年产7000吨醋酸酐吸收工序工艺设计—课程设计(可编辑)

1、年产 7000 吨醋酸酐吸收工序工艺设计课程设计制药工程课程设计任务书一、设计题目:年产 7000 吨醋酸酐吸收工序工艺设计二、设计主要内容:1、物料衡算;2、热量衡算;3、典型设备的工艺计算以及选型;4、管道及仪表流程图PID 图 ,1 张 ;5、设计说明书。三、生产条件（包括年操作日、生产方式及其它限制性条件）1、连续生产, 四个班组三班倒;2、年操作日为333日 ,8000 h;3、醋酐精制采用连续精馏, 选用浮阀塔。四、设计中主要参考资料（ 包括参考书、资料、规范、标准等）1、中国石化集团上海工程有限公司编. 化工工艺设计手册（ 上、下册 ）（ 第三版 ）. 化学工业出版社,2003.

2、2、 时钧 , 汪家鼎 , 余国琮 , 陈敏恒编 . 化学工程手册（第二版 ）. 化学工业出版社,1996.3、马沛生编著. 石油化工基础数据手册（ 第一版 ）. 化学工业出版社 ,1993.4、 黄路 , 王保国编 . 化工设计（第一版 ）. 化学工业出版社,2001.5、王志祥. 制药工程学. 北京 : 化学工业出版社,20086、 化工部化工工艺配管设计技术中心站. 化工工艺设计施工图内容和深度统一规定（HG 20519-92）. 化工部工程建设标准编辑中心,1993.五、进度安排序号 教学内容时间分配1 讲解工艺设计内容, 下达设计任务书第 1 日2 确定设计方案第 2 日3 查阅文献

3、 , 收集有关数据第 3 日4 工艺计算第 48日5 绘制工艺图纸第 912 日6 编制设计说明书第 13 日七 设计考核及评定成绩第 14 日合计 14 日六、本设计必须完成的任务:1、查阅文献和搜集资料;2、工艺流程说明及论述;3、工艺计算;4、撰写设计说明书;5、绘制图纸（ 执行HG 20519-92标准 ）。七、设计时间: 4 月 26 日到 5 月 4 日八、备注:本任务书一式三份, 学院、教师、学生各执一份学生须将此任务书装订在课程设计材料中。化学化工学院指导教师:系 （室 ）主任 : 学院院长 :目录1 绪论 62 物料衡算62.1 总则 72.2 物料衡算72.2.1 精馏工序

4、物料衡算62.2.2 吸收工序物料衡算92.3 附图 1 123 热量衡算153 . 第二吸收塔的热量衡算164 .2 第一吸收塔的热量衡算.194 设备的工艺计算及选型214.1 第一吸收塔214.2 第一吸收塔冷却234.3 第一吸收塔吸收液输送泵25参考文献29致 谢 30设计图311 绪论醋酸酐 , 又名乙酸酐, 无色透明的液体, 有强烈乙酸气味。易溶于有机溶剂, 有机合成中常用来乙酰化试剂或失水剂。乙酐用于制造纤维素乙酸酯, 乙酸塑料, 不燃性电影胶片; 在医药工业中用于制造合霉素, 痢特灵 , 地巴唑 , 咖啡因和阿丝匹林, 磺胺药物等；在染料工业中主要用于生产分散深蓝HCL,分散

5、大红S-SWEL分散黄棕S-2REL等；在香料工业中用于生产香豆素，乙酸龙脑酯 , 葵子麝香, 乙酸柏木酯, 乙酸松香酯, 乙酸苯乙酯, 乙酸香叶酯等;由乙酐制造的过氧化乙酰, 是聚合反应的引发剂和漂白剂。不过 , 吸入乙酸酐后对呼吸道有刺激作用, 引起咳嗽、胸痛、呼吸困难。蒸气对眼有刺激性。眼和皮肤直接接触液体可致灼伤。口服灼伤口腔和消化道, 出现腹痛、恶心、呕吐和休克等。慢性影响:受该品蒸气慢性作用的工人, 可有结膜炎、畏光、上呼吸道刺激等。同时它还可引起水体污染, 灼伤人的皮肤。所以 , 一旦皮肤接触了乙酸酐 , 需要用大量流动清水冲洗至少15 分钟并及时就医。物料衡算5.1 总则生产能

6、力 : 年产 7000 吨醋酸酐;计算范围: 裂化工序、吸收工序和精馏工序（ 不含回收工序）;生产方式: 连续操作计算基准 : 单位时间生产的产品质量为计算基准 全年时间：365 X 248760小时；检修时间：31.7 X 24760小时；生产时间:8760-7608000 小时 ;每小时产量:7000000 / 8000 875.000 kg/h 。计算精度: 质量 （kg） 取小数点后三位; 组成（ 质量,%）取到小数点后四位。5.2 精馏工序物料衡算 计算依据 :年产成品醋酸酐7000 吨 ;成品醋酐一级品: 含醋酸酐98%,醋酸2%;精制过程中酐损失3%（以成品纯醋酐计, 其中第一塔

7、损失2.5%,第二塔损失0.5%）;粗醋酐组成含酐85%,酸 15%;精馏塔塔顶出料组成醋酸99%,醋酐1%;残液回收中, 醋酐未计入计算中。 物料平衡图见图5-1:图 5-1 精馏工段总物料平衡 物料平衡计算:总物料衡算: Win Wt2 +Wp2 + Wb1 + Wb2组分物料衡算：a对醋酸衡算：Win X 15% Wt2 x 99%+ Wp2 x 2%b 对醋酊衡算：Win X85% Wt2 X1%+ Wp2 X98%+ Wb1 + Wb2c釜液衡算:Wb1 + Wb2 =3%x Wp2 x 98%Wb1 =2.5%< Wp2 X 98%;Wb2 =0.5%< Wp2 X 9

8、8%解上述方程a、 b、 c 最后得到结果如下:Win 1040.7354 kg/h;Wt2=140.0104kg/h;Wp2 =875.000 kg/h;Wb1= 21.4375 kg/h;Wb2 4.2875kg/h。物料平衡计算结果见表5-1 。表 5-1 精馏工段总物料平衡序号 名称 酸含量( 质量,%)醋酸量(kg/h) 酐含量( 质量,%)醋酐量(kg/h) 总量(kg/h)进料1 粗醋酐15 156.11085 884.6251040.735合计1040.735出料 1 馏出液99 138.6101 1.400 140.0102 采出液2 17.50098 857.500875.

9、0003 蒸馏塔釜液0010021.437521.43754 精馏塔釜液001004.28754.2875合计 1040.736 分塔物料衡算:粗酐蒸馏塔物料平衡见图5-2:a. 全塔物料衡算:Win Wb1 + Wt1b.对醋酸衡算：Win x 15% Wtix % HAc图 5-2 粗酐蒸馏塔物料平衡解上述两式得:Wt1 =1019.298kg/h; % HAc=15.3155%.物料平衡计算结果见表5-2。表 5-2 粗酐物料平衡序号 名称 酸含量( 质量,%)醋酸量(kg/h) 酐含量( 质量,%)醋酐量(kg/h) 总量(kg/h)进料1 粗醋酐15 156.1105 85 884.

10、6251040.736合计1040.736出料 1 蒸出液15.3155 138.6105 84.6845863.18751019.2982 蒸馏塔釜液0 17.5 10021.4375 21.4375合计 1040.736醋酐蒸馏塔物料平衡见图5-3:图 5-3 醋酐精馏塔物料平衡全塔物料衡算:Wt1=Wt2 +Wp2 + Wb2表 5-3 醋酐物料平衡序号 名称 酸含量( 质量,%)醋酸量(kg/h) 酐含量( 质量,%)醋酐量(kg/h) 总量(kg/h)进料1 蒸出液15.3155 156.1105 84.684574.098941019.298合计1019.298出料 1 馏出液99

11、 138.6105 10.875 140.01052 采出液2 17.5 98 85.75 8753 精馏塔釜液0 0 10087.5 4.2875合计 1019.2985.3 吸收工序物料衡算计算依据:吸收用醋酸为一级品, 含醋酸99%,水 1%;第一吸收塔吸收乙烯酮90%,第二吸收塔吸收10%;裂化反应乙烯酮选择性为90%,这是由于副反应生成废气所致。每蒸发100kg原料醋酸,就有4m琳准废气产生，具组成为：CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%;裂化中醋酸转化率为80%;裂化中用醋酸浓度为95%醋酸 ,5%水 ;吸收过程中乙烯酮全部转化为醋酐吸收反应方程

12、式:主反应 :CH3COOH+CH2CO CH3 CO2O 6042 102副反应:CH3 CO2O+2 H2O2CH3COOH第一吸收塔及第二吸收塔循环液体积均为35 m3 /h; 精制过程中酐损失3%; 粗酐组成含酐85%,酸15%;成品醋酐一级品: 含酐98%,酸2%。物料平衡图见图5-4: 5-4 吸收工段总物料平衡总物料衡算总物料衡算式：（Wt2、Wb1见精储工序物料衡算）WF +Win +Wt2 =Wb1 +Wg对醋酸衡算:a. 废气夹带醋酸量的计算:已知条件：第二吸收塔塔顶真空度 0.08MPa;塔顶温度20c从两个方面考虑: 一是低温时蒸气压低, 醋酸损失小; 二是乙烯酮吸收反

13、应为放热反应, 低温有利20时, 查石油化工基础数据手册卢焕章等编著P6370.001510MPa存在下列关系:在裂化管内每小时废气产生量 V废WF 4/47.88m3设第二吸收塔吸收循环液入塔浓度为:含 醋 酸 :91.4%（ 质 %）; 含 醋 酐 :8.6%（ 质 %） 含 醋酸 :94.755%（摩尔 %）;含醋酐 :5.245%（ 摩尔 %）X0.94755:根据公式：X X/P- XX=（Wg /MHAc ）/V 废 /22.4P 0.1013-0.080.0213MPa: V 废 WFX 4/47.88:代入上式后整理得:Wg=0.01610 WF kg/hb. 对醋酸列物料衡算

14、式:Wt2X 99%+ Win< 99% Wb 115%+ WF 60/42+ 0.01610 WF -Win-X0.01 x 120/18c. 对醋酐物料衡算:Wt2X 1%+ W F 102/42 Wb1 x 85%+ WinX 0.01 x 102/18联解上两式得:WF =376.005kg/h ;Win 530.937kg/h; Wg=6.054kg/h废气量:V l&=WF 4/47.88=31.4125m3 39.608kg/h废气平均分子量 28.244物料平衡计算结果见表5-4。表 5-4 吸收总物料衡算序号 名称 酸含量（ 质量,%）醋酸量（kg/h） 酐含量

15、（ 质量,%）醋酐量（kg/h） 总量（kg/h）进料 1 冰醋酸99 525.6274 水 :14.640475 530.26752 乙烯酮376.00593 醋酐精馏塔馏出液99 138.6105 11.4140.01054 废气 （ 裂化 ） 39.60775合计 1085.892出料 1 粗醋酐15 156.1105 85 884.6251040.7365 废气 （ 裂化 ） 39.607756 夹带酸6.054125合计 1086.397分塔物料衡算:第一吸收塔物料平衡见图5-5:a. 全塔物料衡算:WF+WR Wb1+W;Wo o 10%WF WR Wb1-90%WF702.330

16、1kg/hb . 醋酐衡算: 假设第一吸收塔内没有水存在, 即随冰醋酸带入的水全部在第二吸收塔内反应掉WRX % Ac2O WbK 85%-0.9 x WF102/42 %Ac2O 8.9394% HAc 91.0606%图 5-5 第一吸收塔物料平衡物料平衡计算结果见表5-5。表 5-5 第一吸收塔物料衡算序号 名称 酸含量（ 质量 ,%） 醋酸量(kg/h) 酐含量( 质量 ,%) 醋酐量(kg/h) 总量(kg/h)进料 1 吸收液702.33012 乙烯酮376.00593 废气 ( 裂化 ) 39.60775合计 1117.944出料 1 粗醋酐15 156.1105 85 884.

17、6251040.7364 废气 ( 裂化 ) 39.607755 乙烯酮37.6005合计 1117.944c. 第一吸收塔循环吸收液的组成计算:设 第 一 吸 收 塔 塔 顶 循 环 吸 收 液 浓 度 为 :83.600%含 醋酐 ,16.400%含醋酸吸收液温度t25 C,查石油化工基础数据手册P636,P678得：p HAc1044kg/m3,p Ac2O1075kg/ m3p mix 1/ % HAC / p HAc + % Ac2O / p Ac2O 1046.698kg/ m3循环吸收液的计算: 吸收液流率为:35m3/h则：塔顶循环液质量流率 W 35 x p mix 3663

18、4.430kg/h塔底循环液质量流率 W低 W顶 -WR36634.430-702.330135932.1kg/h计算塔顶循环吸收液组成:含醋酊百分比:WRX 8.922%+WMX85%/W® 83.52%含醋酸百分比：WRX 91.078%+W氐 X 15%/ WM 16.48%第二吸收塔物料平衡见图5-6:图 5-6 第二吸收塔物料平衡a. 全塔物料衡算:Wo+Wt2+Win=WR+Wgb. 循环吸收液的计算: 吸收液流率为:35m3/h, 温度为 25查石油化工基础数据手册P636得p HAc1044 kg/m3, p Ac2O 1075 kg/ m3民 HAc=0.914,民

19、 Ac2O=0.086p mix 1/ % HAC / p HAc + 民 Ac2O / p Ac2O 1/0.914/1044+0.086/10751046.596kg/ m3质量流率： Wp mix x 351046.5963536630.860kg/hWR2W-Wt2-Win35964.063kg/h物料平衡计算结果见表5-6。5.4 裂化工序的物料衡算 计算依据 :物料流率见吸收工段物料衡算;每吨成品醋酐消耗1.7kg 磷酸三乙酯催化剂,0.6kg 纯氨。 （在计算中未考虑）主反应 : CH3COOH CH2CO+H2O副反应 : 2CH3COOH CH32CO+H2O+CO22CH2

20、CO C2H4+2COCH2CO H2O+2CCH3 CO2O CH2CO+CH4表 5-6 第二吸收塔物料衡算序号 名称 酸含量（ 质量,%）醋酸量（kg/h） 酐含量（ 质量,%）醋酐量（kg/h） 总量（kg/h）进料 1 精馏塔馏出液99 138.6105 11.4140.01052 乙烯酮37.60053 废气（ 裂化 ） 39.607754 冰醋酸99 525.6274 水 :15.3095530.9369合计 748.1556出料 1 去一塔吸收液91.06068.9394702.33012 废气 （ 裂化 ） 39.607753 夹带酸 6.054125合计 747.992物料

21、平衡图图 7 裂化工段物料平衡物料平衡计算总物料衡算:W1=WF +WP+W2+Wc对乙烯酮作物料衡算:W1 X 95%< 0.80 X 42/60 x 0.9=WFW1785.309kg/h对醋酸作衡算：W2=W 1 0.95 X 1-80%+ W1X 5%+ W仅 0.95X 18/60 X0.80 其中各项意义如下：W1 X 0.95 X20%未反应醋酸 W仅5%W1 0.95 X 18/60 反应中生成水W2=367.5245kg/h;其中 认 HAc W1X 95%X 0.20/ W240.5983%结碳量的计算：Wc=W1-WF-WP-W2=2.171kg/h物料平衡计算结果

22、见表5-7。表 5-7 裂化工段总物料衡算序号 名称 酸含量( 质量,%)醋酸量(kg/h) 水含量( 质量,%)水量(kg/h) 总量(kg/h)进料1 裂化用醋酸95 746.0434 539.26563 785.309合计785.3108出料 1 乙烯酮375.9982 稀醋酸溶液40.5983 149.2085 59.4017218.316367.52453 结碳量2.1708754 废气量39.6078合计 785.30116 热量衡算6.1 第二吸收塔热量衡算6.1.1 计算依据 热量平衡图: 热焓零点 , 设为0图 6-1 第二吸收塔热量平衡 由于吸收塔内温度与环境温度相差很小,

23、 设备热损失不计热平衡式为: Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6Q6+Q8+Q9=Q7+Q2 各点温度:t1=30 ; t2=25 ;t8=25 ;t9=20 ;t5=30 热熔数据 :醋酸平均比热:CpHAC=133.9357kJ/kmol? 2.3223kJ/kg? 醋酐平均比热:197.6588 kJ/kmol? 1.9378 kJ/kg? 吸收液循环量:35 m3/h 反应热 CH3COOH+CH2CO 2CH3 CO2O + 62.76kJ/mol冰醋酸带入水与酐反应放热量很小, 可以忽略。 物料平衡表吸收工序设备套数裂解炉台数/21 台6.1.2 热量计算进料气带入热量Q1:t30

24、 ;w37.60kg/h+39.6078kg/h77.20kg/h废气带入热量:250.8035kcal/kmol=1272.2751 kJ/kmolQ0.469X 874.541+0.139 X 1066.165+0.227 X 1049.836+0.165 X 1272.275)X 39.6078/28.2441411.5925kJ/h乙烯酮带入热量:176.4631kcal/kmol736.8159kJ/kmolQCH2CO=37.60/42 736.816659.73kJ/hQ1 Q+QCH2CO1411.5925+659.732071.3225kJ/h 精储塔储出液带入热量Q8:t8

25、=25 C ;W8140.011kg/h99%醋酸 ,1%醋酐CpHAc2.3223 kJ/kg? CpAc2O197.6588/1021.9378 kJ/kg? C kJ/kg? Q140.011kJ/h 醋酸带入热量Q9: Wg530.936kg/hkJ/kg? kJ/kg? Cpmix0.99 x 2.322+0.01 乂 4.1782.340 kJ/kg? CQ530.93624847.846kJ/h 塔顶循环吸收液带入热量Q2:t2=25 ;W236634.26kg/h91.4%酸 ,8.6%酐kJ/kg? kJ/kg? kJ/kg? Q 反应放出热量Q3:WF37.60kg/h,

26、HR62.76kJ/molQ337.60X 875X 1/42 X 62.7649169.85kJ/h带出热量的计算: 塔底循环液带出热量 Q6:设t625.5 C,W635931.983kg/hCpHAc2.322 kJ/kg? CpAc2O1.938 kJ/kg? Cpmi x2.322 x 0.910606+1.938 x 0.0893942 .288kJ/kg? CQ635931.983X 2.288 X t6 待求 去第一吸收塔液带出热量Q:W4702.330kg/h（组成:91.078%酸 ,8.922%酐 ）设 t4=25.5 CpHAc2.322 kJ/kg? CpAc2O1.

27、938 kJ/kg? Cpmix2.322 x 0.91078+1.938 x 0.089222.288kJ/kg? CQ4702.330X 2.288 Xt4 待求 废气及夹带酸带出热量:t5=30 W5 废气 39.593kg/h+ 夹带酸 6.055kg/h废气带出热量:Q1411.5925kJ/h夹带酸带出热量:457.3328kcal/kmol1914.7608kJ/kmolQ6.055X (1/60) x 1914.761193.23kJ/hQ5193.23+1411.59251604.8225kJ/h6.1.3 总热量衡算: Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q 62071.3225

28、+2096395.70+49169.85=702.330 X 2.288 xt4+1604.8 225+35931.983X2.288 Xt6t4=t6=25.60 得 :Q441139.51 kJ/h ;Q62104883.49kJ/hQ6+Q8+Q9=Q7+Q2即 2104883.49+8117.1087+24847.846-2096395.7041452.755 kJ/h6.1.4 热量平衡表表 6-1 第二吸收塔热量衡算表序号 名称 热量 (kJ/h)带入热量 1 进料气带入热量,Q1 2071.32252 精馏塔馏出液带入热量,Q8 8117.10873 冰醋酸带入热量,Q9 248

29、47.8464 吸收反应放热,Q349169.85合计84206.127带出热量1 去塔吸收液带出热量,Q441139.512 废气及夹带酸的热量,Q51604.82253 换热器移出的热量,Q7 41452.755合计 84197.0886.1.5 换热器冷却水用量的计算进:20 C7出:25C, At5 cm55260.9755X 4.1782645.331kg/h6.2 第一吸收塔热量衡算6.2.1 计算依据 热量平衡图如图6-2 所示 热平衡式Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6Q6+Q8=Q7+Q2 已知各点温度:t1=-5 ; t2=25 ;t8=25.84 ;t5=30 塔顶循环吸

30、收液流量:35 m3/h6-2 第一吸收塔热量平衡6.2.2 热量计算带入热量的计算:1 进料气带入热量:t1=-5 ;W45.266kg/h;Q=-0.469 X 145.902+179.537 X0.139+202.091 X 0.227+0.165 X170. 058 X 39.60/28.244 -197.577kJ/h乙烯酮带入热量:QCH2CO2270.989 乂 376.06/42 -20334.06kJ/hQ1 Q + QCH2CO-197.577+20334.06-20565.7kJ/h3 吸收反应放热量:Q3rm H376.06/42 X 875X62.76 X 90%50

31、5674.2kJ/h4 吸收剂带入热量:Q841394.55kJ/h5 塔 顶 循 环 吸 收 液 带 入 热 量:t2=25 C ;W236634.430kg/h（83.333% 酊,16.667%酸）CpHAc2.322 kJ/kg? CpAc2O1.938 kJ/kg? Cpmix2.322 x 0.16667+1.938 x 0.833332.002kJ/kg? CQ2mCpAt36634.430 X 2.002 X 251833553.222kJ/h带出热量的计算5 废气及未反应乙烯酮带出热量:Q52569.082kJ/h6 塔底循环吸收液带出热量W635831.767kg/hkg/

32、h初设 t6=25.5 CpHAc2.322 kJ/kg? CpAc2O1.938 kJ/kg? Cpmix2.322 x 0.15+1.938 x 0.851.9956 kJ/kg? CQ635831.767 X 1.9956 Xt6 待求7 粗醋酐带走热量:W41189.412kg/hQ41189.412 X 1.9956 Xt4 待求6.2.3 总热量衡算 a.即-20531.603+1833553.222+577913.3561189.412 X 1.9956 乂 t4+2569.082+35831.767 X 1.9956 X t6t4=t6=30.5 得 :Q467062.84kJ

33、/h ;Q62020309.0kJ/h故Q7Q6+Q8-Q22020309.0+41134.506-1833553.222457344.6kJ/h热量平衡表6-3表 6-3 第一吸收塔热量衡算表序号 名称 热量 (kJ/h)带入热量 1 进料气带入热量,Q1 -20565.72 塔吸收液带入热量,Q8 41394.553 吸收反应放热,Q3505674.2合计 526503.0带出热量1 粗醋酐带出热量,Q4 67062.842 塔顶气体带出热量,Q5 2247.9473 换热器移出的热量,Q7 457344.6合计526655.47 设备工艺计算及选型7.1 第一吸收塔T0201 设计依据

34、操作条件的确定:塔内平均操作温度:(T 顶 + T 釜 )/2 30.63 303.78 K塔内平均操作压力: 塔顶 23.998kPa( 绝压 )塔底24.931kPa(绝压)全塔操作压力:P(23.998+24.931)/224.465kPa表 7-1 填料主要性能参数公称尺寸d(mm)外径x高x厚dxhx er (mm) 比表面(m2/m-3) 空隙率& (m3/ m3)个数N（m-3） 堆积密度rp（kg/ m3） 干填料因子a/ & （m-1） 湿填料因子（|）（m-1）2525X25X 2.5 1900.78 49000 575400450填料塔填料的选择（ 拉西环

35、 , 乱堆 ）选择25X25X2.5的拉西环（乱堆）填料，查“化工工艺设计手册第三版（上 ）” P2-140, 得到的填料主要性能参数见表7-1 。 根据现场数据取填料层高度:H4000mm 流量 :液相取进口速率:L 36634.430kg/h（35 m3/h）气相取进口速率:G429.721+45.266474.987 kg/h 物性数据液相黏度的计算: 查 “石油化工基础数据手册”P636,平均温度下的纯物质黏度如下:a 纯物质黏度：醋酸1.061X10-3 Pa?S;醋酊 0.803 x 10-3Pa?S液相组成: 醋酸 :（ 质量 ）16.4% （ 摩尔 ）0.2501醋酐 :（ 质

36、量 ）83.6% （ 摩尔 ）0.7499?区 m汇 x i? w i 0.2501 x lg1.061 x 10-3 + 0.7499 x1g 0.803 x 10-3 区 m 0.8609 x 10-3 Pa?Sb 液相密度计算:查 “石油化工基础数据手册”P636-679, 得到平均温度下的纯物质密度如下:p HAc 1038.756 kg/ m3p Ac2O 1069.756 kg/ m3p mix1/0.164/1038.756+0.836/1069.7561064.5658 kg/ m3c 气相平均相对分子质量的计算:气相进料组成: 乙烯酮 429.72 kg/h 10.2315

37、kmol/h废气 45.266 kg/h 1.7410 kmol/h进料摩尔数: 乙烯酮摩尔数+ 废气摩尔数10.2315+1.741011.9725 kmol/h平均相对分子质量为:= 429.72 +45.266/11.972539.6731 kg/kmold 气相密度计算:P 均 24.465kPa,T 均 303.78 Kp Gm/vPM/RT 24.465 乂 39.6731/8.315/303.780.3843kg/m3 气体流量的计算Vn 进 RT/P 11.9725 X8.315 X303.78/24.465 1236.1212m3/h 气速的确定:泛点速度的计算:查“ 化工工

38、艺设计手册第三版（ 上 ） ” P2-145, 用下式计算返点速度 :? W/g?(a/ & 3)?(rG/ rL)? 0.022-1.75(L/G)1/4(rG/rL)1/8 L/G 36634.430 / 474.987 77.1272rG/ rL 0.3843 / 1064.5658 3.6099 x 10-4 a/ £ 3 400 L 0.86 09x 10-3 Pa?S代入上述数据:解得 :WF 1.8648 m/s操作气速:u 1.8648 X0.751.3986m/s塔径确定:DT0.5592 m圆整 , 取塔径 DT 600mm修正操作气速：u 1236.12

39、12/3600 x 0.785 x 0.62 1.2150m/s液泛分率:1.2150/1.86480.6515 压力降的计算:查“ 化工工艺设计手册第三版(上 ) ” P2-145, 用下式计算:(L/G)?(rG/ rL)1/2 77.1272 X 3.6099 X 10-4 1/21.4654 液相 密度校正系数 rW/rL 1000/1064.56580.9394(W2/g)?0 ? ?(rG/ rL)?w 1.2152/9.81 X450X 0.9394 x 3.6099 x 10-4 x 0.8609 x 10-3 0.2 0.005598查“ 化工工艺设计手册第三版(上 ) ”

40、P2-147 图填料层压降的通用关联图得: P 20( 毫米水柱/米填料)填料压力降=20 x 480mmH2O 0.785 kPa7.2 第一吸收塔冷却器E2001 设计依据 : 查 化 工 设 计 黄 璐 编 P230, 传 热 系 数 K426.768kJ/(m2?h? ) 采用列管式换热器 设备材质: 传热温差计算: 循环液进冷却器前的温度计算混合的两种溶液分别为:35864.063kg/h(85% 酐 ,15%酸 );t32.29 Q1=2113787.705kJ/h802.663kg/h(8.922% 酐 ,91.078%酸 );t25.76 Q2=47308.058kJ/h混合后

41、溶液: 设混和后温度t27 则CpHAc2.2385 kJ/kg? CpAc2O1.9456 kJ/kg? Cpmix2.2385 乂 0.164+1.9456 x 0.8362.0100 kJ/kg? CQ336637.65X 1.948 XtQ1+Q2 Q3t(2236249.196+400040.226)/(36637.65 X 2.0100)30.91 C 传热温差计算2025C 30.89 C t15 t21.9792 AtmAt2- At1/? At2/ t15.43 C 传热面积的计算QK?A? tmAQ/(K? tm)462186.112/(426.768 X 5.43)199

42、.4459 m2 换热器的选定:F199.4459 m2, 一台吸收塔选用两台换热器,每台换热器换热面积F99.7230 m2换热器选型:表 3-2 列管式固定管板热交换器基本参数( 换热面积按管外径)公称直径mm 管程数N 管数n 换热面积 (m2) 管边流通截面积不锈钢管0 25X 2 公称压力PgMPa管长i mm800 2 450102.40.0.0779 0.630007.3 第一吸收塔吸收液输送泵P2001 计算依据 : 吸收液流量Q35m3/h Z2-Z115m 管边上有9 个标准弯头,1 个球心阀(标准 ),1个孔板流量计, 总管长 19m 阻力系数查“ 化学工程手册第二版上、

43、下卷” P3-25, 把局部阻力系数列于表3-3 。表 7-3 阻力系数阻力系数七当量长度/管径c c/d标准弯头( 90 ° ) 0.75 35标准阀 ( 全开 ) 6.0300孔板流量计dA/dB 20.61.8© 110X5(不锈钢)中间有两个换热器设备工艺计算:流动型态确定物性:tm(25+30.89)/227.945C p HAc 1040.466% HAc0.164x HAcO.2525 p Ac2O1071.466 认 Ac2O 0.836 x Ac2O 0.7475p m1/(0.164/1040.466+0.8365/1071.466)1066.307 k

44、g/m3w HAc1.085X 10-3Pa?SAc2O0.8188X 10-3Pa?Slg w m汇 x i?lg w i0.2525 x lg1.085 x 10-3+0.7475 乂lg0.8188 x 10-3wm0.8791X10-3Pa?S流速:uQ/A35/(3600 X0.12 X 兀/4)1.2385m/s流动形态 ：Redup0.1 X 1.2385 X1066.307/0.879 1X 10-3150224.2315流体流动处于湍流区域阻力系数的计算:查“化工原理”夏青、陈常贵编，P53,采用顾毓珍等公式：入 =0.0056+0.5/Re0.320.01663所需泵扬程计算:列柏努力方程：P1/ p g+Z1+H=P2/p g+Z2 +Ehf0分项计算:a P1-P2/pg 800 x 102/(1068.0588 X9.81)7.648mb Z2-Z115m c Ehf0 计算:(u2/2g0.0782m)进口阻力：0.5 Xu2/2g0.0391m;出 口阻力:1 x u2/2g0.0782m标准弯头阻力损失:9 X 0.75