毕业论文（设计）年产12万吨丙烯酸工艺设计.pdf

学号：11401227常州大学 课程设计题 目 年产12万吨丙烯酸工艺设计 学 院石油化工学院 专业班级 化工112 目录1物料衡算.11.1 概述.11.2 物料衡算遵循的原则.11.3 计算依据.11.4 工艺流程简图.31.5 物料衡算.32热量衡算.62.1 概述.62.2 热量衡算遵循的原则.62.3 各换热单元的热量衡算.63精微塔的设计.153.1 塔板数的确定.153.2 精微塔的工艺条件及相关物性数据的计算.173.3 精微塔的塔体工艺尺寸计算.183.4 塔板主要工艺尺寸计算.193.5 筛板的流体力学验算.203.6 塔板负荷性能图.223.7 塔高的计算.244设备选型.244.1 罐体选型.244.2 换热设备.294.3 泵的选型.394.4 管径的计算与选型.464.4.1 物料管道的计算与选型.464.4.2 换热器接管的计算与选型.56常州大学本科生毕业设计计算说明书年产12万吨丙烯酸工艺设计1物料衡算1.1 概述在化学工程与工艺中，设计及改造工艺流程和设备，了解生产操作过程，核算经济 效益，对工艺过程进行分析，选择最优的工艺路线以及确定最隹操作条件，对设备进行 优化设计等都需要进行物料衡算。所以说化学工程的开发和放大都是以物料衡算为基础 的。在工艺设计中，物料衡算需要在工艺流程基本确定后进行，其目的是根据原料与产 物之间的定量转化，计算原料的消耗量，中间产品、产品和副产品的产量，物料在生产 过程中各阶段的消耗量以及组成，进而为热量衡算以及其他工艺及设备计算打基础。物料衡算是以质量守恒定律为基础对物料平衡进行计算。物料平衡是指“在单位时 间内进入系统（体系）的全部物料质量必定等于离开该系统的全部物料质量再加上损失掉 的和积累起来的物科质量。1.2 物料衡算遵循的原则对一般的体系而言，物料分布均可表示为：（物料的积聚率尸（物料进入率）（物料流出率）+（反应生成率）（反应消耗 率）特别地，当系统没有化学反应时，则可简化为：（物料的积聚率尸（物料进入率）-（物料流出率）在稳定状态下有：（物料进入率尸（物料流出率）1.3 计算依据 1 基准：年工作时间：1年以8000小时计；年生产能力：年生产12万吨丙烯酸；2 加氢反应转化率为100%；3 物料组成及基本性质：表1.1抽余油主要组分及其沸点序号名称含量沸点/12-甲基丁烷C5H120.158%27.82戊烷C5H120.374%36.132,2-二甲基丁烷 C6H142.186%5042-甲基戊烷C6H1410.804%6053-甲基戊烷C6H146.986%63.36己烷C6H148.806%69第1页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书序号名称含量沸点/72,2-二甲基戊烷C7H161.312%79.28甲基环戊烷C6H122.739%71.893,3-二甲基戊烷C7H166.342%86 87102-甲基己烷C7H166.342%90112,3-二甲基戊烷C7H162.250%89.8123-甲基己烷C7H167.715%92133-甲基-3-己烯C7H140.373%93.4143-甲基-2-己烯C7H140.290%94153-乙基戊烷C7H167.715%93.516庚烷C7H165.994%98.5172,2-二甲基己烷C8H180.290%106.8182,5-二甲基己烷C8H180.354%108192,4-二甲基己烷C8H180.614%109203,3-二甲基己烷C8H180.355%112212,3-二甲基己烷C8H180.312%115.6222-甲基庚烷C8H181.390%117.6234-甲基庚烷C8H180.699%122.2243-甲基庚烷C8H182.155%11925辛烷C8H181.625%125.826乙苯C8H100.328%136.2272-甲基辛烷C9H200.282%143.328邻二甲苯C8H101.828%144.429间二甲苯C8H102.207%139.330壬烷C9H200.190%150.831枯烯（异丙苯）C9H120.231%152.432丙苯C9H120.919%159.2331-乙基-2-甲基苯（邻乙基甲苯）C9H123.861%164-165341,2,3-三甲基苯C9H121.628%176.1351-乙基-3-甲基苯（间乙基甲苯）C9H121.732%158-159361,3,5-三甲基苯C9H126.872%164.7371,2,4-三甲基苯C9H121.273%168.938二氢化荀C9H100.147%178第2页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书1.4工艺流程简图Tubulai-ReactorTcool 290 TTmax 300.7 T 16000 tubes.0.0254m-23.99 MWOff-gas 1482 kmolli IIZO(J 139COZ(1033ozC3Hb NZ以022 OIZ口 79393 47kmol hMWVent I 432IIZO COZ C5II&NZ TOLkmol h 0 281*063口 05$U279U31IVentZ7845kmol hC5H&U.OOI丙烯酸生产工艺流程图1.5物料衡算(1)原料处理量：12万吨/年，年操作8000小时，0n8xlO4xlO3/zBP-=10101.01 kg/h330 x24(2)加氢反应器物料衡算：抽提油中0.663%的C7H14加氢反应式:rj I TJ 催化剂J、JT。7414+”2 巴士 C7/7 16第3页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书抽提油中 C7H14 质量流量：10101.01x0.663%=66.97依/。摩尔流量：码生=0.6820kmol/h98.19则反应消耗H2摩尔流量：0.6820 kmol/h质量流量：0.6820 x2.01=1.37依/。反应生成C7H16摩尔流量：0.6820 kmol/h质量流量：0.6820 x 100.20=68.34依/力其他组分不发生反应，则反应器出料：10102.38 kg/h表1.2加氢反应器物料衡算表(6)溶剂油(80-94)分离塔(T104)物料衡算:通过ASPEN对溶剂油(80-94)分离塔的模拟：表L6溶剂油(80-94)分离塔(T104)物料衡算表物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)抽提油10101.01抽提油10102.38氢气1.37合计10102.38合计10102.38(3)初步分离塔(T101)物料衡算：通过ASPEN对初步分离塔的模拟：表L3初步分离塔(T101)物料衡算表物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)抽提油10102.38塔顶出料6534.70塔釜出料3567.68合计10102.38合计10102.38(4)脱C5塔(T102)物料衡算：通过ASPEN对脱C5塔的模拟：表L4脱C5塔(T102)物料衡算表物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)T101塔顶出料6534.70塔顶出料(C5)62.08塔釜出料6472.62合计6534.70合计6534.70(5)正庚烷塔(T103)物料衡算：通过ASPEN对正庚烷塔的模拟：表1.5正庚烷塔(T103)物料衡算表物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)T101塔釜出料3567.68塔顶出料(正庚烷)605.26塔釜出料2962.42合计3567.68合计3567.68第4页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)T102塔釜出料6472.62塔顶出料3327.45塔釜出料（80-94溶剂油）3145.17合计6472.62合计6472.62 7 溶剂油 100-1溶、2120。）分离塔 T105 物料衡算:通过ASPEN对溶剂油（100-120、三120 分离塔的模拟：表L7溶剂油(100-120,2120 分离塔 T105 物料衡算表物质名称进料（kg/h 物质名称出料(kg/h)T103塔釜出料2962.42塔顶出料（100-120溶剂油）625.39塔釜（三120溶剂油）2337.03合计2962.42合计2962.42 8 异己烷塔（T106 物料衡算：通过ASPEN对异己烷塔的模拟：表L8异己烷塔 T106 物料衡算表物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)T104塔顶出料3327.45塔顶出料（三60%异己烷）428.01侧线出料（三99%异己烷）1566.09塔釜出料1333.35合计3327.45合计3327.45 9 正己烷塔（T107 物料衡算：通过ASPEN对正己烷塔的模拟：表1.9正己烷塔 T107 物料衡算表物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)T106塔釜出料1333.35塔顶出料（三70%正己烷）191.52侧线出料（三95%正己烷）695.90塔釜出料（69-80C溶剂油）445.93合计1333.35合计1333.35 10 全车间物料衡算：通过ASPEN对各个塔的模拟：表1.10全车间物料衡算表物质名称进料（kg/h1）物质名称出料(kg/h)抽提油10101.01C562.08氢气1.37260%异己烷428.01三99%异己烷1566.09270%正己烷191.52三95%正己烷695.90三95%正庚烷605.26第5页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书物质名称进料(kg/h)物质名称出料(kg/h)69-80C溶剂油445.9380-94。溶剂油3145.17100-120。溶剂油625.39，120溶剂油2337.03合计 10102.38 合计10102.382热量衡算2.1 概述工艺设计中伴随着物料从一个体系或单元进入另一个体系或单元，在发生质量传递 的同时也伴随着能量的消耗、释放和转化。其中的能量变换数量关系可以从能量衡算求 得，对于新设计的车间，可以由此确定设备的热负荷。再根据设备的热负荷大小、所处 理物料的性质及工艺要求选择恰当的设备。总之，通过下述能量衡算，可以为后续设计 工作中提高热量的利用率，降低能耗提供主要依据。2.2 热量衡算遵循的原则工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相 结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程：Qi=E Qout+EQin其中：EQin-表示输入设备热量的总和；EQout 表示输出设备热量的总和；EQi-表示损失热量的总和。在热量衡算中，如果没有轴功条件下，进入系统加热量与离开系统加热量应该平衡,实际中对传热设备的热量衡算可表示为：Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6其中，Qi-各股物料带入设备的热量Q2-热负荷Q3-过程中产生的热量Q4-各股物料带出设备的热量Q5-消耗在加热设备上的热量Q6-设备向外界环境散失的热量在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应 释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。2.3 各换热单元的热量衡算第6页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书本次设计换热设备的热负荷来自ASPEN流程模拟数据，包括：1.初步分离塔(T101)塔顶冷凝器、塔底再沸器;2.脱C5塔(T102)塔顶冷凝器、塔底再沸器;3.正庚烷塔(T103)塔顶冷凝器、塔底再沸器；4.溶剂油(80-94)分离塔(T104)塔顶冷凝器、塔底再沸 器；5.溶剂J油(100-120C、2120)分离塔(T105)塔顶冷凝器、塔底再沸器；6.异 己烷塔(T106)塔顶冷凝器、塔底再沸器；7.正己烷塔(T107)塔顶冷凝器、塔底再沸 器。(1)初步分离塔(T101)_Summary Balance|Split Fraction|Reboiler|Utilities|Stage UtilitiesMass and energy balanceT otalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr102.168195102.168195Z7819E-16Mass-flow:kg/hr10102.3810102.385.1328E-12Enthalpy:MMkcal/hr-4.5553685-4.1582103-0.0871846图2.1 T101塔各流股焰变表2.1初步分离塔(T101)热负荷表冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-2.99488293.39208180.3971989表2.2初步分离塔(T101)各流股熔变计算表流股名进料塔顶偏出物塔底产物Temperature/23.072.7139.7Pressure/bar1.3171.0131.317Vapor Frac0.0000.0000.000Mole Flow/kmol/hr102.16870.67231.496Mass Flow/kg/hr10102.3806534.0733567.677Volume Flow/cum/hr14.06410.3555.127Enthalpy/MMkcal/hr-4.5553685-3.3957575-0.7624528EHin/MMkcal/hr-4.5553685E Hout/MMkcal/hr-4.1582103表2.3初步分离塔(T101)热量平衡计算一览表Q/MMkcal/hrEHinERROR0.3971989-4.5553685-4.1582103-4.07X10-5a.初步分离塔塔顶冷凝器目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-12.5390X 106 kJ/h第7页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝U：G=CP x Ar12.5390 xl064.19x10=2.66x105 依/力b.初步分离塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为139.7C热负荷 Q2=14.2020 X106 kJ/h选择用10atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2015.3 kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量:G=&09H拄14.2020 xlO6 0.9x2015.3=7830.10kg/hMass and energy balance(2)脱 C5 塔(T102)Summary Balance I Split Fraction I Reboiler I Utilities I Stage UtilitiesTotalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr70.67270.6722.0108E-16Mass-flow:kg/hr6534.702556534.70255-3.917E-12Enthalpy:MMkcal/hr3.39575773.23949670.0460165图2.2 T102塔各流股焰变表2.4脱C5塔(T102)热负荷表冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-0.04668420.202947270.15626307表2.5脱C5塔(T102)各流股焰变计算表流股名进料塔顶偏出物塔底产物Temperature/72.784.2111.4Pressure/bar1.0132.5332.837Vapor Frac0.0000.0000.000Mole Flow/kmol/hr70.6720.74469.928Mass Flow/kg/hr6534.07362.0796472.623Volume Flow/cum/hr10.3550.10510.965Enthalpy/MMkcal/hr-3.3957575-0.0330199-3.2064768EHin/MMkcal/hr-3.3957575E Hout/MMkcal/hr-3.2394967表2.6脱C5塔(T102)热量平衡计算一览表第8页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书a.脱C5塔塔顶冷凝器Q/MMkcal/hrEHmEH.ERROR0.15626307-3.3957575-3.2394967-2.07 XlO-6目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-0.1955X 106 kJ/h选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册 P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝U：Qi 0.1955xl06/7G=-=4665.87版/hCpxAr 4.19x10 b.脱C5塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为H1.4C热负荷 Q2=0.8497 X 106 kJ/h选择用4atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2133.8 kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量:G=必09H拄0.8497 xlO6 0.9x2133.8=442.46kg/hMass and energy balance(3)正庚烷塔(T103)Summary Balance Split Fraction|Reboiler|Utilities|Stage UtilitiesTotalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr31,496195431.49619542.256E-16Mass-flow:kg/hr3567.677453567.677458.6675E-15Enthalpy:MMkcal/hr-0.7624527-0.7562974-0.0080730图2.3 T103塔各流股焰变表2.7正庚烷塔(T103)热负荷表冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-0.26583050.271978430.00614793表2.8正庚烷塔(T103)各流股焰变计算表流股名进料塔顶偏出物塔底产物Temperature/139.798.6153.2Pressure/bar1.3171.0131.317Vapor Frac0.0000.0000.000Mole Flow/kmol/hr31.4966.01325.483Mass Flow/kg/hr3567.677605.2582962.419第9页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书a.正庚烷塔塔顶冷凝器流股名进料塔顶偏出物塔底产物Volume Flow/cum/hr5.1270.9834.165Enthalpy/MMkcal/hr-0.7624528-0.2980143-0.4582831E Hjn/MMkcal/hr-0.7624528E Hout/MMkcal/hr-0.7562974表2.9正庚烷塔(T103)热量平衡计算一览表Q/MMkcal/hrEHinERROR0.00614793-0.7624528-0.75629747.37 X10-6目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-1.1130X 106 kJ/h选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册 P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝U：G=I.H30X10-=266X MCp xAr 4.19x10 b.正庚烷塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为153.2C热负荷 Q2=1.1387X1()6 kJ/h选择用10atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2015.3 kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量:G=09H拄1.1387X1060.9x2015.3=621.87kg/hStage UtilitiesMass and energy balance(4)溶剂油(80-94)分离塔(T104)Summary Balance Split Fraction|Reboiler|UtilitiesTotalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr69.92869.9282.0322E-16Mass-flow:kg/hr6472.623276472.62327-1.808E-12Enthalpy:MMkcal/hr-3.20647673.28069670.02262322图2.4 T104塔各流股焰变表2.10溶剂油(80-94)分离塔(T104)热负荷表冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-0.74104540.66683046-0.07421494表2.11溶剂油(80-94)分离塔(T104)各流股熔变计算表第10页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书a.溶剂油(80-94)分离塔塔顶冷凝器流股名进料塔顶偏出物塔底产物Temperature/111.476.9110.7Pressure/bar2.8371.5201.824Vapor Frac0.0000.0000.000Mole Flow/kmol/hr69.92838.40531.523Mass Flow/kg/hr6472.6233327.4573145.167Volume Flow/cum/hr10.9655.4195.182Enthalpy/MMkcal/hr-3.2064768-1.7315651-1.5491316EHin/MMkcal/hr-3.2064768EHoUt/MMkcal/hr-3.2806967表2.12溶剂油(80-94)分离塔(T104)热量平衡计算一览表Q/MMkcal/hrEHinERROR-0.07421494-3.2064768-3.2806967-5.06X IO-6目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-3.1026X 106 kJ/h选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册 P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝U：G=3.1026X10-=740X1()4CPxAr 4.19x10b.溶剂油(80-94C)分离塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为H0.7C热负荷 Q2=2.7919X 106kJ/h选择用4atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2133.8kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量：。2 2.7919xl06 7/7G=J=-=1453.80依/hQ.9Hfg 0.9x2133.8(5)溶剂油(100-120 2120)分离塔(T105)Summary Balance Split FractionMass and energy balanceReboiler|Utilities|Stage UtilitiesTotalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr25,483195425,48319541.3941E-16Mass-flow:kg/hr2962.419112962.419113.6504E-13Enthalpy:MMkcal/hr0,4582831-0.4583480.00014161第11页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书表2.13溶剂油(100-120 120)分离塔(T105)热负荷表图2.5 T105塔各流股焰变冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-0.39765580.39758975-0.00006605表2.14溶剂油(100-120 2120)分离塔(T105)各流股焰变计算表流股名进料塔顶镭出物塔底产物Temperature/153.2115.0165.3Pressure/bar1.3171.0131.317Vapor Frac0.0000.0000.000Mole Flow/kmol/hr25.4835.50619.977Mass Flow/kg/hr2962.419625.3892337.030Volume Flow/cum/hr4.1650.9983.170Enthalpy/MMkcal/hr-0.4582831-0.3005412-0.1578068E Hin/MMkcal/hr-0.4582831E Hout/MMkcal/hr-0.458348表2.15溶剂油(100-120 2120)分离塔(T105)热量平衡计算一览表Q/MMkcal/hrEHinERROR-0.00006605-0.4582831-0.4583481.15X10-6a.溶剂油(100-120,2120。)分离塔塔顶冷凝器目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-1.6649X106 kJ/h选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝小G=1.6649X10-=3 97X1()4CP xAr 4.19x10b.溶剂油(100-120。、三120)分离塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为165.3C热负荷 Q2=1.6646 XI06 kJ/h选择用10atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2015.3 kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量：2 1.6646x1()6G=-=-=917.76 依/h0.9%0.9x2015.3(6)异己烷塔(T106)第12页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书Mass and energy balanceSummary Balance Split Fraction I Reboiler Utilities Stage UtilitiesTotalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr38,40538.4051.8501E-16Mass-flow:kg/hr3327.456683327.4565927321E-08Enthalpy:MMkcal/hr-1.7315651.711640,0115069表2.16异己烷塔(T106)热负荷表图2.6 T106塔各流股熔变冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-1.69523031.715157650.01992735表2.17异己烷塔(T106)各流股熔变计算表流股名进料塔顶偏出物 侧线产物塔底产物Temperature/Pressure/barVapor Frac Mole Flow/kmol/hr Mass Flow/kg/hr Volume Flow/cum/hr Enthalpy/MMkcal/hr E Hin/MMkcal/hr E Hout/MMkcal/hr76.91.5200.00038.4053327.4575.419-1.73156574.0 80.61.824 1.8420.000 0.0005.051 18.184428.012 1566.0940.712 2.611-0.2329894-0.8368065-1.731565-1.7116497.22.1280.00015.1701333.3502.186-0.6418441表2.18异己烷塔(T106)热量平衡计算一览表Q/MMkcal/hrEHmERROR0.01992735-1.731565-1.71164-2.35X10-6a.异己烷塔塔顶冷凝器目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-7.0976xl06 kJ/h选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝U：G=CP x Ar7.0976 xlO64.19x10=1.69x105 依/0b.异己烷塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为97.2热负荷 Q2=7.1810X106 kJ/h第13页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书选择用4atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2133.8 kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量:G=2 9Hfg7.1810X1060.9x2133.8=3739.29kg/hMass and energy balance(7)正己烷塔(T107)Summary Balance Split Fraction|Reboiler|Utilities|Stage UtilitiesTotalInOutRei.diffMole-flow:kmol/hr15.1715.17-2.342E-16Mass-flow:kg/hr1333.35031333.35039.5674E-10Enthalpy:MMkcal/hr0,6418441-0.6582040.02485537图2.7 T107塔各流股焰变表2.19正己烷塔(T107)热负荷表冷凝器再沸器QHeat duty/MMkcal/hr-2.97825912.96189926-0.01635984表2.20正己烷塔(T107)各流股焰变计算表流股名进料塔顶微出物 侧线产物塔底产物Temperature/Pressure/barVapor Frac Mole Flow/kmol/hr Mass Flow/kg/hr Volume Flow/cum/hr Enthalpy/MMkcal/hr E Hin/MMkcal/hr E Hout/MMkcal/hr97.22.1280.00015.1701333.3502.186-0.641844170.6 72.41.094 1.1330.000 0.0002.223 8.082191.517 695.8980.307 1.115-0.1002847-0.3601558-0.6418441-0.65820488.41.3980.0004.865445.9350.689-0.1977635表2.21正己烷塔(T107)热量平衡计算一览表Q/MMkcal/hrEHinEH0UtERROR-0.01635984-0.6418441-0.658204-0.06X10a.正己烷塔塔顶冷凝器目标：将塔顶轻组分冷凝；热负荷 Qi=-12.4694X 106kJ/h选用冷水进行冷却，冷却水上水25,回水35 o查陈敏恒化工原理上册 P278得常压下25水的比热容为为Cp=4.19 kJ/(kg K),贝小第14页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书G=qj2.4694xl06=2 98xn)5CP xAr 4.19x10b.正己烷塔塔底再沸器目标：将塔底重组分再沸，再沸温度为88.4热负荷 Q2=14.2020 X106 kJ/h选择用4atm的低压蒸汽加热，查陈钟秀化工热力学，P302得其气化潜热Hfg=2133.8 kJ/kg,考虑10%的环境损失，则低压蒸汽用量：r 4 12.4009 xlO6 亦/7G=-=-=6457.39kg/h0911fg 0.9x2133.83精微塔的设计选择正庚烷塔(T103)计算。3.1塔板数的确定Configuration!Streams1 ressure|Condenser|Thermosiphon Config.|y Reboiler|3-Phase|-Setup options Calculation type:Number of stages:Condenser:Reboiler:Valid phases:Convergence:IT Stage wizard|48图3.1 T103塔输入数据a第15页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书J Configuration J S treams|J Pressure|4 Condenser|Thermosiphon Config.|J R eboiler|3-Phase|Feed streamsNameStageConvention226Above-StageProduct streamsNameStagePhaseBasis Flow UnitsFlow ratioFeed specs121LiquidMolekmol/hrFeed basis1348LiquidMolekmol/hrFeed basis图3.2 T103塔输入数据by Configuration|y Streams/Pressure|Condenser|Thermosiphon Config.|y Reboiler|3-PhaseView:|Top/Bottom 三|-Top stage/Condenser pressureStage 1/Condenser pressure:|1|atm图3.3 T103塔输入数据c第16页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书-Tray sizing resultsySpecifications|Design Results|Profiles|Section starting stage:Section ending stage:47Stage with maximum diameter:2-Column diameter:0.56050406|meter 二|Downcomer area/Column area:009999999Side downcomer velocity:0.05319768m/sec 二Side weir length:0.40726855meter 二图3.4T103塔模拟结果由Aspen得理论版数：NT=48 包括再沸器）进料板：NF=26全塔效率为50%则实际板数：双=丝3=940.5其中精微段实际板数N=500.522提镭段实际板数N=440.53.2精镭塔的工艺条件及相关物性数据的计算（1）操作压力计算塔顶操作压力：PD=101.3 kPa塔釜操作压力：Pw=131.7 kPa全塔操作压力：P=I。；I.，=1 6.5仞（2 操作温度计算塔顶操作温度：TD=371.8 K塔釜操作温度：Tw=426.3 K全塔操作温度：7=371.8+426.3=399.IK2（3 平均摩尔质量由Aspen数据得全塔平均摩尔质量为：Mv=106.47 kJ/kmolML=108.23 kJ/kmol 4 平均密度由Aspen数据得：第17页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书P v=3.98 kg/m3P L=646.91 kg/m3 5 液体平均表面张力由Aspen数据得：。L=13.02 mN/m（6 液体平均黏度由Aspen数据得:口 L=0.211 mPa S3.3精镭塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算由Aspen模拟的数据中各板气液相体积流量得:平均气体体积流率：Vs=0.2368 m3/s；Vh=852.48 m3/h平均液体体积流率：Ls=0.0019 m3/s；Lh=6.84 m3/h查马江权化工原理课程设计P103式3-4：式中C由马江权化工原理课程设计P104式3-5计算:其中C20由马江权化工原理课程设计P104图3-2查取:因为:匕I6.84/646.91干852.48，3.98 J=0.102取板间距HT=0.35 m 板上液层高度 比=0.05 m,查图得:C20=0.056(o A0,2 0.006m取板上清液层高度%=50加机故如=%-how=0.05 0.013=0.037mc.弓形降液管宽度也和截面积A,由A=0.7,查马江权化工原理课程设计P108图3-10得：D=0.084；区=0.16AT D则 Af=0.084Ar=0.084 x 0.785=0.0659m2%=0.16。=0.16x1=0.16 机依同页式3-13验算液体在降液管中停留时间，即：3600AfHT 3600 x0.0659x0.35二H=-=-二12.Is 5sLh 6.84故设计合理d.降液管底隙高度取降液管底隙的流速h0=0.09根/s第19页共61页常州大学本科生毕业设计计算说明书hoLh 3600/o6.843600 x0.7x0.09=0.030m 0.025mhw-ho=0.037-0.030=0.007m 0.006m故降液管底