万吨_年丁辛醇羰基合成工段初步设计-毕业论.doc

学号：学号：1140150611401506 常常 州州 大大 学学 毕毕业业设设计计（论论文文） （ 20152015 届）届） 题题 目目 22.522.5 万吨万吨/ /年丁辛醇羰基合成工段初步设计年丁辛醇羰基合成工段初步设计 学学 生生 王菊王菊 学学 院院 石油化工学院石油化工学院 专业班级专业班级 化工化工 115115 校内指导教师校内指导教师 刘英杰刘英杰 专业技术职务专业技术职务 讲师讲师 校外指导老师校外指导老师 专业技术职务专业技术职务 二二一五年六月一五年六月 目目 录录 1 物料衡算.1 1.1 原料的预算.1 1.1.1 正丁醛加氢生成正丁醇.1 1.1.2 正丁醛制辛醇.1 1.1.3 丙烯羰基合成正丁醛 .1 1.2 羰基合成反应器.2 1.3 高压蒸发器.3 1.4 低压蒸发器.4 1.5 丙烯吸收塔.4 1.6 汽提塔.6 1.7 异构物塔.6 2 能量衡算.7 2.1 高压蒸发器.7 2.2 低压蒸发器.8 2.3 原料冷凝器（丙烯吸收塔）.8 2.4 异构物塔顶冷凝器.9 2.5 异构物塔釜再沸器.9 3 异构物塔的设计10 3.1 塔板数的确定10 3.1.1 温度的计算 10 3.1.2 挥发度的计算 11 3.1.3 最小回流比 12 3.1.4 理论板数的计算 12 3.1.5 进料板位置的确定 13 3.2 异构物塔的工艺条件及有关物性数据的计算14 3.2.1 操作压力的计算 14 3.2.2 操作温度 14 3.2.3 平均摩尔质量 15 3.2.4 平均密度的计算 15 3.2.5 液体平均表面张力的计算 16 3.2.6 液体平均黏度的计算 17 3.3 异构物塔的塔体工艺尺寸计算18 3.3.1 塔径的计算 19 3.3.2 精馏塔有效高度的计算 19 3.4 塔板主要工艺尺寸的计算19 3.4.1 溢流装置计算 19 3.4.2 塔板分布 20 3.5 浮阀数目与排列20 3.6 塔板的流体力学计算22 3.6.1 气相通过浮阀塔板的压降 22 3.6.2 物沫夹带 23 3.6.3 塔板负荷性能图 24 4 配管的计算27 4.1 异构物塔进料管27 4.2 异构物塔回流管27 4.3 异构物塔釜出料管27 4.4 异构物塔顶蒸汽出口管27 4.5 异构物塔釜进气管28 4.6 丙烯进料管28 4.7 合成气进料管28 4.8 催化剂循环管28 4.9 低压蒸发器收集槽气相出料管29 4.10 丙烯吸收塔进料管.29 5 设备选型与计算29 5.1 反应器设计选型29 5.1.1 反应器尺寸 29 5.1.2 反应器搅拌器的选择 30 5.1.3 反应器传热构件 30 5.1.4 反应器厚度 31 5.2 泵的选型32 5.2.1 催化剂循环输送泵 32 5.2.2 反应釜液输送泵 33 5.2.3 粗丁醛输送泵 33 5.2.4 粗丁醛进料泵（丙烯吸收塔） 33 5.2.5 汽提塔釜液输送泵 35 5.3 储罐选型35 5.3.1 丙烯原料储罐 35 5.3.2 催化剂中间罐 36 5.3.3 气液分离器选型 36 5.3.4 原料缓冲罐（丙烯吸收塔） 36 5.3.5 异构物塔回流罐 36 5.4 换热器选型37 5.4.1 高压蒸发器 37 5.4.2 低压蒸发器 37 5.4.3 原料冷凝器（丙烯吸收塔） 37 5.4.4 异构物塔顶冷凝器 38 5.4.5 异构物塔釜再沸器 38 常州大学本科生毕业设计 第1 页 共38页 1 物料衡算物料衡算 年产丁辛醇 22.5 万吨，其中正丁醇 8.5 万吨，辛醇 14 万吨 年操作时间 8000h 1.1 原料的预算原料的预算 1.1.1 正丁醛加氢生成正丁醇正丁醛加氢生成正丁醇 OHCHCHHCHOCHCHCH 3232223 )( 根据年生产量来确定每小时的产量 正丁醇 43 1 8.5 1010 /800010625/Fkg h 正丁醇的产品纯度为 99.8% 设计裕度 120% 1 10625 0.998 120%12724.5/mkg h 1 12724.5/74.12171.6743/nkmol h 丁醛转化率为 99% 正丁醇选择性 98% 则正丁醛的用量为 171.6743/(99% 98%)176.9473kmol/ hn 1.1.2 正丁醛制辛醇正丁醛制辛醇 辛醇 43 2 14 1010 /800017500/Fkg h 辛醇产品纯度 99.8% 设计裕度 120% 2 17500 0.998 120%20958/mkg h 2 20958/130.23160.9307/nkmol h 辛烯醛加氢转化率为 98% 辛烯醛纯度 99.8% 则辛烯醛的用量为 3 160.9307/(98% 99.8%)164.5441kmol/ hn 正丁醛缩合转化率 98% 164.5441/98% 2335.8043kmol/ hn 则正丁醛的需求总量为 176.9473+335.8043=512.7516kmol/ h 1.1.3 丙烯羰基合成正丁醛丙烯羰基合成正丁醛 主反应 CH2CHCH3COH2CH3CH2CH2CHO 主要副反应 CH2CHCH3COH2(CH3)2CHCHO 其他副反应 CH2CHCH3H2CH3CH2CH3 丙烯转化率 93% 正丁醛/异丁醛 为 10/1 丁醛/丙烷为 11.03 工艺设定 H2/CO=1.03 n正丁醛 =512.7516kmol/h 常州大学本科生毕业设计 第2 页 共38页 n异丁醛 =51.2752kmol/h n丙烷 =15.3825kmol/h n丙烯 =(512.7516+51.2752+15.3825)/93%=623.0268kmol/h nCO=512.7516+51.2752=564.0268kmol/h nH2=564.02681.03=580.9476kmol/h n杂质=7.6342kmol/h 进料丙烯组成：95%丙烯 5%丙烷 n丙烷=623.0208 5/95 32.7906/kmol h 计算各原料的年需求量 丙烯 623.0208 8000 42.08/(1000 95%)220772.34 / t a CO 564.0268 8000 28.01/1000126387.13 / t a H2 580.9476 8000 2.01/10009341.64 / t a 合成气中的杂质 564.0268 0.5/ 495.7554/kmol h 拟定合成气中 CO 占 49%，氢气 50.5%，杂质（CH4+N2+Ar）占 0.5%，杂质的分 子量取平均值 28 进行计算 5.7554 8000 28/10001289.21 / t a 合成气的年需求量为 12.64+0.94+0.13=13.71 万吨/年 1.2 羰基合成反应器羰基合成反应器 丙烯转化率为 93%，则剩余丙烯的量为 623.0208 7%43.6225/kmol h 出料中丙烷的量为 15.3825+32.7906=48.1731kmol/h 实际消耗 H2的量 564.0268+15.3825=579.4093kmol/h 出料中氢气的量 580.9476579.4093=1.5323kmol/h 催化剂循环液 156.0781kmol/h 常州大学本科生毕业设计 第3 页 共38页 表表 1.1 羰基合成反应器进口物料衡算表羰基合成反应器进口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 进料丙烯 丙烷 CO H2 杂质 催化剂 26216.71 1445.73 15798.39 1167.70 161.15 25466.43 37.32 2.06 22.49 1.66 0.22 36.25 623.0208 32.7906 564.0268 580.9476 5.7554 156.0781 31.74 1.67 28.74 29.6 0.30 7.95 合计70256.111001962.6193100 表表 1.2 羰基合成反应器出口物料衡算表羰基合成反应器出口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 液体 出料 正丁醛 异丁醛 丙烯 丙烷 H2 杂质 催化剂 36969.39 3696.94 1835.17 2123.95 3.08 161.15 25466.43 52.62 5.26 2.61 3.02 0.01 0.23 36.25 512.7516 51.2752 43.6115 48.1731 1.5323 5.7554 156.0781 62.59 6.26 5.32 5.88 0.19 0.70 19.06 合计70256.11100819.1772100 1.3 高压蒸发器高压蒸发器 每小时处理量 70256.11kg/h 表表 1.3 高压蒸发器液体出料物料衡算表高压蒸发器液体出料物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 液体 出料 TPP 丙烷 三聚物 ROPAC 正丁醛 异丁醛 8597.25 13.76 11883.41 76.85 19487.98 1968.16 20.46 0.03 28.28 0.18 46.37 4.68 32.7764 0.3121 54.9395 0.1561 270.2910 27.2976 8.50 0.08 14.24 0.04 70.06 7.08 合计42027.41100385.7727100 常州大学本科生毕业设计 第4 页 共38页 表表 1.4 高压蒸发器气体出料物料衡算表高压蒸发器气体出料物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 气体 出料 正丁醛 异丁醛 丙烯 丙烷 H2 杂质 21892.67 2212.68 1835.17 2123.95 3.08 161.15 77.55 7.84 6.50 7.53 0.01 0.57 303.6432 30.6890 43.6115 48.1731 1.5323 5.7554 70.06 7.08 10.06 11.12 0.35 1.33 合计28228.7100433.4045100 1.4 低压蒸发器低压蒸发器 表表 1.5 低压蒸发器进口物料衡算表低压蒸发器进口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 进料TPP 丙烷 三聚物 ROPAC 正丁醛 异丁醛 8597.25 13.76 11883.41 76.85 19487.98 1968.16 20.46 0.03 28.28 0.18 46.37 4.68 32.7764 0.3121 54.9395 0.1561 270.2910 27.2976 8.50 0.08 14.24 0.04 70.06 7.08 合计42027.41100385.7727100 表表 1.6 低压蒸发器液体出口物料衡算表低压蒸发器液体出口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 液体 出料 正丁醛 异丁醛 TPP 三聚物 丙烷 ROPAC 4411.27 483.89 8597.25 11883.43 13.76 76.85 17.32 1.90 33.76 46.66 0.06 0.30 61.1826 6.7114 32.7764 54.9395 0.3121 0.1561 39.20 4.30 21.00 35.20 0.20 0.10 合计25466.43100156.0781100 常州大学本科生毕业设计 第5 页 共38页 表表 1.7 低压蒸发器气体出口物料衡算表低压蒸发器气体出口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 气体 出料 正丁醛 异丁醛 15076.71 1484.27 91.04 8.96 209.1084 20.5862 91.04 8.96 合计16560.98100229.6946100 1.5 丙烯吸收塔丙烯吸收塔 表表 1.8 丙烯吸收塔进口物料衡算表丙烯吸收塔进口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 液体 进料 正丁醛 异丁醛 15076.71 1484.27 91.04 8.96 209.1084 20.5862 91.04 8.96 合计16560.98100229.6946100 气体 进料 正丁醛 异丁醛 丙烯 丙烷 H2 杂质 21892.67 2212.68 1835.17 2123.95 3.08 161.15 77.55 7.84 6.50 7.53 0.01 0.57 303.6432 30.6890 43.6115 48.1731 1.5323 5.7554 70.06 7.08 10.06 11.12 0.35 1.33 合计28228.7100433.4045100 表表 1.9 丙烯吸收塔出口物料衡算表丙烯吸收塔出口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 液体 出料 丙烷 丙烯 正丁醛 异丁醛 550.00 1727.87 36969.39 3696.94 1.28 4.02 86.09 8.61 12.4745 41.0615 512.7516 51.2752 2.02 6.65 83.03 8.3 合计42944.20100617.5628100 气体 出料 H2 丙烷 丙烯 杂质 3.08 1573.95 107.30 161.15 0.17 85.29 5.81 8.73 1.5323 35.6986 2.5500 5.7554 3.36 78.4 5.6 12.64 合计1845.4810045.5363100 常州大学本科生毕业设计 第6 页 共38页 1.6 汽提塔汽提塔 表表 1.10 汽提塔塔釜出口物料衡算表汽提塔塔釜出口物料衡算表 物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 丙烯 正丁醛 异丁醛 23.31 36969.39 3696.94 0.06 90.86 9.08 0.5539 512.7516 51.2752 0.10 90.82 9.08 合计40689.64100564.5807100 1.7 异构物塔异构物塔 FDW FDW FXDXWX 即 564.0268=D+W 564.02680.9091=D0.01+W0.99 解得 D=46.5663kmol/h W=517.4605kmol/h 表表 1.11 异构物塔进口物料衡算表异构物塔进口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 进料正丁醛 异丁醛 36969.39 3696.94 90.91 9.09 512.7516 51.2752 90.91 9.09 合计40666.33100564.0268100 表表 1.12 异构物塔出口物料衡算表异构物塔出口物料衡算表 物料状态物料名称质量流量 kg/h 质量百分数 wt% 摩尔流量 kmol/h 摩尔百分 数 mol% 塔顶 出料 正丁醛 异丁醛 33.58 3323.85 0.01 0.99 0.4657 46.1006 0.01 0.99 小计3357.4310046.5663100 塔釜 出料 正丁醛 异丁醛 36935.81 373.09 0.99 0.01 512.2859 5.1746 0.99 0.01 小计37308.9100517.4605100 合计40666.33100564.0268100 常州大学本科生毕业设计 第7 页 共38页 2 能量衡算能量衡算 化工生产中，能量衡算概括起来应用于以下几个方面： (1)确定效率，如流体输运、搅拌、粉碎等单元操作中所需效率。 (2)确定热量或冷量，如蒸发、蒸馏、冷凝、冷却、闪蒸等所需要的热量或冷量。 (3)确定供热效率或放热效率，如化学反应中，由于热效应（使体系的温度上升或 下降）需确定的热量或冷量。 (4)确定节能措施，为充分利用余热，降低总能量消耗所采用的相应措施。由此可 见，能量衡算作为化工计算的一部分是非常重要的，所以我们必须对能量衡算进行认 真严格的计算。 设备的热量平衡方程： 对于有传热要求的设备，其热量平衡方程式为： Q1Q2Q3=Q4Q5Q6 式中：Q1物料带入到设备的热量，kJ； Q2加热剂或冷却剂传给设备和所处理物料的热量，kJ； Q3过程热效应，kJ； Q4物料离开设备所带走的热量，kJ； Q5加热或冷却设备所消耗的热量，kJ； Q6设备向环境散失的热量，kJ。 Q1与 Q4均可用下式计算： Q1（Q4）=m t Cp kJ 式中 m输入（或输出）设备的物料量 kg；Cp物料的平均比热容 kJ/kg；t 物料的温度。 该式的计算基准是标准状态，亦 0及 1.013105Pa。因为物料的比热容是温度的 函数，上式中物料的比热容是指进、出口物料的定压平均比热容，对于进口物料取基 准温度与物料进口温度的平均温度下的比热容；对于出口物料取基准温度与物料出口 温度的平均温度下的比热容。对于不同物料的比热容可查化学工程手册 （第 1 册） 或化学工艺设计手册 （下） ，若查不到，各种估算方法求出相应温度下的比热容值。 2.1 高压蒸发器高压蒸发器 降膜蒸发器，壳程通加热流体水蒸气，管程为蒸发流体。0.8MPa 饱和水蒸气。 正丁醛 汽化热 27.85KJ/mol 异丁醛 汽化热 25.59 KJ/mol 饱和水蒸气 冷凝潜热 2054.0 KJ/Kg 蒸发所需的热量 蒸发掉正丁醛的量 303.6432Kmol/h 常州大学本科生毕业设计 第8 页 共38页 蒸发掉异丁醛的量 30.6890 Kmol/h 33 (25.59 30.6890 1027.85 303.6432 10 )/36002567.1651/QKJs 选择管径材质为高强度铝砷黄铜管，导热系数 100Kcal/mh32 3mm 所需水蒸气的量 2567.1651 3600/ 2054.04499.41/ S WKg h 12075.944.1T 2.2 低压蒸发器低压蒸发器 降膜蒸发器，壳程通加热流体水蒸气，管程为蒸发流体。0.17MPa 饱和水蒸气， 温度 115。 正丁醛 汽化热 28.29KJ/mol 异丁醛 汽化热 25.98KJ/mol 饱和水蒸气 冷凝潜热 2221.0 KJ/Kg 蒸发所需的热量 蒸发掉正丁醛的量 209.1084Kmol/h 蒸发掉异丁醛的量 20.5862 Kmol/h 33 (25.98 20.5862 1028.29 209.1804 10 )/36001791.8073/QKJs 所需水蒸气的量 1791.8073 3600/ 2221.02904.33/ S WKg h 11575.939.1T 2.3 原料冷凝器（丙烯吸收塔）原料冷凝器（丙烯吸收塔） 管程（原料粗丁醛）：115-40 壳程（冷凝水）：20-40 管程正丁醛从 115先降到 75.7由气态变为液态，后继续降温至 40。 11575.7的定性温度为 95.35，查该温度下气态比热容为 119.65J/(molK)；在沸点 75.7时，正丁醛的汽化热为 31.41kJ/mol； 75.740的定性温度为 57.85，查此温度下液态比热容为 166.93J/(molK)。 Q1=119.6583209.1084(115-75.7)+ 209.108431.41103+166.93209.1084(75.7- 40)=8797534.58kJ/h 异丁醛从 115先降到 64.5由气态变为液态，后继续降至 40。 12064.5的定性温度为 89.75，查该温度下气态比热容为 122.49J/(molK)； 在沸点 64.5时，异丁醛的汽化热为 27.64kJ/mol； 64.540的定性温度为 52.25，查此温度下液态比热容为 173.42J/(molK)。 Q2=20.5862122.49(115-64.5)+ 20.586227.64103+20.5862173.42(64.5-40) =783809.99kJ/h 常州大学本科生毕业设计 第9 页 共38页 12 QQQ 8797534.58783809.999581344.57/KJ h 选择冷凝水温度为 20，温升为 20， m (115-40)-(40-20) t41.61 115-40 ln 40-20 查化工原理课程设计P64，表 2-6 总传热系数的选择， 选择 K=1100,假设热损失为 10%，)k/(w 2 m 换热面积： 2 m 1.11.1 9581344.57 63.96m 3.6t3.6 1100 41.61 Q A K 冷凝水的流量： m 1.1 q125469.98kg / 4.20 20 Q h 2.4 异构物塔顶冷凝器异构物塔顶冷凝器 冷凝器将气体从 64冷却为 64的液体，查石油化工基础数据手册 ，得到 64时各物质的汽化热见下表。 表表 2.1 汽化热表汽化热表 名称摩尔流量kmol/h摩尔百分数mol%汽化热r/(kg/h) 正丁醛0.4657132.3 异丁醛46.10069929.498 12 QQQ 3 (0.4657 32.329.498 46.1006) 10 kJ/h1374917.61 选择冷凝水温度为 20，温升为 10， m (64-20)-(64-30) t38.78 64-20 ln 64-30 查化工原理课程设计P64，表 2-6 总传热系数的选择， 选择 K=1000,假设热损失为 10%，)k/(w 2 m 换热面积： 2 m 1.11.1 1374917.61 10.83m 3.6t3.6 1000 38.78 Q A K 冷凝水的流量： m 1.1 q36.01kg / 4.20 10 Q h 2.5 异构物塔釜再沸器异构物塔釜再沸器 再沸器将液体从 75.7加热为 75.7的蒸气， 75.7时各物质的汽化热见下表。 表表 2.2 汽化热表汽化热表 名称摩尔流量kmol/h摩尔百分数mol%汽化热r/(kJ/mol) 常州大学本科生毕业设计 第10 页 共38页 正丁醛512.28590.9931.46 异丁醛5.17460.0128.75 塔釜平均汽化热：r31.46 0.9928.75 0.0131.43kJ / mol 塔釜的上升蒸汽量：1513.8704k/Vmol h 3 31.43 1513.8704 1047580946.67kJ /Qh 选择 0.8MPa 水蒸气温度为 170.4，其汽化热为 2052.7kJ/kg m t170.4-75.794.7 查化工原理课程设计P64，表 2-6 总传热系数的选择， 选择 K=1000,假设热损失为 10%，)k/(w 2 m 换热面积： 2 m 1.11.1 47580946.67 153.52m 3.6t3.6 1000 94.7 Q A K 水蒸气的流量： m 1.1 q25497.66kg / 2052.7 Q h 3 异构物塔的设计异构物塔的设计 3.1 塔板数的确定塔板数的确定 3.1.1 温度的计算温度的计算 (1)塔顶温度的计算 假设塔顶温度为 64，塔顶压力为 101.325kPa，查石油化工基础数据手册 1111 iiiD i ii i DD yyx x PP k PP 表表 3.1 异构物塔塔顶气相含量与蒸汽压的关系表异构物塔塔顶气相含量与蒸汽压的关系表 组分 i y i P i i D P K P i i i y x k 正丁醛1%71.270 kPa0.70340.01422 异丁醛99%101.883 kPa1.00550.9846 0.014220.98460.99881 i x 因此假设成立，64 D T kPa101.325 D P (2) 计算塔顶回流温度 假设塔顶回流温度为 64 ，11 iiiiiD yk xPxP 查石油化工基础数据手册各组分的饱和蒸汽压 表表 3.2 异构物塔塔顶液相含量与蒸汽压的关系表异构物塔塔顶液相含量与蒸汽压的关系表 组分xiPiPixi 正丁醛0.0171.270 kPa0.7127 常州大学本科生毕业设计 第11 页 共38页 异丁醛0.99101.883 kPa100.8642 kPa0.7127 100.8642101.577 ii Px 基本符合，假设成立，塔顶回流温度64t (3)塔釜温度 假设塔釜温度75.7 w t kPa101.3254105.325 wD PPP 查石油化工基础数据手册在 75.7下各组分的饱和蒸汽压 表表 3.3 异构物塔塔釜液相含量与蒸汽压的关系表异构物塔塔釜液相含量与蒸汽压的关系表 组分xiPi iiw kP P iii yk x 正丁醛0.99105.466 kPa1.00130.9913 异丁醛0.01147.509 kPa1.40050.01401 0.99130.014011.00531.00 i y 假设成立75.7 w t (4)塔釜回流温度 假设塔釜回流温度75.5 w t ，即11 iii xy k 1 iiw y P P 表表 3.3 异构物塔塔釜气相含量与蒸汽压的关系表异构物塔塔釜气相含量与蒸汽压的关系表 组分 i y（kPa） i P（kPa） w P i k iii xy k 正丁醛99%104.801105.3250.99500.9950 异丁醛1%146.629105.3251.39220.0072 基本符合0.99500.00721.00221.00 i x 假设成立，=75.5 w t 3.1.2 挥发度的计算挥发度的计算 轻关键组分为异丁醛，重关键组分为正丁醛 以正丁醛的挥发度为基准，设为 1 (1) 塔顶挥发度 异丁醛挥发度 1i P P =101.883 71.27=1.4259 i D 正丁醛挥发度 2D=1.00 (2) 塔釜挥发度 异丁醛挥发度 1i P P =147.509 105.466=1.3986 i w 正丁醛挥发度 2 =1.00 w 常州大学本科生毕业设计 第12 页 共38页 (3)平均挥发度 11 1.4295 1.39861.4140 Dw 3.1.3 最小回流比最小回流比 采用饱和液体进料1q 用恩德伍德公式计算最小回流比，查化工原理下册 P97 页 1 1 n ijFi i ij x q min 1 1 n Dii i i x R 表表 3.4 异构物塔进料含量与挥发度异构物塔进料含量与挥发度 组 分 Fi x ij 正丁醛0.90911.0000 异丁醛0.09091.4140 1.4140 0.09091.00 0.0909 1 10 1.41401.00 模拟计算值 表表 3.5 值与各项结果表值与各项结果表 1.3-1.90291.370.4642 1.46.908151.3630.01584 1.35-0.58911.362-0.03955 1.381.38801.3627-0.00097 1.36-0.14501.3628-0.00461 综合考虑最合适1.3628 表表 3.6 异构物塔塔顶组分与挥发度异构物塔塔顶组分与挥发度 组分 Di x i 正丁醛1%1.0000 异丁醛99%1.4140 min 0.99 1.41401.00 0.01 1 1.41401.00 R 0.99 1.41401.00 0.01 1 1.4140 1.36271.00 1.3627 =26.26 3.1.4 理论板数的计算理论板数的计算 (1)最小理论板数 常州大学本科生毕业设计 第13 页 共38页 查化工工艺设计手册第三版（上册）P2-111 =26.5379 lg 99%99% lglg1.4140 lg1%1% lDhW hDlW m xx xx S minmin 125.5379NS 取 min 1.21.2 26.2631.51RR (2)理论板数 根据近似公式计算理论板数 N 0.5668 minmin 0.751 11 NNRR NR 即 0.5668 min 31.51 26.26 0.7510.4832 131.51 1 NN N 解得50.3551N 3.1.5 进料板位置的确定进料板位置的确定 查化工工艺设计手册上册（第三版）P2114 由 kirkbride 提出的经验式 因为泡点进料，所以 2 lg0.206lg Fhwl FlDh xxnW mDxx 即 2 517.46050.90911% lg0.206 lg0.4214 46.56630.09091% n m 2.6390 51 n m nm 36.99 14.01 n m (1)实际板数的确定 塔板效率 0.245 0.49 L E () 26475.7269.85 Dw ttt 用试差法求各组分在 下的黏度（1 厘泊=1mpas）t 正丁醛 60 0.290（厘泊） 70 0.263（厘泊） 厘泊 1 0.2630.2900.263 607069.8570 1 0.2634 异丁醛 60 0.362（厘泊） 70 0.332（厘泊） 厘泊 2 0.3320.3620.332 607069.8570 2 0.3325 常州大学本科生毕业设计 第14 页 共38页 1 0.2634 0.9091 0.3325 0.09090.2697 n Lii i xmpa s 0.2450.245 0.490.491.4140 0.26970.6205 L E 精馏段实际板层数 块 1= 36.99 0.620559.660Nn E 提馏段实际板层数 块 2 N =14.01 0.620522.5723m E 故进料板位置为第 61 块塔板 3.2 异构物塔的工艺条件及有关物性数据的计算异构物塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.2.1 操作压力的计算操作压力的计算 塔顶操作压力 D P =101.325kPa 每层塔板压降 4 (6023)0.04819PkPa 进料板压力 101.3250.04819 60104.216 F PkPa 精馏段平均压力 101.325 104.2162102.770 n PkPa 3.2.2 操作温度操作温度 试差法计算泡点温度 假设，74.1 F t 104.216 F PkPa 查石油化工基础数据手册 表表 3.7 各组分不同温度下的饱和蒸汽压各组分不同温度下的饱和蒸汽压 压力 温度 组分 7080 正丁醛86.511kPa119.766 kPa 异丁醛122.44 kPa166.42 kPa 用内插法求各组分的饱和蒸汽压 正丁醛 kPa 1 86.511119.76686.511 807074.1 70 P 1 100.146P 异丁醛 kPa 2 122.44166.42 122.44 807074.1 70 P 2 140.472P 表表 3.8 进料组分与蒸汽压的关系表进料组分与蒸汽压的关系表 组分 i x i P（kPa） F Pki iF P P iii yk x 正丁醛0.9091100.146 kPa104.2160.96090.8736 异丁醛0.0909140.472 kPa104.2161.34790.1225 常州大学本科生毕业设计 第15 页 共38页 0.87360.12250.99611.00 iii yk x 假设成立，泡点温度 F=74.1 t 塔顶温度 D=64 t 进料板温度 F=74.1 t 精馏段平均温度(6474.1) 269.05 n t 3.2.3 平均摩尔质量平均摩尔质量 正丁醛与异丁醛为异构物 故平均摩尔质量不变，均为 72.1kg/kmol 3.2.4 平均密度的计算平均密度的计算 (1)塔顶密度 气相平均密度 由理想气体状态方程计算 即 3 101.325 72.1 2.6063 8.314 (64273.15) D vD D P M kg m RT 液相平均密度 1 AB LDLALB aa 查石油化工基础数据手册在时的密度 D=64 t 正丁醛 60 0.7577 3 g cm 70 0.7462 3 g cm 1 0.74620.75770.7462 60706470 33 1 0.75310753.10g cmkg m 异丁醛 60 0.7492 3 g cm 70 0.7376 3 g cm 2 0.73760.74920.7376 60706470 33 2 0.74456744.56g cmkg m 10.010.99 753.10744.56 LD 3 744.64 LD kg m (2)进料板液相平均密度 由在石油化工基础数据手册查得74.1 F t 常州大学本科生毕业设计 第16 页 共38页 正丁醛 80 0.7343 3 g cm 70 0.7462 3 g cm 33 1 0.74132741.32g cmkg m 异丁醛 80 0.7256 3 g cm 70 0.7376 3 g cm 33 2 0.73268732.68g cmkg m 10.90910.0909 741.32732.68 LF 3 740.53 LF kg m (3)塔釜密度 塔釜气相密度 3 105.325 72.1 2.6183 8.314 (273.1575.7) w vm w P M kg m Rt 塔釜液相平均密度 由查石油化工基础数据手册计算出各组分的密度75.7 w t 正丁醛=0.73942 =739.42 3 g cm 3 kg m 异丁醛=0.73076 =730.76 3 g cm 3 kg m 10.990.01 739.42730.76 Lw 3 739.33 Lw kg m (4)精馏段液相平均密度 3 (744.64740.53) 2742.59 Ln kg m (5)提馏段液相平均密度 3 (740.53739.33) 2739.93 Lm kg m 3.2.5 液体平均表面张力的计算液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即 1 n Lmii i x (1)塔顶液相平均表面张力的计算 由，查石油化工基础数据手册各组分的表面张力64 D t 正丁醛 60 19.74mN m 70 18.48mN m 80 17.24mN m 1 18.4819.74 18.48 60706470 1 19.236mN m 常州大学本科生毕业设计 第17 页 共38页 异丁醛 60 18.47mN m 70 17.22mN m 80 15.99mN m 2 17.97mN m 0.99 17.970.01 19.23617.98 LDm mN m (2)进料板液相平均表面张力的计算 由，查石油化工基础数据手册各组分的表面张力进行计算74.1 F t 正丁醛 1 17.2418.48 17.24 708074.1 80 1 17.9716mN m 异丁醛 2 15.9917.22 15.99 708074.1 80 2 16.7157mN m 0.9091 17.97160.0909 16.715717.86 LFm mN m (3)精馏段液相表面张力为 (17.98 17.86) 217.92 Ln mN m 3.2.6 液体平均黏度的计算液体平均黏度的计算 lglg Lmii x (1)塔顶液相平均黏度的计算 由查石油化工基础数据手册各组分的黏度64 D t 正丁醛 60 0.290 厘泊 70 0.263 厘泊 1 0.2630.2900.263 60706470 mPa s 1 0.2792 异丁醛 60 0.362 厘泊 70 0.332 厘泊 2 0.3320.3620.332 60706470 0.35mPa s 2 lg0.99 lg0.350.01 lg0.2792 LDm 0.3492 LDm mPa s (2) 进料板液相平均黏度 由，查石油化工基础数据手册各组分的黏度74.1 F t 常州大学本科生毕业设计 第18 页 共38页 正丁醛 70 0.263 厘泊 80 0.240 厘泊 1 0.2400.2630.240 708074.1 80 mPa s 1 0.2536 异丁醛 70 0.332 厘泊 80 0.306 厘泊 2 0.3060.3320.306 708074.1 80 0.3213mPa s 2 lg0.9091 lg0.25360.0909 lg0.3213 LFm 0.2591 LFm mPa s (3)精馏段的液相平均黏度为 (0.34920.2591) 20.3042 Lm mPa s 3.3 异构物塔的塔体工艺尺寸计算异构物塔的塔体工艺尺寸计算 精馏段 气相摩尔质量 72.1 v Mkg kmol 液相摩尔质量 72.1 L Mkg kmol 气相平均密度 3 2.6063 V kg m 液相平均密度 3 742.59 L kg m 气相摩尔流率 (1)(31.51 1) 46.56631513.8704VRDkmol h 液相摩尔流率 31.51 46.56631467.3041LRDkmol h 气相体积流率 3 1513.8704 72.1 11.6331 36003600 2.6063 V s L VM Vms 液相体积流率 3 1467.3041 72.1 0.03957 36003600 742.59 L s L LM Lms 提馏段 气相摩尔质量 72.1 V Mkg kmol 液相摩尔质量 72.1 L Mkg kmol 气相平均密度 3 2.6183 V kg m 液相平均密度 3 739.93 L kg m 气相摩尔流率 1513.8704VVkmol h 液相摩尔流率 1467.3041 564.02682031.3309LLqFkmol h 气相体积流率 3 V 1513.8704 72.1 11.5798 3600 2.6183 3600 S V M Vms 液相体积流率 3 2031.3309 72.1 0.05498 3600 739.93 3600 L S L L M Lms 常州大学本科生毕业设计 第19 页 共38页 3.3.1 塔径的计算塔径的计算 0.5 0.5 0.03957 3600742.59 0.05742 11.6331 36002.6063 hL LV hV L F V 取，0.6 T Hm 由化工原理（下）P129 页，泛点关联图查得 20 0.108 f C 0.2 0.2 20 17.92 ()0.1080.1057 2020 L