丙二醇車間丙烯醛吸收工段初步設(shè)計(jì)論文

121/134齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計(jì)(論文)題目4.5萬噸/年1，3-丙二醇車間丙烯醛吸收工段初步設(shè)計(jì)學(xué)院化學(xué)與化學(xué)工程學(xué)院專業(yè)班級(jí)化工113學(xué)生姓名賈楠指導(dǎo)教師陳朝暉馬媛媛成績(jī)2015年6月11日摘要此設(shè)計(jì)為年產(chǎn)45000噸丙烯醛車間吸收工段初步設(shè)計(jì)。本說明書闡述了丙烯醛吸收工段的流程以及設(shè)備的布置情況。并且介紹了丙烯醛的物化性質(zhì)，確定了吸收方法、工藝路線和所選用的試劑。對(duì)丙烯醛的市場(chǎng)現(xiàn)狀及前景作了調(diào)查，確定了本產(chǎn)品的市場(chǎng)需求量，并且對(duì)產(chǎn)品的用途及下游產(chǎn)品做了簡(jiǎn)單的介紹。以工廠的資料作為設(shè)計(jì)的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。并經(jīng)行了大量精密的計(jì)算，其中包括物料衡算、熱量衡算、設(shè)備計(jì)算以及設(shè)備的選型，從而確定了設(shè)備的具體型號(hào)和尺寸。并且用AutoCAD繪制了主要設(shè)備的裝配圖、車間平立面布置圖以及帶控制點(diǎn)的工藝流程圖。并且完成了20000的設(shè)計(jì)說明書。關(guān)鍵詞：丙烯醛；精餾塔；吸收工段；初步設(shè)計(jì)AbstractTheabsorptionsectionworkshopofacroleinof45000tonsperyearwaspreliminarydesigned.Theproductionprocessoftheacroleinandthelayoutoftheequipmentweredescribedinthispaper.Thephysicalandchemicalpropertiesofacroleinwasintroduced.Accordingtothepropertiesoftheacrolein,theprocessroutewasidentified.Themarketstatusandacroleinwasinvestedinordertodeterminedthelocationofthemarket.Theuseoftheproductsanddownstreamproductsaremadeinsimpleintroduction.Theuseindyeindustry,agricultureandthepharmaceuticalindustryweresimplyintroduced.Accordingtothepreviousinformationasaproductionworkshopwasdesignedbyempiricaldata.Andalotofstrictcalculationincludingmassbalance,heatbalance,equipmentwerecalculated,thesizeandtypeofkeyequipmentwereselected.Thekeyequipmentplan,theworkshoplayoutplanandtheprocessflowchartwithcontrolpointsweredrawnbyAutoCAD.Finally,instructionof20000wordswascompleted．Keywords:Acrolein;Distillationcolumn;Absorptionsection;Preliminarydesign目錄摘要 IAbstract II第1章總論 11.1概述 11.1.1意義與作用 11.1.2國(guó)內(nèi)外的現(xiàn)狀及發(fā)展前景 11.1.3產(chǎn)品的性質(zhì)和特點(diǎn) 21.1.4產(chǎn)品的純化方法概述 21.2設(shè)計(jì)依據(jù) 21.3廠址選擇 31.4設(shè)計(jì)規(guī)模與生產(chǎn)制度 31.4.1設(shè)計(jì)規(guī)模 31.4.2生產(chǎn)規(guī)模 31.4.3生產(chǎn)制度 41.5原料與產(chǎn)品規(guī)格 41.5.1主要原料規(guī)格及技術(shù)指標(biāo) 4第2章工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 52.1工藝原理 52.2方案對(duì)比及工藝路線的選擇 72.3工藝流程簡(jiǎn)述 72.4工藝參數(shù) 82.5物料衡算 82.5.1汽提塔物料衡算 82.5.2氣液分離器物料衡算 92.5.3閃蒸罐物料衡算 112.5.4精餾塔物料衡算 122.6熱量衡算 132.6.1汽提塔熱量衡算 132.6.2冷凝器熱量衡算 142.6.3預(yù)熱器熱量衡算 152.6.4精餾塔預(yù)熱器熱量衡算 152.6.5精餾塔再沸器熱量衡算 162.6.6精餾塔全凝器熱量衡算 162.7AspenPlus模擬 172.7.1全流程的模擬 18第3章設(shè)備選型 213.1選型原理 213.2丙烯醛汽提塔的選型 213.2.1液相物性數(shù)據(jù) 213.2.2氣相物性數(shù)據(jù) 213.2.3塔徑的計(jì)算 223.2.4傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算 233.2.5傳質(zhì)單元高度的計(jì)算 233.2.6總高度的計(jì)算 253.2.7流體力學(xué)參數(shù)的計(jì)算 253.2.8解吸塔填料類型的選取 273.2.9解吸塔內(nèi)件類型的選取 273.3 丙烯醛精餾塔設(shè)備工藝計(jì)算 273.3.1 精餾塔的工作原理和工藝流程 273.3.2 塔板數(shù)的確定 273.3.3 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 283.3.4 精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算 303.3.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 323.4 其他設(shè)備的計(jì)算與選型 43第4章設(shè)備一覽表 48第5章車間設(shè)備布置 505.1車間布置設(shè)計(jì)的選擇 505.1.1車間設(shè)備布置原則 505.1.2車間設(shè)備平面布置原則 505.1.3車間設(shè)備立面布置的原則 505.2車間設(shè)備布置 515.2.1車間設(shè)備平面布置 515.2.2車間設(shè)備立面布置 52第6章自動(dòng)控制 536.1主要的控制原理 536.2自控水平與控制點(diǎn) 53第7章環(huán)境保護(hù) 547.1三廢產(chǎn)生情況 547.2三廢處理情況 54第8章公用工程 558.1供水 558.2供電 558.3供暖 558.4通風(fēng) 55結(jié)束語(yǔ) 56參考文獻(xiàn) 57致謝 58第1章總論1.1概述1.1.1意義與作用丙烯醛又稱烯丙醛，丙烯醛是最簡(jiǎn)單的不飽和醛，在通常情況下是無色透明有惡臭的液體，其蒸氣有很強(qiáng)的刺激性和催淚性。是一種用途廣泛的重要有機(jī)化工原料，廣泛用于樹脂生產(chǎn)和有機(jī)合成中。目前主要用于動(dòng)物飼料添加劑蛋氨酸的制備，除外還用于制備甘油、戊二醛、丙烯醇、1，2，6-己三醇、2，3-二溴丙醛和水處理劑，以及對(duì)某些種類聚合物的改性，在飼料工業(yè)、油氣開采、造紙及水處理、醫(yī)藥行業(yè)等方面廣泛應(yīng)用[1]。在合成1,3-丙二醇的整個(gè)工藝工程中，首先要進(jìn)行丙烯醛的合成，才能為下一個(gè)水合工藝提供必要準(zhǔn)備，這就需要一個(gè)高純度的丙烯醛。在氧化法制丙烯醛過程中，不可避免有許多副產(chǎn)物的生成，我們需要對(duì)丙烯醛進(jìn)行精制。吸收分離是丙烯醛生產(chǎn)中最常用的方法。此系統(tǒng)主要實(shí)現(xiàn)粗氣體中副產(chǎn)物的脫除和丙烯醛分離[2]。1.1.2國(guó)內(nèi)外的現(xiàn)狀及發(fā)展前景中國(guó)丙烯醛生產(chǎn)規(guī)模較小，北京東方化工廠1984年曾批量生產(chǎn)過丙烯醛，產(chǎn)量100t左右，武漢有機(jī)合成化工廠在1991年建成一套年產(chǎn)150t左右的丙烯醛裝置，其它一些制藥廠也試生產(chǎn)過丙烯醛，但都未真正形成一定的生產(chǎn)規(guī)模。本文主要介紹丙烯醛的合成方法及其下游產(chǎn)品開發(fā)。在氧化法合成丙烯醛工藝中生成丙烯醛及其它副產(chǎn)物，同時(shí)放出大量的熱。從反應(yīng)器出來的氣體經(jīng)冷卻并用大量的水驟冷，以除去酸性副產(chǎn)物。氣體進(jìn)入吸收塔溶解可溶產(chǎn)物丙烯醛，吸收塔出來的氣體含N2、O2、CO，丙烷及未反應(yīng)的丙烯，這些氣體可循環(huán)使用，也可以經(jīng)處理后排入大氣中。含丙烯醛的水溶液經(jīng)汽提精制后得到產(chǎn)品丙烯醛[3]。在化工、石油及煉油中，由于煉油工藝和生產(chǎn)過程的不同以及操作條件的不同，塔設(shè)備內(nèi)部結(jié)構(gòu)形式和材料也不同。塔設(shè)備工藝性能對(duì)整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及“三廢”處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都用重大的影響。在石油煉廠和化工生產(chǎn)裝置中，塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個(gè)藝在石油煉廠和化工生產(chǎn)裝置中，塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個(gè)藝25.93%。塔設(shè)備所耗用的鋼材料重量在各類工藝中占比例也較多。因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，對(duì)石油、化工等工藝的發(fā)展起著十分重要的作用。此工藝流程中的吸收塔，用于吸收丙烯醛，丙烯醛被吸收后從塔底回收。丙烯醛相對(duì)丙烯酸較難吸收，采用傳統(tǒng)的加壓-冷卻方法促進(jìn)丙烯醛的吸收，以減少吸收劑用量[4]。塔主要有板式塔和填料塔兩種，它們都可以用作蒸餾和吸收等氣液傳質(zhì)過程，各有優(yōu)點(diǎn)，要根據(jù)具體情況選擇。1.1.3產(chǎn)品的性質(zhì)和特點(diǎn)丙烯醛是最簡(jiǎn)單的不飽和醛，化學(xué)式為C3H4O，在通常情況下是無色透明有惡臭的液體，其蒸汽有很強(qiáng)的刺激性和催淚性。是化工中很重要的合成中間體，廣泛用于樹脂生產(chǎn)和有機(jī)合成中[5]。目前研究的丙烯醛合成方法有丙烯氧化法、甲醛乙醛氣相縮合法、丙烷催化氧化法、甘油脫水法、醇醛縮合法、丙烯醚熱解法和烯丙醇氧化法等。由于石油工業(yè)的發(fā)展，提供了大量的丙烯原料，工業(yè)上主要以丙烯為原料經(jīng)選擇性氧化制取丙烯醛。丙烯醛最大的市場(chǎng)應(yīng)用是制備動(dòng)物飼料添加劑蛋氨酸，還可合成甲基吡啶、吡啶、戊二醛、甘油和丙烯酸等重要的化工產(chǎn)品，此外還可作為合成1，3-PDO的重要原料。1，3-PDO是生產(chǎn)聚對(duì)苯二甲酸丙二酯（PTT）的主要原料之一，也可用作合成增塑劑、洗滌劑、防腐劑、乳化劑的原料，PTT纖維性能優(yōu)異，極具市場(chǎng)前景，但卻嚴(yán)重受制于1，3-PDO生產(chǎn)量少價(jià)高，因此1，3-PDO生產(chǎn)技術(shù)的研究開發(fā)已成為當(dāng)前的一個(gè)熱點(diǎn)[6]。1.1.4產(chǎn)品的純化方法概述經(jīng)副產(chǎn)物脫除后的粗丙烯醛氣體經(jīng)壓縮機(jī)加壓至1MPa，溫度升至230.2℃。經(jīng)冷卻器冷卻至100℃后，進(jìn)入氣液分離器分離冷凝下來的部分丙烯醛水溶液。余氣送往丙烯醛吸收塔進(jìn)一步吸收分離其中的丙烯醛，洗液與之前的冷凝液混合后送往1，3-PDO合成工段。塔頂出來的余氣經(jīng)分子篩干燥后送入丙烯回收系統(tǒng)進(jìn)行丙烯回收[7]。1.2設(shè)計(jì)依據(jù)（1）齊齊哈爾大學(xué)化學(xué)工程與工藝專業(yè)畢業(yè)設(shè)計(jì)任務(wù)書；（2）齊齊哈爾大學(xué)制圖規(guī)范；（3）齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計(jì)手冊(cè)；（4）《中華人民共和國(guó)環(huán)境保護(hù)法》《中華人民共和國(guó)勞動(dòng)安全法》等相關(guān)的國(guó)家法律法規(guī)；（5）GB/T17450-1998：《技術(shù)制圖圖線》（6）GB/T17451-1998：《視圖》（7）GB/T17452-1999：《剖視圖和斷面圖》（8）GB/T16675-1996：《技術(shù)制圖簡(jiǎn)化表示方法》1.3廠址選擇本項(xiàng)目以新疆中石油烏魯木齊石化1000萬噸/年煉油項(xiàng)目生產(chǎn)的丙烯為原料。本廠廠址選在新疆烏魯木齊市米東區(qū)，以新疆烏魯木齊石化公司為依托。新疆烏魯木齊市米東區(qū)石油資源豐富，石化企業(yè)眾多，丙烯產(chǎn)量較大，并且交通便利，地價(jià)低廉，遠(yuǎn)離人口密集區(qū)，適合本項(xiàng)目建設(shè)。中國(guó)石油天然氣股份有限公司烏魯木齊石化分公司（簡(jiǎn)稱烏魯木齊石化公司）地處烏魯木齊市米東區(qū)，位于新疆三大油田中央，占地18平方公里，東臨吐哈油田300公里，南距塔里木油田480公里，西靠準(zhǔn)格爾盆地313公里。公司始建于1975年4月（前身為烏魯木齊石油化工總廠），是集煉油、化肥、化纖、化工、塑料于一體的石油化工化纖生產(chǎn)基地，為中國(guó)石油天然氣集團(tuán)公司的一類企業(yè)。烏魯木齊石化公司目前擁有職工11637人，現(xiàn)有固定資產(chǎn)原值120億元。公司下設(shè)煉油廠、化肥廠等27個(gè)二級(jí)單位，工程項(xiàng)目管理部、營(yíng)銷調(diào)運(yùn)部等5個(gè)直屬。地質(zhì)、水文情況烏魯木齊市位于亞歐大陸腹地，地處北天山北麓、準(zhǔn)噶爾盆地南緣，地處東經(jīng)86°37'33"-88°58'24"，北緯42°45'32"-44°08'00"。全市面積按新區(qū)劃調(diào)整后為14216平方千米，其中建成區(qū)面積365.88平方千米。公共設(shè)施米東區(qū)成立于2007年8月1日，是新疆實(shí)施烏昌經(jīng)濟(jì)一體化的“試驗(yàn)田”和“啟動(dòng)區(qū)”，是確定規(guī)劃的首府烏魯木齊城市副中心、全疆最大的制造業(yè)基地核心區(qū)、全疆重要的化工工業(yè)城和烏魯木齊市綠色食品基地和重要的人居生態(tài)新區(qū)。自然資源米東區(qū)自然資源豐富，境內(nèi)有豐富的煤、菱鐵礦、石灰石、石油、陶土、石英沙、芒硝等礦產(chǎn)資源，種類達(dá)20多種，其中已探明石灰石儲(chǔ)量15億噸、芒硝儲(chǔ)量260萬噸、煤炭?jī)?chǔ)量18億噸，煤質(zhì)優(yōu)良，易于開采，年產(chǎn)煤能力950萬噸左右，是全國(guó)100個(gè)重點(diǎn)產(chǎn)煤區(qū)（縣）之一。發(fā)展趨勢(shì)米東區(qū)良好的區(qū)位優(yōu)勢(shì)和政策優(yōu)勢(shì)以及基礎(chǔ)設(shè)施條件，吸引了全國(guó)各地的客商到米東投資發(fā)展。近年來米東區(qū)致力于打造投資洼地，把投資環(huán)境建設(shè)納入重要工作日程，不斷優(yōu)化發(fā)展環(huán)境，著力打造政府服務(wù)品牌，特別對(duì)投資規(guī)模大、科技含量高、對(duì)區(qū)域經(jīng)濟(jì)帶動(dòng)力強(qiáng)的大項(xiàng)目，在用地、收費(fèi)等方面給予特殊優(yōu)惠。1.4設(shè)計(jì)規(guī)模與生產(chǎn)制度1.4.1設(shè)計(jì)規(guī)模年產(chǎn)1，3-丙二醇4.5萬噸1.4.2生產(chǎn)規(guī)模年產(chǎn)1，3-丙二醇4.5萬噸1.4.3生產(chǎn)制度（1）每年工作日330天，1，3-丙二醇產(chǎn)量5625（符合生產(chǎn)要求）（2）員工按照3班倒制度，不休假，平時(shí)請(qǐng)假按每月4天算（不能累積）1.5原料與產(chǎn)品規(guī)格1.5.1主要原料規(guī)格及技術(shù)指標(biāo)表1-1丙烯醛產(chǎn)品指標(biāo)項(xiàng)目東方化工廠Shell公司粗丙烯醛UCC公司精致丙烯醛丙烯醛含量/%>9580~90>95.5乙醛含量/%<1.53~10丙醛含量/%0.5~3<0.5阻聚劑2000×10-6~200×10-62000×10-6~200×10-62000×10-6~200×10-6高廢物含量/%1~2水含量/%<1.52.4~6.02.5相對(duì)密度0.842~0.84610%水溶液pH值256.0目前，丙烯氧化制丙烯醛是生產(chǎn)丙烯醛的最佳方法，其優(yōu)點(diǎn)是原料價(jià)廉易得，消耗低，產(chǎn)品質(zhì)量好，三廢排放量小，設(shè)備投資也少。丙烯氧化法生產(chǎn)丙烯醛質(zhì)量指標(biāo)如表1-1所示[8]。第2章工藝設(shè)計(jì)計(jì)算2.1工藝原理本工藝流程主要設(shè)備是兩個(gè)塔，即汽提塔和精餾塔。汽提是化工單元操作中解吸的一種，是吸收的逆向操作。汽提是氣提的一種。氣提解吸也成為載氣解吸，如圖2-1所示。吸收液（也稱富液）從解吸塔的頂端噴淋而下，載氣（俗稱貧氣）從解吸塔底涌入，自下而上流動(dòng)，氣液兩相逆向接觸，溶質(zhì)由液相轉(zhuǎn)移到氣相。解吸后的液體（俗稱貧液）從塔底排出，作為吸收劑循環(huán)使用，解吸后的氣體（俗稱富氣）從塔頂排出，經(jīng)進(jìn)一步分離可得到溶質(zhì)產(chǎn)品[9]。圖2-1氣提塔解吸過程示意圖用水蒸氣作為載氣兼有加熱和氣提的雙重作用，因此也成為汽提。精餾也是化工單元操作的一種。精餾的設(shè)備叫做精餾塔，是提供混合物氣、液兩相接觸條件、實(shí)現(xiàn)傳質(zhì)和傳熱過程的設(shè)備。板式精餾塔板式精餾塔如圖2-2所示。塔為一圓形筒體，塔內(nèi)設(shè)多層塔板，塔板上設(shè)有氣、液兩相通道。塔板具有多種不同型式，分別稱之為不同的板式塔，在生產(chǎn)中得到廣泛的應(yīng)用[10]?；旌衔锏臍?、液兩相在塔內(nèi)逆向流動(dòng)，氣相從下至上流動(dòng)，液相依靠重力自上向下流動(dòng)，在塔板上接觸進(jìn)行傳質(zhì)。兩相在塔內(nèi)各板逐級(jí)接觸中，使兩相的組成發(fā)生階躍式的變化，故稱板式塔為逐級(jí)接觸設(shè)備。圖2-2板式精餾塔結(jié)構(gòu)這類精餾塔利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級(jí)接觸，在熱能驅(qū)動(dòng)和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質(zhì)過程同時(shí)進(jìn)行，屬傳質(zhì)過程控制。其精餾塔如上圖所示。原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進(jìn)料，下段含進(jìn)料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點(diǎn)[11]。在精餾段氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲得輕組分產(chǎn)品。在提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產(chǎn)品。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時(shí)提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)，始終能保證一定的傳質(zhì)推動(dòng)力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時(shí)，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。多組元分批精餾中各種設(shè)計(jì)參數(shù)對(duì)回流比的影響[12]。精餾操作涉及氣、液兩相間的傳熱和傳質(zhì)過程是在塔板上進(jìn)行的。塔板上兩相間的傳熱速率和傳質(zhì)速率不僅取決于物系的性質(zhì)和操作條件，而且還與塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，因此它們很難用簡(jiǎn)單方程加以描述。因此引入理論板的概念，可使問題簡(jiǎn)化。所謂理論板，是指在其上氣、液兩相都充分混合，且傳熱及傳質(zhì)過程阻力均為零的理想化塔板。因此不論進(jìn)入理論板的氣、液兩相組成如何，離開該板時(shí)氣、液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，即兩相溫度相等，組成互成平衡。實(shí)際上，由于板上氣、液兩相接觸面積和接觸時(shí)間是有限的，因此在任何形式的塔板上，氣、液兩相難以達(dá)成平衡狀態(tài)，即理論板是不存在的。理論板僅用作衡量實(shí)際板分離效率得依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)。通常，在精餾計(jì)算中，先求得理論板數(shù)，然后利用塔板效率予以修正，即求得實(shí)際板數(shù)。引入理論板概念，對(duì)精餾過程的分析和計(jì)算是十分有用的。2.2方案對(duì)比及工藝路線的選擇生產(chǎn)丙烯醛的傳統(tǒng)方法是在固相催化劑上進(jìn)行丙烯的氧化。該反應(yīng)產(chǎn)生一氣相混合物，其中包括丙烯醛，氣體（例如氮?dú)?、氧氣、一氧化碳和二氧化碳），丙烯，水和反?yīng)副產(chǎn)物，例如丙烯酸、乙酸、甲醛、乙醛等。丙烯醛的提純一般是通過水吸收反應(yīng)放出的氣體，形成低濃度的丙烯醛水溶液，其中還含有低沸點(diǎn)的反應(yīng)副產(chǎn)物，例如甲醛、乙醛、丙醛等。然后對(duì)吸收而得的粗制低濃度丙烯醛水溶液進(jìn)行除雜，最后對(duì)只含丙烯醛的水溶液進(jìn)行精餾來制取純度較高的丙烯醛。查閱資料，對(duì)丙烯醛的精制各有不同的方案設(shè)計(jì)。一種方案是用水吸收反應(yīng)氣中的酸性物質(zhì)，塔底的排出液要么精制提純丙烯酸或者乙酸，要么處理后當(dāng)作廢水排放。塔頂?shù)奈諝庠俳?jīng)處理送去丙烯醛精餾塔[13]。另一種方案是對(duì)吸收塔釜液進(jìn)行氣提以回收水中含有的少量的丙烯醛，使產(chǎn)物得以充分利用。本設(shè)計(jì)采用第二種方案。2.3工藝流程簡(jiǎn)述如圖2-3所示，來自廢酸吸收塔釜的廢酸進(jìn)入汽提塔，經(jīng)水蒸氣汽提出丙烯醛氣體后與來自廢酸吸收塔頂?shù)拇直┤怏w混合冷凝后進(jìn)入氣液分離器，壓力達(dá)到1MPa，分離后的液體進(jìn)入閃蒸罐，去除大量不凝氣。閃蒸后液體產(chǎn)物送入丙烯醛精餾塔制取高純度丙烯醛。氣液分離器頂和閃蒸罐頂分離出的氣體送去丙烯回收裝置。汽提塔釜液體去廢酸處理車間。圖2-3丙烯醛吸收工藝流程圖2.4工藝參數(shù)本流程的主要設(shè)計(jì)的是汽提塔和丙烯醛精餾塔，精餾塔為最重要設(shè)備。汽提塔用常壓下水蒸氣進(jìn)行汽提，被汽提的廢酸在常壓下70℃進(jìn)料。汽提塔在常壓下操作，塔頂溫度85℃，塔底溫度90℃。精餾塔料液在常壓下63.3℃進(jìn)料，塔頂溫度52.4℃，壓力95.2kPa；塔底溫度98.5℃，壓力108.32kPa。2.5物料衡算2.5.1汽提塔物料衡算計(jì)算依據(jù)如塔廢酸中含有丙烯酸摩爾分率為0.7%，要求解吸率不低于90%；其他輕組分（可忽略）完全被吹出；操作氣液比為最小氣液比的1.5倍，誰損失為10%。圖2-4汽提塔示意簡(jiǎn)圖查表90℃時(shí)丙烯醛亨利系數(shù)為635.62kPa在1atm下，平衡系數(shù)m=635.62/101.325=6.273所以平衡關(guān)系為Y=6.273X。X2≈x2=0.007X1=X2(1-φA)=0.007×(1-98%)=0.00014最小氣液比為操作氣液比為=1.5×0.156=0.234由得=(0.007-0.00014)/0.234=0.0293則=0.0285進(jìn)料廢酸流量為700kmol/h，全塔物料衡算解得=163.89kmol/h。計(jì)算結(jié)果如下表表2-1汽提單元物料衡算結(jié)果流股1234溫度℃701008590壓力atm1111總質(zhì)量流率/(kg/h)13067.602950.033130.6312887.00水(液)/(kg/h)12436.200012499，。20汽提氣/(kg/h)02950.022950.020丙烯醛/(kg/h)274.400274.400丙烯酸/(kg/h)352.8000352.80乙酸/(kg/h)42.000042.002.5.2氣液分離器物料衡算計(jì)算依據(jù)氣液分離器進(jìn)料流量和組成與混合后氣體流量和組成相同；在氣液分離器設(shè)定的溫度和壓力下，各物質(zhì)沸點(diǎn)都會(huì)有所改變；氣液分離器下部出口液體中含有3.3mol%的 C3H6，0.2mol%的N2，79.7mol%的H2O以及16.8mol%的C3H4O，其他不凝氣從頂部輸出。圖2-5氣液分離器示意簡(jiǎn)圖對(duì)各物質(zhì)進(jìn)行物料衡算，設(shè)F為摩爾流量(kmol/h)，y表示氣相摩爾分率C3H6：20.73=0.033F7+CO：3.46=CO2：5.18=O2：18.14=N2：393.93=0.002F7+HE：5.18=H2O：329.24=C3H4O：86.65==863.89kmol/h10個(gè)未知數(shù)10個(gè)獨(dú)立方程，解得F6=432.50kmol/hF7=421.20kmol/h計(jì)算結(jié)果如下表表2-2氣液分離器衡算結(jié)果流股567溫度℃303030壓力MPa111總質(zhì)量流率/(kg/h)23594.5612783.8310814.73C3H6/(kg/h)870.66272.47598.19CO/(kg/h)96.76096.76CO2/(kg/h)228.07171.2756.80O2/(kg/h)580.53553.6026.93N2/(kg/h)11030.1510620.47409.68HE(kg/h)10.3610.360H2O/(kg/h)5940.1131.145908.97C3H4O/(kg/h)4837.78875.133962.652.5.3閃蒸罐物料衡算計(jì)算依據(jù)閃蒸罐入口氣體組成和流量與氣液分離器底部出口相同；閃蒸后液體組成中丙烯為1mol%，水93.86mol%，丙烯醛5.14mol%；其他不溶性氣體從塔頂排出。圖2-6閃蒸罐示意簡(jiǎn)圖對(duì)各物質(zhì)進(jìn)行物料衡算。設(shè)F為摩爾流量(kmol/h)，y表示氣相摩爾分率C3H6：H2O：N2：C3H4O：解得F9=82.8kmol/hF10=338.4kmol/h計(jì)算結(jié)果如下表表2-3閃蒸罐衡算結(jié)果流股8910溫度℃555555壓力atm1011總質(zhì)量流率/(kg/h)10612.563812.776799.79C3H6/(kg/h)583.78424.27159.51N2/(kg/h)23.5923.590H2O/(kg/h)6042.53235.485807.05C3H4O/(kg/h)3962.652967.559精餾塔物料衡算計(jì)算依據(jù)入塔液體組成和流量與氣液分離器出口液體相同；塔頂丙烯醛摩爾分率為90%，塔底含水摩爾分率99.6%；泡點(diǎn)進(jìn)料，采用間接蒸汽加熱。圖2-7精餾塔示意簡(jiǎn)圖全塔物料衡算F=338.4kmol/h解得W=320.50kmol/hD=17.90kmol/h計(jì)算結(jié)果如下表表2-4精餾塔物料衡算結(jié)果組分丙烯醛水塔頂產(chǎn)品流量/(kmol/h)16.111.7917.90組成0.9000.1001.000流量/(kg/h)902.1632.22934.38組成0.9650.0351.000塔底產(chǎn)品流量/(kmol/h）1.60318.90320.50組成0.0040.9961.000流量/(kg/h)89.605740.205829.80組成0.0150.9851.0002.6熱量衡算2.6.1汽提塔熱量衡算計(jì)算依據(jù)料液進(jìn)料溫度為70℃，水蒸氣在1atm下從塔底進(jìn)入；塔釜溫度90℃，塔內(nèi)由12%的水蒸氣冷凝；物流升溫由蒸汽的潛熱和顯熱提供，計(jì)算塔頂溫度。由汽提塔物料衡算可知，蒸汽流量為2950.03kmol/h，塔內(nèi)壓強(qiáng)為1atm，此壓強(qiáng)下水沸點(diǎn)為100℃，潛熱為2256.4kJ/kg。因?yàn)檎羝?00℃進(jìn)入塔內(nèi)冷凝，故Δt=0，。所以塔內(nèi)蒸汽以潛熱的方式加熱物料而冷凝下來。蒸汽提供的熱量Q總=Q潛+Q顯=Q潛=2950.03×12%×2256.4=798773.723kJ/h設(shè)塔頂溫度為t，進(jìn)料的熱量變化為水：C3H4O：丙烯酸：這里忽略0.1mol%的乙酸，可忽略。由于Cp取決于t，這里兩者都未知，可以通過試差法求出。已知t=85℃kJ/(kg·K)則℃所以kJ/h=所以塔頂溫度為85℃。2.6.2冷凝器熱量衡算計(jì)算依據(jù)混合氣以89℃進(jìn)入冷凝器，出口溫度30℃.用1atm下-10℃水作為冷凝劑，水出口溫度0℃，熱損失按10%計(jì)。1atm下，水的冷凝潛熱為2258.66kJ/kg，丙烯醛的冷凝潛熱為505.36kJ/kg，飽和溫度為52℃，則丙烯醛定性溫度℃下比熱容=2.25kJ/（kg·k）；水定性溫度℃下比熱容=4.18kJ/(kg·k)；換熱器進(jìn)出口氣體定性溫度為℃，此溫度下各物質(zhì)比熱容如下C3H6:2.97kJ/(kg·k)CO:1.04kJ/(kg·k)CO20.88kJ/(kg·k)O2：0.91kJ/(kg·k)N2:1.05kJ/(kg·k)H2O:4.18kJ/(kg·k)kJ/h冷凝水熱量所以kg/h℃K取800W/(m2·℃)則換熱面積A=Q/KΔtm=1.57×107/(800×61.27)=320.30m2根據(jù)計(jì)算結(jié)果，選取換熱器型號(hào)為BEM1000-0.6-332.8-4.5/19-1Ⅰ，換熱器類型為管殼式，公稱直徑為1000mm，單管程，工稱壓強(qiáng)0.60MPa，換熱面積332.8m2。2.6.3預(yù)熱器熱量衡算計(jì)算依據(jù)混合液體進(jìn)口溫度為30℃，出口溫度為55℃。用0.1MPa的蒸汽為加熱介質(zhì)，冷損失按10%計(jì)。0.1MPa下蒸汽的冷凝熱為2258.66kJ/kg，定性溫度T=(30+55)/2=42.5℃在定性溫度下，各物質(zhì)比熱容如下：丙烯：1.86kJ/(kg·k)水：4.18kJ/(kg·k)丙烯醛(液):2.23kJ/(kg·k)Q=1.1×(598.19×1.86+5908.97×4.18+3962.65×2.23×(55-30))=9.53×105kJ/h加熱蒸汽量為W=9.53×105/2258.66=421.86kg/h℃K取800W/(m2·℃)則換熱面積m2根據(jù)計(jì)算結(jié)果，換熱器型號(hào)為BEM450-0.6-25.0-2.0/19-1Ⅰ換熱器類型為管殼式，公稱直徑450mm，雙管程，工稱壓強(qiáng)0.6MPa，換熱面積25.0m2。2.6.4精餾塔預(yù)熱器熱量衡算計(jì)算依據(jù)預(yù)熱器進(jìn)口溫度為55℃，出口溫度為63℃，用0.1MPa的蒸汽為加熱介質(zhì)，冷損失按10%計(jì)。0.1MPa下蒸汽冷凝熱為2258.66kJ/kg，定性溫度T=(55+63)/2=59℃在60℃，1atm下水的比熱容為4.19kJ/(kg·k），丙烯醛比熱容為2.32kJ/(kg·k)Q=1.1×(5807.05×4.19+995.10×2.32)×(63-55)=2.34×105kJ/h加熱蒸汽量W=2.34×105/2258.66=103.79kg/h ℃K取800W/(m2·℃)則換熱面積m2根據(jù)計(jì)算結(jié)果，換熱器型號(hào)為BEM273-1.6-7.4-2.0/19-1Ⅰ換熱器類型為管殼式，公稱直徑273mm，單管程，工稱壓強(qiáng)1.6MPa，換熱面積7.4m2。2.6.5精餾塔再沸器熱量衡算計(jì)算依據(jù)塔釜出料液溫度98.5℃，再沸器加熱到100℃，采用120℃飽和水蒸氣加熱，冷凝至120℃飽和液體。熱損失按10%計(jì)。定性溫度T=(100+98.5)/2=99.25℃，此溫度下丙烯醛汽化潛熱Q丙=466.72kJ/kg，Cp，丙=1.50kJ/(kg·k)；Q水=2256.40kJ/kg，Cp，水=2.08kJ/(kg·k)；120℃水的冷凝潛熱Q水′=2202.11kJ/kg以98.5℃為基準(zhǔn)，塔釜含水99.6%，近似V′≈V=112.68kmol/h=2666.99kg/h℃?zhèn)鳠嵯禂?shù)K取600W/(m2·℃)，則換熱面積m2根據(jù)計(jì)算結(jié)果，換熱器型號(hào)為BEM900-0.6-485.6-9/19-1Ⅰ，換熱器類型為管殼式，公稱直徑900mm，6管程，工稱壓強(qiáng)0.6MPa，換熱面積485.6m2。2.6.6精餾塔全凝器熱量衡算塔頂溫度52.4℃，塔底溫度98.5℃，進(jìn)料板溫度63.3℃丙烯醛安托因公式：lgP=A+B/T+ClgT+D×T+E×T2，P為mmHg，T為開爾文溫度。水的安托因公式：lgP=A-B/(C+t)，P為mmHg，t為攝氏度。丙烯醛安托因常數(shù)：A=57.981B=-3093.3C=-19.638D=1.15×10-2E=-2.39×10-14，水的安托因常數(shù)：A=7.96681B=1668.21C=228.0由塔頂溫度tD=52.4℃，求得PS丙=774.35mmHg，PS水=107.15mmHg：相對(duì)揮發(fā)度α1=PS丙/PS水=7.65；由塔底溫度tW=98.5℃，求得PS丙=2992.26mmHg，PS水=759.98mmHg：相對(duì)揮發(fā)度α2=PS丙/PS水=3.76；由進(jìn)料板溫度tF=63.3℃，求得PS丙=1067.82mmHg，PS水=171.40mmHg：相對(duì)揮發(fā)度α3=PS丙/PS水=6.23；塔頂和塔底的平均相對(duì)揮發(fā)度α12=5.36；精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度α13=6.90；提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度α23=4.84。由于操作溫度在50℃-100℃的范圍內(nèi)，故在此范圍內(nèi)丙烯醛的平均相對(duì)揮發(fā)度αm=5.3，氣液平衡方程為。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1最小回流比，取操作回流比為最小回流比的1.6倍，則L=RD=6.36×17.90=113.844kmol/hV=(R+1)D=131.744kmol/h出料液溫度：53.2℃（飽和氣）→53.2℃（飽和液）冷卻水溫度：25℃→35℃。52.4℃下，丙烯醛潛熱510.24kJ/kg；水的潛熱2372.45kJ/kg，Cp，水=4.18kJ/(kg·k)。全凝器熱負(fù)荷QC=HV-HD-HL對(duì)于全凝器，上升蒸汽V中丙烯醛氣相分率y=xD=0.9因?yàn)轱柡鸵夯亓?，所以Qc=Qv=131.744×0.9×56×510.24+131.744×0.1×18×2372.45=3.95×106kJ/h冷凝水用量kg/h℃?zhèn)鳠嵯禂?shù)K取600W/(m2·℃)，則換熱面積m2根據(jù)計(jì)算結(jié)果，換熱器型號(hào)為BEM1000-0.6-324.1-4.5/19-1Ⅰ。換熱器類型為管殼式，公稱直徑1000mm，雙管程，工稱壓強(qiáng)0.6MPa，換熱面積324.1m2。2.7AspenPlus模擬AspenPlus進(jìn)行的是工藝的穩(wěn)態(tài)模擬，得到的是理想情況下的各種物流信息。有時(shí)候在開、停車過程中為了達(dá)到產(chǎn)品要求，需要不斷調(diào)整工藝條件，包括具體的進(jìn)料量、溫度、壓力等操作因素，因此在化工生產(chǎn)中，對(duì)于設(shè)備的控制，或者說是在控制下的設(shè)備所具有的抵抗干擾性和操作彈性是具有相當(dāng)重要的作用[14]。2.7.1全流程的模擬苯乙烯塔的的模擬工段主要包括乙苯/苯乙烯塔T101和苯乙烯精制塔T102兩個(gè)單元模塊，具體流程見下圖2-3：圖2-8丙烯醛吸收全工段流程汽提塔T0101衡算結(jié)果見表2-4表2-4T0101模擬結(jié)果流股C3H2OC3H4OLH2O溫度/(K)343.15373.15348.96348.96壓強(qiáng)/(kPa)101.325101.325101.325101.325摩爾流量/(kmol/sec)0.19420.04555.22e-80.2401質(zhì)量流量/(kg/sec)3.64250.82489.98e-74.4679體積流量/(cum/sec)3.85e-38.90e-42.53e-84.74e-3焓變/(J/kg)-1.50e7-1.55e7-1.44e7-1.52e7H2O/(kg/sec)3.45010.82029.13e-74.2702C3H4O/(kg/sec)0.076308.49e-80.0763C3H4O2/(kg/sec)0.098602.30e-240.0981C2H4O2/(kg/sec)0.011701.72e-250.0117氣液分離器V0102衡算結(jié)果見表2-5表2-5V0102模擬結(jié)果流股3410溫度/(K)303.15303.15303.15壓強(qiáng)/(kPa)101.3251013.251013.25摩爾流量/(kmol/sec)0.2400.1180.122質(zhì)量流量/(kg/sec)6.5862.9863.600體積流量/(cum/sec)3.7573.3830.307焓變/(J/kg)-4.387e6-9.624e6-2.651e5H2O/(kg/sec)1.6828.50e-31.673C3H4O/(kg/sec)1.3450.2401.105C3H6/(kg/sec)0.2420.1390.103N2/(kg/sec)3.0650.0533.013CO/(kg/sec)0.0274.91e-40.026CO2/(kg/sec)0.0630.0130.051O2/(kg/sec)0.1610.1583.389e-3閃蒸罐V0103衡算結(jié)果見表2-6表2-5V0102模擬結(jié)果流股5611溫度/(K)328.15328.15328.15壓強(qiáng)/(kPa)1013.25101.32101.32續(xù)表2-5流股5611摩爾流量/(kmol/sec)0.1170.0940.023質(zhì)量流量/(kg/sec)2.9731.8981.075體積流量/(cum/sec)4.863e-32.053e-30.025焓變/(J/kg)·-9.389e6-1.338e7-1.804e6H2O/(kg/sec)1.6461.5840.062C3H4O/(kg/sec)1.1020.2710.831N2/(kg/sec)0.0522.30e-40.052C3H6/(kg/sec)0.1620.0430.119精餾塔T0102衡算結(jié)果見表2-6表2-6T0102模擬結(jié)果流股789溫度/(K)336.45325.55380.65壓強(qiáng)/(kPa)101.32598.32110.54摩爾流量/(kmol/sec)0.0985.024e-30.0935質(zhì)量流量/(kg/sec)1.8940.2741.629體積流量/(cum/sec)2.32e-30.01211.254e-3焓變/(J/kg)-8.423e6-3.254e7-1.458e6H2O/(kg/sec)1.6059.722e-61.619C3H4O/(kg/sec)0.2890.2740.0112第3章設(shè)備選型3.1選型原理設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)是化工工程設(shè)計(jì)中一項(xiàng)責(zé)任重大、技術(shù)要求高、需要具有豐富的理論知識(shí)和實(shí)際生產(chǎn)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)的工作。其主要設(shè)計(jì)內(nèi)容如下：（1）結(jié)合工藝流程設(shè)計(jì)確定化工單元操作所用設(shè)備的類型。（2）根據(jù)工藝操作條件(溫度、壓力、介質(zhì)的性質(zhì)等)和對(duì)設(shè)備的工藝要求確定設(shè)備的材質(zhì)。這項(xiàng)工作有時(shí)是與設(shè)備設(shè)計(jì)人員共同完成的。（3）通過工藝流程設(shè)計(jì)、物料衡算、能量衡算、設(shè)備的工藝計(jì)算確定設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)參數(shù)。不同類型設(shè)備的主要工藝設(shè)計(jì)參數(shù)如下。換熱器：熱負(fù)荷，換熱面積，冷熱載體種類，冷熱流體流量，溫度和壓力泵：流量，揚(yáng)程，軸功率，允許吸上高度。蒸餾塔：進(jìn)料物料，塔頂產(chǎn)品、塔釜產(chǎn)品流量、組成和溫度，塔的操作壓力、塔徑、塔體的材質(zhì)、塔板的材質(zhì)、塔板類型和板數(shù)[15]。（4）確定標(biāo)準(zhǔn)設(shè)備或定型設(shè)備的型號(hào)、規(guī)格和臺(tái)數(shù)。（5）對(duì)已有標(biāo)準(zhǔn)圖紙的設(shè)備，確定標(biāo)準(zhǔn)圖的圖號(hào)和型號(hào)（6）編制工藝設(shè)備一覽表3.2丙烯醛汽提塔的選型3.2.1液相物性數(shù)據(jù)對(duì)低濃度吸收過程，溶液物性數(shù)據(jù)可近似取純水的物性數(shù)據(jù)。由手冊(cè)查得90℃時(shí)丙烯醛和水的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下：密度ρL=965.34kg/m3黏度μL=0.3165mPa·s表面張力σZ=60.79mN/m丙烯醛溶液溶解度系數(shù)H=0.0843kmol/(kPa·m3)氣相物性數(shù)據(jù)（1）混合氣平均摩爾質(zhì)量為MVM=∑yiMi=18g/mol（2）混合氣平均密度近似為理想氣體ρV=PM/RT=101.325×18.02/(8.314×(90+273))=0.605kg/m3（3）混合氣黏度近似為水蒸氣黏度μV=11.62mPa·s（4）常壓下，90℃丙烯醛在水中亨利系數(shù)為E=635.62kPa，相平衡常數(shù)m=E/P=6.2733.2.3塔徑的計(jì)算（1）空塔氣速的確定-泛點(diǎn)氣速法這里采用DN25塑料階梯環(huán)填料，對(duì)于散裝填料，其泛點(diǎn)率的經(jīng)驗(yàn)值u/uf=0.5-0.8貝恩-霍根關(guān)聯(lián)式，即DN25塑料階梯環(huán)填料，取A=0.204，K=1.75，=228，ε=0.9則，解得=3.138m/s其中：—泛點(diǎn)氣速，m/s；g—重力加速度，9.81m/s2：—填料總比表面積，m2/m3；—填料層空隙率，m3/m2；，—液相，氣相密度，kg/m3；—液相黏度，mPa·s；，—液相，氣相質(zhì)量流量，kg/h；A，K—關(guān)聯(lián)常數(shù)。取u=0.7=0.7×3.318=2.197m/sm/sm3/s圓整后取D=1000mmm2實(shí)際氣速m/s泛點(diǎn)率校正(在0.5—0.8之間)填料規(guī)格校正(滿足徑比條件)噴淋密度的校核①填料塔的液體噴淋密度是指單位時(shí)間，單位截面上液體的噴淋量；②最小潤(rùn)濕速率是指在塔的截面上，單位長(zhǎng)度的填料周邊最小液體體積流量。對(duì)于直徑不超過75mm的散裝填料，可取最小潤(rùn)濕速率（LW）min為0.08m3/（m·h）。m3/(m2·h)合理經(jīng)以上校核，填料塔直徑設(shè)計(jì)為D=1000mm合理。3.2.4傳質(zhì)單元數(shù)的計(jì)算用脫吸因數(shù)法求傳質(zhì)單元數(shù)解吸因數(shù)3.2.5傳質(zhì)單元高度的計(jì)算塔內(nèi)氣液相物性數(shù)據(jù)如下：=965.34kg/m3=0.605kg/m3=0.3165mPa·s=11.62mPa·s=60.79mN/m用Fuller等提出的公式計(jì)算氣相擴(kuò)散系數(shù)：即式中，為組分A，B的分子擴(kuò)散體積，cm3/mol；這里水分子擴(kuò)散體積為12.70cm3/mol。丙烯醛(C3H4O)中個(gè)原子擴(kuò)散體積(cm3/mol)分別為C=16.50，H=1.98，O=5.48。則m2/s液相擴(kuò)散系數(shù)用Wilke等提出的公式計(jì)算：此式中為溶劑的締合因子，這里水的締合因子為2.6；為溶質(zhì)在正常沸點(diǎn)下的分子體積，cm3/mol，丙烯醛為62.9cm3/mol。所以m2/s氣相及液相流速為：kg/(m2·s)kg/(m2·s)氣相傳質(zhì)系數(shù)：，其中為填料的形狀修正系數(shù)，=1.45kmol/(m2·s·kPa)液相傳質(zhì)系數(shù)：由修正的恩田關(guān)聯(lián)式計(jì)算：其中為填料臨界表面張力，這里=0.0054N/m，=228m2/m3m2/m3=4.69×10-4m/s將得到的傳質(zhì)系數(shù)換算成以摩爾分?jǐn)?shù)差為推動(dòng)力的傳質(zhì)系數(shù)kmol/(m3·s)kmol/(m3·s)m考慮到計(jì)算公式的偏差，實(shí)際取HOG=1.2×0.5123=0.4915m填料層高度Z=HOGNOG=6.017×0.4915=2.957m圓整后實(shí)際填料層高度為3m，依據(jù)階梯填料的分段要求Z/D=5—15Z=5×1—15×1=5—15m故不需要分段3.2.6總高度的計(jì)算塔上部空間高度可取1.2m，塔底液相停留時(shí)間按5min考慮，則塔釜所占高度為m塔內(nèi)釜液到填料支撐板高度可取1.2m，裙式支座高度可取1m，則塔總高度為H=Z+h1+1.2+1.2+2.5=2.957+1.57+1.2+1.2+1=7.93m流體力學(xué)參數(shù)的計(jì)算（1）氣體進(jìn)出口壓力降取氣體進(jìn)出口接管的內(nèi)徑為245mm，則氣體進(jìn)出口流速分為m/sm/s則進(jìn)口壓力降為Pa出口壓力降為Pa（2）填料層壓力降氣體通過填料層的壓力降采用Eckert關(guān)聯(lián)圖計(jì)算，其中實(shí)際操作氣速為m/s式中為壓降填料因子，對(duì)于DN25塑料階梯環(huán)填料=176所以圖3-1Eckert通用關(guān)聯(lián)圖查Eckert關(guān)聯(lián)圖得每米填料壓力降為?P/Z=18×9.81=176.58Pa，所以填料層壓降為?P3=176.58×3=529.74Pa（3）其他塔內(nèi)件壓力降其他塔內(nèi)件壓力降∑?P較小，在此可以忽略。于是汽提塔總壓力降為?Pf=?P1+?P2+?P3=250.04+281.59+529.74=1061.37Pa（4）氣體動(dòng)能因子解吸塔內(nèi)氣體動(dòng)能因子為kg0.5/(s·m0.5)氣體動(dòng)能因子在常用范圍內(nèi)。（5）解吸因子解吸塔內(nèi)氣體解吸因子為在常用范圍內(nèi)。解吸塔填料類型的選取解吸塔的填料規(guī)格為聚丙烯階梯環(huán)DN25（25×12.5×1.4mm)散裝填料。解吸塔內(nèi)件類型的選取液體初始分布器布液孔數(shù)根據(jù)該物系的性質(zhì)可選用多孔直管式布液器，取布液孔數(shù)為100個(gè)/m2，則總布液孔數(shù)為n=Ω×100=0.785×100=79個(gè)其他附屬塔組件支撐裝置選用柵板式，填料壓板選用柵條形壓板，氣體分布裝置采用簡(jiǎn)單的氣體分布裝置，同時(shí)對(duì)排放的凈化氣體的液相夾帶要求不嚴(yán)，可不設(shè)除液沫裝置。丙烯醛精餾塔設(shè)備工藝計(jì)算精餾塔的工作原理和工藝流程精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)（低沸點(diǎn)）組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)高沸點(diǎn)組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。。塔板數(shù)的確定（1）理論板數(shù)的求取由前面全凝器的熱量衡算，已算出全塔平均相對(duì)揮發(fā)度αm=5.3，所以丙烯醛—水氣液平衡方程為。因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以，且q點(diǎn)過相平衡線，則，前已算出最小回流比為6.36.（2）精餾塔氣液相負(fù)荷精餾段氣相流量：V=(R+1)D=7.36×17.90=131.74kmol/h精餾段液相流量：L=RD=6.36×17.90=113.84kmol/h提餾段液相流量：L′=L+F=113.84+338.4=452.24kmol/h提餾段氣相流量：V′=V=131.74kmol/h（3）操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：（4）逐板計(jì)算法求理論板數(shù)因?yàn)樗敒槿?，y1=xD=0.9通過相平衡方程求得，再通過精餾段操作線方程求得，如此反復(fù)得氣相組成y及液相組成x如下：y1=0.9000x1=0.6291y2=0.6655x2=0.2725y3=0.3573x3=0.0948y4=0.2042x4=0.0461＜0.0514y5=0.1492x5=0.0321y6=0.0997x6=0.0205y7=0.0606x7=0.0129y8=0.0319x8=0.0068y9=0.0137x9=0.0026＜0.004當(dāng)x4＜xq時(shí)，改用相平衡方程與提餾段操作線方程計(jì)算，如此反復(fù)計(jì)算可得進(jìn)料板未知NF=4，總理論板數(shù)NT=9(包括再沸器)（5）實(shí)際板層數(shù)的求取設(shè)全塔效率為0.48則精餾段實(shí)際板層數(shù)N精=4/0.48=9塊，提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=(9-4)/0.48=11塊精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）操作壓力的計(jì)算每層塔板壓力降：?P=0.7kPa進(jìn)料板操作壓力：PF=101.325kPa塔頂操作壓力：PD=101.325-0.7×9=95.02kPa塔底操作壓力：PW=101.325+0.7×10=108.32kPa精餾段平均壓力：Pm=(101.325+95.02)/2=98.17kPa提餾段平均壓力：Pm′=(101.325+108.32)/2=104.82kPa（2）操作溫度的計(jì)算塔頂溫度：tD=52.4℃進(jìn)料板溫度：tF=63.3℃塔底溫度：tW=98.5℃精餾段平均溫度：tm=(52.4+63.3)/2=57.9℃提餾段平均溫度：tm′=(98.5+63.3)/2=80.9℃（3）平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由xD=y1=0.9，根據(jù)相平衡方程解得x1=0.629MVD=y1M丙+(1-y1)M水=0.9×56+0.1×18=52.23kg/kmolMLD=x1M丙+(1-x1)M水=0.629×56+0.317×18=41.90kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算進(jìn)料板xF=0.0514，由氣液平衡方程得yF=0.2231MVF=yFM丙+(1-yF)M水=0.2231×56+(1-0.2231)×18=26.48kg/kmolMLF=xFM丙+(1-xF)M水=0.0514×56+(1-0.0514)×18=19.95kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔釜xW=0.004，由氣液平衡方程得yW=0.0208MVW=yWM丙+(1-yWM水=0.0208×56+(1-0.0208)×18=18.79kg/kmolMLW=xWM丙+(1-xW)M水=0.004×56+(1-0.004)×18=18.15kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV=(MVD+MVF)/2=(52.23+26.48)/2=39.36kg/kmolML=(MLD+MLF)/2=(41.90+19.95)/230.93kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV′=(MVF+MVW)/2=(52.23+26.48)/2=22.64kg/kmolML′=(MLF+MLW)/2=(19.95+18.15)/2=19.05kg/kmol表3-1不同溫度下丙烯醛—水的物理性質(zhì)溫度(℃)5060708090100ρ丙(kg/m3)802.4789.7776.7763.3749.5735.3ρ水(kg/m3)988.1983.2977.8971.8965.3958.4μ丙(mPa·s)0.2590.2390.2210.2050.1910.179μ水(mPa·s)0.5490.4690.4060.3570.3170.284σ丙(mN/m)20.7619.4018.0616.7415.4414.15σ水(mN/m)67.766.264.362.660.758.8（4）液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即σi=∑xiσi塔頂液相平均表面張力的計(jì)算tD=52.4℃，由內(nèi)插法得σ丙=20.43mN/mσ水=67.34mN/m則σLD=xDσ丙+(1-xD)σ水=0.9×20.43+0.1×67.34=25.12mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算tF=63.3℃，由內(nèi)插法得σ丙=18.96mN/mσ水=65.57mN/m則σLF=xFσ丙+(1-xF)σ水=0.0514×18.96+(1-0.0154)×65.57=63.17mN/m塔釜液相平均表面張力的計(jì)算tW=98.5℃，由內(nèi)插法得σ丙=14.04mN/mσ水=59.09mN/m則σLW=xWσ丙+(1-xW)σ水=0.004×14.04+(1-0.004)×59.09=58.91mN/m精餾段液相平均表面張力σL=(σLF+σLD)/2=(25.12+63.17)/2=44.15mN/m提餾段液相平均表面張力σL′=(σLF+σLW)/2=(58.91+63.17)/2=61.04mN/m（5）液體平均黏度的計(jì)算液相平均黏度按下式計(jì)算，即μL=10∑xilgμi塔頂液相平均黏度的計(jì)算tD=52.4℃，由內(nèi)插法得μ丙=0.254mPa·sμ水=0.530mPa·s則μLD=10[xDlgμ丙+(1-xD)lgμ水]=10[0.9×lg0.254+0.1lg0.530]=0.273mPa·s進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算tF=63.3℃，由內(nèi)插法得μ丙=0.233mPa·sμ水=0.448mPa·s則μLF=10[xFlgμ丙+(1-xF)lgμ水]=10[0.0514×lg0.233+(1-0.0514)lg0.448]=0.433mPa·s塔釜液相平均黏度的計(jì)算tW=98.5℃，由內(nèi)插法得μ丙=0.181mPa·sμ水=0.289mPa·s則μLW=10[xWlgμ丙+(1-xW)lgμ水]=10[0.004×lg0.181+(1-0.004)lg0.289]=0.288mPa·s精餾段液相平均黏度μL=(μLF+μLD)/2=(0.273+0.433)/2=0.353mPa·s提餾段液相平均黏度μL′=(μLF+μLW)/2=(0.288+0.433)/2=0.361mPa·s精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算（1）塔徑的計(jì)算精餾段氣液相體積流率為VS=VMV/3600ρV=131.74×39.36/(3600×1.404)=1.026m3/sLS=LML/3600ρL=113.84×30.93/(3600×876.01)=0.001117m3/s精餾段式中C由C20求取，C20可通過史密斯關(guān)聯(lián)圖查得功能參數(shù)取塔板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.35m，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.073，則負(fù)荷因子C=C20(σL/20)=0.073×(44.15/20)=0.0855最大允許氣速m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為u=0.8umax=0.8×2.134=1.707m/s塔徑圖3-2史密斯關(guān)聯(lián)圖提餾段氣液相體積流量為提餾段式中C由C20求取，C20可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，功能參數(shù)取塔板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.35m，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20′=0.067，則負(fù)荷因子C′=C20′(σL′/20)=0.067×（61.04/20）=0.0838最大允許氣速取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速u′=0.8umax′=0.8×2.878=2.302m/s塔徑m全塔塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1m，塔截面積AT=πD2/4=3.14×12/4=0.785m2精餾段和提餾段實(shí)際空塔氣速分別為u=VS/AT=1.026/1=1.026m3/su′=VS′/AT=1.028/1=1.028m3/s（2）精餾塔有效高度的計(jì)算塔高H=(N-NF-NP-1)HT+NFHF+NPHP+HD+HB+H2塔板間距HT=0.40m塔頂空間高度HD取1.2倍塔板間距，即HD=2HT=0.60m塔底空間高度HB=h1+h2，塔底料液停留時(shí)間取3min，查表得DN1000封頭容積為0.17m3，則計(jì)算得塔底儲(chǔ)液高度為取塔底液面至最下層塔板之間的距離h2=0.5m，則塔底空間高度為HB=h1+h2=0.17+0.5=0.67m，裙座高度H2=1.3m（見后計(jì)算），全塔開三個(gè)人孔，分別位于塔頂，進(jìn)料和塔釜，設(shè)置人孔兩板間距為0.7m，則塔高H=(N-NF-NP-1)HT+NFHF+NPHP+HD+HB+H2=（20-1-3-1）×0.40+1×0.7+3×0.70+0.60+0.67+1.3=11.37m（不包括上下封頭）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（1）溢流裝置的計(jì)算因塔徑D=1m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。溢流堰堰長(zhǎng)精餾段：取lW=0.6D，則lW=0.6×1=0.6m提餾段：取lW′=0.6D，則lW′=0.6×1=0.6m溢流堰高度采用平直堰，按弗蘭西斯公式計(jì)算堰長(zhǎng)液層高度，近似取E=1。精餾段：板上液層高度hL=0.05m，則溢流堰高度hW=hL-hOW=0.05-0.01=0.04m提餾段：板上液層高度hL′=0.05m則溢流堰高度hW′=hL′-hOW′=0.05-0.017=0.033m弓形降液管寬度和降液管截面面積提餾段：由lW=0.6D，查圖3-3得Af/AT=0.055，Wd/D=0.11所以Af=0.055×0.785=0.043m2，Wd=0.11×1=0.11m提餾段：由lW′=0.6D，查圖3-3，得Af′/AT=0.055，Wd′/D=0.11所以Af′=0.055×0.785=0.043m2，Wd′=0.11×1=0.11m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間精餾段：t=AfHT/LS=0.043×0.40/0.001117=15.40＞5s提餾段：t=Af′HT′/LS′=0.043×0.40/0.002516=6.84＞5s故降液管設(shè)計(jì)合理。圖3-3弓形降液管的寬度與面積圖降液管底隙高度精餾段：取uc=0.15m/s，計(jì)算降液管底隙高度。 =7.34m，故精餾段降