環(huán)己烷綠色催化氧化法生產(chǎn)環(huán)己酮 年產(chǎn)10萬噸 環(huán)己酮精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算說明書（可編輯）

1、環(huán)己烷綠色催化氧化法生產(chǎn)環(huán)己酮 年產(chǎn)10萬噸 環(huán)己酮精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算說明書 環(huán)己酮精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算說明書項(xiàng) 目 名 稱 環(huán)己烷綠色催化 氧化法生產(chǎn)環(huán)己酮 一 設(shè)計(jì)方案確定 3二 已知物料條件 3三 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 4四 塔徑計(jì)算 7五 塔體主要工藝結(jié)構(gòu)計(jì)算 9六 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 12七 塔板負(fù)荷性能圖 13八 主要接管尺寸計(jì)算 15九 除沫器設(shè)備設(shè)計(jì) 16十 塔總體結(jié)構(gòu)強(qiáng)度核算 16十一 設(shè)計(jì)結(jié)果概要 21參考文獻(xiàn) 22一、設(shè)計(jì)方案確定（一）塔型：選擇輕型浮閥塔浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)：處理能力大，操作彈性大，塔板效率高，壓強(qiáng)降小，液面梯度小，使用周期長，結(jié)構(gòu)簡單，便于安裝，其制造費(fèi)用為泡

2、罩塔的60%80%，但為篩板塔的120%130。F1型浮閥塔結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。輕閥雖然操作穩(wěn)定性較重閥差，但是其壓降小，而精餾環(huán)己酮要求壓力降很低。綜上所述，選擇F1型輕閥浮閥塔。（二）進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料會使塔的操作比較容易控制，不受季節(jié)氣溫影響。環(huán)己酮混合原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)后，送進(jìn)精餾塔，塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分回流，其余出料得到塔頂產(chǎn)物。（三）加熱方式：間接蒸汽加熱（四）操作壓力：真空精餾在常壓下，環(huán)己酮的沸點(diǎn)是155.7，環(huán)己醇的沸點(diǎn)是161.1，相差不大，需在真空下操作。二、已知物料條件由物料衡算（詳見物料衡算說明書），得到環(huán)己酮塔的

3、物料條件如下：組分輕質(zhì)油環(huán)己烷環(huán)己酮環(huán)己醇X油總量摩爾質(zhì)量kg/kmol84.886.1698.15100.16176.92進(jìn) 料平均摩爾質(zhì)量kg/kmol98.99摩爾分?jǐn)?shù)0.000230.00190.63690.35900.00191摩爾流量 kmol/h0.0520.443144.46081.4280.433226.816塔頂 產(chǎn) 品平均摩爾質(zhì)量kg/kmol98.11摩爾分?jǐn)?shù)0.00040.00310.99450.002-1摩爾流量kg/kmol0.0520.443140.780.277-141.571塔 釜產(chǎn) 品平均摩爾質(zhì)量kg/kmol100.46摩爾分?jǐn)?shù)-0.0430.9520.

4、0051摩爾流量 kmol/h-3.66181.1510.43385.245因?yàn)樵诃h(huán)己酮的分離當(dāng)中，主要的物料是環(huán)己酮和環(huán)己醇，而輕質(zhì)油,環(huán)己烷和X油的含量極少，采用清晰分割，以環(huán)己酮和環(huán)己醇為關(guān)鍵組分，其中環(huán)己酮是輕關(guān)鍵組分，環(huán)己醇重關(guān)鍵組分,比環(huán)己酮要輕的輕質(zhì)油和環(huán)己烷全部從塔頂出來,而X油全部從塔釜出來。關(guān)鍵組分中,以環(huán)己酮組分作為計(jì)算的依據(jù)。摩爾分?jǐn)?shù)：摩爾流量：總的摩爾流量: 分開兩個塔后的摩爾流量：分子量：塔頂?shù)膲簭?qiáng): 根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù),要取得良好的分離效果,必須在高真空的條件下分離,由氣液平衡效果,故取 溫度（查t-x-y圖）塔頂：， 塔釜：， 進(jìn)料：三、實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算理論塔板數(shù)

5、的求?。▓D解法）環(huán)己酮?dú)庖浩胶鈹?shù)據(jù)作x-y圖（數(shù)據(jù)來自己內(nèi)酰胺生產(chǎn)及應(yīng)用 8）由上述梯級圖求得理論板數(shù)為18.5塊 包括再沸器 最小回流比從圖上讀得操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)是 0.6369，0.7802 精餾段方程取精餾段方程:提餾段方程提餾段方程:全塔效率計(jì)算液體粘度查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊（文獻(xiàn)6 P626），石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊續(xù)篇（文獻(xiàn)7 P704） 得環(huán)己酮和環(huán)己醇的粘度如下: （）塔釜進(jìn)料塔頂溫度12510470環(huán)己酮0.48550.5720.954環(huán)己醇0.5320.9034.89在各溫度下,精餾段: 提餾段: 計(jì)算平均相對揮發(fā)度由氣液平衡數(shù)據(jù)可以得到塔頂、進(jìn)料、塔釜的氣液平衡數(shù)據(jù)

6、如下：各組分摩爾分?jǐn)?shù)環(huán)己酮 環(huán)己醇 yF0.78020.2198xf0.63690.3631yB0.08030.9197xB0.0430.957yD0.99790.0021xD0.99450.0055由 得進(jìn)料、塔頂、塔釜的相平衡常數(shù)為：環(huán)己酮環(huán)己醇1.22450.60621.0030.48001.8060.9638在低壓下，兩者的相對揮發(fā)度可由 算得：精餾段: 提餾段: 計(jì)算全塔效率: 精餾段: 提餾段: 實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)：精餾段: 提餾段: 實(shí)際塔板數(shù): 進(jìn)料板是第24塊。四、塔徑計(jì)算塔徑D分別計(jì)算精餾段和提餾段的塔徑。精餾段以塔頂?shù)?塊板計(jì)算,提餾段以最后一塊 第40塊 計(jì)算。1.平

7、均分子量進(jìn)料,塔頂,塔釜的平均分子量相差不大,故由平均值作為精餾段和提餾段的平均分子量.精餾段: 提餾段: 2.平均密度 1 液相密度環(huán)己酮和環(huán)己醇的不同溫度下的液相密度 （單位：kg/m3）溫度708090100110120130環(huán)己醇910901892883873863854環(huán)己酮904985885875.5869860850塔頂： 進(jìn)料板: 塔釜： 2 氣相密度：塔頂?shù)膲毫镻D 0.0053MPa進(jìn)料板: 塔釜的壓力經(jīng)估算,設(shè)為PD 0.0226MPa3.氣液負(fù)荷計(jì)算塔頂: 塔釜:液體表面張力m： 環(huán)己酮和環(huán)己醇的不同溫度下的液相表面張力如下,可見兩者的液相表面張力變化不大.液相表面張

8、力 mN/m 溫度708090100110120130環(huán)己醇28.9028.0027.1026.1925.2924.3823.47環(huán)己酮28.7927.5626.3525.1423.9522.7621.59在塔頂溫度70時,塔頂: 塔釜: 求空塔氣速u u 安全系數(shù) u塔頂: 1 2 由于氣體流速大，初選板間距HT是0.9m,板上液層厚度hL是0.04m HT-hL 0.9-0.04 0.86 m 3 由史密斯（Smith）關(guān)聯(lián)圖,得 4 空塔氣速 取安全系數(shù)為0.6,則塔釜: 1 2 初選板間距HT是0.6m,板上液層厚度hL是0.04m HT-hL 0.6-0.04 0.56 m 3 查由史密斯（Smith）關(guān)聯(lián)圖,得 4 空塔氣速 取安全系數(shù)為0.6,則6.塔徑D塔頂:塔釜:考慮到制作和操作方便，塔徑大小取一致，故取塔頂完整后的塔徑。圓整,取塔徑 D 3.4m;校正,則塔的截面積是：五、塔體主要工藝結(jié)構(gòu)計(jì)算由于真空精餾，從塔頂?shù)剿?，隨著壓力的增大，氣相的密度變化大，對精餾塔分段進(jìn)行工藝計(jì)算。實(shí)際總板數(shù)為40塊