年产16000吨醋酐生产装置精馏工段工艺设计【完整版】

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化工与材料工程学院

毕业设计〔论文〕任务书

年产16000吨醋酐生产装置精馏工段工艺设计

毕业设计

毕业论文

学生学号 学生姓名 专业班级 指导教师

10160225 陈泓博 油气1002 丁斌 教授

吉林化工学院 Jilin Institute of Chemical Technology

摘 要

本设计的主要目的是设计出一个到达别离要求的，高效的，醋酐别离装置——精馏工艺。主要任务是醋酐双塔精馏的工艺设计，此外还包括了对裂化工序，吸收工序的物料衡算。以及产品冷却器，泵，罐，管线的设计计算及选型。

本设计使用PRO/Ⅱ对精馏工序进行模拟计算。从而得出根底数据、各塔的理论半数和实际回流比。根据?化工工艺设计手册?和?化工原理课程设计?进行热量衡算和塔设备计算。并根据计算结果参考?化工设计概论?用CAD完成带控制点的流程图，设备平面布置图及管道布置图。本次设计参考吉林石化公司电石厂醋酐生产装置并到达别离要求。

关键词：醋酐；精馏；工艺设计；模拟；

Abstract

The design of the main purpose is to design a separation requirements to the, efficient, vinegar anhydride separation device distillation process. The main task is to acetic anhydride was the distillation process design, the twin towers are also included in the process of cracking of material balance, the absorption process to calculate. And product cooler, pumps, cans, design and calculation of the pipeline and selection.

This design using PRO/Ⅱprocess simulation calculation of distillation and concluded that the basic data of the tower of theory and practical than half backflow. According to ?the chemical process design manual?and ?principles of chemical engineering course design? of heat balance calculations and tower equipment calculation. And according to the calculated results with CAD reference ?chemical design introduction ?complete OEM advice flow chart, equipment layout and the pipeline arrangement plan this design reference jilin petrochemical company calcium carbide factory production equipment and acetic anhydride was to separation requirements.

Key Words：acetic anhydride;distillation;process design;simulation;

目录

摘 要 ................................................................................................................................. Abstract .................................................................................................................................. II 目录 ..................................................................................................................................... III 第一篇 设计任务书 ............................................................................................................. 0 第一章 绪论 ......................................................................................................................... 0

1.1 设计依据 .................................................................................................................. 0 1.2 厂址的选择 .............................................................................................................. 0 1.3 设计地区的自然条件 .............................................................................................. 0 1.4 主要原料和产品 ...................................................................................................... 1

原料来源 ................................................................................................................. 1 产品简介 ................................................................................................................. 1 产品用途 ................................................................................................................. 1 产品规格 ................................................................................................................. 2 1.5 车间人员构成及车间组成 ...................................................................................... 4 1.6 有关环保等方面的说明 .......................................................................................... 5

三废及其处理方法 ................................................................................................. 5 产品危险性质类别及处理措施 ............................................................................. 5

第2章 工艺说明 ................................................................................................................ 11

2.1生产工艺的根本原理 ............................................................................................. 11

................................................................................................................................ 11 ................................................................................................................................ 11 ................................................................................................................................ 11 ................................................................................................................................ 11 2.2生产工序 ................................................................................................................ 12 2.3流程表达 ................................................................................................................ 12 2.4工艺设备选择 ........................................................................................................ 13 2.5生产控制条件 ........................................................................................................ 15 第3章 经济评价 ............................................................................................................... 17

3.1投资估算 ................................................................................................................ 17

............................................................................................................................... 17 ............................................................................................................................... 17 ............................................................................................................................... 17 3.2总本钱费用 ............................................................................................................ 17 3.3经济评价结果 ........................................................................................................ 18 3.4利润总额 ................................................................................................................ 18 3.5企业及社会效益 .................................................................................................... 18 第二篇 设计计算书 ......................................................................................................... 20 第 1 章 物料衡算 ............................................................................................................... 20

1.1 设计计算条件 ........................................................................................................ 20 1.2 全塔物料衡算 ........................................................................................................ 20 1.3 蒸发塔物料衡算 .................................................................................................... 21 1.4 精馏塔物料衡算 .................................................................................................... 22 1.5 吸收工序物料衡算 ................................................................................................ 25

数据： ................................................................................................................... 25 总物料衡算 ........................................................................................................... 25 1.6 裂化工序物料衡算 ................................................................................................ 29

数据 ....................................................................................................................... 29 总物料衡算 ........................................................................................................... 29

第2章 热量衡算 ............................................................................................................... 32

2.1蒸发塔热量衡算 .................................................................................................... 32

............................................................................................................................... 32 ............................................................................................................................... 33 2.2塔T0304热量衡算 ................................................................................................ 35

............................................................................................................................... 35 2.3塔T0308热量衡算 ................................................................................................ 37

............................................................................................................................... 37 ............................................................................................................................... 38

第3章 精馏塔设备计算 ................................................................................................... 40

3.1精馏塔工艺条件及物性数据的计算 .................................................................... 40

............................................................................................................................... 40 ............................................................................................................................... 40 ............................................................................................................................... 40 ............................................................................................................................... 40 ............................................................................................................................... 41 ............................................................................................................................... 41 3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ................................................................................ 43

............................................................................................................................... 43 ............................................................................................................................... 43 ............................................................................................................................... 45 3.3塔板主要工艺尺寸计算 ........................................................................................ 47

............................................................................................................................... 47 ............................................................................................................................... 48 3.4塔板的流体力学验算 ............................................................................................ 50

............................................................................................................................... 50 ............................................................................................................................... 51 ............................................................................................................................... 52 3.5塔板负荷性能图 .................................................................................................... 53

............................................................................................................................... 53 ............................................................................................................................... 53

............................................................................................................................... 55 ............................................................................................................................... 55 ............................................................................................................................... 55 3.6浮阀塔设计计算结果汇总 .................................................................................... 57 第4章 附属设备设计计算 ............................................................................................... 59

4.1塔T0308冷却器设计及选型 ................................................................................ 59

............................................................................................................................... 59 ............................................................................................................................... 59 ............................................................................................................................... 60 ............................................................................................................................... 60 ............................................................................................................................... 61 ............................................................................................................................... 63 4.2醋酐精馏塔再沸器设计及选型 ............................................................................ 65 4.3回流罐的选型 ........................................................................................................ 65 4.4回流泵的选型 ........................................................................................................ 66

............................................................................................................................... 66 ............................................................................................................................... 66 ............................................................................................................................... 67 ............................................................................................................................... 67 4.5板式塔的结构高度与主要管道的设计计算 ........................................................ 68

............................................................................................................................... 68 ............................................................................................................................... 68 ............................................................................................................................... 69 ............................................................................................................................... 69 ............................................................................................................................... 69 ............................................................................................................................... 69

参考文献 ............................................................................................................................. 71 致 谢 ............................................................................................................................. 72

第一篇 设计任务书

第一章 绪论

1.1 设计依据

依据吉林化工学院毕业设计任务书“年产16000吨醋酐生产装置精馏工段工艺设计〞结合中国石油醋酐车间的生产实际状况参考有关化工工艺设计书籍，完成毕业设计的任务书规定的任务［1］。

1.2 厂址的选择

本车间建于吉林市江北化工区，该地区具有如下特点；

（1） 吉林市江北化工区是全国大型的化工基地，原料供给充足，便利 （2） 铁路、公路交通便利，有较好的交通运输条件。 （3） 地处松花江畔，水源充足，水质优良。

（4） 附近有动力厂和热电厂，可供给大量蒸汽和电力，经济合理。

（5） 区域及临时东北区域，主导风向为西南风，对市区居民的生活影响很小，综上

所述，厂址的选择是合理的。

1.3 设计地区的自然条件

设计地区在中国东北的吉林市，其自然条件见表1-1.

1-1 设计地区的自然条件表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8

工程 平均气压 最高温度 最低温度 平均相对温度 最大冻土深度 最大雪深度 平均风速 松花江水温

数值 745.66 36.6 -38.1 71 174 420 2.7 15.0

单位 mmHg ℃ ℃ ℃ cm cm m/s ℃

9

最高江水温度 25.5 ℃

1.4 主要原料和产品

本装置原料为醋酸、乙酸乙酯、磷酸三乙酯、液氨，产品为醋酐[1]。

1.4.1 原料来源

冰醋酸由吉化103厂醋酸车间利用管道输送，乙酸乙酯及磷酸三乙酯均由原料

库桶装形式供给，液氨由吉化公司102厂用槽车运送。

1.4.2 产品简介

醋酐又名乙酸酐，无水乙酸，是一种无色透明的液体，具有刺鼻辛辣的嗅味和催泪性，有毒。

醋酐在乙醚中可以任何比例溶解，在乙醇与水中放出分解热。熔点：-73℃，沸点138.6℃，可以水解生成醋酸。具粘度、比重和折射率等性质十分类似于醋酸。有腐蚀性。勿接触皮肤或眼睛,以防引起损伤。[1]

1.4.3 产品用途

1.4.3.1 制造醋酸纤维 〔1〕制造醋酸纤维

醋酸酐和短棉绒反响制醋酸纤维:

C6H7O2(OH)3+(CH3CO)2O→C6H7O2(CO2CH3)n+CH3COOH n=1～3 从此引进乙酰基，乙酰基含量的多少决定了醋酸纤维的性质及用途。

三醋酸纤维含乙酰基61.5～62%，其强度大，吸水性小，收缩率小，难溶于一般溶剂中，仅易溶于氯仿等有毒溶剂，因此，用途有限，主要用作平安胶卷。

二醋酸纤维含乙酰基54～57%，可溶于丙酮等溶剂。其中含乙酰基54～57%的用作人造丝、胶卷、过滤烟嘴；含乙酰基50～54%的可制作塑料，用于汽车方向盘、钢笔杆、玩具等制品。

〔2〕制药

醋酸酐和水扬酸反响制造阿斯匹林(乙酰水扬酸) 醋酸酐还用于制氯霉素、维生素、B1、B6、各种可的松、痢特灵、咖啡因、安眠酮、扑热息痛、樟脑磺酸钠、呋喃西林、呋喃生酮、甲基睾丸素、磺体酮、安茶碱、茶碱、合霉素等药品。

〔3〕制染料，醋酸酐还用于醋酸不能乙酰化的场合，其反响式如下:

ArNH2+(CH3CO)2O→ArNH·COCH3+CH3COOH 反响一般在30～40℃下进行。

用以制造的染料主要品种有：分散深兰〔藏青〕HGL、黄棕S-2HFL、分散大红S-3GFL、分散红S-BWPL/HBGL和分散红玉S-2GFL/H-2GFL等。

〔4〕制香料，香豆素，熔点67～69℃，具有升华性芳香，是重要的食品香料【1】。

1.4.3.2 制染料

醋酸酐还用于醋酸不能乙酰化的场合，其反响式如下: ArNH2+(CH3CO)2O→ArNH·COCH3+CH3COOH 反响一般在30～40℃下进行。

用以制造的染料主要品种有：分散深兰〔藏青〕HGL、黄棕S-2HFL、分散大红S-3GFL、分散红S-BWPL/HBGL和分散红玉S-2GFL/H-2GFL等。 1.4.3.3 制香料

香豆素，熔点67～69℃，具有升华性芳香，是重要的食品香料。其制备反响下:

OH +(CH 3CO) 2 H OH O 133～135℃ CH3COONa +CH3COOH CHO CH=CHCOOH

=O+H2O 再经冷却、洗涤、萃取或真空精馏而得。 醋酸酐还用于制造癸子麝香、酮麝香。

1.4.3.4 其它

醋酸酐还常用于制麻醉剂海洛因、RDX炸药和橡胶改性剂等，并用于生产环氧乙酰蓖麻酸甲酯(高级塑料增塑剂)桂皮酸(光刻胶原料)。[1]

1.4.4 产品规格

产品的主要物性数据

1-2醋酸酐蒸汽和液体的物性参数

性质

数 据

蒸 汽

融点 ℃ 沸点〔101.32kPa〕 ℃ 热导率no/mk (30 ℃) 体积膨胀系数/ ℃ (20 ℃) 比热 J/g ℃(20 ℃) 相对密度 d2021 折射率 nd20 外表张力 20 ℃ mN/m 粘度 Cp(20 ℃) 沸点升高常数 Kb,mol/kg溶剂 介电常数 〔20 ℃〕 偶极矩 μ 电导率 η200Ω-1 -1 自动发火温度 ℃ 闪点 ℃ 开放式

闭杯式

燃烧热 kJ/mol 蒸发热 J/g(在沸点时) 标准生成热 kJ/mol 标准生成自由能 kJ/mol 爆炸极限〔在空气中〕% (VOL) 水解热 J/g(25 ℃) 熔解热 J/g 临界温度计 ℃ 临界压力 Mpa 临界体积 L/mol

326 4.36 0.29 0.96 3.52 0.008 400 -622.96 -499.35 2.67~10.13

液 体 -74.13 138.63 136 1.12×10-3

1.82 1.08 1.39 32.65 0.91 3.53 22.10 9.3×10-30 2.3×10-8

64.44 49.44 1807.93 406.6 -649.50 -509.65

573.06 102.98

注:1.沸点和外界压力的关系为 Log10(P)=4.26867-(1444.72/(t+199.82))

P:atm t:℃

2.以上物性数据均摘自化工大全有机原料分册。

主要质量指标及执行的标准

表1-3中华人民共和国国家标准 ＧＢ10668-2000

指标

指标名称

优等品

色度〔铂-钴〕，号 ≤ 乙酸酐含量，% ≥ 沸程〔压力在1.013×105Pa〕℃ 蒸发残渣,% ≤ 铁含量,% ≤ 重金属(以Pb计), ≤ 氯化物(以Cl-计)，% ≤ 高锰酸钾指数，mg/100mL ≤

10 99.0 138.0~141.0 0.005 0.0001 0.0001 0.0002 60

一等品 15 98.0 137.5~141.0

0.01 0.0002 0.0002 0.0005 80

合格品 25 96.0 136.5~141.5

0.01 0.0005 0.0005 0.001 -----

1.5 车间人员构成及车间组成

本系统分生产区、控制室、办公生活区

本系统实行连续化生产，全年生产330天，大、小检修30天。

倒班制度：化工实行四班三到。白班七小时工作，四点班8小时工作，零点班7小时工作，车间定员见表1-4

表1-4 车间定员

序号

职务

人数

1

书记

2

主人

3

技术员

4

平安员

5

设备员

6

工段长

7

班长

8

操作工

9

仪表工

10

分析工

合计

1 1 1 1 1 1 4 10 2 2 24

1.6 有关环保等方面的说明

1.6.1 三废及其处理方法

废气：主要来自废热锅炉和吸收工序，主要成分为CO2、CO 、C2H4 、CH4 、N2

处理方法：直接排放大气或作燃料使用。 废水：主要来自于换热器下水和水封罐 处理方法：去酸性总下水线去污水处理厂处理 废渣：来自于残液受槽和残渣受槽

处理方法：经沉淀池沉淀后去污水处理厂处理[1]

1.6.2 产品危险性质类别及处理措施

1.6.2.1 产品危险性质类别

醋酐产品是二级易燃液体，具有化学腐蚀和遇水发生水解放出大量热易发生失火爆炸等特性。醋酐具有强烈的刺激性,尤其是醋酐蒸汽更为严重,对眼睛特别敏感,使其发红、流泪、浓度高时,中毒者有死亡的危险。 1.6.2.2 处理措施

醋酐发生泄漏可用大量的水进行稀释〔绝对禁止水进入罐内〕，同时对泄漏

点在佩戴氧气呼吸器和必要的防酸劳动保护的情况下进行强制堵漏处理，对醋酐贮罐

发生火灾可用干粉灭火器进行扑救。

平安概述

表1-5生产火灾危险性等级及电气防爆等级

爆炸危险场所

序号 1 2

酸回收岗位

3 4

煤气鼓风机室 包装岗位

甲类 甲类

1区 1区

Ⅱ〔4〕 Ⅱ〔4〕

区域分类 裂化岗位

吸收、残渣回收、蒸馏、稀醋

甲类

1区

Ⅱ〔4〕

火灾危险等级

等级

甲类

1区〔有明火〕

Ⅱ〔4〕 卫生特征分级

设备检修平安技术规定

〔1〕一切检修工作均应填写“设备平安检修任务书〞。

〔2〕检修前必须根据每台设备的生产特点，采取适当的平安措施； 1) 切断电源； 2) 解除压力；

3) 去除一切可燃、易燃、有毒、有窒息性物质，粉尘等至合格浓度。 4) 清洗、中和装酸碱的设备； 5) 检查超重设备是否良好； 6) 监护；

7) 加堵盲板，与其它设备隔离； 8) 办理动火证；

9) 在电器开关及有关阀门上挂禁动警告牌； 10) 与化工联系好；

11) 必要时请气体防护站同志进行监护； 12) 准备必要的灭火器材；

〔3〕检修时，必须穿戴好劳动保护用品，必要时准备好平安防护用具，〔如防毒面具、眼镜、胶皮手套和耐酸防护用具〕。

〔4〕禁止拆卸和焊接有压力的宣传品及设备的管道，在检修前应将压力解除，仔细检查，确认无危险后，方可进行检修。

〔5〕在进入有毒、易燃、易爆物质设备管线时，必须首先由生产人员进行清

洗，用氮气置换，并经分析合格后，再用空气吹净，使含氧量在１８％以上，方可进行检修。

〔6〕需要进入各种贮槽、容器、塔槽或其它密闭设备内进行检修时，设备外监护人不得少于二人，进内检修人员必须与外面监护人员有事先规定好的联系信号，并穿戴好劳动护具，同一设备内不得有二人同时进行工作，特殊需要者，经领导批准，进入前将所有 管线断开或加堵盲板，带搅拌器的必须切断电源，并挂上禁动有人操作，严禁合闸等的警告牌。

〔7〕进入地下室或地坑，阴井及不通风的房间检修，必须了解是否有危险性，必要时要进行分析〔氧含量、有毒气体等〕。确认无危险时，并得到化工、工长、组长或机械师的同意，方可进行检修。

〔8〕检修设备应将与生产联系的管线断开，阀门关闭，特别危险的地方，应堵盲板或拆掉管线。

〔9〕设备拆开后，应采取防护措施，防止工具和其它物件掉下来伤人。 〔10〕起重工具和绳索严禁超负荷作业。使用前一定要详细检查是否牢固可靠，否那么不得使用。

〔11〕设备及零件，起吊后，严禁在空中悬挂，并严禁下面站人和起重物上面站人。

〔12〕在使用检修工具时，应详细检查，以免发生事故，特别是高空 作业和双层作业所用的工具，一定要防止掉下来伤人。

〔13〕高空作业时，必须搭临时操作台，用梯子时，下边一定要有专人扶牢，以防滑倒，不准上下扔工具或零件。

〔14〕双层作业时，应很好联系，必须戴好平安帽或用板隔开，以防物件掉下伤人。

〔15〕在已拆卸的楼层蓖子板或吊装孔蓖子板周围，应设有围栏或派人看守，并挂警告牌，以防坠落事故发生，工作后应将蓖子板及围栏装上，不得敷衍了事。

〔16〕所有参加检修人员，都必须懂得人工呼吸法和防毒面具及各种防护用具的使用方法及性能。

〔17〕检修所用临时照明灯，电压应３６伏以下，进入设备内或在潮湿地方检修时应用１２伏的临时灯，检修现场夜间必须有足够的照明。

〔18〕在易燃、易爆介质的容器里进行工作时，必须使用铜质工具，以免打

击时发生火花，外面有专人监护，内外保持经常联系。

〔19〕在有毒和有易燃易爆物质厂房进行检修时，室内应进行通风，并随时分析有毒气体的浓度是否在允许的极限内。

〔20〕检修前由检修负责人员向检修人员进行检修平安教育。 〔21〕检修完后应及时清理现场，保持卫生和整洁。 紧急停车的规定

发生公用工程水、电、蒸汽、仪表气源突发性停送在经与生产运行处联系确认短时间内不能恢复即可按操作法进行紧急停车处理。

发生突发性火灾失火爆炸，确认不能继续开车的，可按操作法进行紧急停车处理[1]。

原材料、半成品及成品爆炸范围及卫生充许最高浓度

表1-6爆炸极限

卫生允许最高浓度

序号 1 2 3 4 5 6

名称

mg/l

醋酸酐 醋酸 一氧化碳 氨 醋酸乙酯 乙烯酮

0.023 0.1 0.03 0.02 0.2 0.0005

2.7~10.1 4~17 12.5~74.5 17~16.4 2.1~11.5

爆炸极限％〔V〕

表1-7有毒有害物质的毒性、空间允许浓度及其防护方法

序号 名称 毒性 醋酐具有强烈的刺激性,尤其是醋酐蒸汽更为严重,对眼睛特别敏感,使1 醋酐 其发红、流泪、浓度高时,中毒者有死亡的危险。受醋酐蒸汽慢性作用的人可能出现有结膜炎、畏光(夏季常见)。液体醋酐溅到皮肤上能引起灼伤,如溅 到眼睛,要立即用大量水冲洗,但能引起严重的角膜伤害;也可能失明。 醋酸具有特殊的刺激酸味,醋酸蒸汽能使粘膜(主要是呼吸道粘膜)受到2 醋酸 严重的刺激,长期接触,能使 人的鼻咽部、眼睑、喉咙发生 疾患,也可以引起结膜炎支气管 炎,能 烧伤皮肤,溅 到眼睛里能引起严重烧伤。 氨为无色气体,有强烈刺激臭味,易爆。氨中毒能引起粘膜炎,对上呼吸3 氨气 道刺激性很大,氨浓度较高时,能引起剧烈的落泪,咳嗽头痛,呕吐,严重者致残。氨喷到皮肤上时能引起严重烧伤,特别是眼睛更为严重 一氧化碳是属于窒息性毒物,同血液的血红素相结合的能力,比氧气要4 煤气 大300倍。而离开血红素时速度比氧要慢3600倍。血红素完全失去带氧能力,造成人的基层组织细胞缺氧。同一氧化碳结合后以大脑皮层细胞对缺氧最敏感,在八秒钏内得不到氧就会失去知觉,可立即死亡。 磷酸5 三乙酯 6 乙烯酮 醋酸乙酯

磷酸三乙酯是无色透明的液体,微有酯的香味,接触高浓度的磷酸三乙酯时能引起麻醉,甚至会失去知觉。因此在操作 中不能误以为有香味而长期接触。 乙烯酮为剧毒气体,不亚于氰化氢。其中毒病症:眼睛感到灼痛,咳嗽、恶心、气短、胸痛、头痛,严重者死亡。 醋酸是无色透明易挥发有香味的液体,是极易燃烧的有机物质,是醉剂。蒸汽对粘膜有中等程度的刺激作用。长期接触,对眼、鼻、咽喉及气管、皮肤有刺激作用。 7 表1-8三废的处理

排出量

序号

名称

排出地点

成分

单位

CO2—13.9% CO—46.89%

1

废气

V21出口

C2H4—22.70% CH4—16.51%

kg kg

13.622 5.658

9.807 4.073

kg kg

时排量 13.108 28.144

吨产品 9.438 20.277

处理方法及排放去向 直接排放至大气中或作燃料

排出量

序号

名称

排出地点

成分

单位

时排量

吨产品

处理方法及排放去向 使用

CO2—7.44％ H2O—21.01%

S122

O2—3.01% N2—68.52% HAC≤0.5％

E41下水

2

废水

V213

CH3COOC2H≤0.1% HAC≤0.09％

Nm3 Nm3 Nm3 Nm3 kg kg kg

363.723 1027.11 147.15 3347.71 0.789 1.15 2.62

261.86 739.46 105.94 2411.6

直接排放至大气中 去酸性

4.168 0.832 1.886

总下水(12线)

经沉淀池沉降

3 残渣 V319 HAC≤20％ kg 1.25 1.25

后去(12#线)

第2章 工艺说明

2.1生产工艺的根本原理

醋酸酐生产采用冰醋酸在高温、负压、选择性高的催化剂磷酸三乙酯存在下，醋酸蒸汽在裂化管中裂解生成乙烯酮和水，经冷凝冷却别离后，乙烯酮用冰醋酸吸收，生成粗醋酐，经精馏提纯制得成品醋酐。生产过程中产生的稀醋酸用醋酸乙酯萃取法回收，回收的冰醋酸供裂解使用。

裂化

醋酸裂解脱水过程在高温、真空和磷酸三乙酯催化剂存在的情况下进行，并需迅速冷却。制取乙烯酮的反响如下：CH3COOH→CH2CO+H2O-146.54kJ/mol

此反响为可逆反响，需要参加少量反响终止剂如:氨或吡啶等。在裂解过程中伴随着如下副反响：

CH3COOH→CH4+CO2 (1) CH3COOH→2CO+2H2 (2) 2CH3COOH→(CH3)2CO+H2O+CO2 (3) (CH3)2CO→CH2CO+CH4 (4) 2CH2CO→C2H4+2CO (5) 2CH2CO→CH4+CO2+2C (6)

由此造成裂化管的结碳，需配置中压蒸汽除碳设施进行清理。

吸收

以含有醋酸的粗醋酐来吸收乙烯酮，使其转化为醋酸酐：

CH2CO+CH3COOH→(CH3CO)2O+62.80kJ/mol

反响时放出热量，由循环液带出。

精馏及残液处理

精馏工序将吸收生成的粗醋酐精制，去除低沸点物(如醋酸)及高沸点物(如高

聚物、杂质)，得到所需纯度的醋酸酐。

残液处理：将裂化、蒸馏、回收各工序残液通过减压蒸馏回收其中的醋酸酐和醋酸。

稀醋酸回收

从各工序回收来的醋酸水溶液，利用醋酸和水在醋酸乙酯中的溶解度不同，

利用醋酸乙酯为萃取剂进行萃取别离，因比重不同分为两层，上层为酯酸，下层为酯水。再利用醋酸乙酯和水共沸的特点，通过共沸精馏将酯酸别离为醋酸和共沸物，共沸物为酯和水。醋酸乙酯循环利用，回收的醋酸供裂化使用。

2.2生产工序

本装置共分八个生产工序：废热锅炉及供料工序、醋酸裂解工序、乙烯酮吸收工序、粗酸酐精馏工序、稀醋酸回收工序、残渣回收工序、 供、配料工序、 成品包装及原料醋酸接收工序。

2.3流程表达

来自吸收工序的粗醋酐参加粗醋酐贮槽〔V0301〕，粗醋酐由粗醋酐贮槽〔V0301〕经粗醋酐加料泵〔P0301A/B〕打入高位槽〔V0314〕，通过溢流来控制高位槽的液位，由〔LIA0101〕来指示报警，粗醋酐由高位槽参加醋酸蒸发器〔E0302〕，进料流量由〔FRC0301〕指示控制，经中压蒸汽加热原料汽化，其液位又中压蒸汽量来控制。汽化的粗醋酐由醋酐蒸发器〔E0302〕的顶部气相进入醋酸精馏塔〔T0304〕第15块塔扳，醋酐蒸发器〔E0304〕的高沸物从其釜底定期排至废液槽。

在醋酸精馏塔〔T0304〕中，醋酸经塔顶馏出，经醋酸精馏塔回流冷凝器〔E0303〕冷凝后，一局部进入冷却器〔E0305〕冷却后采出供吸收工序使用，一局部进入回流罐〔V0307〕经回流泵〔P0302A/B〕打回塔顶回流。醋酸精馏冷凝冷却器〔E0104〕物流出口温度温度由仪表〔TRC0102〕控制。回流罐〔V0103〕的液位由液位计〔LIC0303〕和采出流量〔FRC0305〕串级控制。塔底温度〔TIC0304〕由中压蒸汽流量〔FRC0307〕串级控制。醋酸精馏塔〔T0304〕的高沸物从釜底定期排至废液槽。

塔T0304的塔底采出进入醋酐精馏塔〔T0308〕第43块塔板。醋酸由塔顶馏出，经醋酐精馏塔冷凝器〔E0311〕冷凝后，一局部进入冷却器〔E0313〕冷却后采出供吸收工序使用，一局部进入回流罐〔V0313〕经回流泵〔P0103A/B〕打回塔顶回流。醋酐精馏冷凝冷却器〔E0312〕。回流罐〔V0313〕的液位由液位计〔LIC0304〕和采出流量〔FIC0309〕串级控制。塔底温度〔TIC0305〕由中压蒸汽流量〔FIC0311〕串级控制。塔顶液位由液位计〔LIC0306〕和采出流量〔FIC0310〕串级控制。醋酐精馏塔〔T0308〕的高沸物从其釜底定期排至废液槽。

由冷凝器〔E0303〕和顶冷凝器〔E0311〕顶部出来的不凝气体，经气液别离器

〔V0315〕进行气液别离，别离下来的低沸物送去乙烯酮吸收工序，不凝气体送到尾气洗涤塔〔T0309〕用工业用水进行洗涤。经洗涤后的不凝气体由水环真空泵〔P0104A/B〕抽真空。

2.4工艺设备选择

表2-1 醋酐B装置设备一览表及材质[1]

序号

位号

设备名称

规格 φ2400×6167

1

V0301

粗醋酐贮罐

V=25m3 FM25-16A H=12.5m Q=3.27 m3

2

P0301A/B

粗醋酐加料泵

附电机：

φ1200×2876

3

V0314

高位槽

V=2m3 φ1400×4313

4

E0302

醋酐蒸发器 醋酸精馏塔再沸

5

E0309

器

6

T0304

醋酸精馏塔

理论塔板数:N=15块

醋酸精馏塔冷凝

7

E0303

器 醋酸精馏塔冷却

8

E0305

器 醋酸精馏塔回流

9 10

V0307

罐

P0302A/B

醋酸精馏塔回流

φ800×1500 F=40m2 φ600×2863 F=35 m2 φ600×1600 V=0.5m3 FM40-40A

Q 235-A 36L

1

Q 235-A 36L

1

Q 235-A Mo2Ti

1

A3 Mo2Ti

2

F=36m2 φ1400×2994 F=36m2

V=3.5 m3

Mo2Ti

1

36L

1

Q 235-A 36L

1

Q 235-A 36L

1

1

Mo2Ti

2

材质 Mo2Ti

1

A3

数量

φ1000×20010

序号 位号 设备名称 泵

规格

H=32.5m Q=6.55m3/h

附电机：

N=2.2kW n=2960r/min

材质

数量

醋酐精馏塔再沸

11

E0303

器

12

T0308

醋酐精馏塔

φ1400×2994 F=36m V=3.5 m φ1000×2750 理论塔板数:N=43块

2

3

36L

1

Q 235-A 36L

1

Q 235-A 36L

1

Q 235-A 36L

1

Q 235-A 1Cr18Ni9Ti

1

醋酐精馏塔冷凝

13

E0311

器 醋酐精馏塔冷却

14

E0312

器 醋酐精馏塔回流

15

V0313

罐

φ800×1787 F=30m2 φ600×2994 F=35 m2 φ600×1600 V=0.5 m3 FM40-40A

醋酐精馏塔回流

16

P0303AB

泵

H=32.5m Q=6.55m3/h

附电机：

N=2.2kW n=2960r/min

φ600×2021

Mo2Ti

2

17 V0315 气液别离器

V=0.5 m3 φ400×3957

1Cr18Ni9Ti 1Cr18Ni9Ti

1

18 T0309 尾气洗涤塔

瓷波纹填料

SZB-2

H=2m

1

Q 235-A

抽气量: Q=3.4 m3/min

2

19

P0304AB

水环真空泵

P=760mmHg 附电机：n=10kW n=1450r/min

1Cr18Ni9Ti

2

2.5生产控制条件

表2-2 控制条件一览表[1]

工艺条件名

序号

设备名称

称 〔1〕粗醋酐

m3/h

进料量 〔４〕真空

醋酐蒸发器

1

E0301

〔5〕液面 〔6〕排残渣

kg/8h

量 〔1〕液面 〔1〕釜内温

℃

度

醋酸精馏塔

2

T0304

〔3〕排残液

kg/h

量 〔4〕馏份温

℃

度 〔1〕液面 〔2〕真空度

醋酐精馏塔

3

T0308

〔3〕釜内温

℃

度 〔4〕排残液

kg/120h

量

500－1000

107－123

TIC0305

kPa

与蛇管一平

≥20

LIC0307 PI0309

≥25

TI

100－300

〔2〕真空度

kPa

≥20

PI0303

121－131

TIC0103

与蛇管一平

LIC0103

100-300

与蛇管一平

LIC0102

kPa

度

≥20

PR0101

FRC0102

单位

控制范围

计量仪表

备注

工艺条件名

序号

设备名称

称 〔5〕塔顶温

℃

度 〔6〕成品采

l/h

出量

尾气洗涤塔 洗涤塔加水

4

T0309 水环真空泵

5

P0304AB

入口真空度

kPa

≥53

量

l/h

≥500

≤2000

FRC0107

90-114

TR0103

单位

控制范围

计量仪表

备注

第3章 经济评价

3.1投资估算

建设工程总投资=建设投资+建设期利息+流动资金[2]

建设投资

建设投资费用主要有设备购置费用，主材费，建筑工程费，安装工程费还包括预备费以及其他费用。

表3-1建设投资费用

设备与工器具建筑工程安装工程购置费

费

500

主材 其他费用

总计

费

230

500

资金〔万元〕

300 200.00 1730

流动资金

按销售收入估算：流动资金=销售收入流动资金率×年销售输入[2] 由物料衡算：产品产量为2092.93kg/h

查得吉化公司醋酐对东北地区销售价格为11620元/吨 那么年销售收入=2092.93×11620×24×365/1000=2130.42万元 那么流动资金=2130.42×15%=319.56万元

建设工程总投资

设贷款利率为8%，那么

建设工程总投资=建设投资+建设期利息+流动资金[2] =1730×(1+8%)+319.56 =2187.96万元

3.2总本钱费用

总本钱费用=原材料费+燃料及动力费+工资及福利费+修理费+折旧费 +摊销费+财务费用+其他费用[2]

原材料主要为醋酸，据物料横算得醋酸进料为1979.47kg/h，吉化公司醋酸售价为6730元/吨。

醋酸费用=1979.47×6730×24×365/1000=1166.99万元

原料还包括乙酸乙酯、磷酸三乙酯、液氨。加上其他费用，预估计总本钱费用为1700万元。

3.3经济评价结果

表3-2 主要经济评价数据表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8

工程 建设工程总投资 建设投资 建设期利息 流动资金 销售收入 总本钱费用 折旧费 利润总额

单位 万元 万元 万元 万元 万元/年 万元/年 万元/年 万元/年

数额 2187.96 1700 136 319.56 2310.42 1700 100 1000

3.4利润总额

利润总额=销售收入-总本钱费用-销售税金+营业外收支净额-资源税

-其他税及附加≈1000万元

3.5企业及社会效益

由于本装置原料为醋酸，有公司内部生产提供，少局部外购。

近年来，国内醋酐价格高涨，企业效益大幅度增加，经济形势看好，使得许多企业方案新建或扩建醋酐装置。由西安北方惠安化学工业与中国烟草总公司陕西中烟工业、日本大赛尔株式会社中国投资公司共同投资建设的浙江宁波大安化学工业方案于 2 0 0 7年底建成3.0万吨／年醋酐生产装置，主要用于本企业的二醋酸纤维素生产；销售利润

本工程年平均税前利润1000万元，利润总额〔税后〕为950万元，总投资收益率为42%，投资利税率44%，均高于行业平均标准，工程效益很好。[2]

第二篇 设计计算书 第 1 章 物料衡算

1.1 设计计算条件

1、年生产能力：16000吨醋酐 ；生产时间：8000小时。

2、由反响工序来的粗醋酐物料组成：粗醋酐84.5%、高沸物0.5%、醋酸15% 3、醋酸转化为乙烯酮的转化率82%，醋酸转化为乙烯酮的选择性92%。 4、成品醋酐纯度：醋酐含量98.5%，醋酸含量1.5%；

5、蒸发过程中醋酐损失3%，高废物损失70%，精馏过程中无损失，轻组分中醋酐浓度1.5%；

6、计算基准：kg/h

16000103P2000kgh

80001.2 全塔物料衡算

醋酐1.5% D 粗醋酐 F 蒸 精 F’ 发 馏 塔 塔 醋酸： 98.5% 醋酸1.5% 醋酐84.5% P 醋酸 15% W 高沸物0.5% 醋酐98.5%

FDPW

FXFDXDPXPWXW

WF0.5%0.7F84.5%3%

FD2000(F0.05%0.7F84.5%3%)

F84.5%D1.5%200098.5%(F0.5%0.7F84.5%3%)3%

F2374.597kg/h可得： D313.21kg/h

W61kg/h

对总系统来说：

粗醋酐〔F〕： 醋酸：F15%2374.59715%356.2kg/h 酸酐：F84.5%2374.59784.5%2006.5kg/h 高沸物：F0.5%2374.5970.5%11.87kg/h 轻组分〔D)： 酸酐：D1.5%313.211.5%4.70kg/h 醋酸：D98.5%313.2198.5%308.5kg/h 成 品〔P)： 酸酐：P98.5%200098.5%1970kg/h 醋酸：P1.5%20001.5%30kg/h

釜 液(W1)： 酸酐：F84.5%3%2374.59784.5%3%6kg/h 高沸物:F0.5%2374.5970.5%11.87kg/h

1.3 蒸发塔物料衡算

W F 塔 发 F’ 蒸 醋酐损失3%

高沸物70%

粗醋酐〔F)：醋酸：F15%2374.59715%356.2kg/h 酸酐：F84.5%2374.59784.5%2006.5kg/h 高沸物：F0.5%2374.5970.5%11.87kg/h 中间物〔F'〕:酸酐F84.5%98.5%1953.96kg/h 醋酸：P1.5%20001.5%30kg/h

高沸物：F0.5%0.32374.5970.5%0.33.56kg/h

釜 液〔W1)：酸酐：F84.5%3%2374.59784.5%3%6kg/h 高沸物：F0.5%0.72374.5970.5%0.78.31kg/h

1.4 精馏塔物料衡算

F’ D 精 馏 塔 P

醋酐：F84.5%98.5%2374.59784.5%98.5%1953.96kg/h进 料〔F')：醋酸：F15%2374.59715%356.2kg/h

塔釜：F0.5%70%2374.5940.5%70%8.83kg/h酸酐：D1.5%313.211.5%4.70kg/h轻组分〔D)： 

醋酸：D98.5%313.2198.5%308.5kg/h酸酐：P98.5%200098.5%1970kg/h成品〔P)： 

醋酸：P1.5%20001.5%30kg/h

表1-1 塔T0304物料组成表

编号 1 2 3 ∑

组分 醋酸〔LK〕 醋酐〔HK〕 高沸物(HNK)

原料〔kmol/h〕

6.2 24.107 0.00371 30.31

馏出液〔kmol/h〕

1.194 0.078 —— 1.272

釜液〔kmol/h〕

2.6682 25.384 0.0446 0.0446

表1-2 塔T0308物料衡算结果

组分

Fi

摩尔分数％ 摩尔流量kmol/h 质量分数％ 质量流量kg/h

Di

摩尔分数％ 摩尔流量kmol/h 质量分数％ 质量流量kg/h

Wi

摩尔分数％ 摩尔流量kmol/h 质量分数％ 质量流量kg/h

醋酸 20.488 6.2 13.15 372.27 93.87 1.194 93.9 74.786 9.5 2.6682 9.6 267.814

表1-3 T0308塔物料组成表

编号 1

组分 醋酸〔LK〕

原料〔kmol/h〕

2.6682

馏出液〔kmol/h〕

2.319

釜液〔kmol/h〕

0.3494

醋酐 79.39 24.107 86.6 2458.9 6.13 0.078 6.1 4.858 90.34 25.3836 90.3 2519.13

高沸物 0.1223 0.00371 0.152 4.307 —— —— —— —— 0.159 0.0446 0.2 5.579

2 3 ∑

醋酐〔HK〕 高沸物(HNK)

25.384 0.0446 0.0446

0.0138 —— 2.393

25.3698 0.0446 25.7638

表1-4塔T0308物料衡算结果

组分 摩尔分数％ 摩尔流量kmol/h

Fi

质量分数％ 质量流量kg/h 摩尔分数％ 摩尔流量kmol/h

Di

质量分数％ 质量流量kg/h 摩尔分数％ 摩尔流量kmol/h

Wi

质量分数％ 质量流量kg/h

1.4 36.626

98.5 2576.91

0.2 5.232

99.4 0.844 1.349 0.3494

0.6 139.81 98.470 25.3836

—— —— 0.159 0.0446

9.6 267.814 99.41 2.319

90.3 2519.13 0.591 0.0138

0.2 5.579 —— ——

醋酸 9.5 2.6682

醋酐 90.34 25.3836

高沸物 0.159 0.0446

1.5 吸收工序物料衡算

1.5.1 数据：

1、每生产1kg粗醋酐每二吸收塔产生尾气0.06kg, 其中HAC占70%，其余为惰性组分气体；

2、粗醋酐中的醋酐90%来自第一吸收塔；

3、高位槽醋酸的质量组成为HAC占99%，水占1%； 4、惰性组分气体的平均分子量是28。

1.5.2 总物料衡算

V+S V+G1 L1 第 G高+G酮+V 一 吸 收 塔 L F

F

第 二 吸 收 塔 D G高：来自裂化工序的高沸物 G:来自裂化工序的乙烯酮 V:来自裂化工序的惰性组分气体 G1：第一吸收塔出来的乙烯酮 F:去精馏塔的粗醋酐 L:第二吸收塔的循环液 S:第二吸收塔带走的醋酸 L1：来自高位槽的醋酸

D:来自精馏的醋酸 1〕求G酮 根据反响方程式：

CH2COCH3COOHCH3CO2O 42 102 G酮 F0.845 解得：G酮F0.84542102826.22kg/h 2〕求V、S

尾气中的HAC：SF0.0670%100kg/h 尾气中惰性组分气体：VF0.0630%43.1kg/h 3〕求L1

对整个系统做物料衡算：G高G酮VL1DFVS 代数后为

11.87826.2243.1L1313.212374.5943.1100解得：L11323.29kg/h

那么L1中：醋酸=L199%1310.06kg/h 水=L11%13.23kg/h 4〕求L

第一吸收塔产生醋酐量：

F84.5%90%1805.88kg/h

设CH2CO所消耗的量为X，CH3CO2O所消耗的量为Y

CH2COCH3COOHCH3CO2O

42 60 102

X Y F84.5%90% 解得：X743.6kg/h Y1062.28kg/h

那么：L中醋酐量=粗醋酐〔F〕中醋酐量—第一吸收塔产生的醋酐量 2374.5971805.88568.7kg/h

L中醋酸量=YFXF酸1062.282374.59715%1418.47kg/h L=L中醋酸量+L中醋酐量1418.47568.71986.47kg/h 5)求G1

V+S 第 V+G1 二 吸 收塔 L1 D L

对第二塔作物料衡算：VG1L1DVSL

G11323.29313.211001986.47

解得：G1449.97kg/h

表1-5 吸收工序物料横算表

物料走向 裂化工序的乙烯酮去第一吸组分名称 乙烯酮 惰性气体 高沸物 水 醋酸 醋酐 质量流量kg/h〕 826.22 总 43.1 11.87 统 进 收塔 自高位槽的醋酸 自精馏塔的醋料13.23 1310.06 系 6.000 物料走向 酸 第二吸收塔的组分名称 醋酸 醋酸 质量流量kg/h〕 313.21 100 43.1 13.23 出料尾气 惰性气体 水 醋酐 进料 去精馏工序的粗醋酐 自裂化工序的乙烯酮去第一吸收塔 第二吸收塔 2006.5 356.2 11.87 826.22 醋酸 高沸物 乙烯酮 惰性气体 高沸物 醋酐 醋酸 惰性气体 43.1 14.36 568.7 第一吸收塔1310.06 43.1 449.97 去第二吸收塔 乙烯酮 出料醋酐 去精馏工序的粗醋酐 醋酸 高沸物 去第二吸收塔 乙烯酮 惰性气体 2006.5 356.2 11.87 43.1 449.97 进 来自高位槽的醋酸 来自精馏的醋酸 水 醋酸 醋酐 醋酸 醋酸 15.668 1310.06 第二吸 料 6.000 313.21 100 43.1 收 塔料第二吸收塔的 出 尾气 惰性气体 水 出15.668 物料走向 第二吸收塔的循环液 组分名称 醋酐 醋酸 质量流量kg/h〕 568.7 F裂 1418.47

1.6 裂化工序物料衡算

1.6.1 数据

1、原料稀醋酸组成：HAC95%,水和杂质5%； 2、醋酸转化率82%；

3、醋酸转化为乙烯酮的选择性92%。

1.6.2 总物料衡算

G高+G裂+V 裂 化 工 序 Ws

F裂：裂化原料醋酸

V：裂化产生的惰性气体

WS：冷却液体

G高：裂化产生的高沸物

1〕求F裂

a)求理论版乙烯酮量：

G理酮G酮/92%826.22/92%898.06kg/h

b)根据反响方程式：

设CH3COOH理论消耗量为X,裂解生成水量为Y

CH3COOHCH3COH2O 60 42 18 X 898.06 Y

解得：X1282.94kg/h Y384.88kg/h C)求反响前需要纯醋酸量：

G纯酸X/82%1282.94/82%1564.51kg/h

d)求实际所需稀醋酸量：

F裂G纯酸/95%1646.85kg/h

那么：F裂中HAC的量F裂95%1564.51kg/h

F裂中水杂质的量F裂5%78.225kg/h

2〕求WS

a)根据主要副反响反响方程式： 设副反响产生的水量为Z

2CH3COOHCH32COH2OCO2

260 18 1282.94(1-92%) Z

解得：Z15.4kg/h

b〕WS中和杂质量=主反响生成水+副反响生成水+原料带入水 384.8882.342515.4482.6225

（1-82%）1564.5118%281.5kg/h WS中HACG纯酸WSWS中水和杂质量WS中醋酸482.6225281.5764.12kg/h

表1-6 裂化工序物料衡算表

料向 进料 裂化系统 去吸收工序 出料 产生的水和杂质

物料走向 组分名称 醋酸 水和杂质 乙烯酮 惰性气体 高沸物 水 醋酸 质量流量 (kg/h) 1646.85 82.3425 898.06 原料醋酸进入裂化装置 43.1 11.87 384.88 281.5 第2章 热量衡算

2.1蒸发塔热量衡算

根底数据

设进料温度为20℃，由模拟得出塔顶温度为137.31℃，设塔釜温度为140℃。 设基准温度为0℃。

进料：tF20.0020K tF020.010.0℃ 2塔顶：tD137.310137.31K

tD0137.3168.655℃ 2塔釜：tW140.00140.0K tW温度℃ 60 80

137.1 139.3

203.9 207.9

208 217

0140.070.0℃ 2醋酸 CP〔J/(mol·K)〕 醋酐 CP〔J/(mol·K)〕 丙酮酸乙酯 CP〔J/(mol·K)〕

由文献[3]查得如下数据：

表2-1 各组分气态比热容[3]

表 2-2 各组分气态比热容[3]

表 2-3 各组分的汽化热 [3]

温度K 380 400 420

丙酮酸乙酯 〔kJ/mol〕 49.3 47.8 46.5

温度℃ 100 120 140

醋酸〔kJ/mol〕

24.46 23.61 22.70

醋酐〔kJ/mol〕

41.53 39.89 38.12

热量衡算

温度K 醋酸 CP〔J/(mol·K)〕 醋酐CP〔J/(mol·K)〕 温度℃

丙酮酸乙酯 〔J/(mol·K)〕

143 146

300 350

66.86 74.7

127.33 138.5

65 70

Q2 蒸 发 Q1 塔 Q4 Q3 Q5

衡算范围：如上图所示虚线框。

Q1：进料带入热量 Q2：塔顶出料带走的热量 Q3：釜液带出热量 Q4：加热蒸汽带入热量 Q5：热量损失〔5%Q4〕 设基准温度0℃，蒸发塔进料为25℃。 根据热量守恒：

Q1Q4Q2Q3Q5〔m为摩尔流量kmol/h〕 进料：

Q1mCptF(mCptF)HAC(mCptF)AC2O（mCptF）C5H8O36.2212132.652024.35195.25200.12418920112004.07kJ/h

塔顶出料：

Q2mCptfmHv6.221273.4137.3124.1066125.34137.310.03713145.51137.316.221222.822410000.0371347.1201100024.106638.3581000 =1546750.84kJ/h

Q3mCptW（mCptw）AC2O(mCptw)C5H8O30.24205.91400.087213.01409512.58kJ/h

因为Q45%Q5

所以Q4Q2Q35%Q4-Q1

0.95Q41546750.849512.58-112004.071444259.35kJ/h 解得：Q41520273kJ/h

Q55%Q476013.65kJ/h

本设计采用蒸汽加热，其热焓为2782.40kJ/kg[3]，温度为185℃，蒸汽回水温度185℃，其热焓为,785.37kJ/kg，那么：

需要蒸汽量=

Q41520273761.27kg/h H2782.4-785.372.2塔T0304热量衡算

根底数据

Q2 Q1 醋 酐 精 馏 塔 Q3 Q5 Q6 Q4

衡算范围：如上图所示虚线框。 Q1：进料带入热量 Q2：塔顶出料带走的热量 Q3：回流液带入热量 Q4：产品带走热量 Q5：热量损失〔5%Q6〕

Q6：加热蒸汽带入热量

精馏塔T0304进料的温度TF=137.31℃ 那么：T=〔137.31+0〕/2=68.655℃ 当T=68.655℃ 时： CP1=66.86CP2=115.2CP3=14374.7066.86(341.805300)73.4J/(mol•K)

50127.33115.241.805125.34J/(mol•K)

5014614341.805145.51J/(mol•K) 5022.7023.61(137.31120) =22.8224 kJ/mol

20H123.61H2= 39.8938.1239.89(137.31120)38.3581kJ/mol

2038.1239.89H3=39.89(137.31120)38.3581kJ/mol

2074.7066.86(328.35300)71.31J/(mol•K)

50127.33115.228.35122.1J/(mol•K)

5023.6124.46(110.4100) =24.018 kJ/mol

20精馏塔T0304塔顶温度Td=110.4，那么： T=〔110.4+0〕/2=55.2℃ CP1=66.86CP2=115.2H124.46H2= 41.5339.8941.53(110.4100)40.6772kJ/mol

20精馏塔T0304塔底温度Td=127.4， 那么： T=〔127.4+0〕/2=63.7℃ CP1=137.1139.3137.1(63.760)138.607J/(mol•K)

20207.9203.93.7206.64J/(mol•K)

20CP2=203.9CP3=2082172083.7209.665J/(mol•K) 20Q1mCptfmHv6.221273.4137.3124.1066125.34137.310.03713145.51137.316.221222.822410000.0371347.1201100024.106638.35810001546750.84kJ/h

根据回流比计算 ∵R=L/D

∴V=L+D=(R+1)D=(9.872+1) 1.272=13.83 L=RD= 9.8721.27212.6

Q2(VyHAC)TD(VyAC2O)TD(VyHAC)HVAC(VyAC2O)HVAC2O12.60.9471.31110.412.60.94122.1110.412.60.9424.01812.60.9440.67721000109148.532KJ/hQ3LtD(XHACCpHACXAC2OCpAC2O)12.6110.4(0.971.310.1122.1)106260.15

Q4mCpt2.2138.607127.426.8364206.64127.40.03713209.665127.4720321.78kJ/hQ

Q5=5%Q6

Q6=(Q2+Q4+Q5-Q1-Q3)/〔1-5%〕

=〔1019148.532+720321.78-1546750.84-106260.15〕/(1-5%)=91009.8kJ/h 本设计采用蒸汽加热，其热焓为2782.4kJ/kg[3]，温度为185℃，蒸汽回水温度185℃，其热焓为,785.37kJ/kg，那么： 需要蒸汽量=

Q691009.845.6kg/h H2782.4-785.372.3塔T0308热量衡算

根底数据

精馏塔T0308进料的温度TF=127.4℃ 当T=63.7℃ 时： CP1=137.1139.3137.1(63.760)138.607J/(mol•K)

20207.9203.93.7206.64J/(mol•K)

20CP2=203.9CP3=2082172083.7209.665J/(mol•K) 20H123.6122.7023.61(127.4120) =23.2733 kJ/mol

20H2= 39.8938.1239.89(127.4120)39.2351kJ/mol

20H3=47.846.547.8(127.4120)47.319kJ/mol

20精馏塔T0308塔顶温度Td=110℃，那么： T=〔110+0〕/2=55℃ CP1=66.86CP2=115.274.7066.86(328.15300)71.27J/(mol•K)

50127.33115.228.15122.03J/(mol•K)

5023.6124.46(110100) =24.035 kJ/mol

20H124.46H2= 41.5339.8941.53(110100)40.71kJ/mol

20精馏塔T0308塔底温度Td=133.3，那么： T=〔133.3+0〕/2=66.65℃ CP1=137.1139.3137.1(66.6560)137.8315J/(mol•K)

50207.9203.96.65205.23J/(mol•K)

20CP2=203.9CP3=2082172087.7210.9925J/(mol•K) 20热量衡算

Q1mCptfmHv2.2137.507127.425.84832204.64127.40.03713209.665127.42.223.273310000.0371347.319100025.8483239.235110001780546.954kJ/h根据回流比计算 ∵R=L/D

∴V=L+D=(R+1)D=(20.4163+1) 2.333=49.96 L=RD= 20.41632.33347.63

Q2(VyHAC)TD(VyAC2O)TD(VyHAC)HVAC(VyAC2O)HVAC2O49.960.99136.62511049.960.01202.97511049.960.9924.035100049.960.0147.7110004253990KJ/hQ3LtD(XHACCpHACXAC2OCpAC2O)47.63110(0.99136.6250.01202.975)894681.4kJ/hQ4mCpt0.23137.8315135.36525.5205.23135.3650.03713204.64135.365713743.27kJ/hQ5=5%Q6

Q6=(Q2+Q4+Q5-Q1-Q3)/〔1-5%〕

=〔4253990+713743.27-1780546.954-894681.4〕/(1-5%)=2413163.07kJ/h 本设计采用蒸汽加热，其热焓为2782.4kJ/kg[3]，温度为185℃，蒸汽回水温度185℃，其热焓为,785.37kJ/kg，那么：

需要蒸汽量=

Q62413163.071208.38kg/h H2782.4-785.37第3章 精馏塔设备计算

3.1精馏塔工艺条件及物性数据的计算

温度

由proⅡ模拟结果得：

131.706273.15404.86K进料：塔温塔顶：110.34273.15383.49K

塔釜：133.334273.15406.48K密度

由proⅡ模拟结果得：

进料：L957.887kg/m33塔顶：L947.412kg/m 3塔釜:L950.777kg/m流量

.634kg/h液相流量：LRD20.41632.33347.63kmol/h2871精馏段.29kg/h汽相流量：VLD(R1)D(20.41631)2.33349.96kmol/h3012

264.65kg/h醋酸：进料醋酐：2006.5kg/h高沸物（丙酮酸乙酯）：3.56kg/h2274.71kg/h .6343012.295688.96kg/h液相流量：LLqFLF2871 提馏段汽相流量：VV(1q)FV2871.634kg/h塔顶计算

密度

液相密度：L947.412kg/m3 气相密度：vmnMPM VVRTMMHACYHACMAC2OYAC2O600.991020.0063960.052kg/kmol

vPM73.360.0521.384kg/m3 RT8.314382.967 流量

液相体积流量〔精馏段〕：

VLL4306.88.42104m3/s

L3600947.123600V4447.480.6046m3/s

v36001.3843600气相体积流量〔精馏段〕：

Vs进料计算

密度

液相密度：L957.887kg/m3 气相密度：vmnMPM VVRTMMHACYHACMAC2OYAC2OM高沸物Y高沸物 =60×0.04+102×0.96+116×0.00035=100.3606

vPM73.3100.36062.21kg/m3 RT8.314404.86流量

气相体积流量：

mRTnRT2295.6978.314400.564MVs0.3463m3/s P3600P3600100.3606360073.3精馏段气相平均密度：

v11(进顶)(1.3842.21)1.797kg/m3 2211(进顶)(947.412957.887)952.6kg/m3 22精馏段液相平均密度：

L塔釜计算

密度

液相密度：L950.777kg/m3 气相密度：vmnMPM VVRTMMHACYHACMAC2OYAC2OM高沸物Y高沸物=101.34kg/kmol

vPM73.3101.7942.189kg/m3 RT8.314408.51511(进釜)(2.212.189)2.2kg/m3 2211(釜进)(947.412950.777)949.09kg/m3 22提馏段气相平均密度：

v提馏段液相平均密度：

L流量

液相体积流量〔提馏段〕：

VLL7063.6141.722103m3/s

L3600949.093600气相体积流量〔提馏段〕：

VsVsVf0.60460.34630.2583m3/s

外表张力σ

由proⅡ模拟结果查得：

顶18.747mN/m 进17.7mN/m

釜16.927mN/m

11精馏段：精（顶进）（18.74717.7）18.1mN/m

2211提馏段：提（进釜）（16.92717.7）17.31mN/m

22表3-1 物性数据

平均密度〔kg/m3〕

气相

精馏段

1.797

提馏段

2.2

液相 气相

体积流量〔m/s〕

液相

液体外表张力〔mN/m〕

液相

3

952.6 0.6046 8.42×10-4 18.22

949.09 0.2583 1.722×10-3 17.31

3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算

塔板数

由模拟得出塔板数位43，进料板为第42块板

塔高计算

查得安托因常数见表3-2[5]

表3-2 安托因常数

组分 醋酐 醋酸

A 16.3982 16.8080

B 3287.56 3405.57

C -75.11 -56.34

塔顶温度:T110273.15383.15K

lnP醋酸AsB3405.5716.80806.3876 TC383.4956.34Ps醋酸594.42mmHg

lnP醋酐AsB3287.5616.39825.7257 TC383.4975.11Ps醋酐306.6478mmHg PAs594.42Ds1.938

PB306.6478进料温度:T127.414273.15400.564K

lnP醋酸AsB3405.5716.80806.9146 TC404.8656.34Ps醋酸1006.868mmHg

lnP醋酐AsB3287.5616.39826.2967 TC404.8675.11Ps醋酐542.778mmHg PAs1006.868Fs1.855

PB542.778塔釜温度:T133.334273.15406.48K

lnP醋酸AsB3405.5716.80807.081 TC406.4856.34Ps醋酸1189.157mmHg

lnP醋酐AsB3287.5616.39826.4762 TC406.4875.11Ps醋酐649.498mmHg PAs1189.157釜s1.831

PB649.498全塔平均挥发度：3DFW31.9381.8551.8311.874 由模拟结果查得：L3.377104Pas0.3377mPas

L1.8740.33770.6328 精馏塔全塔效率

ET0.49(L)0.2450.548

由proⅡ模拟简捷计算，醋酐精馏塔模拟结果见表3-3

表 3-3 醋酐精馏塔简捷计算结果 总板数 45

取中间组数据计算 塔高：ZNT43HT0.3527.5m ET0.548进料板 42

回流比 20.4163

实际板数：NpNT45-278块 ET0.548塔径的计算

计算公式：

DaVs uD：塔径〔m〕 Vs：塔内气体流量m3/s u：空塔气速 m/s

u安全系数umax

umax：极限空塔气速 m/s

C：负荷系数〔其值可由史密斯关联图查出〕 ρv、ρL：分别为塔内气液两相密度 kg/m3

umaxC精馏段计算

Lv v初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，板间距HT=0.35m,板上液层高度hL=60mm

那么：HThL35060290mm0.29m 液气流动参数：

LSL0.50.000842947.41212()()0.031 VSV0.60461.797查斯密斯关联图得[4]：

C200.06 校正外表张力为

CC20(L0.218.220.2)0.06()0.05889 2020umaxCLV952.61.7970.058891.35m/s V1.797取平安系数为0.8，那么空塔速度为

u0.8umax0.81.351.08m/s

塔径 ：

4VS40.60460.844m u1.083.14提馏段计算

D板间距HT=0.35m,板上液层高度hL=60mm 那么：HThL35060290mm0.29m 液气流动参数：

LSL0.50.001722949.090.5()()0.1385 0.25832.2VSV由查斯密斯关联图查得[4]：

C200.058 校正外表张力为

CC20(L0.217.310.2)0.058()0.0563 2020umaxLV949.092.2C0.0581.168m/s

2.2V取平安系数为0.7，那么空塔速度为

u0.8umax0.81.1680.934m/s 塔径 ：

4VS40.5437D0.594m

u0.9343.14按标准塔径圆整为 D1.0m 塔截面积为 AT实际空塔气速为 精馏段：u提馏段：uVS0.60460.77m/s AT0.7850.2583VS0.329m/s AT0.7854D241.020.785m2

3.3塔板主要工艺尺寸计算

溢流装置

板间距HT=350，取板上液层高度hl=0.06m,塔径 D=1.0m，故可采用单溢流和分块式组装，凹形受液盘，弓型降液管，不设进口堰［6］。 溢流堰长lW

lW0.66D0.661.00.66m

出口堰高hW

hWhLhOW

选平直堰，堰上液高度 how 可用弗兰西斯〔Francis〕公式计算，即：

hOW2.84Lh23[4]

E() 1000lw溢流收缩系数E近似取1，那么： 堰上液高度hOW为

精馏段：hOW2.841031(提馏段：hOW30.000842360023)0.00695m >0.006m

0.660.0017223600232.84101()0.0126m >0.006m

0.66取板上清液层高度 hL0.06m 故堰高：

精馏段：hW0.060.006950.053m 提馏段：hW0.060.01260.0474m 符合要求 降液管底隙高度h0

Lh'3600Lwo

0.001236000.0182m 精馏段h0=

36000.660.07h0提留段h0=

0.00172236000.0373m

36000.660.07hwh0=0.053-0.0182=0.0348>0.006m hwh0=0.0474-0.0373=0.0101>0.006m

hw=40mm

故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度hw=50mm 因为塔径较小，h0可取20-30mm 所以h0=30mm=0.03m

弓形降液管的宽度Wd与降液管的面积Af

由

WlWA0.66，查弓形降液管参数图[4]，得：d0.14 ，f0.075

DDAT故 Wd0.1241.00.14m

Af0.0750.7850.0638m2

依下式计算液体在降液管中停留时间，即 精馏段：1提馏段：2AfHT0.06380.3526.5s>5s Lh0.0012AfHT0.06380.3519s>5s L0.002067s故降液管设计合理。

塔板布置及浮阀数目与排列

对于F1型浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0=9~12之间[5]。 取阀孔的动能因数F0=10 精馏段：阀孔气速： u0F0V107.46m/s 1.797

F106.74m/s 提馏段：阀孔气速： u002.2V 每层塔

板上浮阀数目为：

NVs14d02u0 〔采用F1型浮阀〕

Vs：上升气体的流量m3/s do:阀孔直径〔0.039m〕 精馏段：NVs2d0u04Vs2d0u040.604667.8868个 20.7850.0397.460.258332.133个 20.7850.0396.74提馏段：N取边缘区宽度WC0.04m，破沫区宽度WS0.075m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：

2xAa2xR2x2Rarcsin

180RD1.00.040.46m 其中 RWC22x

D1.0WdWS0.140.0750.285m 223.140.2582 Aa20.2580.4620.25820.462arcsin0.524m1800.46浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t75mm，相邻两排孔中心线距离t0.08m

精馏段排得浮阀数N=68个，提馏段N=33个 精馏段：按N68重新核算孔速及阀孔功能因数：

u'00.60467.45m/s

0.7850.039268F0'7.451.7979.99

阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内， 塔板开孔率：

u0.787100%10.34% u'07.45提馏段：按N57块重新核算孔速及阀孔动能因数：

u00.25836.6m/s 20.7850.03933F06.62.29.8

阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内 塔板开孔率： 提馏段：

u0.329100%5% u06.63.4塔板的流体力学验算

浮阀塔板上的液面落差很小，可以忽略[5]。

气相通过浮阀塔板的压力降

可根据hphlhhc计算：〔用塔内液柱高表示〕 干板阻力hc

对于F1重型阀得出以下求hc的经验公式[6]：

u阀全开后〔u01u0c1〕：hc5.34v02Lg阀全开前〔u012[9]

u：hc19.90u0c1〕

L0.175[9]

联立以上两式，解出临界孔速uoc，得： 精馏段： u0c11.82573.121.82573.1211.64m/s V1.797提馏段： u0c11.82573.121.82573.1210.52m/s V2.2

2Vu0因为u01u0c1，故 按hc5.34计算干板阻力，即：

2Lg2Vu01.7977.452精馏段：hc15.345.340.0285m

2Lg2952.69.812Vu02.26.625.340.0275m 提馏段：hc25.342949.099.812gL

板上充气液层阻力

取00.5

hl0hL0.50.060.03m 液体外表张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计

因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： 精馏段：hp1hchl0.02850.030.0585m 提馏段：hp2hchl0.02750.030.0575m

单板压降：

精馏段：pp1hp1Lg0.0585952.69.81546.7Pa 提馏段：pp2hp2Lg0.0575949.099.81535.4Pa

淹塔

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度HdHThw，即

HdhphLhd

[5]

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 精馏段：hp10.0585m 提馏段：hp20.0575m 液体通过降液管的压头损失： 22

hLs8.42104精馏段：d10.153l0.153wh010.660.01820.000752m

22精馏段：hd20.153Lsl0.1531.722103wh020.660.03730.000749m

板上液层高度：hL0.06m，

那么精馏段：Hd10.05850.060.0007520.12m 提馏段：Hd20.05750.060.0007490.12m 取0.5，已选定HT0.35m，

那么HThw0.50.350.040.195m。 可见Hd1HThw1，所以符合防止淹塔的要求。

雾沫夹带

要求：每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量ev<0.1kg(液)/kg(气)

泛点率：操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值

Vs1泛点率V11.36Ls1ZLL1V1KCFAb100%

[7]

Vs1

泛点率V1L1V10.78KCFAT100%[7]

板上液体流经长度：ZLD2Wd1.020.140.72m

板上液流面积：AbAT2Af0.78520.06380.6574m2 查物性系数K1.0，泛点负荷系数图CF0.095

0.60461.7971.360.0008420.72957.6-1.797100% 1.00.0950.6574精馏段：泛点率43.3%1.797957.61.797100%45.07%泛点率

0.781.00.7850.0950.60460.2583提馏段：泛点率22.62%2.21.360.0017220.72957.6-1.797100% 1.00.0950.65742.2949.092.2100%44.5% 泛点率0.781.00.0950.7850.2583泛点率都在80%以下，故物沫夹带能够满足eV0.1kg液/kg气的要求。

3.5塔板负荷性能图

雾沫夹带上限线

Vs1.9751.36Ls0.72957.61.797 1.00.0950.6574

精馏段： 0.7即Vs1.0122.56Ls

由上式知物沫夹带线为直线，那么在操作范围内任取两个Ls值，算出Vs。

表3-4 物沫夹带上限线数据表〔精馏段〕

Ls(m3/s) Vs(m3/s)

0.0001 1.007744

Vs0.002 0.96488

0.004 0.91976

0.006 0.87464

提馏段： 0.72.21.36Ls0.72949.092.2 1.00.0950.675即Vs0.89720.315Ls

由上式知物沫夹带线为直线，那么在操作范围内任取两个Ls值，算出Vs。

表3-5 物沫夹带上限线数据表〔提馏段〕

Ls(m3/s) Vs(m3/s)

0.0001 0.894969

0.002 0.85637

0.004 0.81574

0.006 0.77511

液泛线

aVsbcLsdLs

2223式中：

精馏段：a1.91105V1.79751.91100.0775 22LN957.668 bHT(1o)hw0.50.35(0.510.5)0.0530.122

c0.1530.153390.27

Lw2ho20.6620.018221Lw23d(1o)E0.667(10.5)10.6670.66231.32

22/3整理得：Vs11.5745035.74L2s117.03Ls1

在操作范围内，任取假设干个Ls值，算出相应的Vs值：

表3-6 液泛线数据表〔精馏段〕

Ls(m3/s) Vs(m3/s)

0.0001 1.2382486

0.002 1.1311599

0.004 1.0297082

0.006 0.9090628

提馏段：a1.91105V2.251.91100.407 22LN949.0933 bHT(1o)hw0.50.35(0.510.5)0.04740.1368

c0.1530.153390.27 2222Lwho0.660.03731Lw23d(1o)E0.667(10.5)10.6670.66231.32

22/3整理得：Vs20.3067958.89L2s13.24Ls2

表3-7 液泛线数据表〔提馏段〕

Ls(m3/s) Vs(m3/s)

0.0001 0.547458

0.002 0.501431

0.004 0.457946

0.006 0.406445

液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s，液体降液管内停留

AfHT3~5s，以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，那么：LsAfHT0.06380.350.004466m3/s 55时间Lsmax漏液线

对于F1型重阀，依F05作为规定气体最小负荷的标准。

Vs25 d0N4v

50.0392680.303m3/s 41.79750.0392330.133m3/s 42.2

精馏段：Vs1min提馏段：Vs2min液相负荷下限线

取堰上液层高度how0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该

线为与气相流量无关的竖直线。

取

Lsmin2.843600E1000lw2/30.006

E1.0，那么

Lsmin0.00610002.8413/2Lw0.006100030.66（）0.000563m3/s 36002.84123600由以上1~5作出塔板负荷性能图，由图可看出：

21.81.61.41.210.80.60.40.2000.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008漏液线液泛线物沫夹带液相负荷下限线液相负荷上限线操作线 图3-1 塔板负荷性能图(精馏段)

1.41.210.80.60.40.2000.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008漏液线液沫夹带线泛液线液相负荷下限线液相负荷上限线操作线

图3-1 塔板负荷性能图

(1)在任务规定的气液负荷下的操作点p设计点处在适宜操作区内的适中位置；

(2)塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制； (3)按固定的液气比，由图可查出： 塔板的气相负荷上限 气相负荷下限

Vsmax1.10.475m3/s

Vsminx0.3030.133m3/s

1.13.63 0.303所以：精馏段操作弹性提馏段操作弹性0.4753.57 0.1333.6浮阀塔设计计算结果汇总

表3-8 浮阀塔设计计算结果汇总

数值及说明

工程

精馏段

塔径D，m 塔高m 板间距HT，m 塔板型式 塔板数〔层〕 空塔气速u，m/s 堰长Lw，m 堰高hw，m

降液管底隙高度ho,m 浮阀数N，个 阀孔气速uo，m/s 阀孔动能因数Fo 临界阀孔气速uoc,m/s 孔心距t,m 排间距t’,m 单板压强△Pp,Pa

液体在降液管内停留时间θ，s 降液管内清液层高度Hd，m 浮点率%

气相负荷上限〔Vs〕max，m3/s 气相负荷下限〔Vs〕min，m3/s 操作弹性

1.0 27.5 0.35

单溢流弓形降液管

盘不设置进口堰

41 0.77 0.66 0.053 0.04 68 7.46 9.99 11.64 0.075 0.08 546.7 26.5 0.12 43.3 1.1 0.303 3.63

535.4 19 0.12 44.5 0.475 0.133 3.57 33 6.74 9.8 10.52 0.0474 2 0.329

等腰三角形叉排

同意横排空心距

指相邻二横排的中心线距离

物沫夹带控制 泄漏控制

提馏段

分块式塔板 ，采用凹形受液备注

［7］

第4章 附属设备设计计算

4.1塔T0308冷却器设计及选型

流体温度及物性

壳程-混合气体 109C-40C 管程-水 20C-40C 管程性温度为 t=(20+40)/2=30C 壳程定性温度为 T=74.5C

表4-1 冷凝器物性数据表

流体 物性 壳程 管程

74.5 30

温度t

密度

粘度 Pa·S 0.3245×10

3［5］

热容Cp

导热系数λ W/(m·K) 0.1473 0.618

C

kg/m3

994.85 995.37

kJ/kgK

10.04

30.8007×10 4.179

平均传热温差

壳程-混合气体 109C-40C 管程-水 20C-40C 水的定性温度为 t=(20+40)/2=30C 馏出液的定性温度为 T=74.5C

两流体温差较大，应选用浮头式列管换热器。

逆流操作，管内走冷却水，管间走热物流，逆流平均温差： T 109C←40C t 20C→40C

Δt11094069C Δt2402020C

ΔtmΔt1Δt2692055.72C Δt169lnln20Δt2估计换热面积

为求得传热面积A，需先知传热系数K，而K不能直接算出，所以只能进行试算．初选K=250w/(m2K) [9]

Qm0cp0t039513375.54/100069273826.069

那么：AQ76.0610005.4m2 ktm25055.72考虑15%的面积裕度，A'1.15A1.155.46.21m2 冷水用量： Q冷Q273826.0693276.21kg/h Cpt4.17920管程数和传热管数：

选用252.5传热管，管程走冷却水，壳程走物料。取管内流速u0.5m/s 单程传热管数：

NsV3276.21/(995.373600)5.826根 2π20.7850.020.5div4按单程管计算，所需的传热管长度为：

LS6.2113.2m d0Ns3.140.0256采用单管程，取传热管长度l6m,那么该换热器管程数：

NFL/l13.2/63

传热管总根数：NnsNF6318根 R= P=

109403.45

402040200.29

10940查图得：t0.78

平均温差：Δtm'ttm0.7855.7243.46C

传热管排列和分程方法

每程内按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。

管心距：t1.25d01.252531.2532mm

横过管束中心线的管束：nc1.19N1.19185根 壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率0.7，那么壳体内径：

D1.05tN/1.053218/0.7170.83mm

圆整可取：D=200mm 折流板

采用弓形折流板，取圆缺高度为壳体内径的25%，那么切去的圆整高度为：

h0.2520050mm

那么板间距：B0.3D0.320060mm 可取100mm 折流板数 Nb接管 u=传热管长60001159块

折流板间距1004V4400/(3600994.84)0.017m u3.140.5取管径为170m

取接管内循环水流速u=0.5m/s D=4V41161.2/(3600995.37)0.0287m u3.140.5取标准管径为28mm

换热器的核算

壳程传热系数0

〔1〕壳程对流传热系数：对圆缺形折流板，可采用克恩公式：

.551/3000.36Re0Pr0d0W00.14

当量直径，由正三角形排列得：

3224td04(30.03220.7850.0252)242de0.02md03.140.025

壳程流通面积：

S0BD(1d00.0252)0.060.210.002625m t0.032壳程流体流速：

u0400104.140.0425m/s

3600806.79510.00437雷诺系数：

Redu0994.850.020.04251518.45 0.0005569Cp13375.54/10000.000556937.98

0.1473普兰特准数：

Pr

壳程传热膜系数：

0.5500.36Re0Pr1/30d0W00.140.360.14731518.450.5537.981/30.02

500.9W/m2K管程的传热系数i

管程流体的流通截面积：

Si0.7850.02260.001884m2 流体的质量流速：

ui1161.20.172m/s

3600995.370.001884Re0.02995.370.4956148.7

0.00055689Cp普兰特准数：

Pr4.1790.556893.8

0.6180.14壳程传热膜系数：

0.40i0.36Re0.8Pr0d0W00.0230.6186148.70.84.90.40.02

1441.42W/(m2K)总传热系数K

[3]

壳壁材料导热系数45W/(m2K）

管壁厚度2.5mm 污垢热阻

Rs00.000172m2C/W Rsi0.000344mC/W 计算传热系数K

K1d0dbd1RsoRsi00idididi010.0250.0250.0250.002510.0001720.0003441441.420.020.02450.02500.9

283.3W/m2K

计算所需传热面积A

Q77.03103S4.9m2

Ktm283.355.72 该换热器实际传热面积：

SPd0L(Nnc)3.140.025(60.06)(185)6.062m2 该换热器面积裕度为：

HSPS6.0624.9100%100%24% S4.9 所以传热面积欲度适宜，该换热器能够完成任务。

管程流动阻力

管程流动阻力

lu2PF(P1P2)FtNSNP NS1 Np=2 Ft1.5 P1Fd2 P2u22 由ReF6148.7

传热管相对粗糙度为0.01/20=0.0005 查莫狄图得 F0.03W/mC 流速uF0.172m/s F995.37kg/m3

P10.037620.172995.371108.5

0.022995.370.1722P2u/23256.8

2Pi(1108.5+3256.8〕1.524.0959kpa10kpa

管程流体阻力在允许范围之内。 壳程阻力

WP(P1'P2')FtNS NS1 Ft1

P1'Ff0nc(NB1)uw22 F=0.5 nc5 NB59 uw0.0425

fo=51518.450.2280.941

995.370.04252P1'0.50.941560126.89

2流体流过折流板缺口的阻力

2Buw B=0.06 D=0.2m P2'NB(3.5)D220.06P2'59(3.5)995.370.04252/2160.17

0.252总阻力 Po126.89160.17287.06Pa10kPa 壳层流体阻力也比拟适宜。

表4-2换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器类型：固定管板式 换热面积：6.21m2 工艺参数 名称 物料名称 操作温度〔℃〕 流量Kg/h 管程 水 20/40 3276.21 壳程 醋酸 109/40 395 流体密度Kg/m3 流速m/s 总传热系数W/m2K 对流传热系数W/m2K 污垢系数m2K/W 阻力降 MPa 程数 推荐使用材料 管子规格 管间距，mm 折流板型式 壳体内径，mm

Φ25×2.5 32 上下 200 995.37 0.172 283.3 1441.42 1.72×104 0.0040959 3 碳钢 管数 18 排列方式 间距，mm 100 994.85 0.0425 37.98 3.44×104 0.00028706 1 不锈钢 管长，mm 6000 正三角形 切口高度25% 4.2醋酐精馏塔再沸器设计及选型

选用1.5103KPa，185℃饱和水蒸气加热，设传热系数K400W/m2k，

35822.5J/mol[3]

料液温度：133.33℃→13.33℃ 热流体温度：185℃→185℃

逆流操作：t151.67K，t251.57K

tm51.67K

根据热量衡算有Q2413163.07KJ/h 换热面积：AQ2413163.070.0324m2 Ktm51.674003600再沸器选择蛇管换热器。

4.3回流罐的选型

取5～10min左右的液体保有量作冷凝器液封之用，装料系数为0.8左右。

由气液负荷计算可得：回流液流量：

LRD20.4163140.6542869.3kg/h0.7977kg/s，

回流液体积流量：LSLDD0.79770.000802m3/s

994.85取8min480s，装料系数：0.75，那么：

8.021044800.51m3 回流罐的容积0.75所选回流罐：JB1428-74 所选的回流罐的根本参数见表4-3

表4-3 回流罐尺寸[9] 筒体，mm

公称容积

公称直径

VN，m3

DN

0.5

600

L 160 长度

4.4回流泵的选型

根底数据

由前面的计算可知，回流液的质量流量为：L=RD=2871.634。压力：P=73.3kPa。回流液密度：ρ=947.412〔kg/m3 〕

泵排出管线流速

由前面计算可知：L4.1395104Pas 所以，其体积流量为：VL设流速为u1.5m/s 由公式quAu2d得出d42871.6343.031m3/h8.4210-4m3/s，

947.4124V40.0008420.027m u3.141.5那么选择排出管路321.5 排出管流速：u0.0008421.47m/s 20.7850.027管路阻力系数的计算

设从回流罐到泵房距离为20m，管长为40整个管路中有90°标准弯头，球心阀

［8］

〔全开〕，止逆阀，那么有关管件的局部阻力系数分别是[5]：

表4-4 管件局部阻力系数表[4]

名称

进口突然收缩：ζ=0.5 出口突然扩大：ζ=1.0 90°标准弯头：ζ=0.75 截止阀〔全开〕：ζ=6.4 摇板止逆阀：ζ=2 过滤器：ζ=2

吸入管 1 - 4 1 - 1 12.4

排出管 - 1 4 1 1 - 12.9



排出管线：ReduLL1.50.027947.41264488>10000 45.9510流动进入阻力平方区区，摩擦系数与Re无关，而摩擦系数与相对粗糙度有关，设吸入管与排出管材料为无缝钢管，那么其绝对粗糙度0.1~0.2mm，取

0.0002m。可由下式计算摩擦系数：

120.000221.742lg) 1.74-2lg(0.027d

5.9

所以，排出管阻力系数：20.0289

泵的选型

240l1l2u21.5Hf0.028912.412.97.47m

d2g0.02929.81在贮罐液面与进料口两截面之间列柏努利方程求泵的扬程：

z20m，P73.3-101.325-28.025kPa28025Pa。

u1P1u2Pz1Hez222Hf

2gg2gg2u2PP2u1He(z2z1)21Hf

2gg21.5228025He2012.6829.779m

29.81947.4129.81流量：QAu0.7850.02721.50.0008584m3/s3.09m3/h 由于醋酐生产物料有腐蚀性，所以选择耐腐蚀的材质。 所选泵：型号FM耐酸泵

V=6.6 m3/h，H=32.5 m，n=2960 r/min，η=35%，HS=2.2 m [8]

4.5板式塔的结构高度与主要管道的设计计算

塔的结构高度

塔结构高度的计算公式为：

H(nnFnP1)HTnFHFnPHPHDHBH1H2[6]

H：塔高，m n：实际塔板数

nF：进料板数

nP ：人孔数 HT：塔板间距，m HF：进料板处板间距，m

HP：人孔处的板间距，m HD：塔顶空间高度，m HB：塔底空间高度，m H1：封头高度，m H2：裙座高度，m

取裙座高度300mm，封头高度490mm,人孔处板间距600mm，塔底空间高度1100mm, 塔顶空间高度600

为安装检修的需要，一般每隔6-8层塔板设一个人孔，故设10个人孔。 进料板处板间距为600mm料板数为72数为78。

那么：n77，nF1，nP10，HT0.35m，HF0.5m，HP0.6m，

HD1.0m，HB2m，H10.4m，H24m。

代入公式得：H=(n-nF-np-1)HT + nF Hf+ np Hp+HD+HB+H1+H2

H（787241）0.35410.640.61.21.10.49333.14m

进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用

直管进料管。管径计算如下：D4VS，取uF0.5m/s， uF2756.8140.0008m3/s

3600957.887F957.887kg/m3。进料流量：LS管径：dF40.00080.045m45mm

3.140.5取无缝钢管502.5那么实际流速［4］

uF2756.8140.503m/s 23600回流管

采用直管回流管，取uR0.5m/s，F994.85kg/m3

42871.633600994.850.045m45mm 3.140.5管径：dR取无缝钢管502.5，那么实际流速

uF2871.630.504m/s

36002釜液出口管

采用直管出料，取uW0.5m/s，F950.777kg/m3

42616.160.044m44mm

3.140.53600950.7772616.160.503m/s 取无缝钢管503那么实际流速uF23600管径：dW塔顶蒸气管

直管出气，取出口气速u15m/s，F1.384kg/m3

40.60460.226m226mm

3.14150.606414.8m/s 取25010.8那么实际流速uF2管径：dD加热蒸汽管

采用直管，取u15m/s

41202.60.0732m73.2mm

3.14155.63336000.059314.2m/s 取835那么实际流速uF2管径：D上述管路设计计算结果见表4-6

表4-5 管路设计结果汇总表

序号 1 2 3 4 5

管线 进料管 回流管 釜液出口管 塔顶蒸汽管 加热蒸汽管

流速〔m/s〕 0.503 0.504 0.503 14.8 14.2

管规格

502.5

502.5 503.0 25010.8 835.0

参考文献

[1] 中国石油吉林石化有机合成厂相关技术资料〔内部〕[M] [2] 黄文焕.化工设计概论[M].吉林：吉林科学技术出版社

[3] 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册[M].北京：化学工业出版社 [4] 陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋.化工原理[M].北京：化学工业出版社 [5] 卢焕章.石油化工根底数据手册[M].北京：化学工业出版社 [6] 匡国柱,史启才.化工原理课程设计[M].北京：化学工业出版社.2002 [7] 化工原理课程设计[M].大连：大连理工大学出版社.1994

[8] 涂伟萍，陈佩珍，程达芳.化工过程及设备设计[M].北京：化学工业出版社

[9] 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册[M] .北京:化学工业出版

社,1996，3-5~3-16

致 谢

毕业设计是对我们知识运用能力的一次全面的考核，也是对我们进行科学研究根本功的训练，培养我们综合运用所学知识独立地分析问题和解决问题的能力，为以后撰写专业学术论文和工作打下良好的根底。

经过半年的忙碌和工作，本次毕业设计已经接近尾声，作为一个本科生的毕业设计，由于经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方，如果没有导师的催促指导，以及一起工作的同学们的支持，想要完成这个设计是难以想象的。在这里首先要感谢我的老师丁斌老师，我做毕业设计的每个阶段，从查阅资料到设计草案确实定和修改，中期检查，后期详细设计，设计草图等整个过程中都给予了我悉心的指导，其次要感谢我的同学对我无私的帮助，特别是在软件的使用方面，正因为如此我才能顺利的完成设计，我要感谢我的母校——吉林化工学院，是母校给我们提供了优良的学习环境；另外，我还要感谢那些曾给我授过课的每一位老师，是你们教会我专业知识。在此，我再说一次谢谢。