年产5万吨丙酮工艺大学本科毕业论文.doc

年产5万吨丙酮工艺设计
The Process Design Of Producing 50kt/a Acetone

目录
摘要 Ⅰ
Abstract Ⅱ
引言 1
第一章 总论 3
1.1概述 3
1.1.1丙酮的性质 3
1.1.2丙酮的安全及用途 4
1.2设计任务的来源 4
1.3其他 4
1.3.1消防措施 4
1.3.2 泄漏应急处理 4
1.4丙酮生产技术进展 5
第二章 丙酮的生产工艺流程 6
2.1异丙苯法生产丙酮的工艺及流程 6
2.1.1烃化反应 6
2.1.2氧化反应 7
2.1.3提浓塔 7
2.1.4分解反应釜 8
2.1.5中和反应 8
2.1.6粗丙酮塔 8
2.1.7精丙酮塔 8
第三章 工艺计算 9
3.1物料衡算 9
3.1.1.精丙酮塔的物料衡算 9
3.1.2粗丙酮塔的物料衡算 9
3.1.3分解釜的物料衡算 10
3.1.4中和槽的物料衡算 10
3.1.5提浓塔的物料衡算 11
3.1.6氧化反应的物料衡算 11
3.1.7烃化反应的物料衡算 12
3.2精丙酮塔能量衡算 12
3.2.1再沸器的热负荷 12
3.2.2冷却水用量计算 14
第四章 主要设备计算及选型 15
4.1精馏塔的各项操作参数的确定 15
4.1.1操作压力 15
4.1.2汽液平衡时，x、y、t数据 15
4.1.3摩尔物料物料衡算 15
4.1.4温度 16
4.1.5平均密度的计算 16
4.1.6平均表面张力的计算 18
4.1.7 q线的计算 19
4.1.8水和丙酮平均相对挥发度α的计算 19
4.1.9回流比的确定 19
4.2塔板数 20
4.3塔径 21
4.4塔板主要工艺尺寸的计算 23
4.4.1 溢流装置计算 23
4.4.2 塔板布置及浮阀数目与排列 24
4.5体力学计算 26
4.5.1 气相通过浮阀塔板的压力降 26
4.5.2 淹塔 27
4.5.3 雾沫夹带 28
4.6 塔板负荷性能图 29
4.6.1雾沫夹带线 29
4.6.2 液泛线 30
4.6.3 液相负荷上限线 30
4.6.4 漏液线 31
4.6.5 液相负荷下限线 31
4.6.6 负荷性能图 31
4.7塔附件设计 34
4.7.1接管 34
4.7.2筒体与封头 35
4.7.3裙座 35
4.7.4吊柱 35
4.7.5人孔 35
4.8塔总体高度的设计 35
结论 37
致谢 38
参考文献 39
附录一 40
附录二 41

年产5万吨丙酮工艺设计
摘要： 丙酮是一种用途十分广泛的重要有机产品，主要用于生产醋酸纤维素胶片薄膜塑料和作为涂料的溶剂,及制备甲基丙烯酸甲酯(MMA)的上游原料和制备环氧树脂、聚碳酸酯中间体双酚A的原料。目前世界上丙酮的生产方法有许多种，但主要方法是异丙苯法，其生产能力约占世界丙酮生产能力的90%以上。为了满足经济发展对丙酮的需求，特此开展了年产5万吨丙酮工艺项目设计。本文主要介绍了丙酮产品的生产经济效益，生产工艺流程及流程的选择，产品国内外的发展状况，生产过程中的物料衡算及能量衡算，主要设备的设计及部分设备的选型。在整个设计过程中，最主要是工艺条件的合理确定及设备的设计和选型，其中通过设计计算得到精馏塔直径为1.4m，高为17.08m，精馏后得到丙酮产品为6945kg/h。

关键词：丙酮；异丙苯法；工艺流程；物料衡算；精馏塔

The Process Design Of Producing 50kt/a Acetone
Abstract: Acetone that is mainly used for plastics and coating production of cellulose acetate film solent and is the preparation of methyl methacrylate (MMA) of upstream raw materials and the preparation of epoxy resin, bisphenol A polycarbonate intermediates materials,is an important organic products of a very wide range of applications. At present, there are many kinds of production methods of acetone in the world, but the isopropyl benzene method is the main production of acetone method, which accounts for more than 90% of acetone production.In order to meet the needs of economic development, we carry out the process project design of 50kt/a acetone. This paper mainly introduces the acetone production economic benefit, production process and the selection of process, product development situation at home and abroad, the material balance and energy balance in the process of production, the design of the main equipment and some equipment selection. In the design process,it is most important to design reasonable process condition and select equipment. Finally the distillation column which has column diameter of 1.4m,the high of 17.08m,and acetone products of 6945 kg/h is obtained by design calculation.
Key words: Acetone; Isopropyl benzene method; The process flow; Material balance; Rectifying column

II

引言
目前大多数丙酮是制备苯酚的副产品，是异丙苯氧化后的产物之一。从全球丙酮消费市场看，未来几年，除丙酮氰醇、溶剂等对丙酮的需求量有不同程度的增长外，双酚A仍是最主要的消费领域(尤其是亚洲地区)，其他消费增长相对较为平稳，双酚A、MMA和溶剂仍将是丙酮的三大消费领域[1]。
近年来，中国丙酮表观需求量保持着高速增长，平均增长率达到15%以上，2009 年以后，随着中国乃至全球经济进入危机后的缓慢复苏阶段，终端下游需求不断回升，加之下游双酚A行业进入扩能高峰期，成为丙酮下游行业需求增长亮点之一。除此之外，减水剂、MIBK、异丙胺等下游行业的规模化企业发展速度越来越快，中国丙酮市场需求也呈现快速增长态势，2009-2012年平均需求增长率大幅升高至30%左右[2]。
随着中国在建丙酮装置的陆续投产，国内自给率将大大提高市场竞争将更加激烈。由于近几年丙酮市场需求的最大增长来自双酚A及其衍生物领域，因此建议中国新增的丙酮生产装置最好采用异丙苯法生产工艺，以避免单纯生产丙酮导致的市场过剩。装置建设地点应充分考虑原料供应及附近市场需求，最好采用上下游配套方式，以降低生产成本，规避市场风险。
另外，在建丙酮装置的同时，企业除可配套建设双酚A装置外，还应考虑配套建设MIBK装置，努力减少双酚A产业发展可能对丙酮市场造成的不利影响。吉化公司新建的1.5万吨/年MIBK装置已投产。目前中国仍可以考虑引进美国伊士曼公司、陶氏化学或壳牌化学公司丙酮一步法技术再建设1套2万吨/年MIBK生产装置，使丙酮及其下游产品的生产实现一体化，参与国际竞争。
中国采用异丙苯法的苯酚/丙酮生产装置应提高单套装置生产能力，降低生产成本，实现异丙苯/苯酚/丙酮/双酚A一体化生产，继续开发丙酮衍生物生产工艺，拓宽丙酮应用领域。 建议采用异丙苯法生产工艺，实现异丙苯/苯酚/丙酮/双酚A一体化生产，继续开发丙酮衍生物生产工艺，拓宽应用领域[3]-[5]。
为设计年产5万吨丙酮工艺设计，特开展了一下章节。
本文第一章主要介绍了丙酮的一些理化性质、理化参数指标及其安全消防措施。第二章主要介绍了丙酮的生产方案及使用异丙苯法生产丙酮的详细工艺生产流程，使我们能够对异丙苯法生产丙酮有了深刻清晰的认识。第三章主要对使用异丙苯法生产丙酮工艺流程进行了物料衡算及重要设备的能量衡算。第四章主要对生产精制丙酮的精丙酮塔进行了塔重要设备的计算及选型，从而为绘制精丙酮设备图提供了理论的支持。

第一章 总论
1.1概述：
1.1.1丙酮的性质
丙酮也称作二甲基酮 ，是最简单的酮，在常温下为无色透明液体，易挥发、易燃，有芳香气味。与水、乙醇、N,N-二甲基甲酰胺、氯仿、乙醚及大多数油类等均能互溶，能溶解油、脂肪、树脂和橡胶等，也能溶解醋酸纤维素和硝酸纤维素，是一种重要的挥发性有机溶剂。
表1.1丙酮的理化性质参数
理化性质
数据指标
化学式
CH3COCH3
摩尔质量（g.mol-1）
58.08
熔点(℃)
-94.9℃(178.2K)
相对密度（水=1）
0.80
沸点(℃)
56.53℃(178.2K)
相对蒸气密度（空气=1）
2.00
饱和蒸气压(kPa)
53.32(39.5℃)
燃烧热(kJ/mol)
1788.7
临界温度(℃)
235.5
临界压力(MPa)
4.72
辛醇/水分配系数的对数值
-0.24
闪点(℃)
-20
爆炸上限%(V/V)
23.0
引燃温度(℃)
465
爆炸下限%(V/V)
2.5
溶解性
水、乙醇等有机溶剂
PKa
19.2

1.1.2丙酮的安全及用途：
丙酮对人体具有肝毒性，对于黏膜有一定的刺激性，吸入其蒸气后可引起头痛，支气管炎等症状。如果大量吸入，还可能失去知觉。日常生活中主要用于脱脂，脱水，固定等等。在血液和尿液中为重要检测项目。有些癌症患者尿样丙酮水平会异常升高。采用低碳水化合物食物疗法减肥的人血液、尿液中的丙酮浓度也异常地高。
丙酮与氯仿不应混合（特别是在碱性环境下），两者会发生剧烈的放热反应，若混合可能导致强烈爆炸。最常见的用途是用作卸除指甲油的去光水，以及油漆的稀释剂；同时可作为有机溶剂，应用于医药、油漆、塑料、火药、树脂、橡胶、照相软片等行业。
在工业上应用于制造双酚A、甲基丙烯酸甲酯（MMA）、丙酮氰醇、甲基异丁基酮等产品，以及塑胶、纤维、药物及其他化学物质。自然界中亦存在天然的丙酮，人体内也含有少量的丙酮。在建材方面，主要作为脂肪族减水剂的主要原料。
1.2设计任务的来源
由指导老师指定的课题
1.3其他
1.3.1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，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。
1.3.2 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。
大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。
1.4丙酮生产技术进展
目前，世界上丙酮最主要的生产方法为异丙苯法，此外还有粮食发酵法、异丙醇脱氢法、丙烯直接氧化法（wacker法）、醋酸副产法以及乙炔水合法等。
粮食发酵法是以谷物、山芋干或糖蜜等为原料，经粉碎、加水制成发酵液，经高压蒸汽灭菌后冷却，然后接入纯丙酮-丁醇菌种进行发酵，发酵液经精馏可得到质量比为3:6:1的商品丙酮、丁醇和乙醇。由于技术落后，生产成本高，目前该法在发达国家已经被淘汰，但在发展中国家仍占有一定的比重。
异丙醇脱氢法曾是世界上最主要的丙酮生产方法，它以异丙醇-水共沸物（来自丙烯水合制异丙醇装置）为原料，在锌-铜催化剂的作用下，发生脱氢反应，产物经分离提纯后得到丙酮产品。由于成本原因该法逐渐被异丙苯法所替代。
丙烯直接氧化法是以氧气为氧化剂，氯化钯-氯化铜为催化剂，丙烯原料经液相氧化合成丙酮，并副产丙醛和氯代丙酮。该方法主要被日本部分企业采用，但由于设备腐蚀严重，未能获得大规模发展应用。
异丙苯法是最为经济的丙酮生产方法，目前世界上约90%的丙酮是通过该方法生产的，丙酮是生产苯酚的联产品。其主要技术授权公司为KBR公司、日本三井化学公司和美国UOP公司。异丙苯法生产丙酮包括异丙苯合成、异丙苯氧化、过氧化异丙苯提浓、分解和中和、产品精制副产回收、废水处理等工序。主要过程涉及丙烯与苯在磷酸或沸石分子筛存在下发生反应生成异丙苯，异丙苯再在液相下被氧化生成过氧化氢异丙苯，过氧化氢异丙苯再在硫酸存在下分解得到苯酚和丙酮。异丙苯法工艺具有产品质量高、原料和能源消耗低等优点。

第二章 丙酮的生产工艺流程
2.1异丙苯法生产丙酮的工艺及流程 
本设计采用较为先进的异丙苯法工艺主要是以新鲜苯和丙烯为原料，在YSBH 分子筛催化剂作用下，通过烃化反应生产异丙苯，再用空气中的氧气将异丙苯氧化为过氧化氢异丙苯(CHP)，然后以硫酸作催化剂，将过氧化氢异丙苯分解生产苯酚和丙酮，经精制得到酮产品[6]-[7]。
丙酮的生产工艺流程图:
1
2
7
4
5
3
6
苯丙烯

1烃化反应；2氧化反应；3提浓塔；4分解釜；5中和槽；6粗丙酮；7精丙酮塔
图2.1异丙苯法生产丙酮工艺流程图
2.1.1烃化反应：
CH3-CH=CH3+ （2-1）
1.烃化反应的影响因素：
（1）反应温度：烃化反应是放热反应，温度对反应速度影响明显，温度每升高一度反应速度加快一倍，但是副反应速度也加快，所以综合考虑反应温度控制在160摄氏度左右。
（2）苯烯比：一般要求苯要过量，否则副产物就会增多，但是当苯的用量过大时就会增加生产成本，一般取苯烯比为4:1。
（3）反应压力：一般3.0MPa。
（4）原料的纯度：纯度主要是影响催化剂的使用寿命及使用周期，要尽量提高原料的纯度。
2.该流程中存在的危险因素：
（1）苯与丙烯是在高温高压的条件下反应的，而且反应物易燃易爆，在此存在高温高压联锁保护装置，当压力过高时就启动联锁装置自动放空防止爆炸；当温度过高将自动联锁停止加热并进行冷却降温。
（2）因为此反应要求苯必须过量，流量控制器跟相应的联锁装置相连，当苯的量不足时就会通过联锁中断乙烯的加入，终止反应。
（3）对于冷却器如果停止工作或是检修之后忘记打开，会引起严重的事故。
2.1.2氧化反应：
+O2 （2-2）
1.反应温度，控制反应温度是为了控制反应深度，反应太深副产物会相应增加，而在常温下又不反应，一般控制温度为30~35℃。
2.反应压力，一般为0.3MPa。
3.反应浓度，当浓度升高时反应速度加快，但是当反应浓度太高了又会发生自分解反应生成苯酚和丙酮，所以反应浓度不能太高。
4.反应介质酸度，PH过高会发生碱式复分解反应，所以PH一般控制为3.5~4.5。
5.物料纯度，主要是要保证氧气和异丙苯的纯度。
2.1.3提浓塔
生成30%的过氧化氢异丙苯浓度比较低不易于反应，所以要用减压提浓塔提浓到87%，压力应为40mmHg以下，温度为90℃。
2.1.4分解反应釜
提浓后的CHP以硫酸为催化剂．在分解反应釜分解生成苯酚、丙酮。

+ （2-3）
1.硫酸的用量，分解液中硫酸的浓度应该小于等于503ppm。
2.反应温度控制在80℃左右，保证分解液残留的过氧化氢异丙苯在0.2 %以下。
3.停留时间，取决于反应规模的大小，时间过长易发生副反应。
4.水的含量，水主要用于循环冷却和作为浓硫酸的稀释剂，水的总含量要在0.5 %以下，如果水的含量升高将会抑制分解反应，过氧化氢异丙苯在反应器中积累，过氧化氢异丙苯短时间内反应放出 大量的热，热量积累压力升高很容易引发爆炸。
5.CHP的分解率在99.00%以上。
2.1.5中和反应
含有残酸的分解液进入中和槽中，而中和槽连接有PH控制装置，对其PH进行严格控制，并设有联锁保护，水洗分解液是通过激泵在中和槽循环的，要求泵要有良好的抗腐蚀性能，泵被腐蚀后会发生泄漏或是喷溅产生对人体的伤害，所以要加强对泵的检测和维修。
2.1.6粗丙酮塔
从中和槽流出的混合液中含有丙酮、苯酚、异丙苯等的水溶液，要经粗丙酮塔进行切割分离,富含丙酮的轻组分自塔顶采出,进入丙酮精制塔进行丙酮精制, 而富含苯酚等的重组分自粗丙酮塔塔底采出,经粗苯酚塔、脱烃塔和苯酚精制塔得到产品苯酚。塔顶温度控制在88℃左右，压力控制在0.12MPa左右；塔底温度控制在102℃左右，压力控制在0. 20MPa左右。
2.1.7精丙酮塔
从粗丙酮塔塔顶采出的丙酮气体及蒸汽（计算中可忽略不计），要经精丙酮塔减压精馏进一步精制才能得到符合市场需求的合格产品。其塔顶温度控制在54℃左右，压力控制在0.055 MPa左右；塔底温度控制在75℃左右，压力控制在0. 101MPa左右。

第三章 工艺计算
3.1物料衡算
3.1.1精丙酮塔的物料衡算
设计任务，丙酮的年生产能力为50kt/a,按年工作工作日为300天，每天24小时连续生产计，则每小时生产产品流量为：

由F=D+W；FXF=DXD+WXW;
XF——进料时丙酮所占的质量分数，XF=0.7237；
XD——出料时丙酮所占的质量分数，XD=0.9980；
XW——釜液中丙酮所占的质量分数，XW=0.0025；
D=6945kg/h
由上述已知条件可以推知：
F=9586.45 kg/h W=2641.45 kg/h
表3.1精丙酮塔的物料衡算
种类
进料流量（kg/h）
出料流量（kg/h）
釜液流量（kg/h）
丙酮
6937.71
6931.11
6.60
水
2648.74
13.89
2634.85
总计
9586.45
6945
2641.45

3.1.2粗丙酮塔的物料衡算
由F=D+W；FXF=DXD+WXW;
XF——进料时丙酮所占的质量分数，XF=0.3643；
XD——出料时丙酮所占的质量分数，XD=0.7237；
XW——釜液中丙酮所占的质量分数，XW=0.0032；
D=9586.45kg/h
由上述已知条件可以推知：
F=19127.77kg/h; W=9541.32kg/h.
又由进料口苯酚的质量分数为36.43%，异丙苯的质量分数为10.21%，水的（含有Na2SO4）的质量分数为16.93%；可以推出：
表3.2精丙酮塔的物料衡算
种类

进料流量（kg/h）
出料流量（kg/h）
釜液流量（kg/h）
丙酮
6968.25
6937.71
30.53
苯酚
6968.25
0
6968.25
异丙苯
1952.94
0
1952.94
水
3238.33
2648.74
589.59
总计
19127.77
9586.45
9541.31

3.1.3分解釜的物料衡算：
按过氧化氢异丙苯（CHP）的分解率在100%计算，CHP的进料量为6968.25×213936.5kg/h,则加入的硫酸质量为6.97kg/h,加入水的质量为69.67kg/h。
表3.3分解釜的物料衡算：
种类
进口流量（kg/h）
出口流量（kg/h）
CHP
13936.5
0
丙酮
0
6968.25
苯酚
0
6968.25
异丙苯
1952.94
1952.94
水（添加）
69.68
69.68
硫酸（添加）
6.97
6.97
总计
15966.09
15966.09

3.1.4中和槽的物料衡算：
有中和反应知，需要加入NaOH的量为6.97×2=13.94kg/h，而加入水的量为

3238.33-13.94-6.97-69.68=3147.74kg/h.
表3.4中和槽的物料衡算：
种类
进口流量（kg/h）
出口流量（kg/h）
丙酮
6968.25
6968.25
苯酚
6968.25
6968.25
异丙苯
1952.94
1952.94
水（添加）
3147.7
3238.33
硫酸（添加）
6.97
0
NaOH（添加）
13.94
0
总计
15966.09
19127.77

3.1.5提浓塔的物料衡算：
由已知提浓塔进料口为占30%的CHP，出口为占87.71%的CHP，可以推出进料口为13936.5/0.30=46455kg/h的液体，则进料口异丙苯的流量为46455×0.70=32518.5kg/h，进一步推出塔顶出口的异丙苯的流量为32518.5-1952.94=30565.56 kg/h，塔底出口的异丙苯为13936.5/0.8771×0.1229=1952.79 kg/h.如下表:
表3.5提浓塔的物料衡算
种类
进口流量（kg/h）
塔顶流量（kg/h）
塔底流量（kg/h）
CHP
13936.5
0
13936.5
异丙苯
2518.5
30565.56
1952.79
总计
46455
30565.56
15889.29

3.16氧化反应的物料衡算：
根据氧化反应生成30%的CHP，可得异丙苯的进料口流量为43521 kg/h ，氧气的加入量为2934kg/h，按空气：氧气=5:1，得空气加入流量为14670kg/h，尾气排出量为185820kg/h.如下表：

表3.6氧化反应的物料衡算
种类
进料流量（kg/h）
塔顶流量（kg/h）
塔底流量（kg/h）
异丙苯
43521
0
32518.5
空气
14670
0
0
尾气
0
11736
0
CHP
0

0
13936.5
总计
58191
11736
46455

3.1.7烃化反应的物料衡算：
由于烃化反应为较复杂的反应，这里只计算参加烃化反应生成异丙苯的物料衡算。可得丙烯为43521/120×42=15232.35 kg/h，苯为43521/120×78=28288.65 kg/h.
表3.7 烃化反应物料衡算
种类
反应流量（kg/h）
产物流量（kg/h）
丙烯
15232.35
0
苯
28288.65
0
异丙苯
0
43521
总计
43521
43521

3.2精丙酮塔能量衡算
已知丙酮露点温度t=56.05℃，
操作条件：塔顶56.56℃，塔釜99.27℃，进料温度88.08℃，回流液温度40℃，回流比为1.25。
3.2.1再沸器的热负荷
1.带入热量见表3.8

表3.8丙酮塔入热
物 料
进 料
回流液
加热蒸汽
组分
丙酮
水
丙酮

流量：（ kg/h）
6937.71
2648.74
8681.25

温度：（℃）
88.08
88.08
40

比热：（kJ/kg℃）
2.20
4.26
2.20

热量:（kJ/h）
1344361.69
993862.34
763950
Q加热
Q入=Q进料+Q回流液+Q加热
= 1344361.69+993862.34+763950 +Q加热
= 3102174.03 Q加热
2.带出热量见表3.9
表3.9物料带出热量
物料
精丙酮
回流液
残液
热损失
组分
丙酮
丙酮
丙酮
水

流量：（kg/h）
6945
8681.25
62.5
8916.922

温度：（℃）
56.56
56.56
99.27
99.27

比热：（kJ/kg℃）
2.20
2.20
2.20
4.187

潜热：(kJ/kg)
488.6
489.15

热量:（ kJ/h）
864180
10802253
13663
3706293
5%Q入
所以Q出＝864180+10802253+13663+3706293＋5%Q入
= 15386389+5%Q入
因为：Q出＝Q入
所以：Q入= Q出= 16196199kJ/h
所以：Q =16196199-3102174= 13094024kJ/h
即再沸器的热负荷为13094024kJ/h.
已知水蒸气的汽化热为2118.6 kJ/kg
所以：需蒸汽G3蒸汽= kg/h
3.2.2冷却水用量计算
对热流体：Q入＝Q产品精丙酮+Q回流液
= 1344361.69+763950=2108311.69 kJ/h
Q出 = Q精甲醇(液)+Q回流液(液)
=864180+10802253=11666433 kJ/h
Q传 = 11666433(1-5%)－ 2108311.69= 8974799kJ/h
冷却水温：20℃ 40℃
所以：冷却水用量G3水= = 107.17t水/h

第四章 主要设备计算及选型
4.1精馏塔的各项操作参数的确定
4.1.1操作压力
本设计为减压精馏，塔顶操作压力选为55kPa，塔底101kpa.
4.1.2汽液平衡时，x、y、t数据
对于丙酮-水组成的非理想系统[8]
表4.1操作压力下丙酮-水气液平衡与温度关系
丙酮／％
温度／℃
丙酮／％
温度／℃
丙酮／％
温度／℃
液相
气相
液相
气相
液相
气相
0.00
0.00
100.0
0.20
0.815
62.1
0.80
0.898
58.2
0.01
0.253
92.7
0.30
0.830
61.0
0.90
0.935
57.5
0.02
0.425
86.5
0.40
0.839
60.4
0.95
0.963
57.0
0.05
0.624
75.8
0.50
0.849
60.0
1.00
1.00
56.13
0.10
0.755
66.5
0.60
0.859
59.7

0.15
0.798
63.4
0.70
0.874
59.0

4.1.3摩尔物料物料衡算
已知：F=9586.45 kg/h ， W=2641.45 kg/h ，D=6945kg/h
质量分数： XF=0.7237；XD=0.9980；XW=0.0025；
=58.08kg/kmol, =18.02kg/kmol
进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为, ,
=，
=，
=，
进料平均相对分子质量:=0.448×58.08+(1-0.448)×18.02=35.97kg/kmol
表4.2 丙酮的物料衡算结果表

塔顶出料
塔底出料
进料
质量流量/（kg/h）
6931.11
6.60
6937.71
质量分数/%
99.80
0.25
72.37
摩尔流量/(kmol/h)
119.34
0.11
119.45
摩尔分数/%
99.4
0.1
44.8

4.1.4温度
塔顶： 56.56℃
56.45℃
塔釜： 99.27℃
进料： 88.08℃
精馏段平均温度： ===72.27℃
提馏段平均温度： ==93.67℃
4.1.5平均密度的计算
已知:
混合液密度： :质量分率 (4-1)
混合气体密度： :为平均相对分子质量 (4-2)
精馏段：
液相组成: ,
汽相组成: ,
所以：

提馏段：
液相组成: ,
汽相组成: ,
所以：

求在与下的丙酮和水的密度:
:

，
:

，
精馏段：
液相密度：
,
解得：
汽相密度：

提馏段：
液相密度：
,
解得：
汽相密度：

4.1.6平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算，即：
(4-3)
精馏段：
由前面计算有：,此时
查物系数据表可知：

，

提馏段：
由前面计算有：,此时
查物系数据表可知：

，

4.1.7 q线的计算
已知进料为过热蒸汽进料，原料液的露点为tF=52℃，原料液的平均比热容为Cp 2.80kJ/ (kg·℃) ，原料液的汽化热为r=480kJ /kg.根据q的定义，原料液进料温度为
88℃时[9]

4.1.8 水和丙酮平均相对挥发度α的计算
查化工工程手册有：
两组分正常沸点温度：

根据公式：
(4-4)
得:
4.1.9回流比的确定
由于是过热蒸汽进料，有q线方程

平衡线方程

两方程联立即求得x=xq=0.1885,y=yq=0.6320;
因为
=
一般操作回流比取最小回流比的1.1～2倍，本设计取1.45倍[10]-[12]。
即R=1.45Rmin=1.450.86=1.25
L=R·D=1.25×119.34=149.18kmol/h
=L+q·F=149.18-0.20×119.45=125.29kmol/h
V=（R+1）D=（1.25+1）×119.34=268.52kmol/h
=V-（1-q）F=268.52-1.20×119.45=125.18 kmol/h
4.2塔板数
由上述数据求得，
精馏段方程： x+=0.56x+0.44
提镏段方程： =1.64-0.0016
而平衡线方程由x=0.9980,作图使想x＜0.0025,得x=14,塔板进料在x=7;作图得[13]-[14]，

图4.3梯形图解法求理论塔板数

总的理论塔板数为13块（包括再沸器），第7块理论塔板为进料板，精馏段塔板有6块板，提馏段塔板有7块板。
取实际全塔效率，所以有：,即为12块
,即为14块
全塔实际塔板数：块
4.3塔径
精馏段的汽液相体积流速为[15]-[18]：

由 (4-5)

取板间距，板上液层的高度，则

查史密斯关联图可知：