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 xf0.6369 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. 液体表面张力σm：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70 80 90 100 110 120 130 环己醇28.90 28.00 27.10 26.19 25.29 24.38 23.47 环己酮28.79 27.56 26.35 25.14 23.95 22.76 21.59 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:(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，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=0.628×3.4=2.111m 2.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θ>(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：t＝65mm。
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εo＝0.2 3. 液体表面张力所造成的阻力: 浮阀塔的hσ值通常很小,计算时忽略不计。
4. 单板压降(二) 液泛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Φ=0.5 则Φ(hw+HT)=0.5×(0.027+0.9)=0.4634m Hd (三) 雾沫夹带或者1. 泛点负荷系数CF 由于ρG，D=0.1832kg/m3, 查图（《化工原理》下册P160 ，文献[4])得CF=0.127 2. 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% 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ρV，ρL，Ab，K，CF及ZL均为已知值,相应于ρV=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,ρV,ρL,及Φ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3～5s，则液体在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。