内容发布更新时间 : 2024/12/23 21:06:23星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。
水 100 40.73 647.3
由沃森公式计算平均温度135℃下的潜热 ?Hr2?1?Tr2???Hr1??1?T?r1?0.38
135℃时,对二甲醚:Tr2=T2/TC=(273.15+135)/400.0=1.02,
Tr1=T1/TC=(273.15-24.9)/400.0=0.621
可以看出不能用沃森公式推算,结合化工工艺手册乙醚在140℃下的蒸发潜热,可估算二甲醚在此温度下的蒸发潜热为?HrDME=17.50kJ/mol.
135℃时,对水: Tr2=T2/TC=(273.15+135)/647.3=0.630,
Tr1=T1/TC=(273.15+100)/647.3=0.576
则,?Hr水?1?0.630??40.73????1?0.576?0.38?38.675kJ/mol
对甲醇,同理得 Tr2= 0.796 ,Tr1=0.659 则,?Hr甲醇?1?0.796??35.25????1?0.659?0.38?28.998kJ/mol
于是混合液的汽化潜热?Hr可由下式计算,
?Hr?17.50?88.166?103?28.998?44.528?103?38.675?93.045?103?6432640kJ/h
取该条件下混合液体的比热容cp=6.5kJ/(kg〃℃),则交换热量为
Q3??Hr?cp??t?6432640?6.5?(170?100)?(88.166?46.07?44.528?32.04?93.045?18.02)?9692787.8kJ/h
换热系数取K=700 W/(m2〃℃), 则换热面积为 A?Q39692787.8/3.6??36.59m2
K??tm700?105.11查文献得冷凝器的型号[2]为:Φ500×3000,换热面积F=35.7m2 (5)第二冷凝器的计算选型
热流体进口温度100℃,出口温度25℃;冷凝水的进口温度20℃,出口温度为35℃。
34
逆流: T 100℃→25℃ t 35℃← 20℃
?tm??t2??t1ln(?t2/?t1)?(100?35)?(25?20)?23.39℃
100?35ln25?20由沃森公式计算平均温度62.5℃下的潜热
?HrDME=15.536 kJ/mol. , ?Hr甲醇 =35.407 kJ/mol. , ?Hr水 =42.730 kJ/mol.
假设第一冷凝器的冷凝效率为80%,于是混合液的汽化潜热?Hr可由下式计算
?Hr?(15.536?88.166?103?35.407?44.528?103?93.045?64.503?103)?(1?80%)?1384432.544kJ/h
取该条件下混合液体的比热容cp=3.6kJ/(kg〃℃),则交换热量为
4??Hr?cp??t?1384432.544?3.6?(100?25)?(88.166?46.07?44.528?32.04?93.045?18.02)?20%?3319025.744kJ/h
换热系数取K=800 W/(m2〃℃), 则换热面积为 A?Q41384432.544/3.6??49.27m2]
K??tm800?23.39查文献得冷凝器的型号为Φ600×3000,换热面积F=48.9m2:
4.3 精馏塔及其附属设备的计算选型
0操作压力为0.78MPa,二甲醚-甲醇的汽液平衡数据可依据Antoine方程(lgPA?A?B/(t?C))
[2]
计算,所得二甲醚-甲醇的t-x-y数据如下表,其中二甲醚、甲醇的Antoine方程常数查自化学工程师手册[4]P59、P55。
表22 二甲醚-甲醇平衡时的t、x、y数据
平衡温度/℃ 液相DME x/mol % 气相DME y/mol % 平衡温度/℃ 液相DME x/mol % 气相DME y/mol %
32.90 100.0 100.0 90 19.1 73.6
40 81.5 99.2 100 13.1 61.1
50 61.6 97.3 110 7.9 44.2
60 46.8 94.3 120 3.3 21.9
70 35.3 89.5 127.76 0 0
80 26.4 83.0
4.3.1 物料衡算
35
已知:进料F??7165.16kg/h,F?225.739kmol/h
MDME?46.07kg/kmol,M甲醇?32.04kg/kmol
MF?0.9296?46.07?(1?0.9296)?32.04?45.08kg/kmol
88.16699.9/46.07?0.3906,xD??0.9986,
225.773999.9/46.07?0.1/32.040.5/46.07xW??0.003483
0.5/46.07?99.5/32.04xF?根据物料衡算方程解得 D?87.819kmol/h,W?137.92kmol/h 采用泡点进料q=1,由汽液平衡数据,用内插法求得进料温度为
tF?32.940?32.9? ?tF?56.28℃
81.5?100.039.06?100.0此温度下, ?F?yAxB/yBxA?1.83 Rmin??x??(1?xD)?1??D???1.3 ??1?xF1?xF?R?1.5Rmin?1.6?1.3?2.08
L?R?D?2.08?87.819?182.66kmol/h
L??L?q?F?182.66?1?225.739?408.399kmol/h V??V?(R?1)D?268.942kmol/h
表23 物料衡算结果表
物料 进料 塔顶产品D 塔底残液W
流量(kmol/h) 225.739 87.819 137.92
组成 0.3906 0.9986 0.003483
物料
精馏段上升蒸汽量V 提馏段上升蒸汽量V?
物流(kmol/h) 268.942 268.942 182.66 408.399
精馏段下降液体量L 提馏段下降液体量L?
4.3.2 热量衡算
? (1)由汽液平衡数据,用内插法可求塔顶温度tD、塔底温度tW、泡点温度tD?=33.82℃ tD=32.95℃ tW=126.94℃ tD注:下标1为DME,下标2为甲醇。
36
二甲醚的比热容采用摩尔定压方程Cp,m?A?BT?CT2?DT3计算得出(数据来自于化学工程师手册P59),甲醇的比热容查自于化工工艺手册上册2-702
tD温度下:Cp1?15.96 kcal/(kmol〃℃)=66.83kJ/(kmol〃K),
Cp2?10.59kcal/(kmol〃℃)=44.36 kJ/(kmol〃K)
CpD?Cp1?xD?Cp2?(1?xD)?66.83?0.9986?44.36?(1?0.9986)?66.80kJ/(kmol?K)
tW温度下:Cp1?19.13 kcal/(kmol〃℃)=80.11 kJ/(kmol〃K),
Cp2?11.48 kcal/(kmol〃℃)=48.06 kJ/(kmol〃K)
CpW?Cp1?xW?Cp2?(1?xW)?80.11?0.003483?48.06?(1?0.003483)?48.17kJ/(kmol?K)
tD温度下:?1?389.19kJ/kg ?2?1172.12kJ/kg
???1?xD??2?(1?xD)?389.19?0.9986?1172.12?(1?0.9986)?390.29kJ/kg
注:数据来源于化工工艺设计手册[3]2-819
塔顶 M?M1?xD?M2?(1?xD)?46.07?0.9986?32.04?(1?0.9986)?46.05kg/kmol (2)塔顶以0℃为基准,0℃时塔顶上升气体的焓值为 QV
QV?V?Cp?tD?V???268.942?66.80?32.95?268.942?390.29?46.05?5424993.68kJ/h
(3)回流液的焓QR
Cp1?15.99 kcal/(kmol〃℃)=66.95kJ/(kmol〃K) Cp2?10.63 kcal/(kmol〃℃)=44.51kJ/(kmol〃K)
Cp?Cp1?xD?Cp2?(1?xD)?66.95?0.9986?44.51?(1?0.9986)?66.92kJ/(kmol?K) ??182.66?66.92?33.82?413402.4kJ/h QR?L?Cp?tD(4)馏出液的焓 QD
因为馏出口与回流口组成一样,所以Cp?66.92kJ/(kmol?K)
QD?D?Cp?tD?87.819?66.92?32.95?193642.12kJ/h
37
(5)冷凝器消耗 QC
QC?QV?QR?QD?5424993.68?413402.4?193642.124?4817949.156kJ/h
(6)进料口的焓 QF
tF温度下:Cp1?70.02kJ/(kmol?K), Cp2?10.83 kcal/(kmol〃℃)=45.33 kJ/(kmol〃K)
Cp?Cp1?xF?Cp2?(1?xF)?70.02?0.3906?45.33?(1?0.3906)?54.97kJ/(kmol?K)
所以 QF?F?Cp?tF?225.739?54.97?56.28?698371.36kJ/h (7)塔底残液焓 QW
QW?W?Cp?tW?137.92?48.17?126.94?843339.4kJ/h
(8)再沸器(全塔范围列衡算式)
设再沸器损失能量 Q损?0.1QB QB?QF?QC?QW?Q损?QD
0.9QB?QC?QW?QD?QF?4817949.156?843339.4?193642.125?698371.36?5156559.321kJ/h
所以,QB?5729510.36kJ/h
表24 热量衡算结果表
平均比热 [kJ/(kmol〃K)] 热量Q(kJ/h)
进料 55.85 179947.73
冷凝器 4817949.156
塔顶馏出液 65.60 193642.12
塔底釜残液 48.17 843339.4
再沸器 5729510.36
4.3.3 理论塔板数的计算
塔顶温度下,?D?1.88 塔底温度下, ?W?1.59 则全塔平均相对挥发度:?m? Nmin?D??W?1.88?1.59?1.73
??xD??1?xW?lg????1?x?D??xW???R?Rmin?0.2532 /lg??22.31 ??mR?1?? 38