年产5万吨丙酮工艺设计毕业论文

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1、年产5万吨丙酮工艺设计The Process Design Of Producing 50kt/a Acetone目录摘要 Abstract 引言1第一章 总论31.1概述31.1.1丙酮的性质31.1.2丙酮的安全及用途41.2设计任务的来源41.3其他41.3.1消防措施41.3.2 泄漏应急处理41.4丙酮生产技术进展5第二章 丙酮的生产工艺流程62.1异丙苯法生产丙酮的工艺及流程62.1.1烃化反应62.1.2氧化反应72.1.3提浓塔72.1.4分解反应釜82.1.5中和反应82.1.6粗丙酮塔82.1.7精丙酮塔8第三章 工艺计算93.1物料衡算93.1.1.精丙酮塔的物料衡算93

2、.1.2粗丙酮塔的物料衡算93.1.3分解釜的物料衡算103.1.4中和槽的物料衡算103.1.5提浓塔的物料衡算113.1.6氧化反应的物料衡算113.1.7烃化反应的物料衡算123.2精丙酮塔能量衡算123.2.1再沸器的热负荷123.2.2冷却水用量计算14第四章 主要设备计算及选型154.1精馏塔的各项操作参数的确定154.1.1操作压力154.1.2汽液平衡时，x、y、t数据154.1.3摩尔物料物料衡算154.1.4温度164.1.5平均密度的计算164.1.6平均表面张力的计算184.1.7 q线的计算194.1.8水和丙酮平均相对挥发度的计算194.1.9回流比的确定194.2

3、塔板数204.3塔径214.4塔板主要工艺尺寸的计算234.4.1 溢流装置计算234.4.2 塔板布置及浮阀数目与排列244.5体力学计算264.5.1 气相通过浮阀塔板的压力降264.5.2 淹塔274.5.3 雾沫夹带284.6 塔板负荷性能图294.6.1雾沫夹带线294.6.2 液泛线304.6.3 液相负荷上限线304.6.4 漏液线314.6.5 液相负荷下限线314.6.6 负荷性能图314.7塔附件设计344.7.1接管344.7.2筒体与封头354.7.3裙座354.7.4吊柱354.7.5人孔354.8塔总体高度的设计35结论37致谢38参考文献39附录一40附录二41年

4、产5万吨丙酮工艺设计摘要： 丙酮是一种用途十分广泛的重要有机产品，主要用于生产醋酸纤维素胶片薄膜塑料和作为涂料的溶剂,及制备甲基丙烯酸甲酯(MMA)的上游原料和制备环氧树脂、聚碳酸酯中间体双酚A的原料。目前世界上丙酮的生产方法有许多种，但主要方法是异丙苯法，其生产能力约占世界丙酮生产能力的90%以上。为了满足经济发展对丙酮的需求，特此开展了年产5万吨丙酮工艺项目设计。本文主要介绍了丙酮产品的生产经济效益，生产工艺流程及流程的选择，产品国内外的发展状况，生产过程中的物料衡算及能量衡算，主要设备的设计及部分设备的选型。在整个设计过程中，最主要是工艺条件的合理确定及设备的设计和选型，其中通过设计计算

5、得到精馏塔直径为1.4m，高为17.08m，精馏后得到丙酮产品为6945kg/h。关键词：丙酮；异丙苯法；工艺流程；物料衡算；精馏塔The Process Design Of Producing 50kt/a AcetoneAbstract: Acetone that is mainly used for plastics and coating production of cellulose acetate film solent and is the preparation of methyl methacrylate (MMA) of upstream raw materials and

6、 the preparation of epoxy resin, bisphenol A polycarbonate intermediates materials,is an important organic products of a very wide range of applications. At present, there are many kinds of production methods of acetone in the world, but the isopropyl benzene method is the main production of acetone

7、 method, which accounts for more than 90% of acetone production.In order to meet the needs of economic development, we carry out the process project design of 50kt/a acetone. This paper mainly introduces the acetone production economic benefit, production process and the selection of process, produc

8、t development situation at home and abroad, the material balance and energy balance in the process of production, the design of the main equipment and some equipment selection. In the design process,it is most important to design reasonable process condition and select equipment. Finally the distill

9、ation column which has column diameter of 1.4m,the high of 17.08m,and acetone products of 6945 kg/h is obtained by design calculation.Key words: Acetone; Isopropyl benzene method; The process flow; Material balance; Rectifying column II引言目前大多数丙酮是制备苯酚的副产品，是异丙苯氧化后的产物之一。从全球丙酮消费市场看，未来几年，除丙酮氰醇、溶剂等对丙酮的需求量

10、有不同程度的增长外，双酚A仍是最主要的消费领域(尤其是亚洲地区)，其他消费增长相对较为平稳，双酚A、MMA和溶剂仍将是丙酮的三大消费领域1。近年来，中国丙酮表观需求量保持着高速增长，平均增长率达到15%以上，2009 年以后，随着中国乃至全球经济进入危机后的缓慢复苏阶段，终端下游需求不断回升，加之下游双酚A行业进入扩能高峰期，成为丙酮下游行业需求增长亮点之一。除此之外，减水剂、MIBK、异丙胺等下游行业的规模化企业发展速度越来越快，中国丙酮市场需求也呈现快速增长态势，2009-2012年平均需求增长率大幅升高至30%左右2。随着中国在建丙酮装置的陆续投产，国内自给率将大大提高，市场竞争将更加激

11、烈。由于近几年丙酮市场需求的最大增长来自双酚A及其衍生物领域，因此建议中国新增的丙酮生产装置最好采用异丙苯法生产工艺，以避免单纯生产丙酮导致的市场过剩。装置建设地点应充分考虑原料供应及附近市场需求，最好采用上下游配套方式，以降低生产成本，规避市场风险。 另外，在建丙酮装置的同时，企业除可配套建设双酚A装置外，还应考虑配套建设MIBK装置，努力减少双酚A产业发展可能对丙酮市场造成的不利影响。吉化公司新建的1.5万吨/年MIBK装置已投产。目前中国仍可以考虑引进美国伊士曼公司、陶氏化学或壳牌化学公司丙酮一步法技术再建设1套2万吨/年MIBK生产装置，使丙酮及其下游产品的生产实现一体化，参与国际竞争

12、。 中国采用异丙苯法的苯酚/丙酮生产装置应提高单套装置生产能力，降低生产成本，实现异丙苯/苯酚/丙酮/双酚A一体化生产，继续开发丙酮衍生物生产工艺，拓宽丙酮应用领域。 建议采用异丙苯法生产工艺，实现异丙苯/苯酚/丙酮/双酚A一体化生产，继续开发丙酮衍生物生产工艺，拓宽应用领域3-5。为设计年产5万吨丙酮工艺设计，特开展了一下章节。本文第一章主要介绍了丙酮的一些理化性质、理化参数指标及其安全消防措施。第二章主要介绍了丙酮的生产方案及使用异丙苯法生产丙酮的详细工艺生产流程，使我们能够对异丙苯法生产丙酮有了深刻清晰的认识。第三章主要对使用异丙苯法生产丙酮工艺流程进行了物料衡算及重要设备的能量衡算。第

13、四章主要对生产精制丙酮的精丙酮塔进行了塔重要设备的计算及选型，从而为绘制精丙酮设备图提供了理论的支持。第一章 总论1.1概述：1.1.1丙酮的性质丙酮也称作二甲基酮 ，是最简单的酮，在常温下为无色透明液体，易挥发、易燃，有芳香气味。与水、乙醇、N,N-二甲基甲酰胺、氯仿、乙醚及大多数油类等均能互溶，能溶解油、脂肪、树脂和橡胶等，也能溶解醋酸纤维素和硝酸纤维素，是一种重要的挥发性有机溶剂。表1.1丙酮的理化性质参数理化性质数据指标化学式CH3COCH3摩尔质量（g.mol-1）58.08熔点()-94.9(178.2K)相对密度（水=1）0.80沸点()56.53(178.2K)相对蒸气密度（空

14、气=1）2.00饱和蒸气压(kPa)53.32(39.5)燃烧热(kJ/mol)1788.7临界温度()235.5临界压力(MPa)4.72辛醇/水分配系数的对数值-0.24闪点()-20爆炸上限%(V/V)23.0引燃温度()465爆炸下限%(V/V)2.5溶解性水、乙醇等有机溶剂PKa19.21.1.2丙酮的安全及用途：丙酮对人体具有肝毒性，对于黏膜有一定的刺激性，吸入其蒸气后可引起头痛，支气管炎等症状。如果大量吸入，还可能失去知觉。日常生活中主要用于脱脂，脱水，固定等等。在血液和尿液中为重要检测项目。有些癌症患者尿样丙酮水平会异常升高。采用低碳水化合物食物疗法减肥的人血液、尿液中的丙酮浓

15、度也异常地高。 丙酮与氯仿不应混合（特别是在碱性环境下），两者会发生剧烈的放热反应，若混合可能导致强烈爆炸。最常见的用途是用作卸除指甲油的去光水，以及油漆的稀释剂；同时可作为有机溶剂，应用于医药、油漆、塑料、火药、树脂、橡胶、照相软片等行业。在工业上应用于制造双酚A、甲基丙烯酸甲酯（MMA）、丙酮氰醇、甲基异丁基酮等产品，以及塑胶、纤维、药物及其他化学物质。自然界中亦存在天然的丙酮，人体内也含有少量的丙酮。在建材方面，主要作为脂肪族减水剂的主要原料。1.2设计任务的来源由指导老师指定的课题1.3其他1.3.1消防措施危险特性：其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热极易燃烧爆炸。与氧化剂能

16、发生强烈反应。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。若遇高热，容器内压增大，有开裂和爆炸的危险。有害燃烧产物：一氧化碳、二氧化碳。灭火方法：尽可能将容器从火场移至空旷处。喷水保持火场容器冷却，直至灭火结束。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离。灭火剂：抗溶性泡沫、二氧化碳、干粉、砂土。用水灭火无效。1.3.2 泄漏应急处理应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防静电工作服。尽可能切断泄漏源。防止流入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用砂土或其它不燃材料吸附或吸

17、收。也可以用大量水冲洗，洗水稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。1.4丙酮生产技术进展目前，世界上丙酮最主要的生产方法为异丙苯法，此外还有粮食发酵法、异丙醇脱氢法、丙烯直接氧化法（wacker法）、醋酸副产法以及乙炔水合法等。粮食发酵法是以谷物、山芋干或糖蜜等为原料，经粉碎、加水制成发酵液，经高压蒸汽灭菌后冷却，然后接入纯丙酮-丁醇菌种进行发酵，发酵液经精馏可得到质量比为3:6:1的商品丙酮、丁醇和乙醇。由于技术落后，生产成本高，目前该法在发达国家已经被淘汰，但在发展中国家仍占有一定的比重。异

18、丙醇脱氢法曾是世界上最主要的丙酮生产方法，它以异丙醇-水共沸物（来自丙烯水合制异丙醇装置）为原料，在锌-铜催化剂的作用下，发生脱氢反应，产物经分离提纯后得到丙酮产品。由于成本原因该法逐渐被异丙苯法所替代。丙烯直接氧化法是以氧气为氧化剂，氯化钯-氯化铜为催化剂，丙烯原料经液相氧化合成丙酮，并副产丙醛和氯代丙酮。该方法主要被日本部分企业采用，但由于设备腐蚀严重，未能获得大规模发展应用。异丙苯法是最为经济的丙酮生产方法，目前世界上约90%的丙酮是通过该方法生产的，丙酮是生产苯酚的联产品。其主要技术授权公司为KBR公司、日本三井化学公司和美国UOP公司。异丙苯法生产丙酮包括异丙苯合成、异丙苯氧化、过氧

19、化异丙苯提浓、分解和中和、产品精制副产回收、废水处理等工序。主要过程涉及丙烯与苯在磷酸或沸石分子筛存在下发生反应生成异丙苯，异丙苯再在液相下被氧化生成过氧化氢异丙苯，过氧化氢异丙苯再在硫酸存在下分解得到苯酚和丙酮。异丙苯法工艺具有产品质量高、原料和能源消耗低等优点。第二章 丙酮的生产工艺流程2.1异丙苯法生产丙酮的工艺及流程 本设计采用较为先进的异丙苯法工艺主要是以新鲜苯和丙烯为原料，在YSBH 分子筛催化剂作用下，通过烃化反应生产异丙苯，再用空气中的氧气将异丙苯氧化为过氧化氢异丙苯(CHP)，然后以硫酸作催化剂，将过氧化氢异丙苯分解生产苯酚和丙酮，经精制得到酮产品6-7。丙酮的生产工艺流程图

20、:1274536苯丙烯1烃化反应；2氧化反应；3提浓塔；4分解釜；5中和槽；6粗丙酮；7精丙酮塔 图2.1异丙苯法生产丙酮工艺流程图2.1.1烃化反应：CH3-CH=CH3+ （2-1） 1.烃化反应的影响因素：（1）反应温度：烃化反应是放热反应，温度对反应速度影响明显，温度每升高一度反应速度加快一倍，但是副反应速度也加快，所以综合考虑反应温度控制在160摄氏度左右。（2）苯烯比：一般要求苯要过量，否则副产物就会增多，但是当苯的用量过大时就会增加生产成本，一般取苯烯比为4:1。 （3）反应压力：一般3.0MPa。（4）原料的纯度：纯度主要是影响催化剂的使用寿命及使用周期，要尽量提高原料的纯度。

21、2.该流程中存在的危险因素：（1）苯与丙烯是在高温高压的条件下反应的，而且反应物易燃易爆，在此存在高温高压联锁保护装置，当压力过高时就启动联锁装置自动放空防止爆炸；当温度过高将自动联锁停止加热并进行冷却降温。 （2）因为此反应要求苯必须过量，流量控制器跟相应的联锁装置相连，当苯的量不足时就会通过联锁中断乙烯的加入，终止反应。 （3）对于冷却器如果停止工作或是检修之后忘记打开，会引起严重的事故。2.1.2氧化反应： +O2 （2-2）1.反应温度，控制反应温度是为了控制反应深度，反应太深副产物会相应增加，而在常温下又不反应，一般控制温度为3035。2.反应压力，一般为0.3MPa。3.反应浓度，

22、当浓度升高时反应速度加快，但是当反应浓度太高了又会发生自分解反应生成苯酚和丙酮，所以反应浓度不能太高。4.反应介质酸度，PH过高会发生碱式复分解反应，所以PH一般控制为3.54.5。5.物料纯度，主要是要保证氧气和异丙苯的纯度。2.1.3提浓塔生成30%的过氧化氢异丙苯浓度比较低不易于反应，所以要用减压提浓塔提浓到87%，压力应为40mmHg以下，温度为90。2.1.4分解反应釜提浓后的CHP以硫酸为催化剂在分解反应釜分解生成苯酚、丙酮。 + （2-3）1.硫酸的用量，分解液中硫酸的浓度应该小于等于503ppm。2.反应温度控制在80左右，保证分解液残留的过氧化氢异丙苯在0.2 %以下。3.停

23、留时间，取决于反应规模的大小，时间过长易发生副反应。4.水的含量，水主要用于循环冷却和作为浓硫酸的稀释剂，水的总含量要在0.5 %以下，如果水的含量升高将会抑制分解反应，过氧化氢异丙苯在反应器中积累，过氧化氢异丙苯短时间内反应放出 大量的热，热量积累压力升高很容易引发爆炸。5.CHP的分解率在99.00%以上。2.1.5中和反应含有残酸的分解液进入中和槽中，而中和槽连接有PH控制装置，对其PH进行严格控制，并设有联锁保护，水洗分解液是通过激泵在中和槽循环的，要求泵要有良好的抗腐蚀性能，泵被腐蚀后会发生泄漏或是喷溅产生对人体的伤害，所以要加强对泵的检测和维修。2.1.6粗丙酮塔从中和槽流出的混合

24、液中含有丙酮、苯酚、异丙苯等的水溶液，要经粗丙酮塔进行切割分离,富含丙酮的轻组分自塔顶采出,进入丙酮精制塔进行丙酮精制, 而富含苯酚等的重组分自粗丙酮塔塔底采出,经粗苯酚塔、脱烃塔和苯酚精制塔得到产品苯酚。塔顶温度控制在88左右，压力控制在0.12MPa左右；塔底温度控制在102左右，压力控制在0. 20MPa左右。2.1.7精丙酮塔从粗丙酮塔塔顶采出的丙酮气体及蒸汽（计算中可忽略不计），要经精丙酮塔减压精馏进一步精制才能得到符合市场需求的合格产品。其塔顶温度控制在54左右，压力控制在0.055 MPa左右；塔底温度控制在75左右，压力控制在0. 101MPa左右。第三章 工艺计算3.1物料衡

25、算3.1.1精丙酮塔的物料衡算 设计任务，丙酮的年生产能力为50kt/a,按年工作工作日为300天，每天24小时连续生产计，则每小时生产产品流量为：由F=D+W；FXF=DXD+WXW; XF进料时丙酮所占的质量分数，XF=0.7237；XD出料时丙酮所占的质量分数，XD=0.9980；XW釜液中丙酮所占的质量分数，XW=0.0025；D=6945kg/h由上述已知条件可以推知：F=9586.45 kg/h W=2641.45 kg/h表3.1精丙酮塔的物料衡算种类进料流量（kg/h）出料流量（kg/h）釜液流量（kg/h）丙酮6937.716931.116.60水2648.7413.8926

26、34.85总计9586.4569452641.453.1.2粗丙酮塔的物料衡算由F=D+W；FXF=DXD+WXW; XF进料时丙酮所占的质量分数，XF=0.3643；XD出料时丙酮所占的质量分数，XD=0.7237；XW釜液中丙酮所占的质量分数，XW=0.0032；D=9586.45kg/h由上述已知条件可以推知：F=19127.77kg/h; W=9541.32kg/h.又由进料口苯酚的质量分数为36.43%，异丙苯的质量分数为10.21%，水的（含有Na2SO4）的质量分数为16.93%；可以推出：表3.2精丙酮塔的物料衡算种类进料流量（kg/h）出料流量（kg/h）釜液流量（kg/h）

27、丙酮6968.256937.7130.53苯酚6968.2506968.25异丙苯1952.9401952.94水3238.332648.74589.59总计19127.779586.459541.313.1.3分解釜的物料衡算：按过氧化氢异丙苯（CHP）的分解率在100%计算，CHP的进料量为6968.252=13936.5kg/h,则加入的硫酸质量为6.97kg/h,加入水的质量为69.67kg/h。 表3.3分解釜的物料衡算：种类进口流量（kg/h）出口流量（kg/h）CHP13936.50丙酮06968.25苯酚06968.25异丙苯1952.941952.94 水（添加）69.686

28、9.68 硫酸（添加）6.976.97总计15966.0915966.093.1.4中和槽的物料衡算：有中和反应知，需要加入NaOH的量为6.972=13.94kg/h，而加入水的量为3238.33-13.94-6.97-69.68=3147.74kg/h.表3.4中和槽的物料衡算：种类进口流量（kg/h）出口流量（kg/h）丙酮6968.256968.25苯酚6968.256968.25异丙苯1952.941952.94水（添加）3147.73238.33硫酸（添加）6.970NaOH（添加）13.940总计15966.0919127.773.1.5提浓塔的物料衡算：由已知提浓塔进料口为占3

29、0%的CHP，出口为占87.71%的CHP，可以推出进料口为13936.5/0.30=46455kg/h的液体，则进料口异丙苯的流量为464550.70=32518.5kg/h，进一步推出塔顶出口的异丙苯的流量为32518.5-1952.94=30565.56 kg/h，塔底出口的异丙苯为13936.5/0.87710.1229=1952.79 kg/h.如下表: 表3.5提浓塔的物料衡算种类进口流量（kg/h）塔顶流量（kg/h）塔底流量（kg/h）CHP13936.5013936.5异丙苯2518.530565.561952.79总计4645530565.5615889.293.1.6氧化

30、反应的物料衡算：根据氧化反应生成30%的CHP，可得异丙苯的进料口流量为43521 kg/h ，氧气的加入量为2934kg/h，按空气：氧气=5:1，得空气加入流量为14670kg/h，尾气排出量为185820kg/h.如下表： 表3.6氧化反应的物料衡算种类进料流量（kg/h）塔顶流量（kg/h）塔底流量（kg/h）异丙苯43521032518.5空气1467000尾气0117360CHP0013936.5总计5819111736464553.1.7烃化反应的物料衡算： 由于烃化反应为较复杂的反应，这里只计算参加烃化反应生成异丙苯的物料衡算。可得丙烯为43521/12042=15232.35

31、 kg/h，苯为43521/12078=28288.65 kg/h. 表3.7 烃化反应物料衡算种类反应流量（kg/h）产物流量（kg/h）丙烯15232.350苯28288.650异丙苯043521总计43521435213.2精丙酮塔能量衡算已知丙酮露点温度t=56.05，操作条件：塔顶56.56，塔釜99.27，进料温度88.08，回流液温度40，回流比为1.25。3.2.1再沸器的热负荷1.带入热量见表3.8表3.8丙酮塔入热物 料进 料回流液加热蒸汽组分丙酮水丙酮流量：（ kg/h） 6937.712648.748681.25温度：（）88.0888.0840比热：（kJ/kg）2.

32、204.262.20热量:（kJ/h）1344361.69993862.34763950Q加热Q入=Q进料+Q回流液+Q加热= 1344361.69+993862.34+763950 +Q加热= 3102174.03+ Q加热2.带出热量见表3.9表3.9物料带出热量物料精丙酮回流液残液热损失组分丙酮丙酮丙酮水流量：（kg/h）69458681.2562.58916.922温度：（）56.5656.5699.2799.27比热：（kJ/kg）2.202.202.204.187潜热：(kJ/kg)488.6489.15热量:（ kJ/h）864180108022531366337062935%Q

33、入所以Q出864180+10802253+13663+37062935%Q入 = 15386389+5%Q入因为：Q出Q入所以：Q入= Q出= 16196199kJ/h所以：Q =16196199-3102174= 13094024kJ/h即再沸器的热负荷为13094024kJ/h.已知水蒸气的汽化热为2118.6 kJ/kg所以：需蒸汽G3蒸汽= kg/h3.2.2冷却水用量计算对热流体：Q入Q产品精丙酮+Q回流液= 1344361.69+763950=2108311.69 kJ/hQ出 = Q精甲醇(液)+Q回流液(液)=864180+10802253=11666433 kJ/hQ传 =

34、11666433(1-5%) 2108311.69= 8974799kJ/h冷却水温：20 40所以：冷却水用量G3水= = 107.17t水/h第四章 主要设备计算及选型4.1精馏塔的各项操作参数的确定4.1.1操作压力本设计为减压精馏，塔顶操作压力选为55kPa，塔底101kpa.4.1.2汽液平衡时，x、y、t数据对于丙酮-水组成的非理想系统8表4.1操作压力下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮温度丙酮温度丙酮温度液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.5

35、0.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.04.1.3摩尔物料物料衡算已知：F=9586.45 kg/h ， W=2641.45 kg/h ，D=6945kg/h 质量分数： XF=0.7237；XD=0.9980；XW=0.0025； =58.08kg/kmol, =18.02kg/kmol进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为, , =， =， =， 进料平均相对分子质量:=0

36、.44858.08+(1-0.448)18.02=35.97kg/kmol表4.2 丙酮的物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）6931.116.606937.71质量分数/%99.800.2572.37摩尔流量/(kmol/h)119.340.11119.45摩尔分数/%99.40.144.84.1.4温度 塔顶： 56.56 56.45塔釜： 99.27进料： 88.08精馏段平均温度： =72.27提馏段平均温度： =93.674.1.5平均密度的计算已知: 混合液密度： :质量分率 (4-1) 混合气体密度： :为平均相对分子质量 (4-2)精馏段： 液相组成: ,

37、汽相组成: , 所以： 提馏段： 液相组成: , 汽相组成: , 所以： 求在与下的丙酮和水的密度: : ， : ， 精馏段：液相密度： , 解得：汽相密度： 提馏段：液相密度： , 解得： 汽相密度： 4.1.6平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即： (4-3)精馏段：由前面计算有：,此时查物系数据表可知： ， 提馏段：由前面计算有：,此时查物系数据表可知： ， 4.1.7 q线的计算已知进料为过热蒸汽进料，原料液的露点为tF=52，原料液的平均比热容为Cp 2.80kJ/ (kg) ，原料液的汽化热为r=480kJ /kg.根据q的定义，原料液进料温度为88时94.1.8 水和

38、丙酮平均相对挥发度的计算查化工工程手册有：两组分正常沸点温度： 根据公式： (4-4) 得:4.1.9回流比的确定由于是过热蒸汽进料，有q线方程平衡线方程两方程联立即求得x=xq=0.1885,y=yq=0.6320;因为 =一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本设计取1.45倍10-12。即R=1.45Rmin=1.450.86=1.25 L=RD=1.25119.34=149.18kmol/h =L+qF=149.18-0.20119.45=125.29kmol/h V=（R+1）D=（1.25+1）119.34=268.52kmol/h=V-（1-q）F=268.52-1.20119

39、.45=125.18 kmol/h4.2塔板数由上述数据求得，精馏段方程： x+=0.56x+0.44提镏段方程： =1.64-0.0016而平衡线方程由x=0.9980,作图使想x0.0025,得x=14,塔板进料在x=7;作图得13-14， 图4.3梯形图解法求理论塔板数总的理论塔板数为13块（包括再沸器），第7块理论塔板为进料板，精馏段塔板有6块板，提馏段塔板有7块板。 取实际全塔效率，所以有：,即为12块 ,即为14块全塔实际塔板数：块4.3塔径精馏段的汽液相体积流速为15-18： 由 (4-5) 取板间距，板上液层的高度，则 查史密斯关联图可知： 取安全系数为0.7，则空塔气速为：按

40、标准塔径园整后为：塔截面积为：实际空塔气速：提馏段的汽液相体积流速为： 由 取板间距，板上液层的高度，则 查史密斯关联图可知：取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径园整后为：塔截面积为：实际空塔气速：4.4塔板主要工艺尺寸的计算4.4.1 溢流装置计算因为 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：1. 堰长取2.流堰高度，选用平直堰，堰上液层高度:（弗兰西斯公式） (4-6)近似取,则精馏段：提馏段： 都在0.040.05范围内，合理3.形降液管宽度Wd和截面积Af由,查表得： ,即： 停留时间：精馏段：提馏段：都大于5秒，故合理。4. 降液管底隙高度精馏段：取 为了防止

41、液泛，故应选取故合理精馏段：取 圆整，选取故合理选用凹型受液盘，深度4.4.2 塔板布置及浮阀数目与排列1 .板分布本设计塔径，采用分块式塔板，分为三块，以便通过人孔装拆塔板。2.浮阀数目取阀孔动能因子精馏段：孔速 每层塔板上的浮阀数目为提馏段：孔速每层塔板上的浮阀数目为因为精提馏段塔径D都为1.4米，且精提馏段浮阀孔数目相差不大故取个（理论）3.塔板布置取边缘区宽度： 破沫区宽度：计算塔板上的鼓泡区面积，即： (4-7)其中 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距则排间距有：考虑到采用分块式塔板，且各块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图（叉排

42、法，相邻浮阀容易吹动液层，鼓泡均匀，常被采用），排得阀孔数80个。按重新核算孔速及阀孔功能因素精馏段： ,在912之间，符合要求塔板开孔率提馏段： ,在912之间，符合要求塔板开孔率开孔率都在8%25%，故符合要求4.5体力学计算4.5.1 气相通过浮阀塔板的压力降19 由下式:1.精馏段：干板阻力 因所以 塔板上充气液层阻力 取充气系数：=0.5,有 =0.50.05=0.025液体表面张力所造成阻力此族里很小，可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为： =0.027+0.025=0.052m单板压降 =0.0521231.649.8=627.64Pa(0.7KPa,符合设计

43、要求)2.提馏段：干板阻力 因所以 塔板上充气液层阻力 取充气系数：=0.5,有 =0.50.06=0.03液体表面张力所造成阻力此族里很小，可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为： =0.037+0.025=0.062m单板压降 =0.0621029.969.8=625.80Pa0.7KPa,符合设计要求)4.5.2 淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 1 精馏段： 由前计算知 =0.052m,按下式计算 =0.153=0.153=0.000216m 板上液层高度 =0.05m,得： 降液管内液层高度：=0.052+0.05+0.000216=0

44、.102216m 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.04998m,有 =0.5(0.40+0.04354)=0.22499m 由此可见：，符合要求。2 提馏段： 由前面计算可知=0.062m,按下式计算： =0.153=0.153=0.0001m 板上液层高度 =0.06m,得： 降液管内液层高度：=0.062+0.06+0.0001=0.1221m 取=0.5,板间距为0.40m,=0.04998m,有 =0.5(0.40+0.04998)=0.22499m 由此可见：，符合要求。4.5.3 雾沫夹带 1 精馏段：由下式可知 0.1kg液/kg气 =0.00810.1kg液/kg气 浮

45、阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册 泛点率=100% (4-8)或 泛点率=100% (4-9)=D2=1.420.1736=1.0528=2=1.538620.108=1.32262式中 板上液体流经长度，m; 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0.10; K特性系数，取1.0.泛点率= = 66.53 % (80%,符合要求)2 提馏段： 由下式可知 0.1kg液/kg气=0.1kg液/kg气泛点率= = 60.35% (800mm,故群座壁厚取16mm。基础环内经：1560 mm ；基础环外经：1800 mm。基础环厚度，考虑到腐蚀余量，腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，群座高度取3m，地角螺栓直径取30mm.4.7.4吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选用吊柱L=3000mm，材料选用Q235.4.7.5人孔塔底与塔顶各一个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开设2个人孔，直径450mm，人孔慎入塔内部应与他内壁修平，其边缘需倒装和磨圆，人孔法兰的密封形状及垫片用材，一般