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内容详情：内容简介：年产10万吨二甲醚的初步工艺设计（最终版）76m/s30.3072/SVms?于是得440.6SVDmu???????43圆整后：D=1.2m，空塔气速u=0.272m/s选取整塔直径为D=1.2m。4.4.6填料层高度的计算（1）精馏段：0..798VFu??????0.48HETPm?ZNHETPm?????查得压降/367.4/PZPam??（2）提馏段：0..8861VFu??????0.49HETPm?ZNHETPm?????查得压降/356.6/PZPam??全塔高度.8ZZZm?????4.4.7附属设备的选型计算（1）冷凝器选用列管式冷凝器，逆流方式操作，冷却水进口温度为25℃，出口温度为30℃。取K=...年产10万吨二甲醚的初步工艺设计（最终版） 76m/s30.3072/SVms?于是得440.6SVDmu???????43圆整后：D=1.2m，空塔气速u=0.272m/s选取整塔直径为D=1.2m。4.4.6填料层高度的计算（1）精馏段：0..798VFu??????0.48HETPm?ZNHETPm?????查得压降/367.4/PZPam??（2）提馏段：0..8861VFu??????0.49HETPm?ZNHETPm?????查得压降/356.6/PZPam??全塔高度.8ZZZm?????4.4.7附属设备的选型计算（1）冷凝器选用列管式冷凝器，逆流方式操作，冷却水进口温度为25℃，出口温度为30℃。取K=700W/(m2·℃)逆流：T33.82℃→32.95℃t30℃←25℃0)(32.3.8230ln(/)ln32.9525mttttt??????????????℃/3.643.57005.63CmQAmKt??????查文献[2]选型：Φ500×3000，换热面积F=44.3m2（2）再沸器选择187.8℃的饱和水蒸气加热，Wt=126.94℃为再沸器液体入口温度，用潜热加热可节省蒸汽量，从而减少热量损失。取K=1000W/(m2·℃)187.t????℃则换热面积为/3.624.BQAmKt??????查文献[2]选型：Φ400×3000，换热面积F=25.3m2精馏塔主要工艺参数汇总表表33精馏塔主要设计参数汇总表44塔顶塔釜进料精馏段提馏段液相摩尔流量（kmol/h）气相质量流量（kg/h）液相质量流量（kg/h）摩尔分率质量分率平均相对分子质量气相平均密度（kg/m3）液相平均密度（kg/m3）温度/℃74.0...132.955.0.32.097.26...640..3...04.5回收塔及其附属设备的计算选型回收塔的原料液来源于汽化塔、初馏塔、精馏塔的釜残液，一同进入回收塔进行精馏回收甲醇，作为原料液回收循环利用，这无论是在经济上还是环保上都是需要的。4.5.1物料衡算进料139.141[38..]5./Fkmolh????????其中甲醇含量为，139..2.96%)5.570(10./kmolh?????????则甲醇的摩尔分率即进料组成Fx为，31.172/206.61615.09%Fx??32.04/,18.02/MkgkmolMkgkmol??甲醇水98/32./32.042/18.02Dx???，0.5/32.040./32..02Wx???由物料衡算方程解得D=39.216kmol/h，W=215.592kmol/h进料平均相对分子质量232..02(115.09%)20.14/Mkgkmol??????塔顶产品平均相对分子质量132..02(196.50%)31.55/Mkgkmol??????塔釜产品平均相对分子质量332.040.(10./Mkgkmol??????则质量流量39..265/Dkgh????，215..591/Wkgh????/FDWkgh??????操作压力为0.02MPa。由于泡点进料q=1，由汽液平衡数据用内插法求得进料液温度.17.90FFtt???????℃此温度下，甲醇的饱和蒸汽压058.660ApKPa?，水的饱和蒸汽压013.356BpKPa?/13.3564.39ABpp????min(1)11.8311DDFFxxR????????????????min1.21.21.832.20RR????2..275/LRDkmolh?????86.341.083/LLqFkmolh????????(1)125.491/VVRDkmolh?????表34甲醇-水平衡时的t、x、y数据（查化学工程师手册[4]用安托尼方程计算得出和化工原理附录）平衡温度t/℃28.560.07甲醇饱和蒸汽压0Ap/KPa水的饱和蒸汽压0Bp203.4.5..9.12..20液相甲醇x/%气相甲醇y/%100.8.45.65.7.表35物料衡算结果表物料流量（kmol/h）组成物料物流（kmol/h）进料塔顶产品D塔底残液W254...精馏段上升蒸汽量V提馏段上升蒸汽量V?精馏段下降液体量L提馏段下降液体量L?125.86.4.5.2热量衡算（1）由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度Dt、塔底温度Wt、泡点温度Dt?Dt=29.08℃Wt=59.88℃Dt?=30.95℃注：下标1为甲醇,下标2为水。甲醇的比热容查自于化工工艺手册上册2-702，水的比热容查自于天大修订版化工原理上册附录。Dt温度下：1pC?44.20kJ/(kmol·K)，2pC?75.23kJ/(kmol·K)12(1)44.200.(10./()pDpDpDCCxCxkJkmolK????????????Wt温度下：1pC?45.41kJ/(kmol·K)，2pC?75.45kJ/(kmol·K).410.(10..37/()pWpWpWCCxCxkJkmolK????????????Dt温度下：11178.0/kJkg??22464.85/kJkg??12(1)./DDxxkJkg??????????????注：查于化工工艺设计手册[10]2-819塔顶132..02(196.50%)31.55/Mkgkmol??????（2）塔顶以0℃为基准，0℃时塔顶上升气体的焓值为VQ125..3.85.99/VpDQVCtVkJh?????????????（3）回流液的焓RQ1pC=44.28kJ/(kmol·K)，2pC=75.22kJ/(kmol·K)12(1)44.280.(10./()ppDpDCCxCxkJkmolK????????????86../RpDQLCtkJh????????（4）馏出液的焓DQ因为馏出口与回流口组成一样，所以45.36/()pCkJkmolK??38../DpDQDCtkJh???????（5）冷凝器消耗CQ70./CVRDQQQQkJh???????（6）进料口的焓FQFt温度下：1pC=45.07kJ/(kmol·K)，2pC=75.25kJ/(kmol·K)12(1)45.070.(10./()ppFpFCCxCxkJkmolK????????????所以254../FpFQFCtkJh???????（7）塔底残液焓WQ.0.24/WpWQWCtkJh???????（8）再沸器（全塔范围列衡算式）设再沸器损失能量0.1BQQ?损BFCWDQQQQQQ?????损0.0./BCWDFQQQQQkJh?????????所以，/BQkJh?表36热量衡算结果表进料冷凝器塔顶馏出液塔底釜残液再沸器平均比热[kj/(kmol·K)]热量Q（kj/h）55.5.8..5.3理论塔板数的计...
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