环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 年产10万吨 环己酮精馏塔设计计算说明书（可编辑）

1、环己烷绿色催化氧化法生产环己酮 年产10万吨 环己酮精馏塔设计计算说明书 环己酮精馏塔设计计算说明书项 目 名 称 环己烷绿色催化 氧化法生产环己酮 一 设计方案确定 3二 已知物料条件 3三 实际塔板数计算 4四 塔径计算 7五 塔体主要工艺结构计算 9六 塔板流体力学验算 12七 塔板负荷性能图 13八 主要接管尺寸计算 15九 除沫器设备设计 16十 塔总体结构强度核算 16十一 设计结果概要 21参考文献 22一、设计方案确定（一）塔型：选择轻型浮阀塔浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点：处理能力大，操作弹性大，塔板效率高，压强降小，液面梯度小，使用周期长，结构简单，便于安装，其制造费用为泡

2、罩塔的60%80%，但为筛板塔的120%130。F1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。轻阀虽然操作稳定性较重阀差，但是其压降小，而精馏环己酮要求压力降很低。综上所述，选择F1型轻阀浮阀塔。（二）进料状态：泡点进料因为泡点进料会使塔的操作比较容易控制，不受季节气温影响。环己酮混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分回流，其余出料得到塔顶产物。（三）加热方式：间接蒸汽加热（四）操作压力：真空精馏在常压下，环己酮的沸点是155.7，环己醇的沸点是161.1，相差不大，需在真空下操作。二、已知物料条件由物料衡算（详见物料衡算说明书），得到环己酮塔的

3、物料条件如下：组分轻质油环己烷环己酮环己醇X油总量摩尔质量kg/kmol84.886.1698.15100.16176.92进 料平均摩尔质量kg/kmol98.99摩尔分数0.000230.00190.63690.35900.00191摩尔流量 kmol/h0.0520.443144.46081.4280.433226.816塔顶 产 品平均摩尔质量kg/kmol98.11摩尔分数0.00040.00310.99450.002-1摩尔流量kg/kmol0.0520.443140.780.277-141.571塔 釜产 品平均摩尔质量kg/kmol100.46摩尔分数-0.0430.9520.

4、0051摩尔流量 kmol/h-3.66181.1510.43385.245因为在环己酮的分离当中，主要的物料是环己酮和环己醇，而轻质油,环己烷和X油的含量极少，采用清晰分割，以环己酮和环己醇为关键组分，其中环己酮是轻关键组分，环己醇重关键组分,比环己酮要轻的轻质油和环己烷全部从塔顶出来,而X油全部从塔釜出来。关键组分中,以环己酮组分作为计算的依据。摩尔分数：摩尔流量：总的摩尔流量: 分开两个塔后的摩尔流量：分子量：塔顶的压强: 根据气液平衡数据,要取得良好的分离效果,必须在高真空的条件下分离,由气液平衡效果,故取 温度（查t-x-y图）塔顶：， 塔釜：， 进料：三、实际塔板数的计算理论塔板数

5、的求取（图解法）环己酮气液平衡数据作x-y图（数据来自己内酰胺生产及应用 8）由上述梯级图求得理论板数为18.5块 包括再沸器 最小回流比从图上读得操作线与平衡线的交点坐标是 0.6369，0.7802 精馏段方程取精馏段方程:提馏段方程提馏段方程:全塔效率计算液体粘度查石油化工基础数据手册（文献6 P626），石油化工基础数据手册续篇（文献7 P704） 得环己酮和环己醇的粘度如下: （）塔釜进料塔顶温度12510470环己酮0.48550.5720.954环己醇0.5320.9034.89在各温度下,精馏段: 提馏段: 计算平均相对挥发度由气液平衡数据可以得到塔顶、进料、塔釜的气液平衡数据

6、如下：各组分摩尔分数环己酮 环己醇 yF0.78020.2198xf0.63690.3631yB0.08030.9197xB0.0430.957yD0.99790.0021xD0.99450.0055由 得进料、塔顶、塔釜的相平衡常数为：环己酮环己醇1.22450.60621.0030.48001.8060.9638在低压下，两者的相对挥发度可由 算得：精馏段: 提馏段: 计算全塔效率: 精馏段: 提馏段: 实际塔板数实际塔板数：精馏段: 提馏段: 实际塔板数: 进料板是第24块。四、塔径计算塔径D分别计算精馏段和提馏段的塔径。精馏段以塔顶第1块板计算,提馏段以最后一块 第40块 计算。1.平

7、均分子量进料,塔顶,塔釜的平均分子量相差不大,故由平均值作为精馏段和提馏段的平均分子量.精馏段: 提馏段: 2.平均密度 1 液相密度环己酮和环己醇的不同温度下的液相密度 （单位：kg/m3）温度708090100110120130环己醇910901892883873863854环己酮904985885875.5869860850塔顶： 进料板: 塔釜： 2 气相密度：塔顶的压力为PD 0.0053MPa进料板: 塔釜的压力经估算,设为PD 0.0226MPa3.气液负荷计算塔顶: 塔釜:液体表面张力m： 环己酮和环己醇的不同温度下的液相表面张力如下,可见两者的液相表面张力变化不大.液相表面张

8、力 mN/m 温度708090100110120130环己醇28.9028.0027.1026.1925.2924.3823.47环己酮28.7927.5626.3525.1423.9522.7621.59在塔顶温度70时,塔顶: 塔釜: 求空塔气速u u 安全系数 u塔顶: 1 2 由于气体流速大，初选板间距HT是0.9m,板上液层厚度hL是0.04m HT-hL 0.9-0.04 0.86 m 3 由史密斯（Smith）关联图,得 4 空塔气速 取安全系数为0.6,则塔釜: 1 2 初选板间距HT是0.6m,板上液层厚度hL是0.04m HT-hL 0.6-0.04 0.56 m 3 查由史密斯（Smith）关联图,得 4 空塔气速 取安全系数为0.6,则6.塔径D塔顶:塔釜:考虑到制作和操作方便，塔径大小取一致，故取塔顶完整后的塔径。圆整,取塔径 D 3.4m;校正,则塔的截面积是：五、塔体主要工艺结构计算由于真空精馏，从塔顶到塔釜，随着压力的增大，气相的密度变化大，对精馏塔分段进行工艺计算。实际总板数为40块