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 目录目录 第一章 物料衡算.3 1.1 原料的物料衡算.3 1.2 脱甲醇塔的物料衡算.4 1.3 精馏塔的物料衡算.5 第二章 脱甲醇塔的工艺计算.5 2

2、.1 脱甲醇塔温度的计算.5 2.1.1 塔顶温度计算.5 2.1.2 塔底温度计算.8 2.2 回流比的计算.9 2.3 理论板的计算.11 2.4 加料板位置的确定.11 2.5 塔径的计算.12 2.5.1 进料温度的计算.12 2.5.2 计算塔顶的物质物性.12 2.5.3 计算塔釜的物质物性.13 2.5.4 全塔的物质物性.14 2.5.5 空塔气速计算.14 2.5.6 气体体积流量的计算.15 2.5.7 塔径的计算与圆整.15 2.6 液体喷淋密度的验算.15 2.7 填料层高度的计算.15 2.8 塔高的计算.16 第三章 能量衡算.16 3.1 进料加热器的热负荷.16

3、 3.2 塔顶全凝器的热负荷.17 3.3 塔釜再沸器的热负荷.17 第四章 换热器的选型.18 4.1 预热器 e-1201.18 4.2 冷凝器的选型 e-1202 与校核.18 4.2.1 冷凝器的选型.18 4.2.2 冷凝器的校核.19 4.3 再沸器的选型 e-1203.20 4.4 脱甲醇塔塔顶出料冷凝器 e-1204.21 第五章 精馏塔工艺计算.22 5.1.精馏塔温度的计算.22 5.1.1 塔顶温度计算.22 5.1.2 塔底温度计算.23 5.2 回流比的计算.24 5.3 理论板的计算.25 5.4 加料板位置的确定.26 5.5 塔径的计算.26 5.5.1 进料温

4、度的计算.26 5.5.2 计算塔顶的物质物性.26 5.5.3 计算塔釜的物质物性.27 5.5.4 全塔的物质物性.28 5.5.5 空塔气速计算.29 5.5.6 气体体积流量的计算.29 5.5.7 塔径的计算与圆整.29 5.6 液体喷淋密度的验算.29 5.7 填料层高度的计算.29 5.8 塔高的计算.30 第六章 能量衡算及设备选型.30 6.1 精馏塔进料预热器 e-1301.30 6.2 塔顶全凝器的热负荷 e-1302.31 6.3 塔釜再沸器的热负荷 e-1303.32 6.4 精馏塔塔顶出料冷凝器 e-1304.33 6.5 精馏塔塔釜出料冷凝器 e-1305.33

5、第七章 原料储罐与产品储罐的计算与选型.34 7.1 原料储罐 v-1101.34 7.2 脱甲醇塔塔顶产物储罐 v-1102.35 7.3 精馏塔塔顶出料产品储罐 v-1103.35 7.4 精馏塔塔釜出料产品储罐 v-1104.35 7.5 脱甲醇塔塔顶回流罐 v-1201.36 7.6 精馏塔塔塔顶回流罐 v-1301.36 7.7 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.37 8.1 主物料管道的计算.37 8.2 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 第一章第一章 物料衡算物料衡算 1.1 原料的物料衡算原

6、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/h h kg. 5000 24300 21101030 33 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。 hkghkg hkghkgn hkghkg hkghkg hkghkg /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

7、酰胺的流量 甲醇的流量 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/mol hkmol molg hkg /42.64 /41.032 /2000 甲醇的摩尔流量 g/mol1.018 水 m hkmol molg hkg /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/mol hkmol molg hkg /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=60.0

8、52g/mol hkmol molg hkg /3313 . 2 /052.60 /140 甲酸甲酯的摩尔流量 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/mol hkmol molg hkg n/2348.48 /086.59 /2850 -甲基甲酰胺的摩尔流量 hkmol/4247.1152348.483313 . 2 161 . 0 2776 . 0 42.64总摩尔流量 %24 . 0 %1004247.1152776 . 0 %79.41%1004247.1152348.48- %81.55%1004247.11542.64

9、%02 . 2 %1004247.1153313 . 2 %14 . 0 %1004247.115161 . 0 水的摩尔分数 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0.1050.27760.24 n-甲基甲酰胺57.00285048.234841.79 合计100.005000115.4247100.00 1.2

10、 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.

11、62 甲醇93.171980.0061.795896.11 水0.010.210.01170.02 合计100.002125.2164.2998100.00 表表 1-31-3 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0.174.790.26600.54 n-甲基甲酰胺99.132850.0048.234898.19 合计100.0002874.7949.2150100.00 1.3 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 99.99%wt，

12、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=w w=2821.78 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8.514.510.250418.45 n-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

13、% 水0.010.280.01550.03 n-甲基甲酰胺99.992821.5047.752499.97 合计100.0002821.7847.7679100.00 2 工艺计算工艺计算 工艺流程图如下： 80 6667 1 198 3806 2 57 2861 3 200 3798 4 103 8 5 27 6667 feed primaryfrac tion heater temperature (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%，

14、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%。 第二章第二章 脱甲醇塔的工艺计算脱甲醇塔的工艺计算 2.1 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% 1ch3nh20.25 2hcooch33.62 3ch3oh

15、96.11 4h2o0.02 5hconhch30.00 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

16、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 p p k i i 0 1 11 n i ii n i i xky 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：0432 . 0 10/ )9210

17、 . 0 3530. 1 ( 所以相对于 60而言温度变化为：9 . 10432 . 0 / )9210 . 0 1 ( 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

18、成 序号分子式mol% 1ch3nh20.00 2hcooch30.00 3ch3oh1.27 4h2o0.54 5hconhch398.19 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 xi 摩尔分数yi饱和蒸汽压/kpakiyi/ki 甲醇0.01272724.6326.36950.0005 9 . 619 . 160 d t 1 11 n i i i n i i k y x 摩尔分数yi饱和蒸汽压/kpakiyi/ki 水0.005410039.70720.0006 n-甲基甲酰胺0.9819

19、94.540.91501.0731 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0.0054125512.14610.0004 n-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 . 0 10/ )8229 . 0 0

20、742. 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=1013.25kpa t=70时，甲胺的饱和蒸汽压 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0.03

21、63278.7212.75 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： 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 0 . 1830 . 3180 w t kpap04.1070 10 25.101316.1312 )60 9 . 61(25.1013 95.48 86.21 04.1070 甲胺 a 饱和蒸汽压/kpa相对挥发度a 甲醇2907.932.70 水1078.61.00 n-甲基甲酰胺103.20.10 全塔甲醇的相对挥发

22、度31 . 3 7 . 206 . 4 a 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a 1ch3nh20.00140.00250.000048.95 2hcooch30.02020.03620.000012.75 3ch3oh0.55810.96110.01273.31 4h2o0.00240.00020.00541.00 5hconhch30.41790.00000.98190.10 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

23、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 1 1 1 min 1 n i ij diij n i ij fiij a xa r q a xa ) 1 ( )2( 1.00340.00140.02190.8009-0.7353-0.04710.0310 1.00350.00140.02190.8009-0.7143-0.04710.0520 1.00360.00140.02190.8009-0.6944-0.04710.0719 1.00370.00140.02190.8009-0.6757-0

24、.04710.0907 1.00380.00140.02190.8010-0.6579-0.04710.1086 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 . 0 4 . 1 min rr 2.3 理论板的计算理论板的计算 参考化工原理下，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，p98 代入数据得 nminl=2.53 lh wl wh dh d

25、l a x x x x n lg lg min 37 . 6 31 . 3 lg 0127. 0 0054. 0 0002 . 0 9611 . 0 lg min n 36. 01 0031. 11 0002 . 0 1 0031. 131. 3 9611. 031. 3 0031 . 1 75.12 0362 . 0 75.12 0031 . 1 95.48 0025 . 0 95.48 min r 17 . 0 093. 0 15 . 0 36 . 0 5 . 0 1 min r rr 17 . 0 ) 1 (9 . 0 1 lg minmin r rr n nn 17 . 0 ) 15

26、. 0 36 . 0 5 . 0 (9 . 0 1 37. 6 lg n n lh fl fh dh dl l a x x x x n lg lg min 3 0 0 /2029 . 1 15.273 9 . 61 15.273 4 . 22 05.33 4 . 22 mkg p p t tm p d v 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， p92 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

27、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*s 1ch3nh231.0580.25604.50000.144 2hcooch360.0523.62910.70000.244 3ch3oh32.04196.11958.90000.337 4h2o18.010.02982.20000.458 5hconhch359.0860.00 甲醇塔塔顶的平均相对分子质量 md md=31.0580.0025+60.0520.0362+32.0

28、410.9611+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 ul ul=0.1440.0025+0.2440.0363+0.3370.9611+0.4580.0002=0.333mpa*m 塔顶的气体流量 wv v=(r+1)d=(0.5+1)64.2998=396.45kmol/h wv=vmd=96.4533.05=3187.67kg/h 塔顶的液体流量 wl l=rd=0.564.2998=32.1

29、499kmol/h 557 . 0 1 min l ll n nn 1 11 n i n i iii xky 3 0 0 /5953 . 1 760 775 15.273183 15.273 4 . 22 52.58 4 . 22 mkg p p t tm p w v wl=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

30、/h) 数值33.051.2029954.90.3333187.671062.55 2.5.3 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*s 1ch3nh231.0580.00 2hcooch360.0520.00 3ch3oh32.0411.27576.90.103 4h2o18.010.54883.60.150 5hconhch359.08698.19857.30.460 甲醇塔塔釜的平均相对分子质量 mw mw=

31、32.0410.0127+18.010.0054+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 ul ul=0.1030.0127+0.1500.0054+0.4600.9819=0.454mpa*m 塔釜的气体流量 wv v=(r+1)d=(0.5+1)64.2998=96.45kmol/h wv=vmw=96.4558.52=5644.25kg/h 塔釜的液体流量 wl l=rd+f=0.564.2998+115.4247=14

32、7.5746mol/h ml=l58.52=518.3158.52=8636.07kg/h 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 3 /3991. 1 2 5953 . 1 2029 . 1 mkgpv 3 / 4 . 904 2 9 . 853 9 . 954 mkgpl mmpaul*393 . 0 2 454 . 0 333. 0 hkgwv/96.4415 2 25.564467.3187 hkgwl/31.4849 2 07.863655.1062 符号相对分子 质量g/mol 气体密度 pv/（kg/m3 ) 液体密度 pl/（k

33、g/m3) 液体粘度 ul/(mpa*m) 气体流量 wv/(kg/h) 液体流量 wl/(kg/h) 数值58.521.5953853.90.4545644.258636.07 2.5.4 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1.3991904.40.3934415.9

34、64849.31 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 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=1.47 2.5.5 空塔气速计算空塔气速计算 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 125 . 0 25. 02 . 0 3 2 )()()(lg l v v l l l vtf p p w w ka p pa g u 12

35、5 . 0 25 . 0 2 . 0 3 2 ) 4 .904 3991 . 1 () 96.4415 31.4849 (47 . 1 155 . 0 393 . 0 ) 4 . 904 3991. 1 )( 955 . 0 450 ( 81 . 9 lg f u s p w vs v v /8767 . 0 36003991 . 1 96.4415 3 m u vs d7981 . 0 71. 114 . 3 8767. 044 t nhetpz 2 785 . 0 d l u h )/(3)/(67.10 8 . 0785. 0 362. 5 2323 2 hmmhmmu 代入数据计算 得

36、 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/s 2.5.6 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 0.8m 2.6 液体喷淋密度的验算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： 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

37、用等板高度法计算填料层高度的基本 公式为： 已知 sw-2 填料的效果为每米填料相当于 2.5 块理论板 sj cpfq /05.2663600/1000 5 . 50 8 . 1171610 . 0 )27 5 . 77( 111 sjq/57.42413600/1000 5 . 507 .1293313 . 2 2 sjq/94.778053600/1000 5 . 501 .864200.64 3 sjq/45.2923600/10005 .50 1 . 752776, 0 4 sq/96.975013600/1000 5 . 50 1 . 1442348.48 5 所以等板高度 het

38、p=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=4m 2.8 塔高的计算塔高的计算 塔顶的封头采用标准封头，高度 h1 h1=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=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=

39、（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) 1ch3nh20.16100.14117.8 2hcooch32.33132.02129.7 3ch3oh64.420055.8186.1 4h2o0.27760.2475.1 5hconhch348.234842.79144.1 所以加热器的热负荷为： qf=q1+q2+q3+q4+q5=180.11kj/s 3.2 塔顶全凝器的热负荷塔顶全凝器的

40、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) 1ch3nh20.16100.2521181.1 2hcooch32.33133.6226325.6 3ch3oh61.795896.1135442.0 4h2o61.79580.0242101.2 5hconhch30.00000.00 q1=d1r11000/3600 =0.161021181.11000/3600=947.27j/s q2=2.331326325.61

41、000/3600=17048.02j/s q3=61.795835442.01000/3600=436724.65j/s q4=61.795842101.21000/3600=136.83j/s q=q1+q2+q3+q4=454.86kj/s 全凝器热负荷 qd=（r+1)q=1.5454.86=682.29kj/s 3.3 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) 1ch3n

42、h20.00000.00 2hcooch30.00000.00 3ch3oh0.62421.2721999.3 4h2o0.26600.5436148.7 5hconhch348.234898.1945217 q3=w3r31000/3600 =0.624221999.31000/3600=3814.43j/s q4=0.266036148.71000/3600=2670.99j/s q5=48.234845217.01000/3600=605842.49j/s q=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=49.215

43、kmol/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/s t1=120-27=93 t2=120-77.5=42.5 5 . 64 ln 2 1 21 t t tt tm 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=kstm 180110=800s64.5 s=3.49m2 安全系数为 1.15

44、-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/m2 3251.6025680.004915004.7 4.2 冷凝器的选型冷凝器的选型 e-1202 与校核与校核 4.2.1 冷凝器的选型冷凝器的选型 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。 qd=682

45、.29kj/s t1=61.9-27=34.9 t2=61.9-32=29.9 3 . 32 ln 2 1 21 t t tt tm 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=kstm 682290=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 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

46、l/mm 计算换热面 积/m2 7001.60422227180.0098200025.2 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61.9792.20.4912.5420.2130 4.2.2 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=qcpt

47、 68.291000=q4.17410005 q=0.033m3/s 流通面积 a 湍流）(1000025.62837 000801 . 0 7 . 99537 . 3 015 . 0 re dup )*2/(20.1282842 . 5 25.62637 015 . 0 6171 . 0 023 . 0 prre023. 0 4 . 08 . 04 . 08 . 0 mw d ai 25 . 0 32 )(725 . 0 td rgp a 15 19 20.12828 1 15 19 0002 . 0 17 19 45 002 . 0 00008598 . 0 19.4168 1 1b11

48、000 iiim d d ad d r d d r ak 内外 222 0098 . 0 )015 . 0 4 14 . 3 )( 4 222 () 4 )(md np n a i 流速 ui ui=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，p66 r外=0

49、.859810-4m2*/w r内=2.010-4m2*/w 金属导热系数 =45w/m* 42 . 5 617 . 0 000801 . 0 4174 pr p c )2(19.4168) 000491 . 0 9 . 9019 . 0 1696000213 . 0 81 . 9 2 . 792 (725 . 0 25 . 0 32 cmwa 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

50、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 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=kstm 1200020=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

51、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/m2 6001.604222180.0098450058.3 4.4 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） 1ch3nh20.1610118.3 2

52、hcooch32.3313120.8 3ch3oh61.795886.6 4h2o0.011775.2 q1=0.5723118.3(61.9-45)10003600=0.089kj/s q2=2.3313120.8(61.9-45)10003600=1.322kj/s q3=61.795886.6(61.9-45)10003600=25.122kj/s q4=0.011775.2(61.9-45)10003600=0.004kj/s q=q1+q2+q3+q4=26.537kj/s t1=61.9-32=29.9 t2=45-27=18 4 . 23 ln 2 1 21 t t tt tm

53、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=kstm 26537=800s23.4 s=1.42m2 安全系数为 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/m2 1591.6011550.002730002.6 第五章第五章 精馏塔工艺计算精馏塔工艺计算 5.1.

54、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 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% 1ch3nh2 0.00 2hcooch3 0.00 3ch3oh 46.00 4h2o 18.45 5hconhch3 35.55 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

55、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 0.46 181.0921.7870.8220 水 0.1845 47.3790.4680.0863 n-甲基甲酰胺 0.3555 2.3020.0230.0082 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 46.01 255.9262.5261.1636 水 18.43 70.1360

56、.6920.1277 n-甲基甲酰胺 35.56 3.7350.0370.0131 求和1.3029 数据来源于石油化工基础数据手册 p p k i i 0 1 11 n i ii n i i xky 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：0386 . 0 10/ )9165 . 0 3029. 1 ( 所以相对于 60而言温度变化为：1 . 20386 . 0 / )9165 . 0 1 ( 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

57、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,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

58、p=181.092kpa t=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相对挥发度a 甲醇 0.46 196.80775.61 水 0.1845 52.15820.04 n-甲基甲酰胺 0.3555 2.6031 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=18

59、3.3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a 水1086.6910.44 n-甲基甲酰胺104.071 kpap807.196 10 092.181923.255 )80 1 . 82(092.181 61.75 603. 2 807.196 甲醇 a 1 .821 . 280 d t 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a 3ch3oh 0.01270.460.00 75.6

60、1 4h2o 0.00540.18450.0003 14.46 5hconhch3 0.98190.35550.9997 1 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 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 140.01