年产5万吨丙酮工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产5万吨丙酮工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

XW—— 釜液中丙酮所占的质量分数， XW=； D=6945kg/h 由上述已知条件可以推知： F= kg/h W= kg/h 表 种类 进料流量（ kg/h） 出料流量（ kg/h） 釜液流量（ kg/h） 丙酮 水 总计 6945 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=； XD—— 出料时丙酮所占的质量分数， XD=； XW—— 釜液中丙酮所占的质量分数， XW=； D=由上述已知条件可以推知： 10 F=。 W=又由进料口苯酚的质量分数为 %，异丙苯的质量分数为 %，水的（含有 Na2SO4）的质量分数为 %；可以推出： 表 种类 进料流量（ kg/h） 出料流量（ kg/h） 釜液流量（ kg/h） 丙酮 苯酚 0 异丙苯 0 水 总计 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2=,则加入的硫酸质量为 ,加入水的质量为。 表 ： 种类 进口流量（ kg/h） 出口流量（ kg/h） CHP 0 丙酮 0 苯酚 0 异丙苯 水（添加） 硫酸（添加） 总计 中和槽的物料衡算： 有中和反应 知，需要加入 NaOH 的量为 2=，而加入水的量为 11 =表 ： 种类 进口流量（ kg/h） 出口流量（ kg/h） 丙酮 苯酚 异丙苯 水（添加） 硫酸（添加） 0 NaOH（添加） 0 总计 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 %的 CHP，可以推出进料口为，则进料口异丙苯的流量为 46455 =，进一步推出塔顶出口的异丙苯的流量为 = kg/h，塔底出口的异丙苯为 = kg/ : 表 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 0 异丙苯 总计 46455 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/： 12 表 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 空气 14670 0 0 尾气 0 11736 0 CHP 0 0 总计 58191 11736 46455 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 43521/12042= kg/h，苯为 43521/12078= kg/h. 表 烃化反应物料衡算 种类 反应流量（ kg/h） 产物流量（ kg/h） 丙 烯 0 苯 0 异丙苯 0 43521 总计 43521 43521 精丙酮塔能量衡算 已知丙酮露点温度 t=℃ ， 操作条件：塔顶 ℃ ，塔釜 ℃ ，进料温度 ℃ ，回流液温度 40℃ ，回流比为。 再沸器的热负荷 入 热量见表 13 表 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） 温度：（ ℃ ） 40 比热：（ kJ/kg℃ ） 热量 :（ kJ/h） 763950 Q 加热 Q 入 =Q 进料 +Q 回流液 +Q 加热 = ++763950 +Q 加热 = + Q 加热 表 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 温 度：（ ℃ ） 比热：（ kJ/kg℃ ） 潜热： (kJ/kg) 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加热 =161961993102174= 13094024kJ/h 即再沸器的热负荷为 13094024kJ/h. 已知水蒸气的汽化热为 kJ/kg 14 所以 ： 需蒸汽 G3 蒸汽 = 1 8 1 1 81 3 0 9 4 0 2 5  kg/h 冷却水用量计算 对热流体： Q 入 ＝ Q 产品精丙酮 +Q 回流液 = +763950= kJ/h Q 出 = Q 精甲醇 (液 )+Q 回流液 (液 ) =864180+10802253=11666433 kJ/h Q 传 = 11666433 (15%)－ = 8974799kJ/h 冷却水温： 20℃ 40℃ 所以：冷却水用量 G3 水 = 1 0 0 01 8 8 9 7 4 7 9 9 ）（ = 水 /h 15 第四章 主要设备计算及选型 精馏塔的各项操作参数的确定 操作压力 本设计为减压精馏，塔顶操作压力选为 55kPa， 塔底 101kpa. 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 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 摩尔物料物料衡算 已知： F= kg/h ， W= kg/h ， D=6945kg/h 质量分数： XF=； XD=； XW=； 丙酮M =, 水M =进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为 39。 Fx , 39。 Dx , 39。 Wx 39。 Fx = 4 4 ， 39。 Dx = ， 39。 Wx = 0 0 ， 进料平均相对分子质量 : FM =+()= 16 表 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） 质量分数 /% 摩尔流量 /(kmol/h) 摩尔分数 /% 温度 塔顶： 9  LDt LDt ℃  VDt VDt ℃ 塔釜： 0 01 0 0 0  Wt Wt ℃ 进料： 4 Ft Ft ℃ 精馏段平均温度： 1t = 2 FVD tt  = 2  =℃ 提馏段平均温度： 2t = 2  FW tt =℃ 平均密度的计算 已 知 : 混 合液密度： BBAA a a1L a :质量分率 (41) 混合气体密度：00V  M :为平均相对分子质量 (42) 精馏段： 01  液相组成 1x : 0 . 0 50 . 1 0 5 . 86 6 . 5 7 5 . 87 2 . 2 7 1  ,  17 汽相组成 1y : 0 . 6 2 40 . 7 5 5 5 . 86 6 . 5 7 5 . 87 2 . 2 7 1  y, .673y1  所以： ol4 4 . 9 8 k g / k m0 . 6 7 3 )(11 8 . 0 20 . 6 7 35 8 . 0 8M ol2 0 . 6 2 k g / k m0 . 0 6 5 )(11 8 . 0 20 . 0 6 55 8 . 0 8M V1L1   提馏段： 02  液相组成 2x : 0 . 0 10 2 . 7100 9 2 . 79 3 . 6 7  ,  汽相组成 2y : 0 . 2 5 30 0 . 2 5 3y9 2 . 71 0 0 9 2 . 79 3 . 6 7  ,  所以： l2 6 . 9 3 k g / m o0 . 2 1 9 )(11 8 . 0 20 . 2 1 95 8 . 0 8M ol1 8 . 3 8 k g / k m0 . 0 0 9 )(11 8 . 0 20 . 0 0 95 8 . 0 8M V2L2   求在 1t 与 2t 下的丙酮和水的密度 : 01  : 331 k g /m100 . 7 4 2ρ 丙酮 9 83 . 1ρ 607 2. 2 79 83 . 19 77 . 8 6070水1  ， 3水1  02  : 332 k g /m100 . 7 2 1ρ 丙酮 971 . 8ρ 8093. 67971 . 8965 . 3 8090水2  ， 3水2  精馏段： 液相密度：    9 7 6 . 6 00 . 4 4 817 4 2 1 8 . 0 20 . 0 6 515 8 . 0 80 . 0 6 55 8 . 0 80 . 0 6 5ρ 1L1  , 解得： 3L1 /ρ  汽相密度： 18 3V1 1 . 5 9 k g / m7 2 . 2 7 )( 2 7 3 . 1 52 2 . 4 2 7 3 . 1 54 4 . 9 8ρ   提馏段： 液相密度：    9 6 3 . 00 . 1 0 3 017 2 1 1 8 . 0 20 . 0 0 915 8 . 0 80 . 0 0 95 8 . 0 8 /0 . 0 0 9ρ 1L2 , 解得： 3L2 /ρ  汽相密度：   3V2 0 . 9 0 k g / m9 3 . 6 72 7 3 . 1 52 2 . 4 2 7 3 . 1 52 6 . 9 3ρ   平 均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即： iiLm σxσ  (43) 精馏段： 由前面计算有： 01  ,此时  查物系数据表可知： mmN1 8 .0σ 1 丙酮 70σ 707 2 . 2 76 4 3 . 56 6 2 . 2 7060   ， mmN6 5 .7 6σ 水   mmN6 2 . 6 66 5 . 7 60 . 0 6 511 8 . 00 . 0 6 5σ 精 提馏段： 由前面计算有： 02  ,此时  查物系数据表可知： mmN1 6 .4 9σ 2 丙酮 80σ 809 3 . 6 76 2 5 . 96 0 7 . 2 8090   ， 水 19   mmN5 4 . 1 05 4 . 4 40 . 0 0 911 6 . 4 9。