能源化工行业化工专业工艺计算说明书Word格式.docx
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二甲基乙酰胺的摩尔质量MDMAC=87kg/kmol
XF==0.0225
XD==0.0002
XW==0.9952
(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.0225×
87+(1-0.0225)×
18
=19.55kg/kmol
MD=0.0002×
87+(1-0.0002)×
=18.01kg/kmol
MW=0.9952×
87+(1-0.9952)×
=86.87kg/kmol
(3)物料衡算
原料处理量:
1.5万吨/年,年操作330天
F==1895.6kg/h
==96.8767kmol/h
总物料衡算96.8767=D+W
DMAC物料衡算96.87670.0225=0.0002D+0.9952W
得:
热量衡算
原料预热器热量衡算
查Aspen物性数据库的t=72℃水和DMAC定压比热容:
Cp水=4.3766kJ/kg·
K
CpDMAC=2.0802kJ/kg·
Q1=
=1895.60.12.0802(392.15-298.15)+1895.60.94.3766(392.15-298.15)
=205.09kW
Ⅰ塔塔顶冷凝器热量衡算
查Aspen物性数据库水在390.5K的汽化潜热:
r水=2217kJ/kg
Q2=
=(555.22+277.61)2217
=512.86kW
Ⅰ塔塔釜再沸器热量衡算
查Aspen物性数据库水和DMAC在392.2K的汽化潜热:
r水=2213.12kJ/kg
rDMAC=501.73kJ/kg
Q3=
=0.859936.222213.12+0.141936.22501.73
=512.85kW
Ⅰ塔塔顶冷却器热量衡算
查Aspen物性数据库水在346.84K的定压比热容:
Cp水=4.23kJ/kg·
Q4=
=555.224.23(390.53-303.15)
=57.01kW
Ⅱ塔塔顶冷凝器热量衡算
查Aspen物性数据库水在373.2K的汽化潜热:
r水=2264.57kJ/kg
Q5=
=(571.32+285.66)2264.57
=539.08kW
Ⅱ塔塔釜再沸器热量衡算
查Aspen物性数据库水和DMAC在376.1K的汽化潜热:
r水=2256.99kJ/kg
rDMAC=512.93kJ/kg
Q6=
=0.7541006.812256.99+0.2461006.81512.93
=511.22kW
Ⅱ塔塔顶冷却器热量衡算
查Aspen物性数据库水在338.18K的定压比热容:
Cp水=4.1563kJ/kg·
Q7=
=571.324.1563(373.2-303.15)
=46.21kW
Ⅲ塔塔顶冷凝器热量衡算
查Aspen物性数据库水在311.6K的汽化潜热:
r水=2407.77kJ/kg
Q8=
=(580.16+290.08)2407.77
=582.03kW
Ⅲ塔塔釜再沸器热量衡算
查Aspen物性数据库水和DMAC在358.8K的汽化潜热:
r水=2300.99kJ/kg
rDMAC=524.48kJ/kg
Q9=
=0.0013682.342300.99+0.9993682.34524.48
=538.30kW
Ⅲ塔塔顶冷却器热量衡算
查Aspen物性数据库水在307.38K的定压比热容:
Cp水=3.9186kJ/kg·
Q10=
=580.123.9186(311.6-303.15)
=5.34kW
Ⅲ塔塔釜冷却器热量衡算
查Aspen物性数据库DMAC在330.98K的定压比热容:
CpDMAC=2.0094kJ/kg·
Q11=
=188.922.0094(358.8-303.15)
=5.87kW
物料装置带出的热量
查Aspen物性数据库水和DMAC在300.65K的定压比热容:
Cp水=3.8728kJ/kg·
CpDMAC=1.8618kJ/kg·
Q12=
=1706.73.8728(303.15-298.15)+188.921.8618(303.15-298.15)
=9.76kW
系统热量衡算
Q加=Q移+Q损
外界向系统提供的热量------------------------------------------------------------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+Q6+Q9
=205.09+512.85+511.22+538.3
=1767.46kW
Q移=Q2+Q4+Q5+Q7+Q8+Q10+Q11+Q12
=512.86+57.01+539.08+46.21+582.03+5.34+5.87+9.67
=1758.07kW
Q损=Q加+Q移
=1767.46–1758.07
=9.39kW
精馏塔的设计
精馏塔的工艺计算
塔板数NT
最小回流比及操作回流比的确定
利用Aspen工程软件中的精馏捷算模块(DSTWU)模拟出单塔精馏1.5万吨/年二甲基乙酰胺的废水,使塔顶和塔釜产品的质量分数都达到99.9%。
得到精馏任务的最小回流比Rmin=0.12。
在三效精馏的流程中0.12的回流比比较小,所以选取实际回流比R=0.5。
理论板数求取
用Aspen工程软件中的严格计算的模块(RadFrac)建立三塔精馏的连续流程,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三个塔的塔顶产品和最终塔釜产品的质量分数达到99.9%。
且实现塔之间冷凝放热和再沸需热的热集成。
得出理论板数:
Ⅰ塔总理论板数NT=6(包括再沸器)
NF=4
Ⅱ塔总理论板数NT=7(包括再沸器)
Ⅲ塔总理论板数NT=9(包括再沸器)
实际板数的求取
全塔效率为50%
Ⅰ塔精馏段实际板数N精=3/0.5=6
提馏段实际板数N提=3/0.5=6
Ⅱ塔精馏段实际板数N精=3/0.5=6
提馏段实际板数N提=4/0.5=8
Ⅲ塔精馏段实际板数N精=3/0.5=6
提馏段实际板数N提=6/0.5=12
(2)精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算
①操作压力计算
Ⅰ塔塔顶操作压力PD1=183.2kPa
进料板压力PF1=185.6kPa
塔釜操作压力PW1=187.2kPa
精馏段操作压力P精1==184.4kPa
提馏段操作压力P提1==186.4kPa
Ⅱ塔塔顶操作压力PD2=102.0kPa
进料板压力PF2=104.1kPa
塔釜操作压力PW2=106.2kPa
精馏段操作压力P精2==103.15kPa
提馏段操作压力P提2==105.15kPa
Ⅲ塔塔顶操作压力PD3=6.799kPa
进料板压力PF3=6.829kPa
塔釜操作压力PW3=6.879kPa
精馏段操作压力P精3==6.814kPa
提馏段操作压力P提3==6.854kPa
②操作温度计算
Ⅰ塔塔顶温度tD1=390.7K
进料板温度tF1=391.7K
塔釜温度tW1=392.2K
精馏段平均温度t精1==391.2K
提馏段平均温度t提1==391.95K
Ⅱ塔塔顶温度tD2=373.2K
进料板温度tF2=374.7K
塔釜温度tW2=376.1K
精馏段平均温度t精2==373.85K
提馏段平均温度t提2==375.4K
Ⅲ塔塔顶温度tD3=311.6K
进料板温度tF3=312.7K
塔釜温度tW3=358.8K
精馏段平均温度t精3==312.15K
提馏段平均温度t提3==335.75K
③平均摩尔质量计算
Ⅰ塔塔顶平均摩尔质量
MVD1=0.000187+(1-0.0001)18=18.01kg/kmol
MLD1=0.000987+(1-0.0009)18=18.06kg/kmol
进料板平均摩尔质量
MVF1=0.002787+(1-0.0027)18=18.19kg/kmol
MLF1=0.020587+(1-0.0205)18=19.41kg/kmol
塔釜平均摩尔质量
MVD1=0.004487+(1-0.0044)18=18.30kg/kmol
MLD1=0.032987+(1-0.0329)18=20.27kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
MV精1==18.10kg/kmol
ML精1==18.74kg/kmol
提馏段平均摩尔质量
MV提1==18.25kg/kmol
ML提1==19.84kg/kmol
Ⅱ塔塔顶平均摩尔质量
MVD2=0.000187+(1-0.0001)18=18.01kg/kmol
MLD2=0.000987+(1-0.0009)18=18.06kg/kmol
MVF2=0.003587+(1-0.0035)18=18.24kg/kmol
MLF2=0.029387+(1-0.0293)18=20.02kg/kmol
MVD2=0.007887+(1-0.0078)18=18.54kg/kmol
MLD2=0.063987+(1-0.06309)18=22.35kg/kmol
MV精2==18.13kg/kmol
ML精2==19.04kg/kmol
MV提2==18.39kg/kmol
ML提2==21.18kg/kmol
Ⅲ塔塔顶平均摩尔质量
MVD3=0.0000387+(1-0.00003)18=18.00kg/kmol
MLD3=0.000487+(1-0.0004)18=18.03kg/kmol
MVF3=0.003987+(1-0.0039)18=18.27kg/kmol
MLF3=0.053987+(1-0.0539)18=21.72kg/kmol
MVD3=0.968987+(1-0.9689)18=84.85kg/kmol
MLD3=0.996087+(1-0.9960)18=86.72kg/kmol
MV精3==18.14kg/kmol
ML精3==19.88kg/kmol
MV提3==51.56kg/kmol
ML提3==54.22kg/kmol
平均密度计算
Ⅰ塔气相密度
精馏段ρV精1===1.03kg/m3
提馏段ρV提1===1.05kg/m3
液相平均密度
塔顶液相密度ρLD1=898.07kg/m3
进料板液相密度ρLF1=877.93kg/m3
塔釜液相密度ρLW1=867.67kg/m3
精馏段液相平均密度ρL精1==888.00kg/m3
提馏段液相平均密度ρL提1==872.8kg/m3
Ⅱ塔气相密度
精馏段ρV精2===0.60kg/m3
提馏段ρV提2===0.62kg/m3
塔顶液相密度ρLD2=916.6kg/m3
进料板液相密度ρLF1=889.8kg/m3
塔釜液相密度ρLW1=868.4kg/m3
精馏段液相平均密度ρL精2==903.2kg/m3
提馏段液相平均密度ρL提2==879.1kg/m3
Ⅲ塔气相密度
精馏段ρV精3===0.048kg/m3
提馏段ρV提3===0.127kg/m3
塔顶液相密度ρLD3=980.0kg/m3
进料板液相密度ρLF3=939.9kg/m3
塔釜液相密度ρLW3=879.6kg/m3
精馏段液相平均密度ρL精3==959.95kg/m3
提馏段液相平均密度ρL提3==909.75kg/m3
液体表面张力
Ⅰ塔塔顶液相表面张力σLD1=54.7570mN/m
进料板液相表面张力σLF1=53.9121mN/m
塔釜液相表面张力σLW1=53.3773mN/m
精馏段液相平均表面张力σL精1==54.3346mN/m
提馏段液相平均表面张力σL提1==53.6447mN/m
Ⅱ塔塔顶液相表面张力σLD2=58.13mN/m
进料板液相表面张力σLF2=56.90mN/m
塔釜液相表面张力σLW2=55.44mN/m
精馏段液相平均表面张力σL精2==57.515mN/m
提馏段液相平均表面张力σL提2==56.17mN/m
Ⅲ塔塔顶液相表面张力σLD3=70.13mN/m
进料板液相表面张力σLF3=67.85mN/m
塔釜液相表面张力σLW3=65.18mN/m
精馏段液相平均表面张力σL精3==46.515mN/m
提馏段液相平均表面张力σL提3==66.515mN/m
液体平均粘度
Ⅰ塔塔顶液相粘度μLD1=0.2340mPa·
s
进料板液相粘度μLF1=0.2336mPa·
塔釜液相粘度μLW1=0.2333mPa·
精馏段液相平均粘度μL精1==0.2338mPa·
提馏段液相平均粘度μL提1==0.2335mPa·
Ⅱ塔塔顶液相粘度μLD2=0.2787mPa·
进料板液相粘度μLF2=0.2778mPa·
塔釜液相粘度μLW2=0.2768mPa·
精馏段液相平均粘度μL精2==0.2784mPa·
提馏段液相平均粘度μL提2==0.2773mPa·
Ⅲ塔塔顶液相粘度μLD3=0.6913mPa·
进料板液相粘度μLF3=0.6822mPa·
塔釜液相粘度μLW3=0.4627mPa·
精馏段液相平均粘度μL精3==0.6868mPa·
提馏段液相平均粘度μL提3==0.5725mPa·
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
塔径的计算
Ⅰ塔
精馏段的气、液相体积流率为:
V=(R+1)D=1.530.8=46.2kmol/h
L=RD=0.530.8=15.4kmol/h
Vs=
=
=0.2254m3/s
Ls=
=9.026310-5m3/s
由《化工原理》下册式10-29
umax=C·
取板间距HT=0.3m板上液层高度hL=0.05m
查《化工原理》下册图10-42得C20=0.06
由《化工原理》下册式10-28
C=
=2.15m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为:
U=0.7umax=0.72.15=1.505m/s
D=
按标准塔径圆整后为:
D=0.5m
塔截面积:
AT=0.7850.52=0.1963m2
u=
Ⅱ塔
按Ⅰ塔的塔径计算方法得出Ⅱ塔圆整后的塔径:
根据塔径选取板间距HT=0.3m
Ⅲ塔
按Ⅰ塔的塔径计算方法得出Ⅲ塔圆整后的塔径:
D=1.4m
根据塔径选取板间距HT=0.4m
精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为:
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:
塔板主要工艺尺寸
溢流装置计算
因塔径D=0.4m,科选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
①堰长
取
②溢流堰高度
由,选用平直堰
《化工原理》下册式10-34
近似取,
则
=0.003m<
0.006m
所以选取齿形堰
《化工原理》下册10-35
设齿深
=0.006m
板上液层高度
③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
④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
塔板布置
塔板的分块
因D=0.5m,故塔板不分块
边缘区宽度确定
取WS=W’S=0.065m
WC=0.035m
开孔面积计算
开孔面积按《化工原理》下册式10-34,即:
其中
故
=0.1079
筛孔算及其排列
本设计任务中的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔的直径d0=5mm。
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:
筛板的流体力学验算
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
=0.04496m
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
=1.2078m/s
查《化工原理》下册图10-46得
液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力由《化工原理课程设计》式3-34计算
=0.00499m
气体通过每层塔板的液柱高度hp
=0.08296m
气体通过每层塔板的压降为:
塔板负荷性能图
漏液线
由《化工原理课程设计》式3-38
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:
液相负荷下限线
取堰上液层高度,齿深0.15m
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,将和,和,和的关系式带入上式,且整理得:
式中:
其中取0.45
将相关的数据带入整理,得:
图2Ⅰ塔塔板负荷性能图
设备选型
罐体选型
原料罐
原料罐以储存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300m3
公称直径7500mm
公称高度7200mm
塔釜产品罐
产品以储存1天的量计
根据HG5-1579-85立式储罐
公称容积8m3
公称直径1800mm
公称高度2600mm
(3)回流罐Ⅰ
储存量以10min的量计
根据HG5-1580-85卧式储罐
公称容积0.2m3
公称直径500mm
公称长度800mm
(4)回流罐Ⅱ
储存量以1小时的量计
(5)回流罐Ⅲ
换热设备
原料预热器
确定物性数据(物性数据查Aspen物性数据库)
DMAC废水
饱和水蒸气
管程定性温度为69.5
壳程定性温度为130
DMAC废水在69.5的相关物性
密度966.4kg/m3
定压比热容
导热系数
粘度
水在130℃的相关物性
密度935.0kg/m3
汽化潜热2182kJ/kg
计算总传热系数
热流量
平均传热温度
蒸汽用量
传热面积
假设传热系数
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(JB/T4714-92,JB/T4715-92)
换热管为Φ19mm的换热器基本参数(管心距25mm)
公称直径DN/mm325
公称压力PN/MPa2.5
管程数N4
管子根数n68
中心排管数11
管程流通面积/m20.0030
换热管长度L/mm3000
计算换热面积/m211.8
折流板
采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为,故可取
取折流板间距,则,故B取100mm
折流板数
⑤热量衡算
壳层对流传热系数
管程对流传热系数
管程流通截面积
管程流体流速
普兰特准数
《化工原理课程设计》表2-7
总传热系数K
换热器设计合理可用
Ⅰ塔塔顶冷凝器
热流体390.53K→390.53K
冷凝水298.15K→328.15K
设
考虑15%的裕度面积
公称直径DN/mm219
公称压力PN/MPa1.0
管程数N1
管子根数n33
中心排管数7
管程流通面积/m20.0058
换热管长度L/mm2000
计算换热面积/m23.7
冷凝水流量
Ⅰ塔塔釜再沸器
热流体410K→410K
塔釜液392K→395K
管子根数n99
管程流通面积/m20.0175
换热管长度L/mm6000
计算换热面积/m234.9
蒸汽用量流量
Ⅰ塔塔顶冷却器
热流体390.53K→303.15K
冷凝水298.15K→318.25K
《化工原理》
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