正丁醇脱水化工工艺的设计说明

1、. . . . 目 录1.物料衡算11.1物料流程简图11.2物料衡算12.热量衡算22.1原料预热器热量衡算22.2塔塔顶冷凝器热量衡算22.3塔塔釜再沸器热量衡算22.4塔塔顶冷却器热量衡算22.5塔塔顶冷凝器热量衡算22.6塔塔釜再沸器热量衡算32.7塔塔顶冷却器热量衡算32.12物料装置带出的热量32.13系统热量衡算43.精馏塔的设计43.1精馏塔的工艺计算43.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算93.3塔板主要工艺尺寸113.4筛板的流体力学验算133.5塔板负荷性能图144.设备选型164.1罐体选型164.2换热设备174.3 泵的选型265.管径计算与选型（摘自GB8163-88）2

2、85.1物料管道的计算和选型285万吨/年正丁醇脱水装置工艺设计1. 物料衡算1.1 物料流程简图图1 正丁醇脱水工艺流程简图1.2 物料衡算（1）原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M水 = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量 MC4H9OH=74 kg/kmolXF = 0.4XD = 0.001XW = 0.999(2) 原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF = 0.474+(1-0.4) 18= 40.4 kg/kmolMD =0.00174+(1-0.001) 18= 18.056 kg/kmolMW = 0.99974+(1-0.999) 18= 73.944 kg

3、/kmol(3)物料衡算原料处理量：5万吨/年，年操作330天 F = =6313.13 kg/h= = 156.26 kmol/h总物料衡算 156.26 = D + W正丁醇物料衡算 156.260.4 = 0.001D + 0.999W得：(4)对塔物料衡算塔与塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M水 = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量 MC4H9OH=74 kg/kmolXF = 0.476XD = 0.246XW = 0.999物料衡算：204.618 =D+W正丁醇物料衡算：204.6180.476=0.246D+0.999WF=204.618kmol/h D=142.11

4、4kmol/h W=62.504kmol/h(5) 对塔与塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M水 = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量 MC4H9OH=74 kg/kmolXF = 0.022XD = 0.249XW = 256PPM物料衡算：F=D+W对正丁醇物料衡算：F XF=D XD+W XWF=102.087kmol/hD=8.331kmol/hW=93.756kmol/h热量衡算1.3 原料热量衡算查Aspen物性数据库的t = 40 水和正丁醇定压比热容：Cp水 = 71.056 kJ/kmolKCpC4H9OH=215.059 kJ/kmolKQ1 = =156.260.

5、4215.059(313.15-293.15) +156.260.671.056(313.15-293.15) =112kw1.4 塔塔顶冷却器热量衡算查Aspen的冷却器的结果得到在93 冷却到40 过程中：Q2 = 1899.1227kw1.5 塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库水和正丁醇在117.6 的汽化潜热： rC4H9OH= 43090.92 kJ/kkmol r水 = 39945.5 kJ/kmolQ3 = =62.50443090.92=748.154kW1.6 塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库水和C4H9OH在99.8 的汽化潜热：r水 = 40813.26

6、 kJ/kmol rC4H9OH = 45256.62 kJ/kmolQ4 = = 0.99993.75640813.26 + 0.00193.75645256.62 = 1063.03 kW1.7 分层器的热量衡算Q5 =7.33kW1.8 物料装置带出的热量查Aspen物性数据库水和C4H9OH在27 的定压比热容：Cp水 = 3.86 kJ/kgK CpC4H9OH = 2.814 kJ/kgKQ6 = =4631.3312.814（303.15-298.15）+ 1694.6493.86（303.15-298.15） =27.2 kW1.9 系统热量衡算Q加 = Q移 + Q损外界向系

7、统提供的热量- Q加物料离开系统带走的热量- Q移系统损失的热量- Q损Q加 = Q1 + Q3 + Q4 + Q5= 112+748.154+1063.03+7.33=1930.514kwQ移 = Q2 + Q6=1899.1227+27.2=1926.3227kwQ损= Q加 + Q移=1930.5141926.3227=4.1913kw3精馏塔的设计3.1精馏塔的工艺计算（1） 塔板数NT 最小回流比与操作回流比的确定利用Aspen工程软件中的精馏捷算模块（DSTWU）模拟出双塔精馏5万吨/正丁醇脱水工艺，使塔顶与塔釜产品的质量分数都达到99.9%。 理论板数求取用Aspen工程软件中的

8、严格计算的模块（RadFrac）建立双塔精馏的连续流程，调整各塔的塔板数、进料板位置、塔压、板压降和各塔塔顶馏出流量来实现两个塔的塔顶产品与最终塔釜产品的质量分数达到99.9%。并实现塔之间冷凝放热与再沸需热的热集成。得出理论板数：塔 总理论板数 NT =7(包括再沸器) NF = 1塔 总理论板数 NT =5(包括再沸器) NF =1 实际板数的求取全塔效率为50%塔 提馏段实际板数 N提 =7/0.5 =14塔 提馏段实际板数 N提 = 5/0.5 =10 (2)精馏塔的工艺条件与相关物性数据的计算 操作压力计算塔 塔顶操作压力 PD1 =101.325 kPa 进料板压力 PF1 = 1

9、01.325kPa 塔釜操作压力 PW1 = 101.325 kPa 精馏段操作压力 P精1 =101.325 kPa 提馏段操作压力 P提1=101.325kPa塔 塔顶操作压力 PD2 = 101.325 kPa 进料板压力 PF2 = 101.325 kPa 塔釜操作压力 PW2 = 1101.325Pa 精馏段操作压力 P精2 = 101.325 kPa 提馏段操作压力 P提2= 101.325 kPa 操作温度计算塔 塔顶温度 tD1 =366.103 K 进料板温度 tF1 = 366.103 K 塔釜温度 tW1 = 390.74 K 精馏段平均温度 t精1 = 366.103

10、K 提馏段平均温度 t提1= 378.42K塔 塔顶温度 tD2 = 365.59 K 进料板温度 tF2 = 365.59 K 塔釜温度 tW2 =372.61 K 精馏段平均温度 t精2 = 365.59 K 提馏段平均温度 t提2= 369.1K 平均摩尔质量计算塔 塔顶平均摩尔质量 MVD1 = 0.24574 + (1-0.245)18 = 31.72 kg/kmolMLD1 = 0.46174 + (1-0.461)18 = 43.816 kg/kmol进料板平均摩尔质量MVF1 = 0.24574 + (1-0.245)18 = 31.72 kg/kmol MLF1 =0.461

11、74 + (1-0.461)18 = 43.816 kg/kmol塔釜平均摩尔质量 MVD1 = 0.99674 + (1-0.996)18 = 73.77 kg/kmolMLD1 = 0.9994674 + (1-0.99946)18 = 73.97 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV精1 =31.72 kg/kmolML精1 = 43.648 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MV提1 = = 52.745 kg/kmolML提1 = = 58.9 kg/kmol塔 塔顶平均摩尔质量 MVD2 =0.25874 + (1-0.258)18 = 32.448 kg/kmolMLD2 = 0.

12、039574 + (1-0.0395)18 = 20.212 kg/kmol进料板平均摩尔质量 MVD2 =0.25874 + (1-0.258)18 = 32.448 kg/kmolMLD2 = 0.039574 + (1-0.0395)18 = 20.212 kg/kmol塔釜平均摩尔质量 MVD2 = 0.020774 + (1-0.0207)18 = 19.16kg/kmolMLD2 = 0.0010774 + (1-0.00107)18 = 18.06 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV精2 =32.448kg/kmolML精2 = 20.212z kg/kmol提馏段平均摩尔质量

13、MV提2 = = 25.44 kg/kmolML提2 = = 18.906 kg/kmol 平均密度计算塔 气相密度 精馏段 V精1 = = = 1.056 kg/m3 提馏段 V提1 = = = 1.70 kg/m3液相平均密度塔顶液相密度 LD1 = 790.14 kg/m3进料板液相密度 LF1 = 790.14 kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 715.55 kg/m3精馏段液相平均密度 L精1 =790.14 kg/m3提馏段液相平均密度 L提1 = = 752.845 kg/m3塔 气相密度 精馏段 V精2 = = = 1.08 kg/m3 提馏段 V提2 = = = 0.84

14、 kg/m3液相平均密度塔顶液相密度 LD2 = 895.230kg/m3进料板液相密度 LF1 = 895.230kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 917.48 kg/m3精馏段液相平均密度 L精2 = 895.230 kg/m3提馏段液相平均密度 L提2 = = 906.355 kg/m3 液体表面力塔 塔顶液相表面力 LD1 = 40.65 mN/m 进料板液相表面力 LF1 = 40.65mN/m 塔釜液相表面力 LW1 =16.48mN/m 精馏段液相平均表面力 L精1 = 40.65 mN/m提馏段液相平均表面力 L提1 = = 28.565 mN/m塔 塔顶液相表面力 LD2

15、 = 58.05 mN/m 进料板液相表面力 LF2 = 58.05 mN/m 塔釜液相表面力 LW2 = 58.27 mN/m 精馏段液相平均表面力 L精2 =58.05 mN/m提馏段液相平均表面力 L提2 = = 58.16 mN/m 液体平均粘度塔 塔顶液相粘度 LD1 = 0.41881 mPas 进料板液相粘度 LF1 =0.41881 mPas塔釜液相粘度 LW1 = 0.38907 mPas精馏段液相平均粘度 L精1 =0.41881 mPas提馏段液相平均粘度 L提1 = = 0.40394 mPas塔 塔顶液相粘度 LD2 = 0.31316 mPas 进料板液相粘度 LF

16、2 = 0.31316 mPas塔釜液相粘度 LW2 = 0.28137mPas精馏段液相平均粘度 L精2 = 0.31316 mPas提馏段液相平均粘度 L提2 = = 0.297235mPas3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1） 塔径的计算塔精馏段的气、液相体积流率为：V = (R+1)D = 2.7142.114= 383.71 kmol/hL = RD = 1.7142.114 = 241.6 kmol/hVs = = =3.202 m3/sLs = = =3.71 10-3 m3/s由化工原理下册 式10-29umax = C取板间距HT = 0.3 m 板上液层高度 hL = 0.

17、05 m查化工原理下册图10-42得 C20 = 0.06由化工原理下册式10-28C = umax = C= 1.89m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：U=0.7umax = 0.71.89 = 1.324 m/sD=按标准塔径圆整后为：D = 1.8 m塔截面积：AT = 0.7851.82 =2.5434 m2u =塔 按塔的塔径计算方法得出塔圆整后的塔径：D = 1.8 m根据塔径选取板间距HT = 0.3 m（2） 精馏塔有效高度的计算塔提馏段有效高度为：在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为：塔提馏段有效高度为：在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为：

18、3.3塔板主要工艺尺寸（1） 溢流装置计算 因塔径D =1.8 m ，科选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 取溢流堰高度由，选用平直堰化工原理下册 式10-34近似取，则=0.015m 所以选取齿形堰化工原理下册 10-35设齿深 =0.017 m板上液层高度弓形降液管宽度和截面积由，查化工原理下册 图10-40得;验算液体正在降液管中停留时间，即：故设计合理 降液管底隙高度由化工原理课程设计式3-14选用凹形受液盘，深度（2） 塔板布置 塔板的分块因D =1.8 m，故塔板不分块 边缘区宽度确定取WS = WS = 0.065 m WC = 0.035 m 开孔面积计算 开孔面积按

19、化工原理下册 式10-34，即：其中故 =2.025 筛孔算与其排列本设计任务中的物系无腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔的直径d0 =15 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心据t为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：3.4筛板的流体力学验算（1） 干板阻力hC计算干板阻力hC由化工原理课程设计 式3-26计算由 查化工原理下册 图10-45得C0=0.75 = 0.0295m（2） 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由化工原理课程设计式3-31计算 = 1.33 m/s查化工原理下册 图10-46得（3） 液体表面力的阻力计算液体表面力所产生的阻力由化工原理课程

20、设计式3-34计算 = 0.001166 m气体通过每层塔板的液柱高度hp = 0.06367 m气体通过每层塔板的压降为：3.5塔板负荷性能图（1） 漏液线由化工原理课程设计式3-38得：（2） 液沫夹带线以为限，求关系如下：由化工原理课程设计式3-36 整理的：（3） 液相负荷下限线 取堰上液层高度，齿深0.15m得：（4） 液相负荷下限线以作为液体在降液管中停留时间的下限得:(5) 液泛线令 由联立得：忽略，将与，与，与的关系式带入上式，并整理得：式中： =0.6 其中取0.45 =0.65将相关的数据带入整理，得：图2 塔塔板负荷性能图4设备选型4.1罐体选型（1） 原料罐原料罐以储存

21、5天的量计安全系数为0.8 则根据HG21502.1-92 钢制圆筒形固定顶储罐系列公称容积 1000m3公称直径 11500mm公称高度 10650mm（2） 塔釜产品罐产品以储存1天的量计安全系数为0.8 则根据HG5-1579-85 立式储罐公称容积 200 m3公称直径 6550mm公称高度 6500mm（3） 塔釜产品罐产品以储存1天的量计安全系数为0.8 则根据HG5-1580-85 卧式储罐公称容积 63m3公称直径 2800mm公称长度 9400mm4.2换热设备（1） 原料预热器 确定物性数据（物性数据查Aspen物性数据库）原料 饱和水蒸气 水在130的相关物性密度 935

22、.0kg/m3定压比热容 导热系数 粘度 汽化潜热 2182 kJ/kg 计算总传热系数热流量 =112kw平均传热温度蒸汽用量 传热面积假设传热系数传热面积考虑15%的面积裕度 工艺结构尺寸的计算化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 219公称压力PN/MPa 1.6管程数N 1管子根数n 33中心排管数 7管程流通面积/m2 0.0058换热管长度L/mm 1500计算换热面积/m2 2.8折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体径的25%，则切去的圆缺高度为 ，故可取取折流板间距，

23、则，故B取100mm折流板数（2） 塔塔釜再沸器热流体 93117.6冷凝水 140140设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 325公称压力PN/MPa 4管程数N 4管子根数n 68中心排管数 11管程流通面积/m2 0.0030换热管长度L/mm 6000计算换热面积/m2 23.9蒸汽用量流量（3） 塔塔顶冷却器热流体 9340冷凝水 2530设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基

24、本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 400公称压力PN/MPa 0.6管程数N 4管子根数n 146中心排管数 14管程流通面积/m2 0.0065换热管长度L/mm 4500计算换热面积/m2 38.3冷凝水流量（4） 塔塔釜再沸器热流体 92.899.8塔釜液 120120设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 325公称压力PN/MPa 1.6管程数N 1管子根数n 99中心排管数 11管程流通面积/m2 0.0175换热管长度L/mm 6000计算换热面积

25、/m2 34.9蒸汽用量流量4.3 泵的选型（1）原料泵原料的体积流量 扬程 查化工原理IS型单级单吸离心泵性能表IS型单级单吸离心泵型号 IS50-32-125转速n/(r/min) 1450流量m3/s 7.5扬程H/m 4.6效率/% 55轴功率kW 0.17电机功率kW 0.55必需汽蚀余量(NPSH)r/m 2.5质量(泵/底座)/kg 32/38（4） I塔塔釜产品泵液体的体积流量 扬程 查化工原理IS型单级单吸离心泵性能表IS型单级单吸离心泵型号 IS50-32-125转速n/(r/min) 1450流量m3/s 7.5扬程H/m 4.6效率/% 55轴功率kW 0.17电机功率

26、kW 0.55必需汽蚀余量(NPSH)r/m 2.5质量(泵/底座)/kg 32/38(7) II塔塔釜产品泵体的体积流量 查化工原理IS型单级单吸离心泵性能表IS型单级单吸离心泵型号 IS50-32-125转速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75扬程H/m 5.4效率/% 43轴功率kW 0.13电机功率kW 0.55必需汽蚀余量(NPSH)r/m 2.0质量(泵/底座)/kg 32/385管径计算与选型（摘自GB8163-88）5.1物料管道的计算和选型（1） 原料输送管道设计管物质的流速：管的体积流量V确定管径：选型：382.5无缝钢管（2） 塔的物料管道 I塔塔顶蒸汽出料管设计管物质的流速：管的体积流量V确定管径：选型：1905无缝钢管 I塔塔釜出料管道设计管物质的流速：管的体积流量V确定管径：选型：542.5无缝钢管 塔进料管道设计管物质的流速：管的体积流量V确定管径：选型：382.5无缝钢管（3）物料管道II塔釜出料管道设计管物质的流速：管的体积流量V确定管径：选型：322.5无缝钢管II塔物料管道设计管物质的流速：管的体积流量V确定管径：选型：322.5无缝钢管I