001413.240.0153959760.064003-0.08021-0.000813.250.0153984450.064532-0.08015-0.000213.260.0154009140.06507-0.080080.000413.270.0154033850.065617-0.080020.0010111min1niijdiijniijfiijaxarqaxa) 1 ()2(常州大学本科毕业设计 第 26 页 共 44 页13.280.0154058560.066173-0.079950.001613.