丙酮-水精馏设计化工原理

目录
第一章绪论 (1)
1.1产品生产的发展概况及意义 (1)
1.2产品的性质、用途、危险性、国家标准 (1)
1.2.1 产品性质 (1)
1.2.2 产品用途 (1)
1.2.3 产品国家标准 (1)
1.3原料的性质及来源 (2)
1.3.1 原料的性质 (2)
1.3.2 原料的来源 (2)
1.4设计所采用的分离方法及特点 (2)
第二章工艺流程设计及设备论证 (3)
2.1工艺流程叙述及论证 (3)
2.2工艺参数的选择论证 (4)
2.3设备论证 (4)
第三章物料衡算 (4)
3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (4)
3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (5)
3.3 物料衡算 (5)
第四章能量衡算 (5)
4.1冷凝器的热负荷和冷却水的流量 (5)
4.2 再沸器的热负荷和饱和水蒸气的流量 (6)
4.3 预热器的热负荷和饱和水蒸气的流量 (6)
4.4 塔顶产品冷却器 (6)
第五章设备设计计算与选型 (6)
5.1 塔板数的确定 (6)
5.1.1 理论板层数NT的求取 (6)
5.1.2 实际板层数的计算 (7)
5.2 相关物性的计算 (9)
5.2.1 操作压力的计算 (10)
5.2.2 平均摩尔质量计算 (10)
5.2.3 平均密度计算 (10)
5.2.4 液体平均表面张力 (11)
5.2.5温度 (12)
5.3 精馏塔的塔体主要工艺尺寸计算 (12)
5.3.1 气液相负荷的计算 (12)
5.3.2 塔径 (13)
5.4 塔板主要工艺尺寸的计算 (14)
5.4.1 溢流装置计算 (14)
5.4.2 边缘区宽度 (16)
5.4.3 塔板布置 (16)
5.5 板式塔的流体力学验算 (17)
5.5.1 塔板压力降hf的校验 (17)
5.5.2 液面落差 (18)
5.5.3 雾沫夹带 (18)
5.5.4 漏液 (18)
5.5.5 液泛 (19)
5.6 塔板负荷性能图 (19)
5.6.1 漏液线 (19)
5.6.2 雾沫夹带线 (20)
5.6.3 液相负荷下限线 (20)
5.6.4 液相负荷上限线 (21)
5.6.5 液泛线 (21)
5.6.6 操作弹性 (21)
5.7 换热器的选型 (22)
5.7.1全凝器的选型 (22)
5.7.2再沸器的选型 (23)
5.7.3预热器的选型 (24)
5.7.4 塔顶产品冷却器选型及核算 (24)
5.8 管径的选取 (28)
5.8.1 进料管管径的选取 (28)
5.8.2 塔顶出料管管径的选取 (28)
5.8.3 塔釜出料管管径的选取 (29)
5.8.4 塔顶回流液管管径的选取 (29)
5.8.5 塔釜回流液管管径的选取 (29)
5.8.6 全凝器出口管管径的选取 (29)
5.8.7 再沸器出口管管径的选取 (29)
5.9 离心泵的选取 (29)
5.10 精馏塔的附属设备 (30)
5.10.1 法兰的选择 (30)
5.10.2 筒体与封头 (31)
5.10.3 裙座 (31)
5.10.4 有效高度 (31)
5.10.5 塔总体高度 (31)
5.10.6储槽 (31)
第六章非工艺部分 (32)
6.1安全 (32)
6.2 三废情况及环保的大体方案 (33)
主要参考文献 (34)
结束语 (35)
附录
第一章绪论
1.1 产品生产的发展概况及意义
丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸酯，有机玻璃，医药，农药等。

亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。

也用作稀释剂，清洗剂，萃取剂。

还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧树脂、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸甲酯等的重要原料。

在无烟火药、赛璐珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂。

在油脂等工业中用作提取剂。

用于制取有机玻璃单体、双酚A、二丙酮醇、己二醇、甲基异丁基酮、甲基异丁基甲醇、佛尔酮、异佛尔酮、氯仿、碘仿等重要有机化工原料。

在涂料、醋酸纤维纺丝过程、钢瓶贮存乙炔、炼油工业脱蜡等方面用作优良的溶剂。

1.2产品的性质、用途、危险性、国家标准
1.2.1 产品性质
丙酮是脂肪族酮类具有代表性的的化合物，具有酮类的典型反应。

例如：与亚硫酸氢钠形成无色结晶的加成物。

与氰化氢反应生成丙酮氰醇。

在还原剂的作用下生成异丙酮与频哪醇。

丙酮对氧化剂比较稳定。

在室温下不会被硝酸氧化。

用酸性高锰酸钾强氧化剂做氧化剂时，生成乙酸、二氧化碳和水。

在碱存在下发生双分子缩合，生成双丙酮醇。

2mol丙酮在各种酸性催化剂（盐酸，氯化锌或硫酸）存在下生成亚异丙基丙酮，再与1mol丙酮加成，生成佛尔酮（二亚异丙基丙酮）。

3mol丙酮在浓硫酸作用下，脱3mol水生成1，3，5-三甲苯。

在石灰。

醇钠或氨基钠存在下，缩合生成异佛尔酮（3，5，5-三甲基-2-环己烯-1-酮）。

在酸或碱存在下，与醛或酮发生缩合反应，生成酮醇、不饱和酮及树脂状物质。

与苯酚在酸性条件下，缩合成双酚-A。

丙酮的α-氢原子容易被卤素取代，生成α-卤代丙酮。

与次卤酸钠或卤素的碱溶液作用生成卤仿。

丙酮与Grignard试剂发生加成作用，加成产物水解得到叔醇。

丙酮与氨及其衍生物如羟氨、肼、苯肼等也能发生缩合反应。

此外，丙酮在500~1000℃时发生裂解，生成乙烯酮。

在170~260℃通过硅-铝催化剂，生成异丁烯和乙醛；300~350℃时生成异丁烯和乙酸等。

不能被银氨溶液，新制氢氧化铜等弱氧化剂氧化，但可催化加氢生成醇。

1.2.2 产品用途
丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸酯，有机玻璃，医药，农药等。

亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等。

也用作稀释剂，清洗剂，萃取剂。

还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧树脂、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸甲酯等的重要原料。

在无烟火药、赛璐
珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂。

在油脂等工业中用作提取剂。

用于制取有机玻璃单体、双酚A、二丙酮醇、己二醇、甲基异丁基酮、甲基异丁基甲醇、佛尔酮、异佛尔酮、氯仿、碘仿等重要有机化工原料。

在涂料、醋酸纤维纺丝过程、钢瓶贮存乙炔、炼油工业脱蜡等方面用作优良的溶剂。

1.2.3 危险性、产品国家标准
健康危害：急性中毒主要表现为对中枢神经系统的麻醉作用，出现乏力、恶心、头痛、头晕、易激动。

重者发生呕吐、气急、痉挛，甚至昏迷。

对眼、鼻、喉有刺激性。

口服后，先有口唇、咽喉有烧灼感，后出现口干、呕吐、昏迷、酸中毒和酮症。

慢性影响：长期接触该品出现眩晕、灼烧感、咽炎、支气管炎、乏力、易激动等。

皮肤长期反复接触可致皮炎。

燃爆危险：该品极度易燃，具刺激性。

1.3 原料的性质及来源
1.3.1 原料的性质
但工业上实际采用的方法并不很多。

目前我国用粮食发酵的生产丙酮仍占较大比重。

在合成法中异丙苯法是主要的。

由含淀粉的农副产品发酵制得丙酮、丁醇和乙醇的混合物，三者的比例为丙酮：丁醇：乙醇=32：56：12至25：70：3(重量比)。

每生产1t丙酮，约耗用11t淀粉或60-66t废糖蜜。

异丙苯法是丙酮生产路线中最经济的方法，同时得到苯酚。

两者之比是，苯酚：丙酮=1：0.6(重量)。

以苯酚计，10万t级装置每吨苯酚消耗丙烯(90%)590kg。

1.3.2 原料的来源
丙酮的生产方法主要有异丙醇法、异丙苯法、发酵法、乙炔水合法和丙烯直接氧化法。

目前世界上丙酮的工业生产以异丙苯法为主。

世界上三分之二的丙酮是制备苯酚的副产品，是异丙苯氧化后的产物之一。

丙酮，工业上主要作为溶剂用于炸药、塑料、橡胶、纤维、制革、油脂、喷漆等行业中，也可作为合成烯酮、醋酐、碘仿、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸、甲酯、氯仿、环氧树脂等物质的重要原料。

1.4 设计所采用的分离方法及特点
双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。

典型的精馏设备是连续精馏装置（图1），包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。

精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔底,其余馏出液是塔顶产品。

位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。

进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔
上升。

在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。

液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。

对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。

进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。

两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。

具有如下特点：
(1)通过精馏分离可以直接获得所需要的产品，而其它一些分离方法，
如吸收、萃取等，由于有外加的溶剂，需进一步使所提取的组分与外加组分再行分离，因而精馏操作流程通常较为简单。

(2)精馏分离的适用范围广，它不仅可以分离液体混合物，而且可用于
气态或固态混合物的分离。

例如，可将空气加压液化，再用精馏方法获得氧、氮等产品；再如，脂肪酸的混合物，可用加热使其熔化，并在减压下建立汽液两相系统，用精馏方法进行分离。

(3)精馏过程适用于各种浓度混合物的分离，而像吸收、萃取、结晶、
膜分离等操作，只有当被提取组分浓度较低时才比较经济。

(4)精馏操作是通过对混合液加热建立汽液两相体系的，所得到的汽相
还需要再冷凝液化。

因此，精馏操作耗能较大。

(5)精馏技术经过多年的发展及广泛的使用，目前已具有相当成熟的工
程设计经验与一定的基础理论研究，并发展出了以精馏为基础的许多新型复合传质分离技术。

(6)精馏过程操作简单，易于工程化。

即可连续操作，也可间歇操作，
可应用于各种批量的操作中。

第二章工艺流程设计及设备论证
2.1工艺流程叙述及论证
本设计任务为分离丙酮-水混合物。

对于该非理想二元混合物的分离，应该使用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点56.2°C），塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2工艺参数的选择论证
1. 原料液处理量： 30000吨/年
2. 原料液含苯： 40％（质量分率）
3. 塔釜馏出液中含丙酮≤2％（质量分率）
4. 塔顶馏出液中含丙酮≥97％（质量分率）
5.操作压力： 4Kpa（塔顶表压）
6.进料热状况：泡点进料
7.回流比： 2
8.单板压降： 0.7Kpa
9.建厂地址：衢州地区
以上参数均符合工艺条件
2.3设备论证
塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。

板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。

同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。

本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用筛板式精馏塔。

塔型的选择因素很多。

主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。

1、与物性有关的因素
（1）本设计任务为分离丙酮-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用连续精馏。

（2）易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选填料塔。

（3）对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。

本设计为丙酮和水，可选用板式塔。

2、与操作条件有关的因素
（1）对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜；
（2）对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔。

在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。

节省能源，综合利用余热。

经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。

另一方面影响到所需传热面积的大小。

即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。

第三章物料衡算
3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
kmol M/
kg
08
.
58
=
丙酮
kmol M/
kg
02
.
18
=
水
将物料组成转换成摩尔分率：
1431.002.18/65.008.58/35.008
.58/35.0=+=F X 9093.002.18/03.008.58/97.008
.58/97.0=+=D X 00629.002.18/98.008.58/02.008
.58/02.0=+=W X
3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 g/mol 735.2302.18*)1431.01(08.58*1431.0=-+=F M g/mol 445.5402.18*)9093.01(08.58*9093.0=-+=D M g/mol
272.1802.18*)00629.01(08.58*00629.0=-+=W M
3.3 物料衡算 h kmol F /13.468735.23*241000
*30080000
==
⎩⎨⎧⋅+⋅=⋅+=W
D F X W X D X F W
D F
⎩
⎨⎧+=+=⇒00629.0*9093.0*1413.0*13.46813.468W D W
D
⎩⎨⎧==⇒h kmol D h
kmol W /93.70/2.397
第四章 能量衡算
4.1 冷凝器的热负荷和冷却水的流量 g/s 1
5.23600445
.5486.14136001K VM G V
=⨯== [1]
r 1=∑=i i r x kg kj /87.4602429*03.097.0*400=+
kw 99187.46015.2r 1=⨯==G Q h
kg t t c Q W pc c /53090)2036(*42003600*991000)(12=
-=-=
4.2 再沸器的热负荷和饱和水蒸气的流量 g/s 74.23600
272.185393600''1K M L G L =⨯== [1] 塔釜温度为w t =95℃ kg kj r /2270=
kw Gr Q 6210== h kg r Q
W h /273622706210000
===
4.3 预热器的热负荷和饱和水蒸气的流量
g/s 1.33600735
.2313.46836001K FM G V
=⨯== [1]
kw 459)2065(*29.3*1.3C 1=-=∆=t G Q PC h kg r Q
W h /2.2022270459000
===
4.4 塔顶产品冷却器
w
T T c W Q ph h 5.216526)303.57(2700*15.2)(21=-=-= h
kg t t c Q
W pc c /18560)2030(*42003600
*5.216256)(12=-=-=
第五章 设备设计计算与选型
5.1 塔板数的确定
5.1.1 理论板层数NT 的求取
理论塔板数计算
（1）q 线方程
1431.0=F X 1=q
q 线方程为：1431.0=X
⎪⎩⎪⎨⎧==775.01431
.0q q Y X
（2)求最小回流比min R 和R
因为丙酮-水物系的曲线是不正常的平衡曲线，所以最小回流比的求法是由
点 ，向平衡线做切线，再由切线的斜率或截距求min R ，见图1，图2
作图可知725.0=b 725.0)1(=+⋅=D D X R X R b
302.0min =R 由吉利兰图作出N 和R 的关系图3
最终确定R=1
（3）精馏段和提馏段的气液流量
D=70.93kmol/h
R=1
⎩⎨⎧=+===h
kmol D R V h kmol RD L /86.141)1(/93.70精馏段 ⎪⎩⎪⎨⎧=+
==+=h kmol V V h kmol F L L /8.1411-q /06.539q ）（提馏段’‘ （4）精馏段操作线方程
45465.05.01
11+=+++=+n D n n X R X X R R Y （5）精馏段操作线方程
0176.08.3'''
1+=+=+m W m m X V
WX X V L Y (6)作图法确定理论板数
由图4得精馏段3块板，进料板为第4块，提馏段3块板，总共6块板（包 括再沸器）。

5.1.2 实际板层数的计算
（1）全塔温度的计算
通过“t-x-y ”数据进行插值计算得
泡点进料：F x ＝0.1431
进料板温度F t =65℃
塔顶温度：=t D 57.3℃
塔底温度：=t W 95℃
精馏段平均温度m t =(65+57.3)/2=61.15℃
提馏段平均温度m t =(95+65)/2=80℃
(2)全塔黏度计算 1）塔顶黏度 i i lg x lg μμ∑=
表一 物性表
温度/℃ 50 60 70 80 90 100 水的粘度 0.592 0.469 0.4 0.33
0.318 0.248 丙酮粘度 0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.16 水表面张力
67.7
66
64.3
62.7 60.1 58.4 丙酮表面张力 19.5 18.8 17.7
16.3
15.2 4.3 水相对密度
988.1 983.2 977.8 971.8
965.3 958.4 丙酮相对密度 758.56 737.4 718.68 700.67
685.36
669.92
由表一查得
=t D 57.3℃ 查得s a 49606.0⋅=P 水μ 查得 ⎩⎨⎧==9093.00907
.0丙酮水X X
s
a 2373.0⋅=P 丙酮μ
49606.0lg 0907.02373.0lg 9093.0lg +=D μ
s
pa D ⋅=2537.0μ
2）塔底黏度 i i lg x lg μμ∑= 表一查得
=t
W
95℃ 查得s a 318.0⋅=P 水μ 查得 ⎩⎨⎧==00629.099371.0丙酮水X X
s
a 17.0⋅=P 丙酮μ
318.0lg 99371.0179.0lg 00629.0lg +=W μ
s
pa W ⋅=2543.0μ
3）进料板黏度
i i lg x lg μμ∑=
=t F 65℃ 查得s a 4414.0⋅=P 水μ 查得 ⎩⎨⎧==1431.08569
.0丙酮水X X
s
a 2222.0⋅=P 丙酮μ
4414.0lg 8569.02222.0lg 1431.0lg +=F μ
s
pa F ⋅=3269.0μ
4）全塔平均黏度：
1811.02
1085
.02537.0=+=L μ [2]
精馏段平均黏度：3269.02
4001.02537.0=+=M μ
提馏段平均黏度：2543.02
4001.01085.0'
=+=
M μ 5)相对挥发度α 由x-y 图1查得⎪
⎪⎩
⎪⎪⎨⎧⎩⎨⎧==⎩⎨⎧==1744.000629.083
.09093.0A A A A X Y X Y 塔釜：塔顶：
56
.737.33)
1()
1(05
.2)1()
1(=⋅==--=
=--=W D W W W W W D D D D D Y X X Y Y X X Y ααααα
（4）全塔效率
精馏段效率：38.0)3716.056.7(49.0)(
49.0245.0245.0=⋅=⋅=--D Et μα [1] 提馏段效率：39.0)333.0*56.7(49.0)
(49.0245.0245
.0==⋅=--W Et μα （5)实际塔板数
T
T
R E N N =
精馏段:89.738.03
==
R N 取整8块 提馏段:1.539
.02
==
R N 取整6块
5.2 相关物性的计算
5.2.1 操作压力的计算
塔顶压强kpa P D 325.1054325.101=+= 取每层塔板压强△p=0.9kPa ，
则进料板的压力为：kpa P P D F 225.11511*9.0=+=
塔底压力为：kpa P P D F 6.12017*9.0=+=
故精馏段平均操作压力为：kpa
P P P F
D M 275.1102
=+=
故提馏段平均操作压力为：kpa
P P P F
W M 8.1172
=+=
5.2.2 平均摩尔质量计算
查图二得⎪⎪⎪⎪⎩
⎪
⎪⎪⎪⎨⎧⎩⎨⎧==⎩⎨
⎧==⎩⎨⎧==1744.000629.01431
.078.083.09093
.0A A A A A A X Y X Y X Y 塔釜：进料板：塔顶：
塔顶：kmol kg M VD /445.5402.18*)9093.01(08.58*9093.0=-+= kmol kg M LD /27.5102.18*)85.01(08.58*85.0=-+= 进料板：kmol kg M VF /27.4902.18*)78.01(08.58*78.0=-+= kmol kg M LF /75.2302.18*)1431.01(08.58*1431.0=-+= 塔釜：kmol kg M VW /006.2502.18*)1744.01(08.58*1744.0=-+= kmol kg M LW /272.1802.18*)00629.01(08.58*00629.0=-+= 精馏段平均摩尔质量：kmol kg M VM /8559.512
2668
.49445.54=+=
kmol kg M LM /521.372
753.2327.51=+=
提馏段平均摩尔质量：kmol kg M VM /1364.372
2668.49006.25=+=
kmol kg M LM /0125.212
272.18753.23=+=
5.2.3 平均密度计算
1）气相密度Vm ρ
3
/05.2)2739.60(*314.88559
.51*275.110m kg T R M P M VM M V =+=⋅⋅=
精ρ
3
/5.1)
27377(*314.81364
.37*8.117m kg T R M P M VM M V =+=⋅⋅=
提ρ
2）液相密度Lm ρ
表二 丙酮-水在各温度下的密度
温度℃
塔釜温
度t W 进料温度t
f
塔顶温度t D 95
65
57.3
丙酮
3kg
m
685.36 727.5 742.055
水
3kg
m
965.3 979.5 984.28
i ρρ/a /1i ∑= [1]
塔顶：97.0=A a 进料板：35.0=F a 塔底： 97.0=W a
3/589.8735
.979/65.05.727/35.01
m kg LFM =+=
ρ
3/576.74738
.984/03.0055.742/97.01
m kg LDM =+=ρ
3/478.9573.965/98.036.685/02.01
m kg LWM =+=ρ
3/5825.8102
76
.747589.873m kg L =+=精ρ
3/5336.9152
478
.957589.873m kg L =+=
提ρ
5.2.4 液体平均表面张
表三 丙酮-水各温度下的表面张力
温度℃
塔釜温度t W 进料温度t f 塔顶温度t D 95
65 57.3 丙酮N/m 15.2 18.36 19.34 水N/m 60.1
65.32
69.06
Lm i i x σσ=∑
1）塔顶平均表面张力
m MN LDM /85.2306.69*0907.034.19*9093.0=+=σ 2）进料板平均表面张力
m MN LFM /6.5832.65*8569.036.18*1431.0=+=σ 3）塔釜平均表面张力
m MN LWM /818.591.60*99371.02.15*00629.0=+=σ 4）精馏段平均表面张力
m MN M /225.412
6
.5885.23=+=精σ
5）提馏段平均表面张力
m MN M /2.592
6
.58818.59=+=
精σ
5.2.5温度
进料板温度F t =
65℃
塔顶温度：=t D 57.3℃ 塔底温度：=t W 95℃
精馏段平均温度m t =(65+57.3)/2=61.15℃
提馏段平均温度m t =(95+65)/2=80℃
5.3 精馏塔的塔体主要工艺尺寸计算
5.3.1 气液相负荷的计算
D=70.93kmol/h R=1
⎩
⎨⎧=+===h kmol D R V h
kmol RD L /86.141)1(/93.70精馏段
⎪⎪⎩
⎪
⎪⎨
⎧==⋅⋅===⋅⋅=s m M L L s m M V V LM LM s
VM VM s /000922.05825.810*3600912.37*93.703600/021.100.2*360086.51*86.141360033ρρ精馏段 ⎪⎩
⎪⎨⎧=+==+=h kmol V V h
kmol F L L /8.1411-q /06.539q ）（提馏段’‘
⎪⎪⎩
⎪
⎪⎨
⎧==⋅⋅===⋅⋅=s m M L L s m M V V LM LM s VM VM s
/00344.053.915*36000125.21*06.5393600/013.1444.1*36001364.37*86.14136003''3''ρρ提馏段 5.3.2 塔径
精馏段：板间距取T H =0.45m 板上液层高度l h =0.05m
表四 塔板间距与塔径的关系
则m h H H l T 40.005.045.0=-=-= 参数：
0133.0)002
.25825.810(396.1000922.0)(2
121==V L S S V L ρρ [2]
查史密斯关联图5得:
0791.020=C
0914.0)20
225
.41(
*0791.0)20
(
*2.020===T
C C δ
s m C
U V V L /836.1002
.2002
.258.8100914.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.707
s m U U /298.1836.1*707.0707.0max ===
m U V D S 9946.0298
.1*14.3021.1*44===
π 圆整得
m
D 1=
塔截面积：22
m 785.04
==D A T π 空塔气速：s m A V u T
S
/3006.1==
提馏段：板间距取T H =0.35m 板上液层高度l h =0.06m 则m h H H l T 29.006.035.0=-=-=
084.0)5.1207.918(013.100344.0)(2
121''==V L S S V L ρρ
查史密斯关联图4得:
0552.020'=C
0686.0)20
2
.59(
*053.0)20
(
*2.020''===T
C C δ s m C U V
V
L /726.1'
max '=-=ρρρ 取安全系数为0.753
s m U U /299.1726.1*753.0753.0max ''===
m U V D S 9965.0.299
1*14.3013.1*44'
''
===π 圆整得
m
D 1=
塔截面积：22
'm 785.04
==
D A T π
空塔气速：s m A V
u T
S /2904.1'
'
==
5.4 塔板主要工艺尺寸的计算
5.4.1 溢流装置计算
选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m 的塔中广泛使用。

工业
中应用最广的降液管是弓形降液管。

1）溢流堰长
取m D l w 7.07.0== 2）溢流堰高度
ow c w h h l -=选用平直堰 [2]
堰上液层高度3
2)(100084.2w
h ow l L E h =
由图6查得，近似取E=1，则
精馏段：m h ow
00801.0)7.03600*000922.0(*1*100084.232
==
042.000801.005.0=-=-=ow c w h h h
提馏段：m h ow
0193.0)7
.03600*00344.0(*1*100084.232
==
0407.00193.006.0=-=-=ow c w h h h 3）弓形降液管宽度和截面积
精馏段：7.0=D l w 15.0=D W d
08.0=T
f A A
⎩⎨⎧==0628.015
.0f
d A W
用经验公式：s 5s 65.303600
*000922.045
.0*0628.0*36003600＞==
=
h
T
f L H A θ
提馏段：7.0=D l w
15.0'=D W d 08.0''=T
f A A
⎪⎩⎪⎨⎧==0628
.015.0''f d A W
用经验公式：s 5s 39.63600
*00344.045
.0*0628.0*36003600''＞==
=
h
T
f L H A θ
4）降液管底隙高度 精馏段：
o
w h o u l L h '
3600⋅⋅= o u '
取0.1m/s 01317.01
.0*7.0*36003600
*00092.0==
o h
m 006.0028.001317.0042.0＞=-=-o w h h
故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度取0.05m 提馏段：
o
w h
o u l L h '
''
3600⋅⋅= o u '取0.2m/s 0243.02
.0*7.0*36003600
*0034.0'==
o h
m 006.00164.00243.00407.0''＞m h h o w =-=-
故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度取0.05m 5.4.2 边缘区宽度
1) 入口安定区 塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定区，其宽度为S W 。

此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成倾向性
mm W W S S 70'==
2)边缘固定区 在塔板边缘有宽度为W C 的区域不开孔，这部分用于塔板固定。

m W W C C 04.0'==
5.4.3 塔板布置
（1）塔板的分块
因为mm D 800＞ 故采用分块式，以便通过人孔拆塔板，塔板分为3块。

1）开孔面积的确定
⎥⎦⎤⎢⎣
⎡
⋅+-=R x R x R x A a arcsin 1802222π [1]
m W W D x S d 28.0)07.015.0(21
)(2=+-=+-=
m W D R C 46.004.021
2=-=-=
2
222481.046.028.0arcsin 46.0*18014.328.046.028.02m A a =⎥⎦⎤⎢⎣
⎡⋅+-= （2)筛孔计算及其排列
本例采用的物系无腐蚀性选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm d o 5=，筛孔按正三角形排列。

取孔中心距为：mm d t o 153== 精馏段：
筛孔数为：个2469015.0481
.0*155.1155.12
2===t A N a 开孔率：%07.10)0.0150.005907.0)t d 907.02
2o ===（（φ
s m A V u a S o /05.19532
.0*1007.0021.1=== 提馏段： 筛孔数为：个2469015.0481
.0*155.1155.12
2===t A N a 开孔率：
s m A V u o S o /9.18532
.0*1007.0013
.1''
===
5.5 板式塔的流体力学验算 5.5.1 塔板压力降hf 的校验
塔板压降
（1）干板阻力：m C u hc L v o o 0767.0)5825
.810002.2()772.005.19(051.0)()(051.022===ρρ （2）气体通过液层的阻力
L h h β=1
精馏段：s m A A V u f T s a /414.10628
.0785.0021.1=-=-=
[1]
)(2002.2414.12
11
2
1--⋅⋅===m
s kg u F v a o ρ
58.0=β
故m h h h h ow w L 029.0)042.000801.0(*58.0)(1=+=+==ββ
提馏段:s m A A V u f T s a /4.10628
.0785.0013
.1''
=-=-=
)(7.15.14.12
1
121'''--⋅⋅===m s kg u F v a o ρ
（3）液体表面张力计算
精馏段σh =m 00415.0005.081.95825.81010225.414gd 430
=⨯⨯⨯⨯=-L L
ρσ液柱
提馏段σh ’= m 0053.0005.081.95336.915102.594gd ''43
=⨯⨯⨯⨯=-L L
ρσ液柱
（4）气体通过每层塔板的液柱高 可按下式计算σh h h l c ++=p h
精馏段p h =0.0767+0.0290+0.0415=0.105m 液柱 提馏段p h =0.0767+0.0290+0.0053=0.111m 液柱 5.5.2 液面落差
D ≤1600mm,所以忽略液面落差 5.5.3 雾沫夹带
2
.3f 6
)h u (107.5e -⨯=-T a L V H σ(kg 液/kg 气) [1] 精馏段：
m L 125.0)042.000801.0(5.2h 5.2h f =+⨯==,
气体液体kg /015.0)0.125
45.0 1.414
(10225.41107.5e 2.33
6kg V =-⨯⨯=-- 提馏段：
m L 08925.0)0407.00193.0(5.2'h 5.2'h f =+⨯==,0074.0)0.08925
45.0 1.4(102.59107.5'e 2.33
6=-⨯⨯=--V 本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg 液/kg 气内,符合要求。

5.5.4 漏液
筛板塔,漏液点气速min 0u ，=V L L C ρ）ρ（σ/h h 13.00056.04.40-+
精馏段:
min 0u ，=2/5825.8100.004150.0500113.00056.0772.04.4）
（-⨯+⨯=6.10m/s, 提馏段:
m in 0u'，=51.1/478.9570.00530.0613.00056.0772.04.4）（-⨯+⨯=7.7m/s
实际孔速:精馏段s m u /05.190=＞min 0u ，,提馏段s m u /9.18'0=＞min 0u'， 稳定系数:精馏段K=U o /U omim =3.12,提馏段K ’ =U ’o /U ’omim =2.45
均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求 5.5.5 液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd ≤φ(w h +T H )
对于设计中的丙酮-水体系φ=0.5, Hd ≤0.5）
（042.045.0+⨯=0.246m 00153.0)01317.0*7.0000922.0(153.0h 2
d ==m 液柱
精馏段m 1516.000153.005001.0105.0h h h d p d =++=++=L H m 246.0 提馏段m 1725.000153.006.0111.0h 'h 'h 'd p d =++=++=L H m 246.0 所以不会发生液泛现象 5.6 塔板负荷性能图 5.6.1 漏液线
由min 0u ，=V L L C ρ）ρ（σ/h h 13.00056.04.40-+
min ,min ,0A V u S =
ow w h h h +=L 23
2.841000h ow w L h E l ⎛⎫
=
⎪⎝⎭
得 精馏段：
V L w h w S l L E h A C V ρ）ρ（σ/h 100084
.213.00056.04.43
/200min ,-⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++⨯
= 2/5825.810)15004.0]7.036001100084.2240.0[13.00056.0(0.5321007.0772.04.43
/2-⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯++⨯
⨯⨯⨯=S L
得m in s V ，=00691.011.066.33
/2+S
L
提馏段：m in s V ，=V L w h
w l L E h A C ρ）ρ（σ/h 100084.213.00056.04.43
/200-⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛++ 5
.1/5.915)0053.0]7.036001100084.260.0[13.00056.0(532.01007.0772.04.43
/2-⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯++⨯
⨯⨯⨯=S L
=min s V'，11.0'0081.05.43
/2+S
L
5.6.2 雾沫夹带线
以1.0e =V kg 液/kg 气为限求S V -S L 关系：
由2.3f 06
)h u (107.5e -⨯=-T L
V H σ
S S
T S V V A A V u 385.10628
.0785.0f 0=-=-=
23
2.841000h ow w L h E l ⎛⎫=
⎪⎝⎭
3
/23/2s 58.0.7036001100084.2S L L =⨯⨯=
）（， m 240.0h w = 0407.0'h w =
)h (5.2h 5.2h f ow w L h +⨯==
精馏段3
/2f 2.125105.0h S
L +=,
2.3f 06)h u (107.5e -⨯=-T L V H σ0.1)2.125345.0 1.385V (10225.41107.52.33/2S
3
6=-⨯⨯=--S L 整理得3
/22195.1S
S L V -=
提馏段3
/2f '125.210175.0h'S
L +=
2
.3f 06)h u'('107.5e'-⨯=-T L V H σ1.0)'125.2345.0 1.35V'(102.59107.52.33/2S 3
6=-⨯⨯=--S L
解得3
/2'8.132.2'S
S L V -=
5.6.3 液相负荷下限线
对平直堰取堰上上层清液高度
精馏段h ow =0.006m ，006.07
.036001100084
.2h 3/2s ow =⨯⨯=）（L
s m L S /000597.03min .= 提馏段h ow ’= 0.0125m ，0125.07
.0'36001100084
.2h'3/2s ow =⨯⨯=
）（L s m L S /0018.0'3min .=
5.6.4 液相负荷上限线
以θ=4s 作为液体在降液管中停留的下限
4f ==
S
t
L H A θ故 精馏段： s m L S /0071.04
45
.00628.03max =⨯=，
提镏段： s m L S /1700.04
45
.00628.03max =⨯='，
5.6.5 液泛线
Hd=φ(w h +T H )
由d p d h h h ++=L H ，σh h h l c ++=p h ，L l h h β=，ow w h h h +=L 得2
2
2
3
aVs b cLs dLs =--
其中⎪⎪⎪⎪⎩
⎪⎪⎪⎪⎨⎧+⨯==--+==-3
/232
0200)3600)(1(1084.2)/(153,0)1()()(051.0a w w w T L V l E d h l c h H b c A β
βφφρρ带入数据 精馏段⎪⎪⎩⎪
⎪⎨⎧====4
.1d 21.1800c 158.0b 073.0a 提馏段
⎪⎪⎩⎪
⎪⎨
⎧====34
.1d 529c 13.0b 05
.0a 所以精馏段3
/22
2
2.1977.469816.2S S S L L V --=
提馏段3
/22
2
8.26105806.2S
S S L L V --=
5.6.6操作弹性
由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线
故精馏段操作弹性为MAX S V ,/min ,S V =4.1
由图/s m 6.13,=MAX S V ，/s m 5.03min ,=S V
故提馏段操作弹性为MAX S V ,/min ,S V =3.2 精馏段提馏段操作弹性均大于2小于5,符合要求。

5.7 换热器的选型
5.7.1 全凝器的选型
（1）丙酮-水冷凝蒸汽的数据
t D =57.31℃冷凝蒸汽量：g/s 15.23600
445
.5486.14136001K VM G V =⨯==
（2）冷凝水始温为20℃，取冷凝器出口水温为36℃，在平均温度
℃282
3620t =+=
混合气单位冷凝热：
r 1=∑=i i r x kg kj /87.4602429*03.097.0*400=+ （3）a. 设备的热参数：kw 99187.46015.2r 1=⨯==G Q
b ．平均温度差：℃）
（）（Δ1.28363.57203.57ln
363.57203.57t m =-----=
根据“传热系数K 估计表”取K=700W/(m 2.℃)
传热面积的估计值为：23
4.501.2870010991m t K Q A m =⨯⨯=∆='
由上面计算数据，选型如下： 公称直径D/mm
450
管子尺寸/mm Φ19*2
公称压力 PN/（MPa ） 1.00 管子长l/m 4.5 管程数Np 4
管数n/根 200 管子排列
正三角排列
公称面积/2m
52.5
5.7.2 再沸器的选型 （1）计算热负荷
g/s 74.23600272
.185393600''1K M L G L =⨯==
塔釜温度为w t =95℃ kg kj r /2270=
kw Gr Q 6210==
（2）选用0.2MPa 饱和水蒸气,始温为120℃，
由于两相都是恒温相变
℃
2595120t =-=
根据“传热系数K 估计表”取K=1400W/(m 2.℃)
传热面积的估计值为：23
177251400106210m t K Q A m =⨯⨯=∆='
由上面计算数据，选型如下：
公称直径D/mm
450
管子尺寸/mm Φ19*2
公称压力 PN/（MPa ） 1.00 管子长l/m 3 管程数Np 1
管数n/根 1009 管子排列
正三角排列
公称面积/2m
174.7
5.7.3 预热器的选型
原料加热：采用压强为270.25kpa 的饱和水蒸气加热，温度为130℃,冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热。

查表得)/(6.1k kg kj C P ⋅=丙酮 )/(2.4k kg kj C P ⋅=水 29.32.4*65.06.1*35.0=+=pc C
设原料温度为20℃，需加热至65℃。

g/s 1.33600
735
.2313.46836001K FM G V =⨯==
kw 459)2065(*29.3*1.3C 1=-=∆=t G Q PC
平均温度差：℃）（）（Δ8.1013613020130ln
3613020130t m =-----=
根据“传热系数K 估计表”取K=750W/(m 2.℃)
传热面积的估计值为：23
0.68.10175010459m t K Q A m =⨯⨯=∆='
由上面计算数据，选型如下： 公称直径D/mm
273
管子尺寸/mm Φ19*2
公称压力 PN/（MPa ） 2.5 管子长l/m 2 管程数Np
1
管数n/根
65
管子排列 正三角排列
公称面积/2m
7.4
5.7.4 塔顶产品冷却器选型及核算
表5定性温度下流体物性
密度/(3/m kg ) 比热容
/℃））（⋅kg kj /(
黏度/s pa ⋅ 导热系数
/(W/(m ·℃））
丙酮 743.1 2.7 0.237 0.17 水
984.5
4.2
0.727
0.60
因丙酮有一定毒性，故选择丙酮走管层，水走壳层。

（1）试算和粗初选换热器规格 1）计算热负荷和冷却水流量：
w
T T c W Q ph h 5.216526)303.57(2700*15.2)(21=-=-=
h
kg t t c Q W pc c /18560)
2030(*42003600
*5.216256)(12=-=-=
2）计算两流体平均温差（逆流）
℃）（）（Δ226.1720
30303.57ln
2030303.57t'm =-----=
27.0203.5720301112=--=--=
t T t t P ，73.21
221=--=t t T
T R
由图查得：t ∆ϕ=0.85
64.14226.17*85.0'
==∆=∆∆m t m t t ϕ 3）初选换热器规格。

假设K=430
2
8.3446
.14430216526
m t K Q S m =⨯=∆=
据此由换热器系列标准选定JB325-4-34.9型换热器
公称直径D/mm
325
管子尺寸/mm Φ19*2
公称压力 PN/（MPa ） 4.00 管子长l/m 6 管程数Np 1
管数n/根
99 管子排列
正方形斜转45° 公称面积/2m
34.9
实际传热面积28.34)1.06(*019.0*14.3*99d m L n S o =-==π 若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为
℃）⋅==
∆=
2/(4.42464
.14*8.34216526
m W t S K m
o o θ
（2）核算压力降 1）管程压力降
P i i N F p p p )(21∆+∆=∆∑
其中，5.1=t F ，1=P N 管程流通面积222
0175.01
99*015.0*414.34
m N n d A P i i ==⋅
=
π
m/s 30.00175
.0*984*360018560
i ===
A V u S i 湍流）μρ(6090000727
.098430.0015.0Re =⨯⨯==
i
i i u d 设管壁粗糙度ε为0.1mm ，则ε/d=0.0067, 6090Re i = 查得摩擦系数λ=0.035
pa d u l p i i 6202
30.0*984*015.06*035.022
21===∆ρλ
Pa u p i 84.1322
30.0*984*3232
22===∆ρ
a k 1011291*5.1*)84.132620()(s 21i
P Pa N N F p p p
p S =+=+=∑ΔΔΔ
符合一般要求 2）壳程压力降
S N F p p p
s 21o
)''(ΔΔΔ+=∑
2)1(p'2
0c 01u N n Ff B c ρ+=∆ 2)/25.3(p'2
c 21u D h N B ρ-=∆
15.1=S F 1=S N
1219.1≈=n n c 39115
.06
1=-=-=
h L N B 2
01455.0)019.0*12325.0(15.0)(m d n D h A o c i =-=-=
m/s 20.001455
.0*1.74315.2i ===
A V u S i 50011913000237
.0743
20.0019.0Re ≥=⨯⨯==
μρo o o u d ，故59.0Re 0.5228
.000==-f
代入得Pa p 33691
='∆ pa p 19682='∆ kpa pa p o 10613715.1*)19683369( =+=∆∑
故管壳程压力损失均符合要求 （3）核算总传热系数 1）管程对流传热系数i α
湍流）μρ(6090000727.098430.0015.0Re =⨯⨯==i
i i u d Pr 1=
1
1
1c λμ=
1.56
.0727
.0*2.4=
i α=0.023)(Pr Re 3/1155.011w e d μμλ
=1881.52/()W m .℃ 2）壳程对流给热系数o α
o α=0.36)(Pr Re 3/1o 55.0o 1w
e d μμλ
20198.0)032
.0019.01(325.0*15.0)1(m t d hD A o =-=-
= m/s 15.00198
.0*1.74315.2===
A V u S o 038.0)
4(42
2=-
=
o
o e d d t d ππ
17749==
μ
ρ
o o eo u d R
Pr 1=
76.3c p =λ
μ
95.0)(
=w
μμ
所以 o α=0.36)(Pr Re 3/1o 55.0o 1w
e d μμλ517=
3）
取污垢热阻 Rs =i 0.2m 2℃/kW Rs 1=0.17 m 2℃/kW K 计=
000i 01
Rs 1
αλα++++Rs d bd d d d d m i i i
K 计=
℃）
⋅=+++2/(46515*5.188119
1519*0002.000017.051711
m W 安全系数为 %0.17424
424
496=-
5.8 管径的选取
5.8.1 进料管管径的选取
m u
L d s
066.00
.1*14.300343
.0*442
===
π
s m V s /35.123=
选用mm mm 3*73φ的无缝钢管
m mm d 067.0672*373==-=
核算s m u /97.0067
.0*00343
.0*42
==π 5.8.2 塔顶出料管管径的选取 m u V d s 057.020*14.3021
.1*442
2===
π 5.8.3 塔釜出料管管径的选取
m u L d s 07.00.1*14.300343
.0*4422'===π
选用mm mm 2*76φ的无缝钢管 5.8.4 塔顶回流液管管径的选取 m u
V d s
017.00
.1*14.300092
.0*442
2
===
π 选用mm mm 5.2*22φ的无缝钢管 5.8.5 塔釜回流液管管径的选取 m u V d s 0032.020*14.3013
.1*442
2===
π 选用mm mm 5.2*35φ的无缝钢管 5.8.6 全凝器出口管管径的选取 m u L d s
0054.020*14.300922
.0*442
2
===
π
选用mm mm 3*60φ的无缝钢管 5.8.7 再沸器出口管管径的选取 m u L d s 0025.00
.1*14.3065
.0*442===
π 选用mm mm 5.2*30φ的无缝钢管 5.9 离心泵的选取 进料泵
m u V d s
066.00
.1*14.300343
.0*442
===
π
s m V s /35.123=
选用mm mm 3*73φ的无缝钢管
m mm d 067.0672*373==-=
核算s m u /97.0067.0*00343
.0*42
==π 雷诺数湍流）(17000000034
.0901
*97.0*066.0Re ==
=
μ
ρ
du
取ε=0.01，067.0/=d ε,查图摩擦系数λ=0.0285 各管件及阀门阻力系数如下:
设管长为6米,
在原料液罐液面与进料口之间列伯努利方程得：
2-f,12
2222
111H 2g
u g Z =H 2g u g Z ++++++ρρP P
其中假设Z 2-Z 1＝6.85m ，P 1＝1atm,P 2＝1atm ， u 1=0 ，u 2=0.97m/s ，
/2g )/d)u ∑+∑( (λ = H 2
l_e Li 1)-(f0=1.8 ,则泵的压头为H ＝13m
选用 IS50-32-250型泵。

流量/(m3/h) 15 配带功率 7.83 扬程 18.5 汽蚀余量 2.5 转速
2900
效率
41
Pe=QHg=2.15×13×9.81=274 W
P 轴=Pe ／η=274／0.41=669﹤7830 W 所以该离心泵符合要求 5.10 精馏塔的附属设备
5.10.1 法兰的选择
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。

名称
水管入口 进口阀 90·弯头×2 ξ
0.5 6
0.75×2
进料管接管法兰：585010706-HG D P g g 回流管接管法兰：585010206-HG D P g g
塔底储料管法兰：585010306-HG D P g g 塔顶蒸气管法兰：585010606-HG D P g g 5.10.2 筒体与封头
壁厚选6mm ，所用材质为
3
A 。

本设计采用椭圆形封头。

5.10.3 裙座
塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能良好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。

5.10.4 有效高度 [3]
精馏段有效高度 m H N Z T P 5.445.0)111()1(1=⨯-=⨯-=精 提馏段有效高度m H N Z T P 25.245.0)16()1(2=⨯-=⨯-=提
从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距 取0.7米,所以应多加高(0.7-0.45)×2=0.5m
Z=Z 精+Z 提+0.5=7.25m
5.10.5 塔总体高度
(1)塔顶空间H D
取H D =1.6T H =0.72m 加一人孔0.6米,共为1.32m (2)塔底空间
塔底储液高度依停留4min 而定 =⨯⨯==
950
.060
400344.0''T S L A L H τ0.87m 取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m ，中间再开一直径为0.6米的人孔 =w H 1+0.87=1.87m
(3)整体塔高H=Z+w H +D H =7.25+1.32+1.87=10.44m 5.10.6储槽
1.本品具高度易燃性，有严重火灾危险，属于甲类火灾危险物质。

储存于阴凉干燥、良好通风处，远离热源、火源和有禁忌的物质。

所有容器都应放在地面上。

但久贮和回收的丙酮常有酸性杂质存在，对金属有腐蚀性。

2.用200L(53USgal)铁桶包装，每桶净重160kg ，铁桶内部应清洁、干燥。

贮存于干燥、通风处，温度保持在35℃以下，装卸、运输时防止猛烈撞击，并防止日晒雨淋。

按防火防爆化学品规定贮运。

3.储存注意事项：储存于阴凉、通风良好的专用库房内，远离火种、热
源。

库温不宜超过29℃。

保持容器密封。

应与氧化剂、还原剂、碱类分开存放，切忌混储。

采用防爆型照明、通风设施。

禁止使用易产生火花的机械设备和工具。

储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料。

第六章非工艺部分
6.1安全
（1）危险性概述
健康危害：急性中毒主要表现为对中枢神经系统的麻醉作用，出现乏力、恶心、头痛、头晕、易激动。

重者发生呕吐、气急、痉挛，甚至昏迷。

对眼、鼻、喉有刺激性。

口服后，先有口唇、咽喉有烧灼感，后出现口干、呕吐、昏迷、酸中毒和酮症。

慢性影响：长期接触该品出现眩晕、灼烧感、咽炎、支气管炎、乏力、易激动等。

皮肤长期反复接触可致皮炎。

燃爆危险：该品极度易燃，具刺激性。

急救措施
皮肤接触：脱去污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。

眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。

就医。

吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。

保持呼吸道通畅。

如呼吸困难，给输氧。

如呼吸停止，立即进行人工呼吸。

就医。

食入：饮足量温水，催吐。

就医。

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，所有人员必须马上撤离。

灭火剂：抗溶性泡沫、二氧化碳、干粉、砂土。

用水灭火无效。

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收。

也可以用大量水冲洗，洗水稀释后放入废水系统。