N甲基甲酰胺的分离工艺设计计算说明书Word文档格式.docx

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5000

115.4247

1.2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=2125.21kg/h

脱轻塔塔顶塔釜物料组成见表1-2和表1-3。

表1-2脱轻塔塔顶物料组成表

0.23

5.00

0.25

6.59

140.00

3.62

93.17

1980.00

61.7958

96.11

0.01

0.21

0.0117

0.02

2125.21

64.2998

表1-3脱轻塔塔釜物料组成表

0.70

20.00

0.6242

1.27

0.17

4.79

0.2660

0.54

99.13

2850.00

98.19

100.000

2874.79

49.2150

1.3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NMF99.99%wt，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=2821.78kg/h

精馏塔塔顶塔釜物料组成见表1-4，表1-5。

表1-4精馏塔塔顶物料组成表

37.73

46.00

8.51

4.51

0.2504

18.45

53.76

28.50

0.4823

35.55

53.01

1.3569

表1-5精馏塔塔釜物料组成表

0.28

0.0155

0.03

99.99

2821.50

47.7524

99.97

2821.78

47.7679

2工艺计算

工艺流程图如下：

图1NMF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%，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%。

第二章脱甲醇塔的工艺计算

2.1脱甲醇塔温度的计算

2.1.1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2-1脱甲醇塔塔顶气相组成

序号

分子式

1

CH3NH2

2

HCOOCH3

3

CH3OH

4

H2O

HCONHCH3

0.00

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2-260℃时塔顶气相分压

摩尔分数xi

饱和蒸汽压/Kpa

Ki

Kixi

0.0025

1013.2500

10.0000

0.025

0.0362

261.7225

2.5830

0.0935

0.9611

84.6064

0.8350

0.8025

0.0002

19.8597

0.1960

0.0000

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2-370℃时塔顶各组分分压

1312.1588

12.9500

0.0324

351.1925

3.4660

0.1255

125.3390

1.2370

1.1951

31.1068

0.3070

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：

所以相对于60℃而言温度变化为：

塔顶温度

2.1.2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2-4脱甲醇塔塔釜气相组成

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2-5180℃时塔釜各组分xi

摩尔分数yi

饱和蒸汽压/KPa

yi/Ki

0.0127

2724.63

26.3695

0.0005

0.0054

1003

9.7072

0.0006

0.9819

94.54

0.9150

1.0731

1.0742

取温度为190℃计算，各组分xi见表2-6。

表2-6190℃时塔釜各组分xi

3335.62

32.2828

0.0004

1255

12.1461

123.41

1.1944

0.8221

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：

所以相对于180℃而言温度变化为：

塔釜温度

2.2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2-7塔顶各组分的相对挥发度

相对挥发度a

1070.04

48.95

0.0363

278.72

12.75

88.66

4.06

21.86

1.00

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2-8塔釜各组分的相对挥发度

2907.93

2.70

1078.6

103.2

全塔甲醇的相对挥发度

所以对于全塔而言相对挥发度见表2-9

表2-9全塔相对挥发度

进料摩尔分数xF

塔顶摩尔分数xD

塔底摩尔分数xW

0.0014

0.0202

0.5581

3.31

0.0024

0.4179

参考《化工原理》下P96的最小回流比的计算公式：

其中进料状态取为泡点进料，所以q=1

取不同的θ值代入公式

（1）用excel表格进行试差计算，见表2-10

表2-10θ值的试差计算

Θ

a1xf1/（a1-θ）

a2xf2/（a2-θ）

a3xf3/（a3-θ）

a4xf4/（a4-θ）

a5xf5/（a5-θ）

1.001

0.0218

0.8002

-2.5000

-0.0472

-1.7347

1.002

0.8004

-1.2500

-0.4843

1.003

0.0219

0.8006

-0.8000

-0.0463

-0.0223

1.004

0.8010

-0.6250

-0.0470

0.1415

1.0031

0.8007

-0.7742

0.0035

1.0032

0.8008

-0.7500

-0.0471

0.0278

1.0033

-0.7273

-0.0464

0.0307

1.0034

0.8009

-0.7353

0.0310

1.0035

-0.7143

0.0520

1.0036

-0.6944

0.0719

1.0037

-0.6757

0.0907

1.0038

-0.6579

0.1086

所以θ=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

2.3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：

N=15.6

所以理论板取为16块板

2.4加料板位置的确定

查《化工原理》下，P98

代入数据得Nminl=2.53

又因为

所以Nl=6.97

加料板取为第7块

2.5塔径的计算

2.5.1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2-11塔顶各组分的物性

相对分子质量

液体密度g/cm3

液体粘度mPa*s

31.058

604.5000

0.144

60.052

910.7000

0.244

32.041

958.9000

0.337

18.01

982.2000

0.458

59.086

甲醇塔塔顶的平均相对分子质量MD

MD=31.058×

0.0025+60.052×

0.0362+32.041×

0.9611+18.01×

0.0002=33.050g/mol

塔顶的气相密度PV

塔顶的液相密度PL、

PL=604.5×

0.0025+910.7×

0.0363+958.9×

0.9611+982.2×

0.0002=954.9kg/m3

塔顶的液体粘度uL

uL=0.144×

0.0025+0.244×

0.0363+0.337×

0.9611+0.458×

0.0002=0.333mPa*m

塔顶的气体流量WV

V=（R+1）D=（0.5+1）×

64.2998=396.45kmol/h

WV=V×

MD=96.45×

33.05=3187.67kg/h

塔顶的液体流量WL

L=RD=0.5×

64.2998=32.1499kmol/h

WL=L×

MD=114.46×

33.05=1062.55kg/h

塔顶的物质性质汇总，见表2-12

表2-12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/h）

数值

33.05

1.2029

954.9

0.333

3187.67

1062.55

2.5.3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2-13塔釜各物质的物性

576.9

0.103

883.6

0.150

857.3

0.460

甲醇塔塔釜的平均相对分子质量MW

MW=32.041×

0.0127+18.01×

0.0054+59.086×

0.9819=58.52g/mol

塔釜的气相密度PV

塔釜的液相密度PL、

PL=576.9×

0.0127+883.6×

0.0054+857.3×

0.9819=853.9kg/m3

塔釜的液体粘度uL

uL=0.103×

0.0127+0.150×

0.0054+0.460×

0.9819=0.454mPa*m

塔釜的气体流量WV

V'

=（R+1）D=（0.5+1）×

64.2998=96.45kmol/h

WV=V'

×

MW=96.45×

58.52=5644.25kg/h

塔釜的液体流量WL

L'

=RD+F=0.5×

64.2998+115.4247=147.5746mol/h

ML=L'

58.52=518.31×

58.52=8636.07kg/h

塔釜的物质性质汇总，见表2-14

表2-14塔釜的物质性质汇总

58.52

1.5953

853.9

0.454

5644.25

8636.07

2.5.4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2-15全塔的物质性质汇总

1.3991

904.4

0.393

4415.96

4849.31

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ε=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=0.155K=1.47

2.5.5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

代入数据计算

得到：

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=0.8×

uF=0.8×

2.13=1.71m/s

2.5.6气体体积流量的计算

2.5.7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

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

查《化工原理课程设计》第二版P179，采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

所以等板高度HETP=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=0.4×

10=4m

2.8塔高的计算

塔顶的封头采用标准封头，高度h1

h1=0.25D=0.25×

1.6=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

第三章能量衡算

3.1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=（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3-1进料各物质在T=52.3℃时的比热容

比热榕Cp/（J/mol*k）

117.8

129.7

86.1

75.1

42.79

144.1

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

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3-2塔顶各物质在T=61.9℃时的汽化潜热

汽化潜热r/（J/mol）

21181.1

26325.6

35442.0

42101.2

Q1=D1×

r1×

1000/3600

=0.1610×

21181.1×

1000/3600=947.27J/s

Q2=2.3313×

26325.6×

1000/3600=17048.02J/s

Q3=61.7958×

35442.0×

1000/3600=436724.65J/s

Q4=61.7958×

42101.2×

1000/3600=136.83J/s

Q=Q1+Q2+Q3+Q4=454.86kJ/s

全凝器热负荷Q'

D=（R+1）Q=1.5×

454.86=682.29kJ/s

3.3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