1、北京理工大學珠海學院2011屆本科生畢業設計目 錄摘 要IABSTRACTII1 緒論11.1 概述11.1.1 乙酸的工業現狀11.2 工藝技術的比較與選擇21.3 原料及產品規格21.4 三廢處理21.4.1 廢氣處理21.4.2 廢水處理21.5 確定方案31.5.1 設計依據31.5.2 設計方法31.5.3 設計流程31.6 操作條件的確定41.6.1 塔板類型的選取41.6.2 進料狀態41.6.3 加熱方式的選擇42 精餾塔的工藝計算52.1 物性數據52.1.1 粗醋酸中各組分的物理性質52.1.2醋酸水溶液氣-液平衡關系表52.1.3水和醋酸的安托尼常數 52.2 物料平衡6

2、2.3氧化塔物料衡算62.4 蒸發器物料衡算92.5精餾塔T101物料衡算102.5.1原料液及塔頂，塔底產品的平均摩爾質量102.5.2物料衡算102.5.3塔頂，進料和塔釜溫度的計算102.5.4平均相對揮發度的計算112.5.5最小回流比的計算和適宜回流比的確定及112.5.6最小理論塔板數確定122.5.7全塔理論塔板數122.5.8實際塔板數和進料位置122.6精餾塔T102的物料衡算132.7 醋酸回收塔物料衡算 133 精餾塔主要尺寸計算153.1精餾塔T101設備計算153.1.1操作壓強153.1.2操作溫度153.1.3平均分子量153.1.4平均密度（參考化工原理上冊附錄

3、圖7）163.1.5表面張力的計算（參考化工原理上冊附錄圖7）183.2精餾塔T101主要尺寸計算183.2.1流量的計算183.2.2塔徑的計算193.2.3塔板結構的設計203.2.4塔板流體力學驗算233.2.5塔板負荷性能圖273.2.5塔的高度計算334 熱量衡算364.1.數據364.2冷凝器的熱負荷364.3冷卻水消耗量384.4加熱器熱負荷及全塔熱量衡算385 主要設備設計和選型405.1接管的設計405.1.1進料管405.1.2回流管405.1.3釜液出口管405.1.4塔頂蒸汽管415.1.5加熱蒸汽管415.2冷凝器的選型426.結論43參考文獻44附 錄45附錄145

4、（1）英文字母：45（2）希臘字母：45（3）下標：46（4）上標：46附錄246謝 辭47471 緒論1.1 概述乙酸又稱醋酸，分子量為60.05。，是無色透明帶有刺激性氣味的液體，是重要的有機酸之一 。乙酸是相當弱的一種鹽基酸，與多種金屬能生成鹽類；乙酸的水溶液一般有很強的腐蝕性，純的乙酸電導率很低，但加入少量的硫酸后，通電流時乙酸就分解為一氧化碳，二氧化碳和氧；乙酸分子結構中的羧基和烷基，能與鹵素，氨，醇等發生多種化學反應，構成了乙酸在化學工業中的廣泛用途。乙酸可以用來制取乙酸乙烯，乙酸纖維素，乙酸酯類溶劑，氯乙酸和乙酸鹽類等等。還可以作為織物整理劑，用于制藥工業。我國醋酸產量不足說明我

5、國醋酸需求增長速度較快，也說明國內醋酸工業整體水平較差，受到國外規?；b置產品的沖擊日趨嚴重。我國不僅大量進口醋酸，而且醋酸下游產品呈現快速發展態勢，為醋酸產品的發展提供了廣闊的市場前景。未來10年間，我國醋酸需求的平均增長率達5.7%，2006年我國需求量達到1450kt，2010年需求量達到1880kt。這對我國醋酸的研究有著重大意義。目前國內外乙酸的生產工藝都比較成熟，本設計主要針對乙酸生產的分離工段進行研究。精餾塔設備作為汽一液和液一液之間進行傳質與傳熱的重要設備，廣泛應用于煉油、石油化工、精細化工、化肥、農藥、醫藥、環保等行業的物系分離，涉及蒸(精)餾、吸收、解吸、汽提、萃取等化工單

6、元操作。是化工、煉油生產裝置中最重要的設備之一，塔設備的性能對于整個裝置和企業的生產能力、產品質量、消耗額定以及三廢和環保等各方面都有重大影響。當前工業上的大型蒸餾設備仍以板式塔為主，因為板式塔結構簡單、成本低廉、易于放大而且在設計與操作方面已具備了比較成熟的經驗。但板式塔與高效規整填料相比也有自身的缺點:其通量較小、壓降較大、效率也較低，所以進入90年代以來，人們又開始尋求板式塔的新突破。歐美各國，尤其是美國的各大塔器生產商，研制、開發出大批新型塔板。這些新型塔板既克服了以前的一些缺點，同時又保留了以往普通塔板的優點，以更好適應現在對于大直徑蒸餾設備大通量、高效率的要求達到相際間傳質與傳熱的

7、目的。當用這些新型高效塔板改造現有的篩板塔或浮閥塔時，無論是從操作性能，還是從改造費用上都顯示出廣泛的應用前景。因此我們可以從塔板的性能：塔板效率、處理能力、操作彈性、壓降及抗堵性等幾方面來研究來提高精餾塔的性能，從而優化塔設備，達到經濟實用的目的。1.1.1 乙酸的工業現狀近年來，世界乙酸需求年平均增長率為6.9%，而我國年均增長率達到10%左右。目前我國乙酸生產企業有300多家，2008年生產能力約達250萬t/a。乙酸工業經過幾十年的發展，目前乙酸工業生產方法主要有乙醛氧化法，甲醇羰基氧化法，丁烷（輕油）液相氧化法，乙烯直接氧化法。 甲醇低壓液相碳化法由于原料低廉，操作條件緩和，乙酸產率

8、高，質量好且工藝簡單等優點，是近年來發展最快的方法，據統計，目前利用該工藝生產的裝置占世界總產能的60%以上，其次乙烯乙醛法約占20%，輕烴氧化法約占10%，其它方法約占10%。1.2 工藝技術的比較與選擇按原料路線，乙醛氧化法分為乙醇-乙醛氧化法，乙炔-乙醛氧化法，乙烯-乙醛氧化法。乙醇-乙醛氧化法屬傳統方法，用該法生產1t乙酸耗糧食2t，成本高，規模小，該工藝生產路線在發達國家已經被淘汰，在發展中國家仍有應用，但最終隨著乙酸工藝技術的發展而取代。乙炔-乙醛氧化法因為需要使用硫酸汞作為催化劑，存在嚴重的汞污染，故該法在國外已經被淘汰，國內尚有2.5萬t/a裝置能力，已處于半停產狀態，不久也將

9、會被淘汰。乙烯-乙醛氧化法在20世紀60年代發展迅速，但因為該法所利用的自然資源限于石油，其技術經濟指標不及用甲醇碳化工藝，國外利用該工藝建成的生產裝置已全部停產，但在我國仍在應用，因此該方法沒有得到更大發展。甲醇羰基化工藝，當裝置規模向超大型發展時能顯示其突出的經濟性，一旦建廠，產量對市場的沖擊性很大，在市場需求十分巨大的地區，甲醇羰基化工藝是首選目標。該工藝有高壓法和低壓法兩種技術。本設計采用低壓法甲醇羰基化工藝，該工藝以碘化銠為催化劑，工藝反應條件溫和，收率高，生產成本低。本設計引用乙醛氧化法生產工藝。乙醛氧化法在孟山都法商業生產之前，大部分的乙酸是由乙醛氧化制得。盡管不能與甲基羰基化相

10、比，此法仍然是第二種工業制乙酸的方法。1.3 原料及產品規格原料：乙醛 乙醛含量99.5wt% 水含量0.5wt%產品規格：乙酸含量% 99wt%1.4 三廢處理1.4.1 廢氣處理 廢氣中主要成分為一氧化碳，可直接焚燒或通過變壓吸附裝置回收一氧化碳后焚燒。經處理后的廢氣符合國家現行排放標準。1.4.2 廢水處理 間歇排放的少量廢水，這是設備、管道檢修時的沖洗液及地面沖洗水，這些含醋酸的廢水經一級中和處理后，送廢水處理站，經生化處理后達到排放標準。 廢液量也很少，廢液中含有有機組分，主要含醋酸、丙酸，可送去綜合利用或送焚燒站焚燒。1.5 確定方案1.5.1 設計依據醋酸生產消耗定額見表1-1

11、表1-1消耗定額名稱單耗（每噸醋酸）乙醛氧氣冷卻水醋酸錳770kg260m3250m32kg本設計依據教科書實例，結合現在乙酸工業實際，提出設計要求，對通過分析做出理論計算，為工業設計人員提供理論上的設計依據。1.5.2 設計方法本設計在給定的已知條件下采用簡捷計算法，設計出符合要求的篩板式連續精餾塔。1.5.3 設計流程本設計采用連續精餾，氧化液連續流入蒸發器1，在120度到125度氣化，醋酸錳和焦油狀高沸物雜質則留存器底，定期清除。蒸發器1蒸出乙酸蒸汽，連續進入脫低沸物塔2，該塔塔板數約50塊，在塔內主要是將氧化液中低沸物如乙醛，甲酸，乙酸甲酯和水蒸出。塔頂裝有回流冷凝器3，自動調節冷凝器

12、的水量。未冷凝的氣體進入乙酸回收系統。塔底的乙酸含有少量的高沸物和微量的低沸物。經過調節后，以穩定的流量連續地進入脫高沸物塔。其塔頂也裝有回流冷凝器3，自動調節冷卻水的水量，以控制溫度。冷凝的乙酸，部分回流入塔，部分作為產品送往貯槽。該塔塔底脫出高沸點物。 圖1-1 本設計的簡易流程示意圖1.6 操作條件的確定1.6.1 塔板類型的選取由于粗醋酸的腐蝕性較強，板式塔塔板更易被腐蝕，但隨著化學工業不斷發展，新的耐腐蝕材料不斷研制成功，在醋酸生產中有的采用了板式塔。板式塔的生產能力高，在高壓下，板式塔的分離效率優于填料塔，結構簡單，造價低廉，易于操作。塔板的類型一般有泡罩塔，篩板塔，浮閥塔，斜孔塔

13、等，本設計選取篩孔塔板，其結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大；氣體分散均勻，傳質效率較高。但其也有不足的地方，篩孔易堵塞，不宜處理易結焦和粘度大的物料。1.6.2 進料狀態采用泡點進料，不僅對穩定塔操作較為方便，且不受季節溫度影響。綜合考慮，本設計采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提鎦段塔徑相等，制造上較為方便。1.6.3 加熱方式的選擇間接蒸汽加熱是通過加熱器使釜液部分汽化。上升蒸汽與回流下來的冷液進行傳質，其優點是使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數。但其缺點只是增加了加熱裝置。本設計采用間接蒸汽

14、加熱。2 精餾塔的工藝計算2.1 物性數據2.1.1 粗醋酸中各組分的物理性質 表2-1 粗醋酸各組分的物理常數 物品名稱 分 子 式 分子量 沸點， 臨界溫度， 臨界壓強，Mpa 醋 酸 CH3COOH 60 118.1 321 5.786 甲 酸 HCOOH 46 100.8 乙 醛 CH3CHO 44 20.8 188 5.573 醋酸錳 Mn(CH3COO)2 172.94 水 H2O 18 100 374.3 22.048 醋酸甲酯 CH3COOCH3 74 57.1 233.8 4.691 三聚乙醛 (CH3CHO)3 132 124.4 亞乙基二醋酸酯 CH3CH(OCOCH3)

15、2 146 10.8 2.1.2醋酸水溶液氣-液平衡關系表 表2-2醋酸水溶液氣-液平衡關系表醋酸，分子%溫度t/醋酸，分子%溫度t/液相氣相液相氣相05.010.020.030.040.050.003.77.013.620.528.437.4100100.3100.6101.3102.1103.2104.460.070.080.090.095.010047.057.569.888.889.0100105.8 107.5110.1118.8115.4118.12.1.3水和醋酸的安托尼常數 表2-3 水和醋酸的安托尼常數常數ABC水醋酸7. 074066. 424521657. 461479.

16、 02227. 02216. 822.2 物料平衡 年產2.0萬噸/年乙酸，工作日330天。一年相當于7920小時。則每小時生產乙酸20000×1000kg/7920=2525.253kg/h根據消耗定額得每小時乙醛進料量為：1000/770=2525.253/m乙醛則m乙醛=1944.445kg/h所以選擇乙醛每小時進料量為2000kg/h2.3氧化塔物料衡算（1）氧化塔物料衡算中的已知數據 每小時通入氧化塔的乙醛量為10000kg/h 氧化過程中乙醛總轉化率為99. 3% 氧化過程中氧的利用率為98. 4% 氧化塔塔頂補充的工業氮使其濃度達到45% 未轉化的乙醛在氣液相中的分配率

17、（體積%） 氣相：34% 液相：66% 原料組成見表2-4 表2-4 原料組成原料乙醛%（質量）工業氧%（質量）工業氮%（質量）催化劑溶液%（質量）乙醛 99. 5醋酸 0. 1水 0. 3三聚乙醛0. 1氧氣 98氮氣 2氮氣 97氧氣 3醋酸 60醋酸錳 10水 30催化劑中醋酸錳用量為氧化塔進料乙醛重量的0. 08%氧化過程中乙醛的分配率 主反應 96% 副反應 1. 4% 0. 25% 0. 95% 1. 4%（2）反應式衡算 純乙醛量：2000×99. 5%=1990kg 主反應 96% a. 乙醛用量： 1990×0. 993×0. 96=1897.0

18、3kg b. 需用氧量(x) 44:16=1897.03:x x=689.83kg c. 生成醋酸量(y) 44:60=1897.03:y y=2586.86kg 副反應 1. 4% a. 乙醛用量：1990×0. 993×0. 014=27.66kg b. 需用氧量(x) 132:96=27.66:x x=20.12kg c. 生成醋酸量(y) 132:120=27.66:y y=25.15kg d. 生成甲酸量(z) 132:46=27.66:z z=9.64kg e. 生成水量(w) 132:18=27.66:w w=3.77kg f. 生成二氧化碳量(v) 132:

19、44=27.66:v v=9.22kg 副反應 0. 25% a. 乙醛用量：1990×0. 993×0. 0025=4.94kg b. 需用氧量(x) 132:32=4.94:x x=1.20kg c. 生成亞乙基二醋酸量(y) 132:146=4.94:y y=5.46kg d. 生成水量(z) 132:18=4.94:z z=0.67kg 副反應 0. 95% a.乙醛用量：1990×0. 993×0. 0095=18.77kg b.需用氧量(x) 88:48=18.77:x x=10.24kg c.生成醋酸甲酯量(y) 88:74=18.77:y

20、 y=15.78kg d.生成二氧化碳量(z) 88:44=18.77:z z=9.39kg e.生成水量(w) 88:18=18.77:w w=3.84kg 副反應 1. 4% a.乙醛用量：1990×0. 993×0. 014=27.66kg b.需用氧量(x) 88:160=27.66:x x=50.29kg c.生成水量(y) 88:72=27.66:y y=22.63kg d.生成二氧化碳量(z) 88:176=27.66:z z=55.32kg 根據反應式衡算出來的反應物總耗量及反應生成物總量如下： 反應掉的乙醛總量 2000×0. 995×

21、0. 993=1976.07kg 未轉化的乙醛量 2000×0. 995×0. 007=13.93kg （其中液相中乙醛含量13.93×0. 66=9.19kg 氣相中乙醛含量13.93×0. 34=4.74kg） 反應掉的氧氣總量 689.83+20.12+1.20+10.24+50.29=771.64kg 則所需工業氧氣量 771.64/（0.98*0.984）=800.19kg 其中： 氧氣=800.19×0. 98=784.19kg 氮氣=800.19×0. 02=16.00kg 所以未反應的氧氣=784.19-771.64=

22、12.55kg 反應生成物重量 醋酸：2586.86+25.15=2612.01kg 二氧化碳：9.22+9.39+55.32=73.93kg 水：3.77+0.67+3.84+22.63=30.91kg 甲酸：9.64kg 亞乙基二醋酸酯：5.46kg 醋酸甲酯：15.78kg（4）催化劑用量 已知催化劑溶液中醋酸錳用量為氧化塔進料乙醛重量的0.08%，催化劑中醋酸錳的含量為10%，設催化劑溶液用量為x0.0008×(2000+x)=0.1x x=16.13kg 其中： 醋酸錳 16.13×0. 1=1.61kg 水 16.13×0. 3=4.84kg 醋酸 1

23、6.13×0. 6=9.68kg（5）保安氮用量 設保安氮為xkg 塔頂干氣量計算： 氮氣：16+0. 97x 氧氣 ：12.55+0. 03x 二氧化碳：73.93kg 則 (16+0.97x)/(16+12.55+x+73.93)=0.45 x=57.93kg（其中氮氣：57.93×0. 97=56.19kg 氧氣：57.93×0. 03=1.74kg） 塔頂干氣量 氮氣: 16+0. 97x=72.1kg 氧氣: 12.55+0. 03x=14.29kg 二氧化碳: 73.93kg整理以上數據，列出氧化塔物料平衡結果，見表2-5表2-5氧化塔物料衡算結果出料

24、 醋酸 醋酸甲酯 水 亞乙基二醋酸 甲酸 乙醛 三聚乙醛 醋酸錳質量(kg) 2612.01 15.78 30.91 5.46 9.64 9.19 2.00 1.61含量% 96 0.8% 1.5 0.68 0.39 0.38 0.18 0.07圖2-1 氧化塔物料衡算圖 2.4 蒸發器物料衡算 圖2-2 蒸發器進出物料圖已知數據： F=2672.52kg/h （進料中醋酸錳含量） （完成液中醋酸錳含量）列衡算式： L=23.38kg/h W=2649.14kg/h2.5精餾塔T101物料衡算2.5.1原料液及塔頂，塔底產品的平均摩爾質量進料平均摩爾質量塔頂平均摩爾質量MD=0.7194

25、15;18+(1-0.7194) ×60=29.79塔底平均摩爾質量Mw=(1-0.0016) ×60+0.0016×18=59.932.5.2物料衡算已知數據： （1）進料流量2649.14kg/h （2）醋酸質量分數0. 968，水的質量分數0. 0154 （3）餾出液中醋酸含量3%，釜液中醋酸的回收率為98% （4）醋酸和水的摩爾質量分別為60kg/kmol和18kg/kmol進料組成 進料流量F=2649.14/57.88=45.77kmol/h列衡算式： =0. 97 =0. 98得： D=3.11kmol/h W=42.66kmol/h XD=0.71

26、94 Xw=0.0016即： D=3.11×29.79=92.65kg/h W=42.66×59.93=2556.61kg/h2.5.3塔頂，進料和塔釜溫度的計算塔頂溫度：100104 塔底溫度：117124 常壓精餾：P=101. 3kpa根據表2-3可得（1）求進料溫度假設泡點溫度為116.5對水： a對醋酸： a則 與x=0.0504十分接近，故假設t=116.5正確，故進料溫度為tF=116.5（2）塔頂溫度計算假設塔頂溫度為103.725同理：對水： PAs=115.5580kpa 對醋酸： PBs=64.6249kpa則x=(101.3-64.6249)/(11

27、5.5580-64.6249)=0.7201與XD=0.7194十分接近，故假設塔頂溫度為tD=103.725正確。（3）塔釜溫度計算假設塔釜溫度為117.85同理：對水： PAs=185.3532kpa 對醋酸： PBs=101.2045kpa則x=(101.3-101.2045)/(185.3532-101.2045)=0.0012與XW=0.0016十分接近，故假設塔釜溫度為tW=117.85正確2.5.4平均相對揮發度的計算塔頂：（AB）D=115.5580/6406249=1.7881進料：（AB）F=177.46/97.12=1.8272塔釜：（AB）W=185.3532/101.

28、2045=1.8315全塔平均相對揮發度：AB= =1.81552.5.5最小回流比的計算和適宜回流比的確定進料為泡點進料，所以q=1 根據公式 帶入已知數據，得Rmin=16.86 取 R=1.5Rmin=1.5×16.86=25.292.5.6最小理論塔板數確定Nmin=lg(xD/(1-xD) ×(1-xW)/xW)/lg-1=11.372.5.7全塔理論塔板數利用簡捷法計算理論塔板數 全回流時理論板層數 Nmin=lg(xD/(1-xD) ×(1-xW)/xW)/lg-1=11.37 則 (R-Rmin)/(R+1)=(26-16.86)/(26+1)=0

29、.3385 由化工原理P37吉利蘭圖 查得 (N-Nmin)/N+2=0.38 得N=19.56 精餾段理論板層數 Nmin=lg(xD/(1-xD) ×(1-xF)/xF)/lg-1=5.5 橫坐標 385不變，則縱坐標讀數也不變 既 N1=10.09 即精餾段理論板數為10.09.，提餾段理論板數為9.912.5.8實際塔板數和進料位置 板效率查石油化工基礎數據手冊以進料為計算基準，得表2-6表2-6 粘度數據表醋酸H2O0.95240.05040.39mPa·s0.208 mPa·s=0.9521×0.39+0.0504×0.208=0.

30、3818 mPa·s= 0.49×(1.8155×0.3818)-0.245=0.54塔內實際板數NP=NT/ET=19.56/0.54=36.22取實際板層數為37塊(不包括再沸器)精餾段和提餾段實際板數的確定NP精=NT精/ET=10.09/0.54=18.69取實際精餾段塔板數為19塊，提餾段實際板數為18塊，進料板的位置為由下往上數的第十九塊板2.6精餾塔T102的物料衡算已知數據：（1）進料流量F=2556.61kg/h （2）進料醋酸含量98%，釜殘液醋酸含量10%，成品醋酸含量99. 8% 列衡算式： 得： W=2281.86kg/h L=274.7

31、5kg/h2.7 醋酸回收塔物料衡算已知數據：（1）進料流量F=92.65+274.75=367.4kg/h （2）經回收后得到粗醋酸含量65%以上（按65%計算） （3）從精餾塔出來的醋酸含量20%，副產物中含5%的醋酸列衡算式： F=X+Y F×0. 2=0. 05X+0. 65Y得： X=236.19kg/h Y=131.21kg/h圖2-3醋酸回收塔進出物料圖3 精餾塔主要尺寸計算3.1精餾塔T101設備計算3.1.1操作壓強常壓精餾：P=101.3kpa3.1.2操作溫度 進料溫度：TF=116.5塔溫 塔頂溫度：TD=103.725 塔釜溫度：TW=117.85故精餾平均

32、操作溫度Tm=(116.5+103.725)/2=110.113 提鎦段平均操作溫度Tn=(116.5+117.85)/2=117.1753.1.3平均分子量塔頂平均分子量：y1=XD=0.7194 =1.8155由y=X/1+(-1)X得，X1=0.5854氣相平均分子量 MvD=0.7194×18+ (1-0.7194) ×60=29.79kg/kmol液相平均分子量 MLD=0.5854×18+(1-0.5854) ×60=35.41kg/kmol進料板平均分子量：XF=0.0504 則yF=0.0879氣相平均分子量 MVF=0.087

33、9×18+(1-0.0879) ×60=56.31kg/kmol液相平均分子量 MLF=0.0504×18+(1-0.0504) ×60=57.88kg/kmol塔釜平均分子量：XW=0.0016 yW=0.0029氣相平均分子量MVW=0.0029×18+(1-0.0029) ×60=59.88kg/kmol液相平均分子量MLW=0.0016×18+(1-0.0016) ×60=59.93kg/mol精餾段平均分子量氣相平均分子量：MVM=(29.79+56.31)/2=43.05 kg/mol液相平均分子量：M

34、LM=(35.41+57.88)/2=46.65 kg/mol提餾段平均分子量氣相平均分子量：MVN=(56.31+59.88)/2=58.095kg/kmol液相平均分子量：MLN=(57.88+59.93)/2=58.91kg/kmol3.1.4平均密度（參考化工原理上冊附錄圖7）表3-1 密度數據表溫度/醋酸/ kg/m3H2O/ kg/m3100105110115959.5952.5944.5939.5958.36954.5951.0946.5120930.5943.1經插值計算得表3-2 插值計算后密度數據表溫度/醋酸/ kg/m3H2O/ kg/m3塔頂103.725954.285

35、955.48進料116.5936.8945.48塔釜117.85934.37944.56 已知各組分在液相、氣相所占的比例，根據表2-2氣-液平衡關系，用插值法得，表3-3所示。 表3-3醋酸H2O液相氣相液相氣相進料質量分數0.9680.18860.01540.8114摩爾分數0.94960.06520.05040.9348塔頂質量分數0.65760.80690.34230.1931摩爾分數0.41460.55620.71940.4438塔釜質量分數0.99950.03320.00050.9668摩爾分數0.99840.01020.00160.9898(1) 塔頂密度的計算 液相平均密度：L

36、,D=1/(x醋酸/醋酸+x水/水)則L,D=1÷(0.6576÷954.285+0.3423÷955.48)=954.789 kg/m3氣相平均密度：M=M醋酸y醋酸+M水y水 V,D=TM/22.4TDM=60×0.8069+18×0.1931=51.89kg/kmolV,D=273.15×51.89÷22.4×(103.75+273.15)=1.679 kg/m3(2) 進料板密度的計算液相平均密度：L,F=1/(x醋酸/醋酸+x水/水)則L,F=1÷(0.968÷936.8+0.0154

37、÷945.48)=952.75 kg/m3 氣相平均密度：M=M醋酸y醋酸+M水y水 M=600.1886+18×0.8114=25.92 V,F=TM/22.4TFV,F=273.15×25.92÷22.4×(116.5+273.15)=0.8112 kg/m3(3) 塔釜密度的計算液相平均密度：L,w=1/(x醋酸/醋酸+x水/水)則L,w=1÷(0.9995÷934.37+0.0005÷944.56)=934.375 kg/m3氣相平均密度：M=M醋酸y醋酸+M水y水 M=60×0.0332+18&

38、#215;0.9668=19.39kg/kmolV,W=TM/22.4TWV,W=273.15×19.39/22.4×(273.15+117.85)=0.6047 kg/m3(4)精餾段和提餾段密度的計算精餾段：氣相平均密度：=12×(+)= 12×(0.8112+1.679)=1.2451(kg/m3)液相平均密度：=12×( + ) =12×(952.75+954.789)=953.7695(kg/m3)提餾段：氣相平均密度：=12×(+)= 12×(0.8112+0.6047)=0.70795(kg/m3)液

39、相平均密度：=12×( + ) =12×(952.75+934.375)=943.5625(kg/m3)3.1.5表面張力的計算（參考化工原理上冊附錄圖7）表3-4 表面張力數據表溫度/醋酸/ mN/mH2O/ mN/m10011019.9019.258.859.9012017.954.80經插值計算得表3-5 插值計算后表面張力數據表溫度/醋酸/mN/mH2O/ mN/m塔頂103.72519.6459.17進料116.518.3656.56塔釜117.8518.1855.90D=醋酸x醋酸+水x水=19.64×0.4146+59.17×0.7194=

40、50.83 mN/mF=醋酸x醋酸+水x水=18.36×0.9496+56.56×0.0504=20.29 mN/mW=醋酸x醋酸+水x水=18.18×0.9984+55.90×0.0016=18.24 mN/m精餾段：精=1/2（D+F）=1/2×（50.83+20.29）=35.56 mN/m提鎦段：提=1/2（F+W）=1/2×（20.29+18.24）=19.27 mN/m 表3-6 工藝條件列表精餾段提餾段平均密度氣相1.24510.70795(kg/m3)液相953.7695943.5625液體表面張力(mN/m)液相35

41、.5619.273.2精餾塔T101主要尺寸計算3.2.1流量的計算表3-7 相對分子質量數據表平均相對分子質量氣相液相精餾段43.0546.65提餾段58.09558.91(1) 進料：醋酸：Fx醋酸=2649.14×0.968=2564.3675(kg/h)=0.7123(kg/s)H2O：FxH2O=2649.14×0.0504=133.5167 (kg/h)=0.0371(kg/s)(2) 精餾段：氣相流量：V=(R+1) D=(25.29+1) ×3.11=81.7619 (kmol/h)=0.0227(kmol/s)=3519.8498(kg/h)=0

42、.9772(kg/s)VS=VMV/v=0.0227×43.05/1.2451=0.7849 m3/sVh=2825.64 m3/h液相流量：L=RD=25.29×3.11=78.6519(kmol/h)=0.0218(kmol/s)=3669.1111(kg/h)=1.017(kg/s)Ls=LML/L=0.0218×46.65÷953.7695=0.0011 m3/sLh=3.96 m3/h(3) 提餾段：氣相流量：V=V=81.7619(kmol/h)=0.0227(kmol/s)=3519.8498(kg/h)=0.9772(kg/s)VS=0.

43、7849 m3/sVh=2825.64 m3/h液相流量：L=L+F=78.6519+2649.14=2727.7919(kmol/h)=0.7877(kmol/s)=1.6069×105(kg/h)=46.4034(kg/s)LS=0.7877×58.91÷943.5625=0.04918 m3/sLh=177.048(m3/h)3.2.2塔徑的計算（1）計算公式D：塔徑（m）：塔內氣體流量u：空塔內氣速m/su=安全系數×：極限空塔氣速m/sC：負荷系數（可由史密.斯關聯圖查出）：分別為塔內氣液兩相密度=（2）精餾段計算：Ls/Vs*(L/v)0.5

44、=0.0011÷0.7849×(953.7695÷1.2451)0.5=0.03879取板間距HT=0.45m，取板上液層高度hL=0.05m則HT-hL=0.45-0.05=0.4m根據以上數據，由化工原理下冊p158圖37史密斯關聯圖查得：C20=0.08 其中精=35.56 mN/m則C=C20(精/20)0.2=0.08（35.56/20）0.2=0.08976所以umax=0.08976×(L-v)/ v0.5=0.08976×(953.7695-1.2451)/1.24510.5=2.4827m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速 u

45、=0.7umax=1.7379m/s所以塔徑 D=（4Vs/u）0.5=（4×0.7849÷3.14×1.7379）0.5=0.7585m按標準塔徑圓整后，取 D=0.8m塔截面積：AT=D2/4=3.14×0.82÷4=0.5024m2空塔氣速：u=VS/AT=0.7849÷0.5024=1.5623 m/s（3）提餾段計算：LS/ VS×(L/v)0.5=0.04918/0.7849×（943.5625÷0.70795）0.5=2.2875取板間距HT=0.6m，取板上液層高度hL=0.08m則HT-

46、 hL=0.6-0.08=0.52(m)根據以上數據，由化工原理下冊p158圖37史密斯關聯圖查得：C20=0.012由于物系表面張力為19.27mN/m，校正：C=C20(提÷20)0.2=0.012（19.27÷20）0.2=0.0119umax= C×(L-v)/ v0.5=0.0119×(943.5625-0.70795) ÷0.707950.5=0.4343m/s取安全系數為0.6，則空塔氣速 u=0.6umax=0.2606m/s所以塔徑 D=（4Vs/u）0.5=（4×0.7849÷3.14×0.26

47、06）0.5=1.9587m按標準塔徑圓整后，取 D=2m塔截面積：AT=D2/4=3.14×22÷4=3.14m2空塔氣速：u=VS/AT=0.7849÷3.14=0.2499m/s3.2.3塔板結構的設計(一) 精餾段板間距HT=0.45m,取板上液層高度hL=0.05m塔徑D=0.8m 根據塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，不設進口堰，塔板采用單溢流和分塊式組裝。(1) 溢流裝置堰長lW取堰長lW=0.8D,即lW=0.8×0.8=0.64(m)堰上液層高度hOWhOW =，取E1hOW =2.84/1000×1×（3.96 /

48、0.64）2/3=0.0096hOW>0.006m，符合要求。一般how不應小于6mm,以免液體在堰上分布不均。出口堰高hWhL=hW+hOW，即hW= hL- hOW=0.05-0.0096=0.0404m 降液管底隙高度 hoho=hw-0.006=0.0404-0.006= 0.0344(m) 弓形降液管寬度Wd和面積AfLw/D=0.8查化工原理下冊，圖3-12得Af/AT=0.15, AT=0.5024m2所以Af=0.0754 m2 Wd/D=0.2 D=0.8m所以Wd=0.2×0.8=0.16m 液體在液管中停留時間 = AfHT/ Ls=0.0754×

49、;0.45÷0.0011=30.8s停留時間>5s，故降液管尺寸可用。(2) 塔板布置及篩孔數目與排列因為D小于1.5m，所以取WS=0.06m WC=0.05m本設計中所處理的物系有腐蝕性，可選用的不銹鋼塔板，篩孔直徑 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 篩孔數目 其中 X=0.8/2-（0.16+0.06）=0.18 r=0.8/2-0.05=0.35則 Aa=0.2403 m2所以 n=1.55×0.2403÷0.0152=1655.4開孔率: (二) 提餾段板間距HT=0.6m,取板上液層高度hL=0.08m塔徑D=2m 根據塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，不設進口堰，塔板采用單溢流和分塊式組裝。(3) 溢流裝置堰長lW取堰長lW=0.8D,即lW=0.8×2=1.6(m)堰上液層高度hOWhOW =，取E1hOW =2.84/1000*1（177.0442 ÷1.6）2/3=0