30ktaN甲基甲酰胺分离工艺设计

word文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑毕业设计（2013届）工艺计算说明书题目30kt/aN甲基甲酰胺分离工艺设计-校内指导教师专业技术职务讲师目录第一章物料衡算...................................................................31.1原料的物料衡算.................................................................错误！未定义书签。1.2脱甲醇塔的物料衡算..............................................................41.3精馏塔的物料衡算................................................................5第二章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塔顶全凝器的热负荷..............................................................163.3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...................................................................182.2冷凝器的校核...................................................................194.3再沸器的选型E-1203................................................................204.4脱甲醇塔塔顶出料冷凝器E-1204......................................................20第五章精馏塔工艺计算...............................................................221.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.....................................................................235.3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.......................................................................29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..........................................................306.3塔釜再沸器的热负荷E-1303..........................................................316.4精馏塔塔顶出料冷凝器E-1304........................................................326.5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1ASPEN模拟..................................................................43第一章物料衡算1.1原料的物料衡算30kt/aN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）。301031031.2kg∴每小时处理量5000kg/h30024h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。甲胺的流量0.10%5000kg/h5kg/h甲酸甲酯的流量2.80%5000kg/h140kg/h∴甲醇的流量40.00%5000kg/h2000kg/h N-甲基甲酰胺的流量57.00%5000kg/h2850kg/h水的流量0.10%5000kg/h5kg/h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/mol2000kg/h∴甲醇的摩尔流量64.42kmol/h32.041g/molM18.01g/mol水5kg/h∴水的摩尔流量0.2776kmol/h18.01g/mol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/mol5kg/h∴甲胺的摩尔流量0.161kmol/h31.058g/mol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/mol140kg/h∴甲酸甲酯的摩尔流量2.3313kmol/h60.052g/mol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/mol2850kg/h∴N-甲基甲酰胺的摩尔流量48.2348kmol/h59.086g/mol∴ 总摩尔流量64.420.27760.1612.331348.2348115.4247kmol/hword文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑甲胺的摩尔分数0.161115.4247100%0.14%甲酸甲酯的的摩尔分数2.3313115.4247100%2.02%∴甲醇的摩尔分数64.42115.4247100%55.81% N-甲基甲酰胺的摩尔分数48.2348115.4247100%41.79%水的摩尔分数0.2776115.4247100%0.24%可列出下表1-1表1-1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=2125.21kg/h脱轻塔塔顶塔釜物料组成见表1-2和表1-3。表1-2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1-3脱轻塔塔釜物料组成表 wt% kg/h kmol/h mol%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NMF99.99%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=2821.78kg/h精馏塔塔顶塔釜物料组成见表1-4，表1-5。表1-4精馏塔塔顶物料组成表 wt% kg/h kmol/h mol%甲醇37.7320.000.624246.00水8.514.510.250418.45N-甲基甲酰胺 53.76 28.50 0.4823 35.55合计 100.000 53.01 1.3569 100.00表1-5精馏塔塔釜物料组成表 wt% kg/h kmol/h mol% 水 0.01 0.28 0.0155 0.03N-甲基甲酰胺99.992821.5047.752499.97合计100.0002821.7847.7679100.002工艺计算工艺流程图如下：8080666711983806257286132003798410385276667FEEDPRIMARYFRACTIONHEATER图1NMF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%。第二章脱甲醇塔的工艺计算2.1脱甲醇塔温度的计算2.1.1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2-1脱甲醇塔塔顶气相组成序号序号分子式mol%1CH3NH20.252HCOOCH33.623CH3OH96.114H2O0.025HCONHCH30.00查《化工原理》下，P93泡点温度计算公式：nn yKx1 i ii i1 i1其中理想状态下： p0 Ki ip取温度为60℃计算，塔顶各组分的气相分压见表2-2表2-260℃时塔顶气相分压摩尔分数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2-370℃时塔顶各组分分压摩尔分数xi饱和蒸汽压/KpaKiKixi甲胺0.00251312.158812.95000.0324甲酸甲酯0.0362351.19253.46600.1255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：(1.35300.9210)/100.0432所以相对于60℃而言温度变化为：(10.9210)/0.04321.9℃塔顶温度T601.961.9℃D2.1.2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2-4脱甲醇塔塔釜气相组成序序号分子式mol%1CH3NH20.002HCOOCH30.003CH3OH1.274H2O0.545HCONHCH398.19查《化工原理》下，P93露点温度的计算公式： nny i1xi K i1 i1 i取温度为180℃计算,各组分x见表2-5。i表2-5180℃时塔釜各组分xi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x见表2-6。表26190℃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0.0054125512.14610.0004N-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：(1.07420.8229)/100.02513所以相对于180℃而言温度变化为：(1.07421)/0.025133.0℃塔釜温度T1803.0183.0℃2.2回流比计算塔顶T=61.9℃，通过内插法计算塔顶各组分的饱和蒸汽压，查例：T=60℃时，甲胺的饱和蒸汽压p=1013.25KPaT=70℃时，甲胺的饱和蒸汽压p=1312.16KPa所以T=61.9℃时，p1013.25(61.960)1312.161013.251070.04KPa10甲醇塔顶T=61.9℃时各组分的相对挥发度见表2-7表2-7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例如：a1070.0448.95甲胺21.86同理甲醇塔釜T=183.0℃时各组分的相对挥发度，见表2-8表2-8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a4.062.73.31所以对于全塔而言相对挥发度见表2-9表2-9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a1CH3NH20.00140.00250.000048.952HCOOCH30.02020.03620.000012.753CH3OH0.55810.96110.01273.314H2O0.00240.00020.00541.005HCONHCH30.41790.00000.98190.10 参考《化工原理》下(1) P96的最小回流比的计算公式：ijFi1q(2) ai1ijnax RijDi1min a i1ij(1)(2) nax其中进料状态取为泡点进料，所以q=1取不同的θ值代入公式（1）用excel表格进行试差计算，见表2-10表2-10θ值的试差计算Θa1xf1/(a1-θ)a2xf2/(a2-θ)a3xf3/(a3-θ)a4xf4/(a4-θ)a5xf5/(a5-θ)求和1.0010.00140.02180.8002-2.5000-0.0472-1.73471.0020.00140.02180.8004-1.2500-0.0472-0.48431.0030.00140.02190.8006-0.8000-0.0463-0.02231.0040.00140.02190.8010-0.6250-0.04700.14151.00310.00140.02190.8007-0.7742-0.04630.00351.00320.00140.02190.8008-0.7500-0.04710.02781.00330.00140.02190.8008-0.7273-0.04640.03071.00340.00140.02190.8009-0.7353-0.04710.03101.00350.0014 0.0219 0.8009 -0.7143 -0.04710.05201.00360.0014 0.0219 0.8009 -0.6944 -0.04710.07191.00370.0014 0.0219 0.8009 -0.6757 -0.04710.09071.00380.0014 0.0219 0.8010 -0.6579 -0.04710.1086所以θ=1.0031，代入公式（2）中R48.950.002512.750.03623.310.961110.000210.36min48.951.003112.751.00313.311.003111.0031取回流比为最小回流比的1.4倍作为回流比R1.4R0.50 min 2.3理论板的计算参考《化工原理》下，P97理论板数的捷算公式：xx lg[Dl Wh]xx N Dh Wl min lgalh其中，l代表轻关键组分，h代表重关键组分代入数据0.96110.0054 lg[ ] Nmin0.0002lg3.310.01276.37查《化工原理》下，P74 RR 0.50.36 min 0.0930.17 R1 0.51所以理论板的计算公式为： NN RR lg min0.9( min)0.17 N1 R1代入数据 lgN6.370.9(0.50.36)0.17 N1 0.51N=15.6所以理论板取为16块板2.4加料板位置的确定查《化工原理》下，P98xx lg[Dl Fh]xx N Dh Fl minl lgalh代入数据得N=2.53minl又因为NNl minl0.557N1l所以N=6.97加7块2.5塔径的计算2.5.1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，P92的泡点温度计算公式： yKx1n n i ii通过试差计算，进料温为77.5。2.5.2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2-11塔顶各组分的物性序号序号分子式液体密度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MDM=31.058×0.0025+60.052×0.0362+32.041×0.9611+18.01×0.0002=33.050g/molD塔顶的气相密度PV M TP33.05 273.15 PD0 1.2029kg/m3 V22.4TP 22.461.9273.15 0塔顶的液相密度PL、P=604.5×0.0025+910.7×0.0363+958.9×0.9611+982.2×0.0002=954.9kg/m3顶的液体粘度uLu=0.144×0.0025+0.244×0.0363+0.337×0.9611+0.458×0.0002=0.333mPa*m顶的气体流量WVV=(R+1)D=(0.5+1)×64.2998=396.45kmol/hW=V×M=96.45×33.05=3187.67kg/h V D塔顶的液体流量WLL=RD=0.5×64.2998=32.1499kmol/hW=L×M=114.46×33.05=1062.55kg/hD塔顶的物质性质汇总，见表2-12表2-12塔顶物质性质汇总符号相对分子 气体密度 液体密度 液体粘度 气体流量 液体流量质量g/molP/（kg/m3)P/（kg/m3)U/(mPa*m)W/(kg/h)W/(kg/h) V L L V L数值 33.05 1.2029 954.9 0.333 3187.67 1062.552.5.3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2-13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MW=32.041×0.0127+18.01×0.0054+59.086×0.9819=58.52g/molW塔釜的气相密度PV M T P58.52 273.15 775 PW0 1.5953kg/m3 V22.4TP 22.4183273.15760 0塔釜的液相密度PL、P=576.9×0.0127+883.6×0.0054+857.3×0.9819=853.9kg/m3釜的液体粘度uLu=0.103×0.0127+0.150×0.0054+0.460×0.9819=0.454mPa*m釜的气体流量WVV'=(R+1)D=(0.5+1)×64.2998=96.45kmol/hW=V'×M=96.45×58.52=5644.25kg/h V W塔釜的液体流量WLL'=RD+F=0.5×64.2998+115.4247=147.5746mol/hM=L'×58.52=518.31×58.52=8636.07kg/hL塔釜的物质性质汇总，见表2-14表2-14塔釜的物质性质汇总符号相对分子 气体密度 液体密度 液体粘度 气体流量液体流量质量g/molP/（kg/m3)P/（kg/m3)U/(mPa*m)W/(kg/h)W/(kg/h) V L L V L数值 58.52 1.5953 853.9 0.454 5644.25 8636.072.5.4全塔的物质物性全塔的气相密度 1.20291.5953 P1.3991kg/m3V 2 全塔的液相密度 954.9853.9 P904.4kg/m3L 2 全塔的液体粘度 0.3330.454 u0.393mPa*m L 2 全塔的气体流量 3187.675644.25 W4415.96kg/hV 2 全塔的液体流量 1062.558636.07 W4849.31kg/h L 2 全塔的物质性质汇总，见表2-15表2-15全塔的物质性质汇总 符号气体密度P/液体密度P/液体粘度 气体流量 液体流量 V L （kg/m3) （kg/m3)U/(mPa*m)W/(kg/h)W/(kg/h) L V L 数值 1.3991 904.4 0.393 4415.96 4849.31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ε=0.955m3/m3填料F因子2.0-2.4每米填料相当的塔板数N=2.5查阅《化工原理课程设计》二版P175得：金属网孔波纹填料的A=0.155K=1.472.5.5空塔气速计算参考《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u2ap w p lg[gF(3t)(PV)L0.2]AK(wL)0.25(PV)0.125 L V Lword文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑代入数据计算 u2 4501.3991 4849.31 1.3991lg[F( )( )0.3930.2]0.1551.47( )0.25( )0.1259.810.9553904.4 4415.96 904.4得到：u=2.13m/s对于规填料，其泛点率的经验值为u/u=0.6-0.95F所以取u=0.8×u=0.8×2.13=1.71m/sF2.5.6气体体积流量的计算 w 4415.96VsV0.87673/sp 1.39913600 V 2.5.7塔径的计算与圆整4Vs40.8767D0.7981m u 3.141.71 所以将塔径圆整为0.8m2.6液体喷淋密度的验算查《化工原理课程设计》第二版P177，喷淋密度的计算式为： L U0.785hD2对全塔进行喷淋密度的校核塔顶液体的喷淋量L=W/P=4849.31/904.4=5.3623m/h h LL所以液体喷淋密度 5.362U10.67m3/(m2h)3m3/(m2h) 0.7850.82满 足所需要求2.7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： ZHETPN T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Z=0.4×（7-1）=2.4m1提馏段填料层的高度为Z=0.4×10=4m22.8塔高的计算塔顶的封头采用标准封头，高度h1h=0.25D=0.25×1.6=0.2m体分布器的高度h取为1.5m考3m，所以塔釜的高度余量h选为4m3所以塔高H(不包括封头）H=2h+ZZh=3+2.4+4+4=13.4m 2 1+2+3第三章能量衡算3.1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3-1进料各物质在T=52.3℃时的比热容序号序号分子式kmol/hmol%比热榕Cp/(J/mol*k)1CH3NH20.16100.14117.82HCOOCH32.33132.02129.73CH3OH64.420055.8186.14H2O0.27760.2475.15HCONHCH348.234842.79144.1 QFCp(77.527) 10.161011171.850.51000/3600266.05J/s Q2.3313129.750.51000/36004241.57J/s Q264.420086.150.51000/360077805.94J/s 3Q0,277675.150.51000/3600292.45J/s 4Q48.2348144.150.51000/360097501.96/s 5所以加热器的热负荷为：Q=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=180.11kJ/sF3.2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3-2塔顶各物质在T=61.9℃时的汽化潜热 序号 分子式 kmol/h mol% 汽化潜热r/(J/mol)1CH3NH20.16100.2521181.12HCOOCH32.33133.6226325.63CH3OH61.795896.1135442.04H2O61.79580.0242101.2 5 HCONHCH3 0.0000 0.00 Q=D×r×1000/36001 1 1=0.1610×21181.1×1000/3600=947.27J/sQ=2.3313×26325.6×1000/3600=17048.02J/s2Q=61.7958×35442.0×1000/3600=436724.65J/s3Q=61.7958×42101.2×1000/3600=136.83J/s4Q=Q+Q+Q+Q=454.86kJ/s全凝负Q=（R+1)Q=1.5×454.86=682.29kJ/sD3.3塔釜再沸器的热负荷查《石油化工基础数据手册》，塔釜各物质在T=183.0℃时的汽化潜热，见表3-3表3-3塔釜各物质在T=183.0℃时的汽化潜热 序号 分子式 kmol/h mol% 汽化潜热r/(J/mol)CH3NH2 0.0000 0.00 HCOOCH3 0.0000 0.00 CH3OH 0.6242 1.27 21999.3H2O 0.2660 0.54 36148.7HCONHCH3 48.2348 98.19 45217Q=W×r×1000/36003 3 3=0.6242×21999.3×1000/3600=3814.43J/sQ=0.2660×36148.7×1000/3600=2670.99J/s4Q=48.2348×45217.0×1000/3600=605842.49J/s5Q=Q3+Q4+Q5=612.33kJ/s塔釜蒸汽的摩尔流量W=96.45kmol/hV塔釜出料的摩尔流量W=49.215kmol/hW塔釜再沸器热负荷Q'=W/W×Q=96.45/49.215×612.33=1200.02kJ/s W V W第四章换热器的选型4.1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℃，word文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑采用逆流换热方式Q=180.11kJ/s预Δt=120-27=93℃1Δt=120-77.5=42.5℃2tttm1t264.5℃ln1t查P64，选取总传热系数K=800w/(m2*k)Q=KSΔtm180110=800×S×64.5S=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φ=19×2mm表4-1换热器的型号公称直径DN/mm公称压力PN/Mpa管程管子数N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/m23251.602 5680.004915004.74.2冷凝器的选型E-1202与校核4.2.1冷凝器的选型循环冷却水为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。Q'=682.29kJ/sDΔt=61.9-27=34.9℃1Δt=61.9-32=29.9℃2tttm1t232.3℃ln1t查P64，选取总传热系数K=1100w/(m2*k)Q=KSΔtm682290=1100×S×32.3'S=19.2m2安全系数为1.15-1.25所以S'=(1.15-1.25)S=22.1~24m2《化工原理》上册P298选择的换热器见表4-2换热管为φ=19×2mm表4-2换热器的型号公称直径公称压力管程管子根中心排管程流通面换热管长 计算换热面DN/mm PN/Mpa 数N 数n 管数 积/m2 度L/mm 积/m2 700 1.60 4 2222718 0.0098 2000 25.2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4-3T=61.9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61.9792.20.4912.5420.21304.2.2冷凝器的校核计算管程对流传热系数体积流量qQ=q×Cp×Δt68.29×1000=q×4.174×1000×5q=0.033m3/s流通面积An2223.14A(Np)(4di2)(4)(40.0152)0.009m82流速uiui=q/A=0.033/0.0098=3.37m/s dup0.0153.37995.7 Re 62837.2510000(湍流） 0.000801 Prcp41740.0008015.42 0.617 0.6171ai0.023Re0.8Pr0.40.02362637.250.85.420.412828.20w/(m2*℃)d 0.015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p2g3r a0.725( )0.25dt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Δt=61.9-52=9.9℃r=1696000J/kg 792.229.810.21331696000 a0.725( )0.254168.19w(m2c) 0.0199.90.000491确定污垢热阻查《化工原理课程设计》第二版，P66R=0.8598×10-4m2*℃/w外R=2.0×10-4m2*℃/w内金属导热系数 11 bd d 1d R0R00 Ka 外d 内d ad m i i i 1 0.00219 19 1 190.000085980.0002 4168.19 4517 1512828.2015λ=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/Δt=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E-1203选用2.5MPa水蒸气T=220℃加热塔釜的液体，将液体从183℃加热为183℃的蒸气Q'w=1200.02kJ/sΔtm=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=KSΔtm1200020=800×S×37'S=40.54m2安全系数为1.15-1.25所以S'=(1.15-1.25)S=46.42~50.68m2选择的立式热虹吸式重沸器见表4-4换热管为φ=38×3mm表4-4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/m26001.604222180.0098450058.34.4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4-5塔顶各物质在T=53.5℃时的比热容序号序号分子式kmol/hJ/（mol*k）1CH3NH20.1610118.32HCOOCH32.3313120.83CH3OH61.795886.64H2O0.011775.2Q=0.5723×118.3×(61.9-45)×1000÷3600=0.089kJ/s1Q=2.3313×120.8×(61.9-45)×1000÷3600=1.322kJ/s2Q=61.7958×86.6×(61.9-45)×1000÷3600=25.122kJ/s3Q=0.0117×75.2×(61.9-45)×1000÷3600=0.004kJ/s4Q=Q+Q+Q+Q=26.537kJ/s 1 2 3 4Δt=61.9-32=29.9℃1Δt=45-27=18℃2tttm1t223.4℃ln1t2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=KSΔtm26537=800×S×23.4S=1.42m2安全系数为1.15-1.25所以S'=(1.15-1.25)S=1.63~1.78m2查《化工原理》上册P298选择的换热器见表4-6换热管为φ=19×2mm表4-6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第五章精馏塔工艺计算5.1.精馏塔温度的计算5.1.1塔顶温度计算塔顶操作压力为常压，37.74wt%为甲醇，53.77wt%为N-甲基甲酰胺，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5-1精馏塔塔顶气相组成序号序号分子式mol%1CH3NH20.002HCOOCH30.003CH3OH46.004H2O18.455HCONHCH335.55查《化工原理》下，P93泡点温度计算公式：nynKx1 i iii1 i1其中理想状态下： Kpi0 ip取温度为80℃计算，各物质的分压见表5-2表5-280℃时各物质的分压 摩尔分数xi 饱和蒸汽压/Kpa Ki Kixi甲醇甲醇0.46181.0921.7870.8220水0.184547.3790.4680.0863N-甲基甲酰胺0.35552.3020.0230.0082表5-2（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5-390℃事各物质的分压 物质 摩尔分数xi 饱和蒸汽压/Kpa Ki Kixi甲醇甲醇46.01255.9262.5261.1636水18.4370.1360.6920.1277N-甲基甲酰胺35.563.7350.0370.0131 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：(1.30290.9165)/100.0386所以相对于60℃而言温度变化为：(10.9165)/0.03862.1℃塔顶温度T802.182.1℃D5.1.2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,T=183.3℃。w5.2回流比的计算塔顶T=82.1℃，通过内插法计算塔顶各组分的饱和蒸汽压，查例：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，255.923181.092p181.092(82.180)196.807KPa10精馏塔顶T=82.1℃时各组分的相对挥发度，见表5-4表5-4精馏塔顶T=82.1℃时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甲醇甲醇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： 196.807a75.61 甲醇 2.603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5-5精馏塔塔釜T=183.3℃时各组分的相对挥发度 物质 饱和蒸汽压/KPa 相对挥发度a 水 1086.69 10.44 N-甲基甲酰胺 104.07 1全塔水的相对挥发度a20.0410.4414.46所以对于全塔而言相对挥发度见表5-6表5-6全塔相对挥发度序号 分子式 进料摩尔分数塔顶摩尔分数塔底摩尔分数 相对挥发xF xD xW 度a33CH3OH0.012775.614H2O0.00540.18450.000314.465HCONHCH30.98190.35550.99971ijFi1q(2) ai1 ij RnaijxDi1 min ai1ij(1)(2)参考《化工原理》下(1) P96的最小回流比的计算公式： nax其中进料状态取为泡点进料，所以q=1取不同的θ值代入公式（1）用excel表格进行试差计算，见表5-7表5-7θ值试差计算θa3xf3/(a3-θ)a4xf4/(a4-θ)a5xf5/(a5-θ)求和130.0153369590.053482表5-7（续）-0.08182-0.0130θa3xf3/(a3-θ)a4xf4/(a4-θ)a5xf5/(a5-θ)求和140.0155858950.169748-0.075520.109813.20.0153861080.061971-0.08048-0.003113.30.0154108010.067314-0.079820.002913.210.0153885740.062467-0.08041-0.002613.220.015391040.062971-0.08034-0.002013.230.0153935080.063483-0.08028-0.001413.240.0153959760.064003-0.08021-0.0008 13.25 0.0153984450.064532-0.08015-0.0002 13.26 0.0154009140.06507-0.080080.0004 13.27 0.0154033850.065617-0.080020.0010 13.28 0.0154058560.066173-0.079950.0016 13.29 0.0154083280.066738-0.079890.0023所以θ=13.25，代入公式（2）中 75.610.460114.460.184310.3556R 11.73min75.6113.2514.4613.25113.25取回流比为最小回流比的1.4倍作为回流比R1.4R2.55.3理论的计算参考《化工原理》下，P97理论板数的捷算公式：xx lg[Dl Wh] N xDhxWl min lga其中，l代表轻关键组分h代表重关键组分代入数据 0.18450.9997lg[ ] N 0.35550.00032.79 min lg14.46查《化工原理》下，P74的吉利兰图得： RR 2.51.73min 0.22R12.51NNmin0.46 N1代入数据 N2.790.46 N1N=6.02取N为6块理论板5.4加料板位置的确定查《化工原理》下，P98 lg[xDlxFh]N xDhxFl minl lgalh代入数据得N=1.70minl又因为 NN l minl0.46 N1所以N=.00l即第4块板为加料板5.5塔径的计算5.5.1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，P92的泡点温度计算公式： nynKx1 i ii通83℃。5.5.2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=82.1℃下的物性，见表5-8表5-8塔顶各物质在T=82.1℃下的物性序号序号分子式相对分子质量mol%液体密度kg/m3液体粘度mPa*s3CH3OH32.04146.00734.780.2714H2O18.0118.45969.80.3475HCONHCH359.08635.55953.171.64精馏塔塔顶的平均相对分子质量MDM=32.041×0.46+18.01×0.1845+59.086×0.3555=39.07g/molD塔顶的气相密度PV M TP39.06 273.15 PD0 1.341kg/m3V22.4TP0 22.482.1273.15 塔顶的液相密度PL、P=734.78×0.46+969.8×0.1845+953.17×0.3555=855.78kg/m3顶的液体粘度uLu=0.271×0.46+0.347×0.1845+1.64×0.3555=0.772mPa*m顶的气体流量WVV=(R+1)D=(2.5+1)×1.3569=4.75kmol/hW=V×M=4.75×39.07=185.58kg/hD塔顶的液体流量WLL=RD=2.5×1.3569=3.39kmol/h=L×M=3.39×39.07=132.45kg/h L D塔顶的物质性质汇总，见表5-9表5-9塔顶的物质性质汇总符号相对分子气体密度液体密度液体粘度气体流量液体流量质量g/molP/（kg/m3)P/（kg/m3)U/(mPa*m)W/(kg/h)W/(kg/h) V L L V L 数值 39.07 1.341 855.78 0.772 185.58 132.455.5.3计算塔釜的物质物性查《石油化工基础数据手册》得，塔顶在T=183.3℃下的物性，见表5-10表5-10塔顶各物质在T=183.3℃下的物性 序号分子式 相对分子质量mol% 液体密度g/cm3液体粘度mPa*s44H2O18.010.03883.30.155HCONHCH359.08699.97856.980.415甲醇塔塔釜的平均相对分子质量MWM=18.01×0.0003+59.086×0.9997=59.07g/molW塔釜的气相密度PV M TP59.07 273.15 780 PW0 1.620kg/m3 V22.4TP 22.4183.3273.15760 0塔釜的液相密度PL、P=883.3×0.0003+856.98×0.9997=856.99kg/m3釜的液体粘度uLu=0.15×0.0003+0.415×0.9997=0.415mPa*m釜的气体流量WVV'=(R+1)D=(2.5+1)×1.3569=4.75kmol/hW=V'×M=4.75×59.07=280.58kg/h V W塔釜的液体流量WLL'=RD+F=2.5×1.3569+49.215=52.61kmol/hM=L'×M=52.616×59.07=3107.67kg/h L w塔釜的物质性质汇总，见表5-11表5-11塔釜的物质性质汇总符号相对分子气体密度液体密度液体粘度气体流量液体流量质量g/molP/（kg/m3)P/（kg/m3)U/(mPa*m)W/(kg/h)W/(kg/h) V L L V L 数值 59.07 1.619 856.99 0.415 280.58 3107.675.5.4全塔的物质物性全塔的气相密度 1.3411.620 P1.481kg/m3 V 2 全塔的液相密度 855.78856.99 P856.39kg/m3L 2 全塔的液体粘度 0.7720.415 u0.594mPa*mL 2 全塔的气体流量 185.58280.58 W233.08kg/h2 全塔的液体流量 132.4531907.67 1620.06kg/h L 2 全塔的物质性质汇总，见表5-12表5-12全塔的物质性质汇总符号气体密度P/液体密度P/液体粘度气体流量液体流量 V L （kg/m3) （kg/m3) U/(mPa*m)W/(kg/h)W/(kg/h) L V L 数值 1.481 856.39 0.594 233.08 1620.06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ε=0.955m3/m3填料F因子2.0-2.4每米填料相当的塔板数N=2.5查阅《化工原理课程设计》二版P175得：金属网孔波纹填料的A=0.155K=1.475.5.5空塔气速计算参考《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 u2ap w p lg[F(3t)(PV)L0.2]AK(wL)0.25(PV)0.125g L V L代入数据计算 u2 450 1.481 1620.06 1.481 lg[F( )( )0.5940.2]0.1551.47( )0.25( )0.125 9.810.9553856.39 233.08 856.39得到：u=1.21m/s对于规填料，其泛点率的经验值为u/u=0.6-0.95F所以取u=0.8×u=0.8×1.21=0.97m/sFword文档可自由复制编辑word文档可自由复制编辑word文