【环戊酮生产设备选型及计算分析案例10000字】

环戊酮生产设备选型及计算分析案例目录TOC\o"1-3"\h\u20509环戊酮生产设备选型及计算分析案例 1192341.1设备选型与计算原则 1213491.2主要设备选型及计算 1225461.2.1化料设备 254671.2.2合成工序设备 3206071.2.3碱洗设备 518631.2.4脱水工序设备 699241.2.5精馏工序设备 7183071.3精馏塔的设计 10183211.3.1精馏塔板数 10165671.3.2精馏塔工艺条件设计 12186271.3.3塔与塔板的计算 18306801.3.4塔板流体力学的计算与校核 24286341.3.5气液负荷性能图 281.1设备选型与计算原则本设计选型的主要原则有：1）所选设备须在满足工艺要求的前提下，要做到结构简单、便于操作，同时遵守相关法律法规；2）设备具备节能性和高效性，尽量简单易操作；3）设备要具备易于采购、加工及维修，节约生产成本，做到经济合理；4）设备具有一定的通用性和适用性，质量稳定，保障生产安全。1.2主要设备选型及计算产品在两套相同的设备内生产，本设计设备选型的主要是依据生产一批产品所需物料来计算。主要用下面公式进行计算：ε=n 式中，Vd——最大占罐体积，单位为m3；Va——设备容积，单位为m3；np——设备台数；ε——设备的装料系数；对于不起泡的化学或物理过程，装料系数一般取0.7~0.8；对沸腾或起泡的物理或化学过程，装料系数一般取0.4~0.6；储存或者计量设备的装料系数一般取0.85~0.9。1.2.1化料设备1）化料釜的选取化料釜是将固体己二酸完全熔化为液体，该过程为不起泡的物理过程。由于熔化后物料的体积略有增加，物料体积以固体计算，故装料系数ε取0.75。根据化料过程中己二酸的质量和物料性质可得体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要设备台数为2台。则：V因为化料过程需要快速加热且耐腐蚀，因此化料釜选用不锈钢釜。两套相同装置共需选取4台1000L1.6MPa钢制不锈钢釜，其公称直径为1000mm，传热面积为1.54m2，编号R101a~d。a、装料系数校核每天生产两批产品，每批投入的己二酸的体积为1485.3L，平均投入到2台化料釜中。实际装料系数为：ε=1485.3÷1000÷2=0.74<0.75，符合要求。b、传热面积校核化料釜是将固体己二酸完全熔化为液体，根据能量衡算可知需提供的热量为1098540.6kJ，化料过程为1小时，在两个化料釜内同时加热，每个化料釜提供热量549270.3kJ/h。设计取传热系数K=1000W/（m2·℃）=3600kJ/（m2·h·℃）。本过程己二酸要加热并保持在180℃；导热油进口温度240℃，出口温度185℃。ΔΔ由Q＝KSΔtS=Q1.2.2合成工序设备1）合成釜的选取每套装置中两个化料罐的己二酸流入2台合成釜中，合成釜内投入反应物己二酸为2020kg，氢氧化钠30kg；反应产物蒸出，故其最大体积计算为己二酸与氢氧化钠体积之和。V环戊酮合成反应的装料系数ε取0.4。根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要设备台数为2台。则：V环戊酮的合成反应每套装置需选取2台2000L1.6MPa钢制不锈钢釜，其公称直径为1200mm，传热面积为7.02m2。共计选择2台，编号R102a~b。a、装料系数校核每批投入合成釜的物料的体积为1499.4L，投入到2台2000L的合成釜中。实际装料系数为：ε=1499.4÷2000÷2=0.37<0.4，符合要求。b、传热面积校核环戊酮合成釜内温度稳定保持在260℃，根据能量衡算可知2台合成釜需提供的热量为9310389.85kJ，环戊酮合成反应时间为8小时，每台釜每小时提供热量为：Q=9310389.85÷8÷2=581899.4kJ/h设计取传热系数K=1000W/（m2·℃）=3600kJ/（m2·h·℃）。本过程反应釜内温度要保持在260℃；导热油进口温度300℃，出口温度280℃。故：ΔΔ由Q＝KSΔtS=Q2）冷凝器的选取换热器的作用是将热流体的部分热量传递给冷流体，实现热量的传递。在不同介质、不同温度、不同工况和不同压力下，应采用不同结构型式的换热器。本设计采用列管式换热器，该换热器应用广泛、工艺成熟，是最典型的间壁式换热器。[16]本设计根据环戊酮粗品冷凝实际情况，选择列管式换热器作为冷凝器。根据相关资料，换热器的传热系数K为3600kJ/（m2·h·℃）。冷凝器总共带走的热量为8690096.9kJ，过程时长为8小时，每小时带走热量为：Q=8690096.9÷8=1086262.1kJ/h本过程冷凝器物料出口温度保持在35℃；冷却水进口温度20℃，出口温度33℃。故：ΔΔ由Q＝KSΔtS=Q根据《化工工艺设计手册》第四版下册760页换热管的数据，环戊酮合成工序选择1.6MPa压力下冷凝管为φ25的冷凝器，其基本参数为：公称直径450mm，管程数1，管根数135，换热管长度4500mm，换热面积46.6m2。每2个反应釜共用1台冷凝器，共配置2台，编号E101。3）粗品接收罐粗品接收罐属于储存容器，装料系数ε取0.9。粗品接收罐接收冷凝器冷却出的馏出液，主要包含环戊酮1012.98kg，己二酸103.99kg，2-环亚戊基环戊酮69.89kg，水242.15kg。混合物中有机相互溶时体积变化较小，且与水分层，故在计算混合物体积时，忽略物料混合时体积的变化。混合液的最大体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要1个粗品接收罐。则：V根据计算数据，本设计每套装置选择1个公称容积为2m3的立式椭圆形封头容器作为粗品接收罐，其公称直径为1000mm，高度为2200mm。共计选择2个，编号V101。1.2.3碱洗设备1）碱洗釜每套设备选用1台碱洗釜，碱洗釜内发生的中和反应为不起泡反应，装料系数ε取0.8。碱洗釜内的液体为粗品接收罐转移过来的物料和150kg含量40%的碱液。查表可知40%碱液的密度为1.43kg/L。碱洗釜内液体其最大体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要1台碱洗釜。则：Va根据上述计算数据，本设计选择2000L1.6MPa钢制不锈钢釜作为碱洗釜，其公称直径为1200mm，高度为1600mm，共计选择2个编号R103a~b。2）碱液计量罐每套设备内设置1个碱液计量罐，碱液计量罐为计量容器，装料系数ε取0.9。其内至少装有75kg含量40%的碱液。碱液的体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要1个碱液计量罐。则：V根据上述计算数据，本设计每套装置选择1个公称容积为0.06m3的立式椭圆形封头容器作为碱液计量罐，其公称直径为400mm，高度为400mm。共计选择2个，编号V102a~b。3）废水接收罐2套设备产生的废水收集至1个废水接收罐，废水接收罐为储存容器，装料系数ε取0.9。废水接收罐中接收的为碱洗釜中分出的废水，每台碱洗釜分出的废水质量为443.31kg，2台共计886.62kg。废水的最大体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要1个废水接收罐。则：V根据上述计算数据，本设计两套装置共用1个公称容积为1000L的立式椭圆形封头容器作为碱液计量罐，其公称直径为1000mm，高度为1200mm，编号V103。1.2.4脱水工序设备1）脱水罐两套设备共用1个脱水罐，脱水罐为储存容器，装料系数ε取0.85。脱水罐中接收的为2台碱洗釜中分出混合液体，每台中含有环戊酮1009.94kg，2-亚戊基环戊酮69.68kg，水1.08kg。混合物的最大体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要1个脱水罐。则：V根据上述计算数据，本设计两套套装置共用1个公称容积为3.0m3的立式椭圆形封头容器作为脱水罐，其公称直径为1450mm，高度为2100mm，编号V104。2）过滤器根据物料衡算可知，每批产品需要过滤1079.62kg液体混合物，2批一共为2159.24kg。两套生产装置共用1台JBL-24型号的金属棒微孔过滤器，其公称直径为400mm，高度为810mm，过滤量为1.5~3.0t/h，编号B101。3）滤液接收罐滤液接收罐的滤液来自于脱水罐，脱水罐中的固体杂质较少。滤液接收罐作为一种储存容器，其选择可沿用脱水罐的计算数据。本设计选择1个公称容积为3.0m3的立式椭圆形封头容器作为滤液接收罐，其公称直径为1450mm，高度为2100mm，编号V105。1.2.5精馏工序设备1）预热釜本设计两套设备共用1台预热釜对进入精馏塔的物料进行预热，装料系数ε取0.6。滤液接收罐的混合液体分两批转移到预热釜，包含1009.94kg环戊酮，69.68kg2-环亚戊基环戊酮。根据预热釜内物料的质量和物料性质可得最大体积为：V根据公式nPVa=Vd/ε，其中需要设备台数为1台。则：V因为预热釜需要快速加热且耐腐蚀，因此选用不锈钢釜。两套相同装置共需选取2台2000L1.6MPa钢制不锈钢釜，其公称直径为1200mm，传热面积为7.02m2，编号R104。a、装料系数校核从滤液接收罐转移到预热釜的滤液体积为1131.7L。实际装料系数为：ε=1131.7÷2000=0.57<0.6，符合要求。b、传热面积校核预热釜是将滤液加热到泡点温度。根据能量衡算可知，需提供的热量为745125kJ，加热过程为2小时，每小时预热釜提供的热量为：Q=745125÷2=372562.5kJ/h。设计取传热系数K为1900kJ/（m2·h·℃）。本过程混合液要加热并保持在135℃；导热油进口温度175℃，出口温度155℃。ΔΔ由Q＝KSΔtS=Q2）再沸器本设计采用列管式换热器作为再沸器，传热系数K为850kJ/（m2·h·℃）。再沸器总共提供的热量为26366.62kJ，过程时长为2小时，每小时带走热量为：Q=26366.62÷2=13183.31kJ/h本过程再沸器过程中，物料温度保持在231.8℃；导热油进口温度250℃，出口温度240℃。故：ΔΔ由Q＝KSΔtS= 精馏工序选择1.6MPa压力下换热管为φ19的再沸器，其基本参数为：公称直径159mm，管程数1，管子根数15，换热管长度1500mm，换热面积1.3m2。每个精馏塔配置1台再沸器，编号D101。3）冷凝器采用列管式换热器作为冷凝器，传热系数K为1000kJ/（m2·h·℃）。一批产品冷凝器总共带走的热量为461533.3kJ，过程时长为2小时，每小时带走热量为：Q=461533.3÷2=230766.65kJ/h本过程冷凝器物料出口温度保持在135℃；冷却水进口温度25℃，出口温度45℃。故：ΔΔ由Q＝KSΔtS=精馏工序冷凝过程选择1.6MPa压力下冷凝管为φ25的冷凝器，其基本参数为：公称直径159mm，管程数1，管子根数11，换热管长度3000mm，换热面积2.5m2，编号E102。4）冷却器采用列管式换热器作为冷却器，传热系数K为1000kJ/（m2·h·℃）。冷却器总共带走的热量为461533.3kJ，过程时长为2小时，每小时带走热量为：Q=217285.36÷2=108642.68kJ/h本过程冷却器物料进口温度保持在135℃，出口温度保持在30℃；冷却水进口温度20℃，出口温度25℃。故：ΔΔ由Q＝KSΔtS=精馏工序冷却过程选择1.6MPa压力下冷凝管为φ25的冷却器，其基本参数为：公称直径219mm，管程数1，管子根数25，换热管长度2000mm，换热面积3.7m2，编号E103。1.3精馏塔的设计1.3.1精馏塔板数本设计根据《化工工艺设计手册》（第四版）有关内容采用简捷法进行精馏塔的设计。1）相对挥发度α本设计将环戊酮和2-环亚戊基环戊酮看作理想液体，因此选择用二元液体的饱和蒸汽压环戊酮和2-环亚戊基环戊酮相对挥发度进行求解：α=常见物质的饱和蒸气压可由安托尼方程式求得。本设计中环戊酮和2-环亚戊基环戊酮的安托尼常数不可查，因此，环戊酮的饱和蒸气压在《石油化工基础数据手册（续编）》中查询[17]，而2-环亚戊基环戊酮的饱和蒸气压则由实验测得。在130.5℃下，即环戊酮的沸点温度时，查表可知：该温度下环戊酮的饱和蒸气压Pa0=101.3kPa；由实验测得：该温度下，2-环亚戊基环戊酮的饱和蒸气压相对挥发度α1在231.8℃下，即2-环亚戊基环戊酮的沸点温度时，查表可知：该温度下环戊酮的饱和蒸气压Pa0=890.8kPa；由实验测得：该温度下2-环亚戊基环戊酮的饱和蒸气压相对挥发度α2两个温度下的相对挥发度相差较大，根据Robinson等推荐：α=2）最少理论板数Nmin本精馏塔的最少理论板数（不含塔釜），即环戊酮和2-环亚戊基环戊酮精馏系统在全回流下所需的全部理论板数，本设计按照芬斯克（Fenske）方程求取，方程公式如下：N将精馏塔物料衡算数据代入，得:N3）最小回流比Rmin本设计使用柯尔本（Coburn）法对精馏塔的最小回流比进行估算：R代入精馏塔物料衡算数据，得：R操作回流比取最小回流比的2倍，因此操作回流比R=2×0.055=0.114）理论板数N根据吉利兰(Gilliland)关联图求解。根据横坐标计算公式：X=代入数据，得：X=根据Eduljce对关联式的修正式：0.567Y＝0.75（1－XY=0.75×(1－0.05又因为：Y=则：N=5）精馏段理论板数N1由下列计算可知，精馏段最少理论板数N1，min为：N精馏段理论板数N1为：N全塔效率E0使用Drickaner-Bradford法计算全塔效率E0，计算如下：E0式中，μm——进料液平均摩尔粘度，cP进料液的温度为135℃，查询《石油化工基础数据手册（续编）》可知：该温度下，环戊酮的粘度0.328cP，2-环亚戊基环戊酮的粘度0.465cP。μ全塔效率：E在化工原理（柴诚静著）下册中表格9-2中，查得筛孔塔板的总板效率相对值为1.1。则：E7）实际塔板数Ne全塔实际板数：Ne精馏段实际板数：N全塔实际板数为23，精馏段11块，提馏段12块。1.3.2精馏塔工艺条件设计1）操作压强规定塔顶压强：PD=101.3kPa。每层压力降取ΔP＝1kPa。则：进料板压强：PF釜底压强：Pw精馏段平均压强约为：P提馏段平均压强约为：P2）操作温度塔顶可看成全部为环戊酮，因此塔顶的温度为130.5℃；塔底可看成全部为2-环亚戊基环戊酮，因此塔底的温度为231.8℃。将泡点进料的物料看成理想液体。根据进料操作压强为112.3kPa，进料组成xi不变，使用公式Pi=Pi表7进料温度计算表组分xi134℃135℃136℃Pi0(kPa)kixiPi0(kPa)kixiPi0(kPa)kixi环戊酮0.963113.420.9726116.520.9992120.271.03132-环亚戊基环戊酮0.0371.330.00141.570.00151.950.0016总计1.00—0.974—1.0007—1.0329由计算数据可知，操作压强为112.3kPa时进料温度为135℃。精馏段平均温度约为：t提馏段平均温度约为：t3）平均摩尔质量a塔顶摩尔质量根据物料衡算数据可知，y1y=可得：x1=0.9843MMb进料摩尔质量根据物料衡算xF=0.963，根据平衡方程，得yF=0.9975MMc塔底摩尔质量根据物料衡算xW=0.0352，根据平衡方程，得yF=0.243MMd精馏段平均摩尔质量MMe提馏段平均摩尔质量MM4）液相密度塔顶：本设计液相密度可根据下式计算：1其中，γ为质量分数，A代表环戊酮，B代表2-环亚戊基环戊酮，ρLA表示环戊酮的密度，ρLB表示2-环亚戊基环戊酮的密度。由于2-环亚戊基环戊酮存在的量较少，本设计取2-环亚戊基环戊酮的密度为1000kg/m3。130.5℃时ργγρ进料：γγ135℃时，ρLAρ塔釜：γγ135℃时，ρLAρ精馏段平均液相密度：ρ提馏段平均液相密度：ρ气相密度：精馏段气相的平均密度：ρ提馏段气相的平均密度：ρ5）精馏液体表面张力查询《石油化工基础数据手册（续编）》可知[17]：环戊酮在精馏段的表面张力约为21.96dyn/cm，在提馏段的平均表面张力约为16.82dyn/cm；2-环亚戊基环戊酮在精馏段的表面张力约为30.27dyn/cm，在提馏段的平均表面张力约为21.59dyn/cm。混合液体表面张力可由下式计算：σ其中，σm——混合液体平均表面张力，dyn/cmxi——混合液体中i组分摩尔分数σi——混合液体中i组分表面张力，dyn/cm精馏段液体的平均表面张力为：σ精馏段液体的平均表面张力为：σ6）液体粘度查询《石油化工基础数据手册（续编）》可知：环戊酮在精馏段的粘度约为0.335cP，在提馏段的平均粘度约为0.215cP；2-环亚戊基环戊酮在精馏段的粘度约为0.482cP，在提馏段的粘度约为0.362cP。混合液体粘度可由下式计算：μ其中，μm——混合液体平均粘度，cPxi——混合液体中i组分摩尔分数σi——混合液体中i组分粘度，cP精馏段液体的平均表面张力为：μ精馏段液体的平均表面张力为：μ7）精馏塔操作条件精馏塔操作条件见下表。表8精馏塔操作条件一览表操作压强（kPa）操作温度(℃)平均摩尔质量(kg/kmol)平均密度(kg/m3)液体平均张力(dyn/cm)液体平均粘度(cP)气相液相气相液相塔顶101.3130.581.1685.16—840.1322.190.34进料板112.313581.2986.57—841.0522.040.333塔底121.3231.8131.16147.89—993.8818.880.255精馏段106.8132.7581.2385.872.67842.0922.270.34提馏段118.3183.4109.23117.233.97918.9717.110.228）气液相负荷精馏段：V=(R+1)D=(0.11+1)×6=6.66kmol/hVL=RD=0.11×6=0.66kmol/hL提馏段：VVLL1.3.3塔与塔板的计算1）塔径的计算a精馏段假设板间距HT取0.4m，板上液层高度hL取0.05m，则HT－hL=0.4－0.05=0.35m。L根据《化工工艺设计手册》第四版smith初估塔径图可知，此时C20为0.07。当系统表面张力为22.27dyn/cm时，按式C20C=塔板最大允许气速umaxu表观空塔速度u=（0.6~0.8）umax，安全系数取0.7，则：u=0.7D=对塔径进行圆整，得塔径为0.3m。精馏段空塔流速为：u=塔的横截面积为：Ab提馏段假设板间距HT取0.4m，板上液层高度hL取0.05m，则HT－hL=0.4－0.05=0.35m。L根据《化工工艺设计手册》第四版smith初估塔径图可知，此时C20为0.072。当系统表面张力为17.11dyn/cm时，按式C20C=塔板最大允许气速umaxu表观空塔速度u=（0.6~0.8）umax，安全系数取0.7，则：u=0.7D=对塔径进行圆整，得塔径为0.3m。精馏段空塔流速为：u=塔的横截面积为：A2）溢流装置本设计精馏塔塔板选用单流型板面结构，使用弓形降液管；溢流堰设计采用平形溢流堰和平形受液盘。a精馏段堰长一般为塔径的0.6~0.8倍，本设计选择0.7倍，即：l采用弗朗西斯公式计算平直堰的堰上液流高度。在公式中，E为液流收缩系数，一般情况下取1。hL堰上液流高度：h出口堰高：h液管宽度Wd与降液管面积Af根据lw/D＝0.7，查《化工工艺设计手册》（2-192）知：Wd/D＝0.1429，Af/AT＝0.0872。则：WA液体停留在降液管中的时间，即停留时间为：τ=降液管底隙高度h0取液体经底隙的速度为u0为0.07m/s，则：hb提馏段堰长：lL堰上液流高度：h出口堰高：h液管宽度Wd，与降液管面积Af，WA液体停留在降液管中的时间，即停留时间为：τ降液管底隙高度h0，取液体经底隙的速度为u0为0.07m/s，则：h3）塔板布置单流型塔板示意图如下所示：HT——塔板间距WS——安定区宽度hb——降液管底隙高度r——鼓泡区半径HW——溢流堰高度how——堰上液层高度lw——堰长Wc——边缘区宽度图3单流型塔板示意图a主要工艺计算用下式计算单流型塔板的开孔面积：A对于筛板塔，安定区宽度Ws一般取0.05~0.1m。本设计取Ws=0.05，Wc=0.03。x=r=Ab筛孔数的求取=1\*GB3①设计筛板式精馏塔时，筛板厚度δ一般取3~4mm，本设计筛板厚度选为3mm；=2\*GB3②工业设计中，筛板的厚孔直径d0一般在3~8mm，本设计选取筛孔直径为4mm。=3\*GB3③本设计选取正三角形排列的筛孔，如下图所示：图4筛孔排布示意图按下式计算开孔率φ：φ=其中，A0为每层板上筛孔总面积，m2Aa为每层板上开孔区面积，m2t为孔间距，mmd0为筛孔直径，mm空心距t一般为（2.5~5）d0。当t/d0过小，塔内的气流会互相干扰，而当t/d0过大时，会使鼓泡不均匀，故本设计选取t/d0为3。开孔率φ：φ=塔板上的开孔面积A0为：A筛孔数n：n=精馏段有效高度：H精馏段有效高度：H5）精馏塔的结构a精馏塔总体的结构本次设计精馏塔塔顶采用全凝冷凝器，采用不锈钢焊接精馏塔的外层壳体。塔内主要部件为降液层、气体通道等；附属配件主要有除沫器、扶梯、基座等。每一层塔板几乎相同，只有塔顶塔底和进料板会有一些差别。为了增加塔的除沫效率，顶层距离塔顶距离略大。b精馏塔的总高精馏塔总体的高度（不包括基座）计算如下所示：H=HD——塔顶空间，mHT——塔板间距，mHT’——开有人孔的塔板间距，mHF——进料段高度，mHB——塔底空间，mNP——实际塔板数S——手孔数（不包括塔顶和塔底的手孔）eq\o\ac(○,1)塔顶空间HD塔顶空间要比板间距略大，通常取1.5~2.0HT，本设计取2.0HT，即：H塔底空间HB塔底空间指的塔板距离釜底之间的空间，其高度一般为2HT，即2×0.4=0.8m。eq\o\ac(○,2)手孔数目为了方便精馏塔的清洗和维修，需要设置手孔和人孔。本次精馏塔的直径较小，不适合设置人孔。选择每间隔3~5块塔板设计一个手孔，塔底、塔顶、进料板各一个，精馏段和提馏段各2个，共设计7个手孔。eq\o\ac(○,3)开有人孔的塔板间距HT'设计了手孔的塔板间距比未设置手孔的塔板间距增加0.1m，故设计了手孔的塔板间距HT’为0.5m。eq\o\ac(○,4)进料段高度HF进料板塔板间距为0.6m。故塔的总体高度（不包括基座）为：H=0.8+1.3.4塔板流体力学的计算与校核1）塔板压降塔板产生压降的方式一般有以下三种：eq\o\ac(○,1)气体通过塔板上泡沫层时产生的液层阻力压降he；eq\o\ac(○,2)气体通过筛板产生的干板压降塔板的压降hc；eq\o\ac(○,3)气体克服泡沫层液体表面张力产生的压降hσ。由第三种方式产生的压降很小，通常可以忽略不计，因此可以选择用以下的方式来计算塔板压降hf。ha干板压降h其中，u0——孔流速，m/sC0——孔流系数精馏段气相流速：u提馏段气相流速：u本设计塔板的厚度为3mm，塔板的孔径为4mm，则d0/δ=4/3=1.333。查询《化工工艺设计手册》中干筛孔的流量系数图，可知C0为0.81。精馏段干板压降为：h提馏段干板压降为：hb有效液层阻力鼓泡层上的液体状态与气相动能因数F0以及上清液高度HL鼓校验结果如下图所示：图5鼓泡层液柱与气相动能因数、上清液高度关联图动能因子Fa=u精馏段：μ动能因子：F