1、常州大学本科生毕业设计计算说明书第 1 页 共 22 页目 录1. 物料衡算 .11.1 物料流程简图 .11.2 物料衡算 .12. 热量衡算 .22.1 原料预热器热量衡算 .22.2 塔塔顶冷凝器热量衡算 .22.3 塔塔釜再沸器热量衡算 .22.4 塔塔顶冷却器热量衡算 .22.5 塔塔顶冷凝器热量衡算 .22.6 塔塔釜再沸器热量衡算 .32.7 塔塔顶冷却器热量衡算 .32.12 物料装置带出的热量 .32.13 系统热量衡算 .43. 精馏塔的设计 .43.1 精馏塔的工艺计算 .43.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .93.3 塔板主要工艺尺寸 .113.4 筛板的流体力学验算
2、.133.5 塔板负荷性能图 .144. 设备选型 .164.1 罐体选型 .164.2 换热设备 .174.3 泵的选型 .265. 管径计算与选型（摘自 GB8163-88） .285.1 物料管道的计算和选型 .28常州大学本科生毕业设计计算说明书第 2 页 共 22 页5 万吨/年正丁醇脱水装置工艺设计1. 物料衡算1.1 物料流程简图图 1 正丁醇脱水工艺流程简图1.2 物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M 水 = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量 MC4H9OH =74 kg/kmolXF = 0.4XD = 0.001XW = 0.999(2) 原料
3、液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF = 0.474+(1-0.4) 18= 40.4 kg/kmol常州大学本科生毕业设计计算说明书第 3 页 共 22 页MD =0.00174+(1-0.001) 18= 18.056 kg/kmolMW = 0.99974+(1-0.999) 18= 73.944 kg/kmol(3)物料衡算原料处理量：5 万吨/年，年操作 330 天F = =6313.13 kg/h243013= = 156.26 kmol/h.6总物料衡算 156.26 = D + W正丁醇物料衡算 156.26 0.4 = 0.001D + 0.999W得： hkmolWD/47
4、.6293(4)对塔物料衡算塔及塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M 水 = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量 MC4H9OH =74 kg/kmolXF = 0.476XD = 0.246XW = 0.999物料衡算：204.618 =D+W正丁醇物料衡算：204.618 0.476=0.246D+0.999WF=204.618kmol/hD=142.114kmol/hW=62.504kmol/h(5) 对塔及塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M 水 = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量 MC4H9OH =74 kg/kmolXF = 0.022XD = 0.249XW =
5、256PPM物料衡算：F=D+W对正丁醇物料衡算：F XF =D XD +W XWF=102.087kmol/hD=8.331kmol/hW=93.756kmol/h常州大学本科生毕业设计计算说明书第 4 页 共 22 页热量衡算1.3 原料热量衡算查 Aspen 物性数据库的 t = 40 水和正丁醇定压比热容：Cp 水 = 71.056 kJ/kmolKCpC4H9OH=215.059 kJ/kmolKQ1 = tCpqmF=156.26 0.4 215.059 (313.15-293.15) +156.26 0.6 71.056 (313.15-293.15)=112kw1.4 塔塔顶冷
6、却器热量衡算查 Aspen 的冷却器的结果得到在 93 冷却到 40 过程中：Q 2 = 1899.1227kw1.5 塔塔釜再沸器热量衡算查 Aspen 物性数据库水和正丁醇在 117.6 的汽化潜热： rC4H9OH= 43090.92 kJ/kkmol r 水 = 39945.5 kJ/kmolQ3 = rqmw1=62.504 43090.92=748.154kW1.6 塔塔釜再沸器热量衡算查 Aspen 物性数据库水和 C4H9OH 在 99.8 的汽化潜热：r 水 = 40813.26 kJ/kmolrC4H9OH = 45256.62 kJ/kmolQ4 = rqmw2= 0.9
7、99 93.756 40813.26 + 0.001 93.756 45256.62= 1063.03 kW1.7 分层器的热量衡算Q5 =7.33kW1.8 物料装置带出的热量查 Aspen 物性数据库水和 C4H9OH 在 27 的定压比热容：Cp 水 = 3.86 kJ/kgKCpC4H9OH = 2.814 kJ/kgKQ6 = tCpqm=4631.331 2.814 （ 303.15-298.15）+ 1694.649 3.86 （303.15-298.15）=27.2 kW1.9 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
8、 移系统损失的热量- Q 损常州大学本科生毕业设计计算说明书第 5 页 共 22 页Q 加 = Q1 + Q3 + Q4 + Q5= 112+748.154+1063.03+7.33=1930.514kwQ 移 = Q2 + Q6 =1899.1227+27.2=1926.3227kwQ 损 = Q 加 + Q 移=1930.5141926.3227=4.1913kw3 精馏塔的设计3.1 精馏塔的工艺计算（1） 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）模拟出双塔精馏 5 万吨/ 正丁醇脱水工艺，使塔顶与塔釜产品的质量分数都达到 99.
9、9%。 理论板数求取用 Aspen 工程软件中的严格计算的模块（RadFrac）建立双塔精馏的连续流程，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两个塔的塔顶产品与最终塔釜产品的质量分数达到 99.9%。并实现塔之间冷凝放热与再沸需热的热集成。得出理论板数：塔 总理论板数 NT =7(包括再沸器 )NF = 1塔 总理论板数 NT =5(包括再沸器 )NF =1 实际板数的求取全塔效率为 50%塔 提馏段实际板数 N 提 =7/0.5 =14塔 提馏段实际板数 N 提 = 5/0.5 =10(2)精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 操作压力计算塔 塔顶操作压力 PD1
10、 =101.325 kPa进料板压力 PF1 = 101.325kPa塔釜操作压力 PW1 = 101.325 kPa精馏段操作压力 P 精 1 =101.325 kPa提馏段操作压力 P 提 1=101.325kPa塔 塔顶操作压力 PD2 = 101.325 kPa进料板压力 PF2 = 101.325 kPa塔釜操作压力 PW2 = 1101.325Pa精馏段操作压力 P 精 2 = 101.325 kPa提馏段操作压力 P 提 2= 101.325 kPa常州大学本科生毕业设计计算说明书第 6 页 共 22 页 操作温度计算塔 塔顶温度 tD1 =366.103 K进料板温度 tF1
11、= 366.103 K塔釜温度 tW1 = 390.74 K精馏段平均温度 t 精 1 = 366.103 K提馏段平均温度 t 提 1= 378.42K塔 塔顶温度 tD2 = 365.59 K进料板温度 tF2 = 365.59 K塔釜温度 tW2 =372.61 K精馏段平均温度 t 精 2 = 365.59 K提馏段平均温度 t 提 2= 369.1K 平均摩尔质量计算塔 塔顶平均摩尔质量MVD1 = 0.245 74 + (1-0.245) 18 = 31.72 kg/kmolMLD1 = 0.461 74 + (1-0.461) 18 = 43.816 kg/kmol进料板平均摩尔
12、质量MVF1 = 0.245 74 + (1-0.245) 18 = 31.72 kg/kmol MLF1 =0.461 74 + (1-0.461) 18 = 43.816 kg/kmol塔釜平均摩尔质量MVD1 = 0.996 74 + (1-0.996) 18 = 73.77 kg/kmolMLD1 = 0.99946 74 + (1-0.99946) 18 = 73.97 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV 精 1 =31.72 kg/kmolML 精 1 = 43.648 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MV 提 1 = = 52.745 kg/kmol27.3.ML 提 1 =
13、= 58.9 kg/kmol9864塔 塔顶平均摩尔质量MVD2 =0.258 74 + (1-0.258) 18 = 32.448 kg/kmolMLD2 = 0.0395 74 + (1-0.0395) 18 = 20.212 kg/kmol进料板平均摩尔质量MVD2 =0.258 74 + (1-0.258) 18 = 32.448 kg/kmolMLD2 = 0.0395 74 + (1-0.0395) 18 = 20.212 kg/kmol塔釜平均摩尔质量MVD2 = 0.0207 74 + (1-0.0207) 18 = 19.16kg/kmolMLD2 = 0.00107 74
14、+ (1-0.00107) 18 = 18.06 kg/kmol常州大学本科生毕业设计计算说明书第 7 页 共 22 页精馏段平均摩尔质量MV 精 2 =32.448kg/kmolML 精 2 = 20.212z kg/kmol提馏段平均摩尔质量MV 提 2 = = 25.44 kg/kmol16.97.3ML 提 2 = = 18.906 kg/kmol08 平均密度计算塔 气相密度精馏段 V 精 1 = = = 1.056 kg/m31精 精精 RTMPV103.64.8725提馏段 V 提 1 = = = 1.70 kg/m3提 提提 .液相平均密度塔顶液相密度 LD1 = 790.14
15、 kg/m3进料板液相密度 LF1 = 790.14 kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 715.55 kg/m3精馏段液相平均密度 L 精 1 =790.14 kg/m3提馏段液相平均密度 L 提 1 = = 752.845 kg/m325.714.9塔 气相密度精馏段 V 精 2 = = = 1.08 kg/m32精 精精 RTMPV59.364.880提馏段 V 提 2 = = = 0.84 kg/m3提 提提 1.21液相平均密度塔顶液相密度 LD2 = 895.230kg/m3进料板液相密度 LF1 = 895.230kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 917.48 kg/m3精
16、馏段液相平均密度 L 精 2 = 895.230 kg/m3提馏段液相平均密度 L 提 2 = = 906.355 kg/m348.91785.0 液体表面张力塔 塔顶液相表面张力 LD1 = 40.65 mN/m进料板液相表面张力 LF1 = 40.65mN/m塔釜液相表面张力 LW1 =16.48mN/m精馏段液相平均表面张力 L 精 1 = 40.65 mN/m常州大学本科生毕业设计计算说明书第 8 页 共 22 页提馏段液相平均表面张力 L 提 1 = = 28.565 mN/m248.65.0塔 塔顶液相表面张力 LD2 = 58.05 mN/m进料板液相表面张力 LF2 = 58.
17、05 mN/m塔釜液相表面张力 LW2 = 58.27 mN/m精馏段液相平均表面张力 L 精 2 =58.05 mN/m提馏段液相平均表面张力 L 提 2 = = 58.16 mN/m27.580. 液体平均粘度塔 塔顶液相粘度 LD1 = 0.41881 mPas进料板液相粘度 LF1 =0.41881 mPas塔釜液相粘度 LW1 = 0.38907 mPas精馏段液相平均粘度 L 精 1 =0.41881 mPas提馏段液相平均粘度 L 提 1 = = 0.40394 mPas20.418397.塔 塔顶液相粘度 LD2 = 0.31316 mPas进料板液相粘度 LF2 = 0.31
18、316 mPas塔釜液相粘度 LW2 = 0.28137mPas精馏段液相平均粘度 L 精 2 = 0.31316 mPas提馏段液相平均粘度 L 提 2 = = 0.297235mPas316.087.3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1） 塔径的计算塔精馏段的气、液相体积流率为：V = (R+1)D = 2.7 142.114= 383.71 kmol/hL = RD = 1.7 142.114 = 241.6 kmol/hVs = 1360精精 VM= 5.728=3.202 m3/sLs = 160精精 L= 79348.2=3.71 10-3 m3/s由化工原理下册 式 10-29常
19、州大学本科生毕业设计计算说明书第 9 页 共 22 页umax = C VL 032.56.17920.32/2/1 vhV取板间距 HT = 0.3 m 板上液层高度 hL = 0.05 m查化工原理下册图 10-42 得 C20 = 0.06由化工原理下册式 10-28C = 0692.25.406.2.0 umax = C VL = 056.179062.= 1.89m/s取安全系数为 0.7，则空塔气速为：U=0.7 umax = 0.7 1.89 = 1.324 m/sD= mVs 75.1324.04按标准塔径圆整后为：D = 1.8 m塔截面积：AT = 0.785 1.82 =
20、2.5434 m2u = sVS/6.1543.0塔 按塔的塔径计算方法得出塔圆整后的塔径：D = 1.8 m根据塔径选取板间距 HT = 0.3 m（2） 精馏塔有效高度的计算塔提馏段有效高度为：NZT9.30)14(1-1 ）（ 提提在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：m7.81提精塔提馏段有效高度为：.7230)1(1-22 THNZ）（ 提提在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：.5m8提精常州大学本科生毕业设计计算说明书第 10 页 共 22 页3.3 塔板主要工艺尺寸（1） 溢流装置计算因塔径 D =1.8 m ，科选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 wl取 l 08.16.0溢流堰高度 oh由 ，选用平直堰wLw化工原理下册 式 10-34wholEh31084.2近似取 ，则3/23308.167. ow=0.015m 所以选取齿形堰化工原理下册 10-355/217.wnsowlhLh设齿深 mn0. 5/238.107. ow=0.017 m板上液层高度 hL5mhowLw 03.7.0弓形降液管宽度 和截面积dWfA由 ，查化工原理下册 图 10-40 得;6./Dl52TfA1.23.05420.Tf md 8.1验算液体正在降液管中停留时间，即： sLHhTf5263017.6故设计合理
