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1、常州大学本科毕业设计 序号： 09449101常 州 大 学毕业设计（ 2013届 ）工艺计算说明书 学 生 廖 亚 运 学 号 09449101 学 院 石油化工学院 专业班级 轻化091 题 目 30kt/a N-甲基甲酰胺分离工艺设计 校内指导教师 黎 珊 专业技术职务 讲师 二零一三年六月目录第一章 物料衡算31.1原料的物料衡算31.2脱甲醇塔的物料衡算41.3精馏塔的物料衡算5第二章 脱甲醇塔的工艺计算52.1脱甲醇塔温度的计算52.1.1塔顶温度计算52.1.2塔底温度计算82.2回流比的计算92.3理论板的计算112.4加料板位置的确定112.5塔径的计算122.5.1进料温度
2、的计算122.5.2计算塔顶的物质物性122.5.3计算塔釜的物质物性132.5.4全塔的物质物性142.5.5空塔气速计算142.5.6气体体积流量的计算152.5.7塔径的计算与圆整152.6液体喷淋密度的验算152.7填料层高度的计算152.8塔高的计算16第三章 能量衡算163.1进料加热器的热负荷163.2塔顶全凝器的热负荷173.3塔釜再沸器的热负荷17第四章 换热器的选型184.1预热器E-1201184.2冷凝器的选型E-1202与校核184.2.1冷凝器的选型184.2.2冷凝器的校核194.3再沸器的选型E-1203204.4脱甲醇塔塔顶出料冷凝器E-120421第五章 精
3、馏塔工艺计算225.1.精馏塔温度的计算225.1.1塔顶温度计算225.1.2塔底温度计算235.2回流比的计算245.3理论板的计算255.4加料板位置的确定265.5塔径的计算265.5.1进料温度的计算265.5.2计算塔顶的物质物性265.5.3计算塔釜的物质物性275.5.4全塔的物质物性285.5.5空塔气速计算295.5.6气体体积流量的计算295.5.7塔径的计算与圆整295.6液体喷淋密度的验算295.7填料层高度的计算295.8塔高的计算30第六章 能量衡算及设备选型306.1精馏塔进料预热器E-1301306.2塔顶全凝器的热负荷E-1302316.3塔釜再沸器的热负荷
4、E-1303326.4精馏塔塔顶出料冷凝器E-1304336.5精馏塔塔釜出料冷凝器E-130533第七章 原料储罐与产品储罐的计算与选型347.1 原料储罐V-1101347.2脱甲醇塔塔顶产物储罐V-1102357.3 精馏塔塔顶出料产品储罐V-1103357.4 精馏塔塔釜出料产品储罐V-1104357.5 脱甲醇塔塔顶回流罐V-1201367.6 精馏塔塔塔顶回流罐V-1301367.7脱甲醇塔进入精馏塔之间的缓存罐V-120236第八章 管道的计算378.1主物料管道的计算378.2辅物料线的管径计算39第九章 泵的选型41附录1 ASPEN 模拟43 第一章 物料衡算1.1 原料的
5、物料衡算30kt/a N-甲基甲酰胺分离工艺设计以每年300天，7200小时计算，考虑到损耗量（20%的裕量）。已知提供的原料中含甲胺0.10%wt，水0.10%wt，甲醇40.00%wt，N-甲基甲酰胺57.00%wt，甲酸甲酯2.80%wt。查石油化工基础数据手册 第492页可知，甲醇的相对分子质量M=32.041g/mol g/mol查石油化工基础数据手册 第760页可知，甲胺的相对分子质量M=31.058g/mol查石油化工基础数据手册第686页可知甲酸甲酯的相对分子质量M=60.052g/mol查石油化工基础数据手册 续篇第1176页可知 N-甲基甲酰胺的相对分子质量M=59.086
6、g/mol可列出下表1-1表1-1进料物料组成表原材料wt%kg/hkmol/hmol%甲胺0.1050.16100.14甲酸甲酯2.801402.33132.02甲醇40.00200064.420055.81水0.1050.27760.24N-甲基甲酰胺57.00285048.234841.79合计100.005000115.4247100.001.2 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
7、分。则：D=0.01%D+99%*2000+5+140，得D=2125.21 kg/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wt%kg/hkmol/hmol%甲胺0.235.000.16100.25甲酸甲酯6.59140.002.33133.62甲醇93.171980.0061.795896.11水0.010.210.01170.02合计100.002125.2164.2998100.00表1-3 脱轻塔塔釜物料组成表wt%kg/hkmol/hmol%甲醇0.7020.000.62421.27水0.174.790.26600.54N-甲基甲酰胺99.1328
8、50.0048.234898.19合计100.0002874.7949.2150100.001.3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NMF 99.99%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=WW=2821.78 kg/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wt%kg/hkmol/hmol%甲醇37.7320.000.624246.00水8.514.510.250418.45N-甲基甲酰胺53.7628.500.4823
9、35.55合计100.00053.011.3569100.00表1-5 精馏塔塔釜物料组成表wt%kg/hkmol/hmol%水0.010.280.01550.03N-甲基甲酰胺99.992821.5047.752499.97合计100.0002821.7847.7679100.002 工艺计算工艺流程图如下：图1 NMF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
10、.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mol%1CH3NH20.252HCOOCH33.623CH3OH96.114H2O0.025HCONHCH30.00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2-2 60时塔顶气相分压摩尔分数xi饱和蒸汽压/KpaKiKixi甲胺0.00251013.250010.00000.025甲酸甲
11、酯0.0362261.72252.58300.0935甲醇0.961184.60640.83500.8025水0.000219.85970.19600.0000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2-3 70时塔顶各组分分压摩尔分数xi饱和蒸汽压/KpaKiKixi甲胺0.00251312.158812.95000.0324甲酸甲酯0.0362351.19253.46600.1255甲醇0.9611125.33901.23701.1951水0.000231.10680.30700.0000求和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
12、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序号分子式mol%1CH3NH20.002HCOOCH30
13、.003CH3OH1.274H2O0.545HCONHCH398.19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2-5 180时塔釜各组分xi摩尔分数yi饱和蒸汽压/KPaKiyi/Ki甲醇0.01272724.6326.36950.0005摩尔分数yi饱和蒸汽压/KPaKiyi/Ki水0.005410039.70720.0006N-甲基甲酰胺0.981994.540.91501.0731求和1.0742取温度为190计算，各组分xi见表2-6。表2-6 190时塔釜各组分xi摩尔分数yi饱和蒸汽压/KPaKiyi/Ki甲醇0.01273335.623
14、2.28280.0004水0.0054125512.14610.0004N-甲基甲酰胺0.9819123.411.19440.8221求和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=1013.25KPaT=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
15、-7表2-7 塔顶各组分的相对挥发度摩尔分数xi饱和蒸汽压/Kpa相对挥发度a甲胺0.00251070.0448.95甲酸甲酯0.0363278.7212.75甲醇0.961188.664.06水0.000221.861.00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饱和蒸汽压/KPa相对挥发度a甲醇2907.932.70水1078.61.00N-甲基甲酰胺103.20.10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 全塔相对挥发度序号分子式进料摩尔分数xF塔顶摩尔分数xD塔
16、底摩尔分数xW相对挥发度a1CH3NH20.00140.00250.000048.952HCOOCH30.02020.03620.000012.753CH3OH0.55810.96110.01273.314H2O0.00240.00020.00541.005HCONHCH30.41790.00000.98190.10参考化工原理下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取不同的值代入公式（1）用excel表格进行试差计算，见表2-10表2-10 值的试差计算a1xf1/(a1-)a2xf2/(a2-)a3xf3/(a3-)a4xf4/(a4-)a5xf5/(a5-)求
17、和1.0010.00140.02180.8002-2.5000-0.0472-1.73471.0020.00140.02180.8004-1.2500-0.0472-0.48431.0030.00140.02190. 8006-0.8000-0.0463-0.02231.0040.00140.02190.8010-0.6250-0.04700.14151.00310.00140.02190.8007-0.7742-0.04630.00351.00320.00140.02190.8008-0.7500-0.04710.02781.00330.00140.02190.8008-0.7273-0.0
18、4640.03071.00340.00140.02190.8009-0.7353-0.04710.03101.00350.00140.02190.8009-0.7143-0.04710.05201.00360.00140.02190.8009-0.6944-0.04710.07191.00370.00140.02190.8009-0.6757-0.04710.09071.00380.00140.02190.8010-0.6579-0.04710.1086所以=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，
19、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：代入数据 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 塔顶各组分的物性序号分子式相对分子质量mol%液体密度g/cm3液体粘度mPa*
20、s1CH3NH231.0580.25604.50000.1442HCOOCH360.0523.62910.70000.2443CH3OH32.04196.11958.90000.3374H2O18.010.02982.20000.4585HCONHCH359.0860.00甲醇塔塔顶的平均相对分子质量MDMD=31.0580.0025+60.0520.0362+32.0410.9611+18.010.0002=33.050g/mol塔顶的气相密度PV塔顶的液相密度PL、PL=604.50.0025+910.70.0363+958.90.9611+982.20.0002=954.9kg/m3塔顶
21、的液体粘度uLuL=0.1440.0025+0.2440.0363+0.3370.9611+0.4580.0002=0.333mPa*m塔顶的气体流量WVV=(R+1)D=(0.5+1)64.2998=396.45kmol/hWV=VMD=96.4533.05=3187.67kg/h塔顶的液体流量WLL=RD=0.564.2998=32.1499kmol/hWL=LMD=114.4633.05=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W
22、V/(kg/h)液体流量WL/(kg/h)数值33.051.2029954.90.3333187.671062.552.5.3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 塔釜各物质的物性序号分子式相对分子质量mol%液体密度g/cm3液体粘度mPa*s1CH3NH231.0580.002HCOOCH360.0520.003CH3OH32.0411.27576.90.1034H2O18.010.54883.60.1505HCONHCH359.08698.19857.30.460甲醇塔塔釜的平均相对分子质量MWMW=32.0410.0127+18.0
23、10.0054+59.0860.9819=58.52g/mol塔釜的气相密度PV塔釜的液相密度PL、PL=576.90.0127+883.60.0054+857.30.9819=853.9kg/m3塔釜的液体粘度uLuL=0.1030.0127+0.1500.0054+0.4600.9819=0.454mPa*m塔釜的气体流量WVV=(R+1)D=(0.5+1)64.2998=96.45kmol/hWV=VMW=96.4558.52=5644.25kg/h塔釜的液体流量WLL=RD+F=0.564.2998+115.4247=147.5746mol/hML=L58.52=518.3158.52
24、=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58.521.5953853.90.4545644.258636.072.5.4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符号气体密度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
25、WL/(kg/h)数值1.3991904.40.3934415.964849.31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 =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=0.155 K=1.472.5.5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=0.8uF=0.82
26、.13=1.71m/s2.5.6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0.8m2.6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=0.410=4m2.
27、8塔高的计算塔顶的封头采用标准封头，高度h1h1=0.25D=0.251.6=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时的比热容序号分子式kmol/hmol%比热榕Cp/(J/mol*k)1CH3NH
28、20.16100.14117.82HCOOCH32.33132.02129.73CH3OH64.420055.8186.14H2O0.27760.2475.15HCONHCH348.234842.79144.1所以加热器的热负荷为：QF=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=180.11kJ/s3.2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时的汽化潜热序号分子式kmol/hmol%汽化潜热r/(J/mol)1CH3NH20.16100.2521181.12HCOOCH32.33133.6226325.63CH3OH61
29、.795896.1135442.04H2O61.79580.0242101.25HCONHCH30.00000.00Q1=D1r11000/3600 =0.161021181.11000/3600=947.27J/sQ2=2.331326325.61000/3600=17048.02J/sQ3=61.795835442.01000/3600=436724.65J/sQ4=61.795842101.21000/3600=136.83J/sQ=Q1+Q2+Q3+Q4=454.86kJ/s全凝器热负荷QD=（R+1)Q=1.5454.86=682.29kJ/s3.3塔釜再沸器的热负荷查石油化工基础数
30、据手册，塔釜各物质在T=183.0时的汽化潜热，见表3-3表3-3塔釜各物质在T=183.0时的汽化潜热序号分子式kmol/hmol%汽化潜热r/(J/mol)1CH3NH20.00000.002HCOOCH30.00000.003CH3OH0.62421.2721999.34H2O0.26600.5436148.75HCONHCH348.234898.1945217Q3=W3r31000/3600 =0.624221999.31000/3600=3814.43J/sQ4=0.266036148.71000/3600=2670.99J/sQ5=48.234845217.01000/3600=6
31、05842.49J/sQ=Q3+Q4+Q5=612.33kJ/s塔釜蒸汽的摩尔流量WV=96.45kmol/h塔釜出料的摩尔流量WW=49.215kmol/h塔釜再沸器热负荷QW=WV/WWQ=96.45/49.215612.33=1200.02kJ/s第四章 换热器的选型4.1预热器E-1201选择公用工程为0.2MPa的水蒸气温度为120，将原料从27加热到77.5，采用逆流换热方式Q预=180.11kJ/st1=120-27=93t2=120-77.5=42.5查化工原理课程设计第二版P64，选取总传热系数K=800w/(m2*k) Q=KStm180110=800S64.5 S=3.4
32、9m2安全系数为1.15-1.25所以S=(1.15-1.25)S=4.01-4.36m2查化工原理上册P298选择的换热器见表4-1换热管为=192mm表4-1 换热器的型号公称直径DN/mm公称压力PN/Mpa管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度L/mm计算换热面积/m23251.6025680.004915004.74.2冷凝器的选型E-1202与校核4.2.1冷凝器的选型循环冷却水为27进换热器，32出换热器，将塔顶物质从61.9的气体冷却至61.9的液体。 QD=682.29kJ/st1=61.9-27=34.9t2=61.9-32=29.9查化工原理课程设计第二
33、版P64，选取总传热系数K=1100w/(m2*k) Q=KStm682290=1100S32.3 S=19.2m2安全系数为1.15-1.25所以S=(1.15-1.25)S=22.124m2化工原理上册P298选择的换热器见表4-2换热管为=192mm表4-2 换热器的型号公称直径DN/mm公称压力PN/Mpa管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度L/mm计算换热面积/m27001.60422227180.0098200025.2冷却水的定性温度T=（27+32）/2=29.5，为方便计算，取温度T=30。塔顶的定性温度取为T=61.9下的甲醇液体，见表4-3表4-3 T
34、=61.9下的甲醇和水的物性温度/密度/(kg/m3)粘度/mPa*s比热容/kJ/(kg*)导热系数/w/(m*)水30995.70.8014.1740.6171甲醇61.9792.20.4912.5420.21304.2.2冷凝器的校核计算管程对流传热系数体积流量q Q=qCpt68.291000=q4.17410005 q=0.033m3/s流通面积A 流速uiui=q/A=0.033/0.0098=3.37m/s计算管程对流传热系数查化工原理上，P194水平圆管外的冷凝给热系数不考虑冷凝时各排管子受到其上各排管子流下的冷凝液的影响，即不考虑液膜厚度的增加，热阻的增加。现假设外壁温tw=
35、52，液膜性质则沿用t=61.9时的性质所以t=61.9-52=9.9 r=1696000J/kg确定污垢热阻查化工原理课程设计第二版，P66R外=0.859810-4m2*/wR内=2.010-4m2*/w金属导热系数=45w/m*总传热系数K=1374.31W/(m2*）换热面积的校核所需要的面积S=Q/K/t=682290/1374.31/32.3=15.37m2实际选用换热器的面积S=25.2m2所以设计裕度（25.2-15.37）/15.37=63.96%符合要求4.3再沸器的选型E-1203选用2.5MPa水蒸气T=220加热塔釜的液体，将液体从183加热为183的蒸气 Qw=12
36、00.02kJ/s tm=220-183=37查化工原理课程设计第二版P64，选取总传热系数K=800w/(m2*k) Q=KStm1200020=800S37 S=40.54m2安全系数为1.15-1.25所以S=(1.15-1.25)S=46.4250.68m2选择的立式热虹吸式重沸器见表4-4换热管为=383mm表4-4 换热器的型号公称直径DN/mm公称压力PN/Mpa管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度L/mm计算换热面积/m26001.604222180.0098450058.34.4脱甲醇塔塔顶出料冷凝器E-1204冷却水27进换热器，32出换热器，将塔顶出料
37、从61.9进一步冷却至45。流体流向，采用逆流操作。将塔顶出料的定性温度取为T=（61.9+45）/2=53.5塔顶各物质在T=53.5时的比热容分别见表4-5表4-5 塔顶各物质在T=53.5时的比热容序号分子式kmol/hJ/（mol*k）1CH3NH20.1610118.32HCOOCH32.3313120.83CH3OH61.795886.64H2O0.011775.2Q1=0.5723118.3(61.9-45)10003600=0.089kJ/sQ2=2.3313120.8(61.9-45)10003600=1.322kJ/sQ3=61.795886.6(61.9-45)10003
38、600=25.122kJ/sQ4=0.011775.2(61.9-45)10003600=0.004kJ/sQ=Q1+Q2+Q3+Q4=26.537kJ/st1=61.9-32=29.9t2=45-27=18 查化工原理课程设计第二版P64，选取总传热系数K=800w/(m2*k) Q=KStm26537=800S23.4 S=1.42m2安全系数为1.15-1.25所以S=(1.15-1.25)S=1.631.78m2查化工原理上册P298选择的换热器见表4-6换热管为=192mm表4-6 换热器的型号公称直径DN/mm公称压力PN/Mpa管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积/m2换热管长度L/mm计算换热面积/m21591.6011550.002730002.6第五章 精馏塔工艺计算5.1.精馏塔温度的计算5.1.1塔顶温度计算塔顶操作压力为常压，37.74wt%为甲醇，53.77wt%为N-甲基甲酰胺，查石油化工基础数据手册，常压下甲醇的沸点为64.6，N-甲基甲酰胺的沸点为182.6已知塔顶压力为101.325KPa，气相组成见表5-1表5-1 精馏塔塔顶气相组成序号分子式mol%1CH3NH20.002HCOOCH30.003CH3OH46.004H2O
