环己烷绿色催化氧化法生产环己酮设计.doc

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1、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 - 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1

2、20%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

3、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-0.0430.9520.0051摩尔流量 kmol/h-3

4、.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。(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

5、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: 2.

6、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 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: 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

7、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=0.0226MPa 3.气液负荷计算塔顶: 塔釜: 4. 液体表

8、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: 5. 求空塔气速u u=(安全系数)umax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

9、:(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，每8块为一段，分成5段。以每段的第一块板为基准。以下的工艺计算是以塔顶第1块到第8块的工艺计算，以第1块为基准。液相流量很小，尽管塔径比较大，

10、仍然采用单溢流装置。其它四段的计算方法不变，其计算过程略，具体结果见后面的“设计结果概要”。（一）溢流装置:选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰,平型受液盘以及平形溢流堰。1.堰长lW取堰长 lW=0.628D=0.6283.4=2.111m2.出口堰高hW(1)液流收缩系数E 查流体收缩系数计算图（Bolles,W.L.提出）得E=1.02(2)堰上液层高度：(3)堰高：3.弓形降液管高度Wd及降液管面积Aa取 ，故故4.验算液体在降液管中停留时间保留时间(3-5)s，故降液管适用。6. 降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的高度uo为0.13m/s。则，（二） 塔板位置及浮阀数目与排列 选

11、用F1型轻阀。1. 浮阀数通过阀孔时的动能因数：取，则 每层塔板上的浮阀数为：2. 取边缘区宽度： 取泡沫区宽度： 3. 鼓泡区面积 计算塔板上鼓泡区面积，即： 4浮阀排孔排列方式采用等腰三角形叉排,取孔心距同一排的阀孔中心矩t, 腰高：取腰高：t65mm。排得1148孔，如图所示：5. 验算气速及阀孔动能因数： 阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围之内。六、塔板流体力学验算(一) 气相通过浮阀塔板的压强降 1. 干板阻力2. 板上充气液层阻力：由于环己酮混合原料里，液相是有机物油，故取o0.23. 液体表面张力所造成的阻力:浮阀塔的h值通常很小,计算时忽略不计。4. 单板压降 (二) 液泛

12、1 计算降液管内清液层高度(1) 与上升气体通过一层塔板的压强降所相当的液柱高度，m液柱hp=0.05157m。(2) 液体流过降液管的压强降相当的液柱高度，m液柱(3) 板上液层高度：(4) 2 验算 取=0.5则(hw+HT)=0.5(0.027+0.9)=0.4634mHd(hw+HT),符合防止液泛的要求。(三) 雾沫夹带 或者 1. 泛点负荷系数CF由于G，D=0.1832kg/m3, 查图（化工原理下册P160 ，文献4)得CF=0.1272. 物性系数K环己酮混合物是正常系统，K=1。3. 板上液流面积 4. 板上液体流径长度 5.泛点率 因为55.73%60.85%,以大者为标

13、准计算。 对于减压塔，泛点率应该小于75%。符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标，即。七、塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线 对于一定的物系，及一定的塔板结构，式子V，L，Ab，K，CF及ZL均为已知值,相应于V=0.1的泛点率上限值亦可确定,将各已知数代入上式，使得到Vs-Ls的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=75%计算 整理得到雾沫夹带线的方程：2. 液泛线 因为物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT,hw,ho,lw,V,L,及等均为定值，而uo,Vs有如下关系，即：整理可以得到液泛线的方程：3. 液相负荷上限线液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，则液体在

14、降液管内停留时间为：求出上限液体流量Ls值（常数），在Vs-Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则4. 气相负荷下限线对于F1型浮阀，依计算，则又知道，则得，5. 液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，依how的计算式算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1，则6. 作出负荷性能图根据上面的计算可以作出负荷性能图如下：由塔板的负荷性能图可以看出：(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置。(2) 液相负荷上线和液泛线由于数值很大,没有在图纸中画出来.(3)

15、 塔板为气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由液面落差控制。(4) 按照固定的液气比,由附图查出塔板气相负荷上限，塔板气相负荷下限，则，。八、主要接管尺寸计算1. 进料管由前面物料衡算得，进料液密度，摩尔分数适宜流速为13m/s，取进料流速u=1.5m/s，进料管内径，则，选取钢管573.5mm。公称直径Dg=50mm校核设计流速，管道适用。2. 回流管由前面物料衡算得：，采用泵输送回流液，取回流液流速u=1.5m/s，则，回流管内径，选取钢管764mm。公称直径Dg=65mm校核设计流速，管道适用。3. 釜液出口管 由前面物料衡算得：。 釜液出口管一般的适宜流速为1.01.5m/s。取釜

16、液流速u=1.5m/s，则釜液出口管内径，选取钢管1084mm，公称直径Dg=100mm，校核设计流速，管道适用。4. 塔顶蒸汽管 由前面物料衡算得：，在低压下，蒸汽管流速可取4075 m/s，取u=60m/s，则蒸汽管管口内径，选取卷制钢管9209mm，公称直径Dg=900mm。校核设计流速，管道适用。5. 塔釜蒸汽管由前面物料衡算得： 在低压下，蒸汽管流速可取u=60m/s左右， ，选取钢管4809mm，公称直径Dg=450mm校核设计流速，设备适用。九、除沫器设备设计塔顶上升气体流速很大，塔顶溅液现象严重，设置除沫器，从而减少液体的夹带损失，确保气体的纯度。选用SP网型丝网除沫器，气液过

17、滤网常数 K=0.201丝网液泛气速：丝网操的操作气速： 丝网除沫器的直径为：十、塔总体结构强度核算1. 材料选择设计压力0.096MPa，属于真空分离设备，是外压容器，原料有毒，易燃易爆，设计温度125，故选取20R作为塔体和封头的材料。2. 塔高由于塔底空间具有中间储槽的作用，所以塔釜料液最好在塔底有1015min的储量。这里取t=14min=840s。所以塔釜液面高。 塔体有效高度=27.9m 封头高度2(h1+h2)=2(0.85+0.05)=0.9m 塔顶层高度:1.2m 塔釜到封头有效高度=1.5m 裙座设计高度：3m 其它开孔增加高度=0.5m所以塔总高：H=H封头+H顶+H釜+

18、H塔+H其他板=27.9+1.2+1.5+3+0.5+0.9=35m3. 塔的筒体、封头壁厚的确定 查标准椭圆形封头：公称直径Dg=3400mm,面高度h1=0.85m，h2=0.05m，容积5.5m3 真空塔体装有安全阀，设计压力 真空取假设壁厚， 负偏差, 腐蚀余量 有效厚度 筒体长度 塔体外径 得到系数 查化工设备机械基础（P150，文献1）图11-5知，A值落在设计温度下材料线的左方。查化工设备机械基础（P152）图11-8知，需用外压力 由于P0.1Mpa，故32mm 钢板可用。为了便于焊接，封头的厚度也取 32 mm。保温层的厚度4. 塔体上各项载荷计算塔质量塔体质量 Q1=947

19、95kg40层塔盘等内件质量约为 Q2=27238kg保温层（每m3质量0.5t）质量 Q3=17894kg操作平台及笼梯的质量 Q4=16503kg料液质量 Q5=25421kg裙座质量 Q6=16250kg充水质量 Q7=281455kg塔体操作时质量 塔体与裙座操作时质量 全塔最大质量 全塔最小质量 塔体的风载荷及风力矩风载荷 塔高35m Di为3.4m 时酌取 查的风压值每10m分一段，fi值如下： 塔体有效直径，对于笼梯取；，其最大值为计算塔段10m中2层平台，每层平台的迎风面积为1.5m2，则 为简化计算且偏安全计，各段均取 塔体各段风力： 塔体底部弯矩 裙座底部弯矩 5. 塔体强

20、度及轴向稳定性验算 塔底危险截面的各项轴向应力计算 塔底1-1截面抗压强度及轴向稳定性验算 式中, 一般K取1.2得, 因此塔底1-1截面满足抗压强度及轴向稳定条件。 塔底1-1截面抗拉强度校核因为:所以: 故满足抗拉强度校核。6. 裙座的强度及稳定性验算设裙座厚度，厚度附加量，则裙座的有效厚度 裙座底部0-0截面轴向应力计算操作时全塔质量引起的压应力 风载荷引起的0-0截面弯曲应力 裙座底部0-0截面的强度及轴向稳定性校核 裙座材料采用Q235-A钢，查表得而 由于 故满足强度及稳定性要求。 焊缝强度此塔裙座与塔体采用对接焊 焊缝承受的组合拉应力为 焊接接头在设计温度下的许用应力 因此焊缝强

21、度足够。7. 水压试验时的强度和稳定性验算 水压试验时塔体1-1截面的强度条件 式中 P液柱静压力，因塔体高35m，故取 P=0.35MPa; 真空容器取PT=0.1MPa由于 因此满足水压试验强度要求。 水压试验时裙座底部0-0截面的强度与轴向稳定条件 式中 因此满足强度与轴向稳定性要求8. 裙座基础环设计 基础环内外径的确定外径 内径 基础环的厚度设计采用n=24个均匀分布的地脚螺栓，将基础环固定在混凝土基础上，基础环上的筋板，设厚度为，筋板间的距离为 故采用螺栓之间配置三块筋板，并使 基础环的外伸宽度 两筋板间基础环部分的长宽比 基础环截面积 基础环断面系数 基础环上最大压应力 取最大值

22、者 查矩形板力矩，得力矩 基础环也采用Q235-A钢，其许用应力 腐蚀余量 其厚度为 圆整后取基础环厚度 9. 地脚螺栓强度设计塔设备在迎风侧作用在基础环上的最少应力为 则设备本身已经稳定，此时仅需为定位而设置一定数量的地脚螺栓。若材料选用16Mn，取，选用螺栓的根径为M30。 十一、设计结果概要（一） 全塔概要 设备类型：板式浮阀精馏塔塔体总高(m)35塔板数40塔内径(m)3.4塔板型式分块式塔板厚度(mm)32浮阀型号F1型轻阀材料20R液流形式单溢流进料板24块备注： 塔板数（精馏段：24 提馏段：16）（二） 具体参数项目数值及说明(塔板分开5段计算)备注1-8板9-16板16-24

23、板25-32板33-40板塔径D/m3.4空塔气速u/（ms-1）4.23塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板板间距HT/m0.90.80.70.6堰长lW/m2.1112.382.72堰高hW/m0.0270.0280.0280.02860.029板上液层高度hL/m0.040.045降液管底隙高度h0/m0.0210.0220.0220.0230.023浮阀数N，个1152920831756698等腰三角形叉排阀孔气速uo/（ms-1）28.0321.2417.5615.814.65阀孔动能因数F026.6211.6711.1811.1110.99临界阀孔气速uoc/（ms-1）26.623

24、20.2317.2315.4514.23等腰三角形腰高t/m0.0650.080.10.090.08等腰三角形孔中心距t/m0.075单板压降P/Pa457.34436.4405.3400406.45液体在降液管停留时间/s84.4111.696.8132.282降液管内清液层高度Hd/m0.0940.09160.10230.10120.1126泛点率，%60.8548.4743.8148.120.1126气相负荷上限（Vs）max（m3s-1）52.2337.14430.6222.62445.74雾沫夹带控制气相负荷下限（Vs）max（m3 s-1）19.2711.999.3457.7016

25、.805漏液控制操作弹性2.713.13.282.933.16参考文献1. 赵军,张有忧,段成红化工设备机械基础北京：化学工业出版社,2000年2月2. 路秀林,王者相等塔设备北京：化学工业出版社3. 汤善浦,朱思明.化工设备机械基础（第二版）.华东理工大学出版社4. 姚玉英化工原理下册（新版）天津大学出版社，2000年3月5. 化工设备设计手册编写组.金属设备.上海人民出版社6. 卢焕章.石油化工基础数据手册化学工业出版社7马沛生.石油化工基础数据手册（续编）.化学工业出版社8. 己内酰胺生产及应用编写组己内酰胺生产及应用，烃加工出版社,1988年4月9. 邹华生,钟理,伍钦,赖万东传热传质过程设备设计广州:华南理工大学出版社,2007年6月10. 柳金海管材管件应用技术手册机械工业出版社,2004年3月11. 化工设备设计手册编写组材料与零部件（上）,上海人民出版社,1973年8月