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烷绿色催化氧化法生产环己酮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/kmol 84.8 86.16 98.15 100.16 176.92 进料平均摩尔质量kg/kmol 98.99 摩尔分数0.00023 0.0019 0.6369 0.3590 0.0019 1 摩尔流量kmol/h 0.052 0.443 144.460 81.428 0.433 226.816 塔顶产品平均摩尔质量kg/kmol 98.11 摩尔分数0.0004 0.0031 0.9945 0.002 - 1 摩尔流量kg/kmol 0.052 0.443 140.78 0.277 - 141.571 塔釜产品平均摩尔质量kg/kmol 100.46 摩尔分数- - 0.043 0.952 0.005 1 摩尔流量kmol/h - - 3.661 81.151 0.433 85.245 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。

(一) 摩尔分数：

(二) 摩尔流量：

总的摩尔流量: 分开两个塔后的摩尔流量：

(三) 分子量：

(四) 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(五) 温度（查t-x-y图）塔顶：

，塔釜：

，进料：

三、实际塔板数的计算(一) 理论塔板数的求取（图解法）

1. 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)

2. 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)

3. 精馏段方程取精馏段方程:

4. 提馏段方程提馏段方程: (二) 全塔效率 1. 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125 104 70 环己酮0.4855 0.572 0.954 环己醇0.532 0.903 4.89 在各温度下, 精馏段: 提馏段: 2. 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如下：

各组分摩尔分数环己酮环己醇yF 0.7802 0.2198 xf

0.6369 0.3631 yB 0.0803 0.9197 xB 0.043 0.957 yD 0.9979 0.0021 xD 0.9945 0.0055 由得进料、塔顶、塔釜的相平衡常数为：

环己酮环己醇1.2245 0.6062 1.003 0.4800 1.806 0.9638 在低压下，两者的相对挥发度可由算得：

精馏段: 提馏段: 3. 计算全塔效率: 精馏段: 提馏段: (三) 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70 80 90 100 110 120 130 环己醇910 901 892 883 873 863 854 环己酮904 985 885 875.5 869 860 850 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=0.0226MPa 3.气液负荷计算塔顶: 塔釜: 4. 液体表