ⅢⅣ年產(chǎn)500噸環(huán)戊酮生產(chǎn)工藝設(shè)計(jì)目錄TOC\o"1-3"\h\z1引言 11.1產(chǎn)品簡(jiǎn)介 11.1.1產(chǎn)品名稱、結(jié)構(gòu)、理化性質(zhì) 11.1.2產(chǎn)品用途 11.2發(fā)展背景 21.3設(shè)計(jì)內(nèi)容 21.4設(shè)計(jì)依據(jù) 22生產(chǎn)方案和工藝流程 32.1生產(chǎn)工藝方案 32.1.1合成方法 32.1.2工藝方案選擇 42.2工藝流程設(shè)計(jì) 42.2.1工藝流程 42.2.2原、輔料及產(chǎn)品性質(zhì) 52.2.3反應(yīng)原理 52.2.4工藝流程圖 63物料衡算及能量衡算 63.1物料衡算 63.1.1合成工序 73.1.2堿洗工序 83.1.3脫水工序 103.1.4精餾工序 103.2能量衡算 123.2.1化料工序 123.2.2合成工序 143.2.3堿洗工序 183.2.4精餾工序 184設(shè)備選型及計(jì)算 244.1設(shè)備選型與計(jì)算原則 244.2生產(chǎn)設(shè)備選型及計(jì)算 244.2.1化料設(shè)備 244.2.2合成工序設(shè)備 254.2.3堿洗設(shè)備 274.2.4脫水工序設(shè)備 284.2.5精餾工序設(shè)備 284.3精餾塔的設(shè)計(jì) 314.3.1精餾塔板數(shù) 314.3.2精餾塔工藝條件確定 334.3.3塔與塔板的計(jì)算 394.3.4塔板流體力學(xué)的計(jì)算與校核 444.3.5氣液負(fù)荷性能圖 47結(jié)論 49參考文獻(xiàn) 50致謝 51附錄 51PAGE41引言1.1產(chǎn)品簡(jiǎn)介1.1.1名稱、結(jié)構(gòu)、理化性質(zhì)1、名稱環(huán)戊酮國(guó)際編號(hào)：33590。CASNo：120-92-3。2、結(jié)構(gòu)OO分子式：C5H8O。3、理化性質(zhì)外觀及性能：有薄荷香味的液體。折射率：1.4366。熔點(diǎn)：-58.2℃。沸點(diǎn)：130.6℃。相對(duì)分子量：84.12?？扇苄裕何⑷苡谒?，能與乙醇、乙醚任意比例互溶。1.1.2產(chǎn)品用途環(huán)戊酮是一種用途廣泛的重要化工原料，在醫(yī)藥領(lǐng)域和香料領(lǐng)域有著廣泛的應(yīng)用，可制備新型香料氫茉莉酮酸甲酯、白蘭酮[1]、抗焦慮藥鹽酸丁螺環(huán)酮[2]、殺蟲劑、除草劑等產(chǎn)品，因?yàn)槠淇梢匀芙舛喾N樹脂，所以高純度的環(huán)戊酮在電子行業(yè)作為溶劑廣泛使用[2~4]。1.2發(fā)展背景目前世界上90%的環(huán)戊酮的主要生產(chǎn)方法是己二酸熱分解法，最早是由Thorpe和Kon發(fā)現(xiàn)的。Thorpe和Kon以己二酸作為原料，氫氧化鋇作為催化劑，在高溫環(huán)境下，己二酸分子內(nèi)部發(fā)生脫羧閉環(huán)反應(yīng)，生成環(huán)戊酮。1970年左右，日本Zeon公司將石油工業(yè)副產(chǎn)物C5餾分分解出環(huán)戊二烯，再通過加氫反應(yīng)生成環(huán)戊烯，然后通過Wacker型催化體轉(zhuǎn)化為環(huán)戊酮。到了21世紀(jì)，德國(guó)Starokon開發(fā)出環(huán)戊烯液相氧化法，,沒有任何催化劑的使用，采用N2O為氧化劑生產(chǎn)環(huán)戊酮[5]。本設(shè)計(jì)采用應(yīng)用最為廣泛的己二酸熱分解法。1.3設(shè)計(jì)內(nèi)容本設(shè)計(jì)采用己二酸熱分解法，用氫氧化鈉代替氫氧化鋇生產(chǎn)環(huán)戊酮，設(shè)計(jì)具體為以下五個(gè)方面：工藝流程設(shè)計(jì)物料和能量衡算關(guān)鍵設(shè)備設(shè)計(jì)生產(chǎn)工藝流程圖和車間設(shè)備布置圖1.4設(shè)計(jì)依據(jù)1、《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)（第四版）》（中國(guó)石化集團(tuán)上海工程有限公司編）2、《化工原理（第三版）》（柴誠(chéng)敬、賈紹義編）3、《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)》（盧煥章等編）4、《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)（續(xù)編）》（馬沛生等編）5、《化工裝置設(shè)備布置設(shè)計(jì)規(guī)定》（HG/T20546-2009）6、以及其他有關(guān)法律規(guī)范。2生產(chǎn)方案及工藝流程2.1生產(chǎn)方案目前環(huán)戊酮行業(yè)的生產(chǎn)工藝主要有三種：1、己二酸熱分解法；2、環(huán)戊烯催化氧化法；3、環(huán)戊烯液相氧化法。2.1.1合成方法1、己二酸熱分解法反應(yīng)方程式：2COOH(C工藝流程：取適量的己二酸，再加入一定量的氫氧化鋇，混合均勻，在280℃下反應(yīng)生成環(huán)戊酮?dú)怏w，冷凝，用40%的氫氧化鈉溶液洗滌，除去己二酸，再用清水洗滌兩次，除去鈉鹽，然后脫水，精餾，收集130℃下的餾分，即環(huán)戊酮，產(chǎn)率約為70-80%[6]。此方法產(chǎn)工序簡(jiǎn)單，環(huán)戊酮純度可達(dá)99.9%，但環(huán)戊酮產(chǎn)率偏低，伴隨有大量副產(chǎn)物產(chǎn)出。2、環(huán)戊烯催化氧化法反應(yīng)方程式：++PdCl2/CuCl2C2H5OHO環(huán)戊烯環(huán)戊酮環(huán)戊烯催化氧化是以環(huán)戊烯為原料，PdCl2/CuCl2為催化劑，乙醇為溶劑，在均相條件下合成環(huán)戊酮。環(huán)戊烯的轉(zhuǎn)化率可達(dá)98.2%，選擇性僅為70.1%。在該方法中，氧氣壓力對(duì)PdCl2/CuCl2的催化效果有很大影響。當(dāng)氧氣分壓為490.3kPa時(shí)，環(huán)戊烯幾乎全部沒有剩余[7]。由于此工藝是在均相條件下反應(yīng)，產(chǎn)物難以分離，且重金屬離子參與，會(huì)造成環(huán)境污染，生產(chǎn)成本較大。3、環(huán)戊烯液相氧化法反應(yīng)方程式：+

+

+280℃/28MPaO環(huán)戊烯環(huán)戊酮該工藝在溫度為280℃，壓力為28MPa時(shí)，將環(huán)戊烯和N2O通入反應(yīng)器，原料比為環(huán)戊烯：N2O=24:125，結(jié)果環(huán)戊烯的單程轉(zhuǎn)化率為19.9%，N2O的轉(zhuǎn)化率為99.6%，沒有參加反應(yīng)的原料可重復(fù)利用[8]。該工藝可減少N2O的排放，緩解溫室效應(yīng)，但反應(yīng)所需要的壓強(qiáng)很大，對(duì)設(shè)備的材質(zhì)有很高的要求，增加了生產(chǎn)成本。2.1.2工藝方案選擇通過對(duì)以上各種方法的分析和研究，本設(shè)計(jì)采用對(duì)己二酸熱分解法，并加以改進(jìn)，用NaOH替代Ba(OH)2作為催化劑，適當(dāng)增加反應(yīng)產(chǎn)出，有效降低有毒物質(zhì)生成，大大降低生產(chǎn)成本。2.2工藝流程設(shè)計(jì)2.2.1工藝流程1、化料工序?qū)?020kg固體己二酸添加到化料罐中，加熱至180℃，使己二酸完全熔化[9]。該過程主要是固態(tài)的己二酸轉(zhuǎn)化為熔融狀態(tài)，這樣有利于熱解反應(yīng)的發(fā)生。將2020kg的固體己二酸添加到化學(xué)槽中并加熱至180℃使己二酸完全融化。該過程主要是固體己二酸進(jìn)入熔融狀態(tài)，有利于熱解反應(yīng)的發(fā)生。2、合成工序?qū)?0kgNaOH固體粉末加入到熱解釜中，再用氮?dú)鈱⒒瞎拗腥廴诘募憾釅喝霟峤飧校脤?dǎo)熱油加熱至260℃[10]。己二酸在260℃下經(jīng)NaOH催化，反應(yīng)生成環(huán)戊酮，并且環(huán)戊酮此時(shí)為氣體，可冷凝收集至收集罐。反應(yīng)總時(shí)長(zhǎng)為8h，未反應(yīng)的殘?jiān)械綇U品倉(cāng)庫(kù)。投料比：己二酸：氫氧化鈉=202:3主反應(yīng)方程式：2COOH(CH副反應(yīng)方程式：23、堿洗工序?qū)⑸傻沫h(huán)戊酮粗產(chǎn)品轉(zhuǎn)移到堿洗釜中，靜置分層，將水層排出后，再用75kg40%的堿液洗滌，靜置分層后將水層排出，之后用10kg的水清洗兩次有機(jī)層，靜置后排出[11]。4、脫水工序?qū)A洗工序中的有機(jī)層用泵轉(zhuǎn)移到脫水罐中，再加入5kg無水CaCl2吸收環(huán)戊酮中的水分，過濾，濾液轉(zhuǎn)移至粗產(chǎn)品罐[12]。5、精餾工序?qū)⒋之a(chǎn)品轉(zhuǎn)移至預(yù)熱釜加熱至135℃后，進(jìn)入精餾塔精餾，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料溫度為135℃。塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻至30℃，并收集到產(chǎn)品接收罐，然后裝桶[13]。2.2.2原、輔料及產(chǎn)品性質(zhì)本設(shè)計(jì)所涉及的物料性質(zhì)見下表：2.2.3反應(yīng)原理反應(yīng)機(jī)理[14]見下圖：圖1圖1己二酸制備環(huán)戊酮可能的反應(yīng)機(jī)理2.2.4工藝流程圖圖2圖2工藝流程圖靜置分層靜置分層去廢水處理池己二酸化料環(huán)戊酮的合成固體NaOH固體殘?jiān)腆w倉(cāng)庫(kù)堿洗40%堿液靜置分層廢水罐水洗水干燥無水CaCl2過濾精餾產(chǎn)品3物料衡算及能量衡算3.1物料衡算本設(shè)計(jì)為年產(chǎn)500噸環(huán)戊酮生產(chǎn)工藝初步設(shè)計(jì)，預(yù)計(jì)在250個(gè)生產(chǎn)批次內(nèi)完成。每個(gè)批次生產(chǎn)2噸（含量99.9%），可在兩套生產(chǎn)裝置內(nèi)完成，每套生產(chǎn)1噸。下面對(duì)各工序計(jì)算進(jìn)行說明：化料工序：是將固體己二酸加熱至180℃熔融，過程中沒有損耗。合成工序：由于己二酸與NaOH含量較高，有6.8%的己二酸發(fā)生副反應(yīng)生成2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮，有5.2%的己二酸沒有參加反應(yīng)，收率為88%。堿洗工序：是洗去粗產(chǎn)品中的己二酸，收率為99.7%。脫水工序：是用無水CaCl2脫除掉粗產(chǎn)品中少量的水，過程中環(huán)戊酮沒有損耗，收率為100%。精餾工序：是對(duì)環(huán)戊酮進(jìn)行分離，收率為99.9%。3.1.1合成工序反應(yīng)方程式：2COOH(C分子量：292.2884.124418投料比(W%)：己二酸：NaOH=202:3反應(yīng)中約有6.8%的己二酸轉(zhuǎn)化為2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮。分子量：168.24150.225488環(huán)戊酮合成反應(yīng)物料為己二酸和NaOH，產(chǎn)率為88%，一次反應(yīng)共投入己二酸2020kg、NaOH30kg，凈含量分別為99%、98%。己二酸使用量：2020×0.99=1999.8kgNaOH使用量：30×0.98=29.4kg原料所含雜質(zhì)的量：2020×0.01+30×0.02=20.8kg己二酸的反應(yīng)量：1999.8×（0.88+0.068）=1895.81kg己二酸的剩余量：1999.8×0.052=103.99kg剩余的己二酸在堿洗工序中被堿液除去。環(huán)戊酮的生成量：1999.8×(0.88?0.068)÷146.14×0.88=1012.98kg2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的生成量：1999.8×0.068×150.22H2O的生成量：1999.8×18.02C2O的總生成量：1999.8×44反應(yīng)過程中NaOH作為催化劑，沒有損耗。上述可得本工序物料平衡表：表2合成工序物料平衡表物料反應(yīng)前的量（kg）反應(yīng)后的量（kg）己二酸1999.8103.99NaOH29.429.4環(huán)戊酮01012.982-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮069.89H2O0242.15C2O0570.79雜質(zhì)20.820.8總計(jì)205020503.1.2堿洗工序本工序中含有103.99kg己二酸，1012.97kg環(huán)戊酮，69.89kg2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮，242.15kgH2O。用75kg40%的堿液洗滌，之后分別用10kg水清洗兩次，共計(jì)向堿洗釜中加入30kgNaOH、65kgH2O。己二酸與少量NaOH反應(yīng)生成一鈉鹽：若NaOH過量，則一鈉鹽繼續(xù)與NaOH反應(yīng)生成二鈉鹽：若己二酸全部轉(zhuǎn)化為一鈉鹽，則需要NaOH的量：103.99×40即NaOH全部轉(zhuǎn)化為鈉鹽與H2O，且沒有剩余。堿洗工序中，H2O的生成量：30×18.02生成鈉鹽的量：103.99+30?13.52=120.47kg堿洗工序的產(chǎn)率為99.7%，堿洗釜內(nèi)環(huán)戊酮的剩余量：1012.98×0.997=1009.94kg除去的環(huán)戊酮的量：1012.98－1009.94=3.04kg堿洗釜內(nèi)2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的剩余量：69.89×0.997=69.68kg除去的2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的量：69.89－69.68=0.21kg同時(shí)釜內(nèi)會(huì)有少量的H2O殘留，可估算為有機(jī)物的0.1%，殘留的H2O的量為：(1009.94+69.68)×0.001=1.08kg排去的H2O的量：242.15+13.52+65－1.08=319.59kg根據(jù)上述計(jì)算可得堿洗工序物料平衡表：表3堿洗工序物料平衡表物料進(jìn)料量（kg）出料量（kg）堿洗釜廢水罐環(huán)戊酮1012.981009.943.042-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮69.8969.680.21己二酸103.9900NaOH3000鈉鹽00120.47H2O307.151.08319.59總計(jì)1524.011080.7443.313.1.3脫水工序該工序主要是用無水CaCl2吸收粗產(chǎn)品中少量的H2O，再把含有結(jié)晶水的CaCl2過濾去除。該過程損耗可忽略不計(jì)。表4脫水工序物料平衡表物料進(jìn)料量（kg）出料量（kg）液相固相環(huán)戊酮1009.941009.9402-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮69.8969.680無水CaCl2500H2O1.0800結(jié)晶水CaCl2固體006.08總計(jì)1085.71079.626.081085.73.1.4精餾工序環(huán)戊酮與副產(chǎn)物2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮進(jìn)入精餾塔進(jìn)行精餾分離，塔頂?shù)玫降沫h(huán)戊酮含量不得低于99.9%，塔底得到的環(huán)戊酮含量不得高于2%。用連續(xù)精餾法進(jìn)行精餾，精餾時(shí)間為2h。為了方便計(jì)算，環(huán)戊酮用“A”表示，2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮用“B”表示，原料液用“AB”表示。具體計(jì)算過程如下：一次生產(chǎn)中進(jìn)料1079.62kg，精餾時(shí)間為2小時(shí)，一個(gè)精餾塔原料液的進(jìn)料量為：1079.62原料液中環(huán)戊酮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：ω原料液的平均摩爾質(zhì)量為：M原料液的流量為：F=原料液中環(huán)戊酮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)ωAX塔頂餾出液中環(huán)戊酮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)ωA1X塔底中環(huán)戊酮的質(zhì)量分?jǐn)?shù)ωA2X根據(jù)精餾塔物料衡算：F=D+WF則代入數(shù)據(jù)得：6.235=D+W6.235×0.963=0.9994D+0.0352W可得：D=6kmol/?W=0.235kmol/?塔頂餾出液中環(huán)戊酮的質(zhì)量流量為：6×99.94%×84.12=504.42kg/?塔底中環(huán)戊酮的質(zhì)量流量為：1009.94由此可得精餾塔物料衡算表表5精餾工序物料衡算表物料進(jìn)料量（kg）塔頂（kg）塔底（kg）環(huán)戊酮1009.941008.841.12-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮69.891.0168.67總計(jì)1079.621009.8569.77總計(jì)1079.621085.7由上述計(jì)算可得，一個(gè)生產(chǎn)批次可得環(huán)戊酮（含量≥99.9%）的量為：1009.85×每年生產(chǎn)250天，年產(chǎn)量為：2019.7×2503.2能量衡算根據(jù)能量守恒定律對(duì)以下每個(gè)單元設(shè)備進(jìn)行能量衡算，可以用下式進(jìn)行表示：Q式中：Q1：物料自帶的熱量，kJQ2：導(dǎo)熱油或冷卻水與系統(tǒng)交換的熱量，kJQ3：反應(yīng)過程生成或吸收的熱量，kJQ4：物料出設(shè)備時(shí)帶走的熱量，kJQ5：擴(kuò)散到外部環(huán)境的熱量，kJ3.2.1化料工序化料釜化料釜B（185℃）185導(dǎo)熱油（240℃）185導(dǎo)熱油AA：己二酸（25℃，固態(tài)）B：己二酸（180℃，液態(tài)）化料工序中將固態(tài)己二酸加熱至180℃熔融狀態(tài)。己二酸固體的熔點(diǎn)為153℃，加熱過程可分為己二酸固體由25℃到153℃，己二酸在153℃下融化，液態(tài)己二酸由153℃到180℃。1、Q1的計(jì)算Q=固體己二酸比熱容無法查詢，可用采用Missenard法進(jìn)行估算：C=式中：niciM——摩爾質(zhì)量，kg/kmol查詢相關(guān)資料，見下表：表6元素原子的摩爾熱容當(dāng)物質(zhì)為固體時(shí)，各原子的Ca近似值kcal（kmol?℃）原子CHOSN其它Ca1.82.34.05.52.66.2當(dāng)物質(zhì)為液體時(shí)，各原子的Ca近似值kcal（kmol?℃）原子CHOSN其它Ca2.84.36.07.42.68.0由上述數(shù)據(jù)可計(jì)算出固體己二酸的平均比熱容為：CQ2、Q3的計(jì)算153℃時(shí)己二酸由固態(tài)變?yōu)橐簯B(tài)。已知，己二酸的熔化熱為126.03kJ/kg。轉(zhuǎn)化過程吸熱，Q3為負(fù)Q3、Q4的計(jì)算由上可知己二酸固體的平均熱容為1.43kJ/(kg?℃)；153℃到260℃己二酸為液體，查資料[15]可知，己二酸液體的平均比熱為2.50kJ/(kg?℃)。Q4、該工序損失的熱量Q5的計(jì)算Q5、導(dǎo)熱油為物料提供的熱量Q2的計(jì)算Q6、導(dǎo)熱油的使用量本設(shè)計(jì)選用YD-300型號(hào)導(dǎo)熱油，查詢YD-300型號(hào)導(dǎo)熱油的平均比熱容為2.434kJ/(kg?℃)，故導(dǎo)熱油的使用量為：m=3.2.2合成工序可分為反應(yīng)過程和蒸汽冷卻過程兩個(gè)過程來計(jì)算。1、反應(yīng)過程己二酸（1己二酸（180℃）化料釜BCO2（280℃）185導(dǎo)熱油（300℃）185導(dǎo)熱油AH2ONaOH（25℃）A：環(huán)戊酮（260℃，氣態(tài)）B：2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮（260℃，氣態(tài)）導(dǎo)熱油下將180℃的液態(tài)己二酸加熱至260℃，發(fā)生熱解反應(yīng)，得到產(chǎn)品環(huán)戊酮，副產(chǎn)物2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮、H2O和CO2。已知各物質(zhì)平均比熱容和汽化熱如下表：表7各物質(zhì)的平均比熱容和汽化熱名稱平均比熱容kJ/(kg?℃)汽化熱kJ/kg環(huán)戊酮2.11440.32H2O4.22259.7己二酸氣體230585.36NaOH1.49—二氧化碳0.84—2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮1.58339.5Q1的計(jì)算己二酸的進(jìn)料量為2020kg，Q1，己二酸與化料工序的QQNaOH的進(jìn)料量為30kg，平均比熱容為1.49kJ/(kg?℃)，則：QQ2）Q4的計(jì)算此工序共生成環(huán)戊酮1012.98kg，2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮69.89kg，H2O242.15kg，二氧化碳570.79kg，大約有103.99kg己二酸被環(huán)戊酮帶走。NaOH、NaOH中的雜質(zhì)及己二酸中得雜質(zhì)40.2kg均留在釜中。己二酸所含熱量：水所含熱量：Q環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q二氧化碳所含熱量：Q反應(yīng)釜內(nèi)剩余物所含熱量：QQ3）Q3的計(jì)算約有1759.82kg己二酸反應(yīng)生成為環(huán)戊酮，約有136kg己二酸反應(yīng)生成為副產(chǎn)物2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮。已知：己二酸的燃燒熱為2580kJ/mol，環(huán)戊酮的燃燒熱為2697.97kJ/mol。2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的燃燒熱為：5453.5kJ/mol正副反應(yīng)均為吸熱反應(yīng)，Q3為負(fù)值。Q4）反應(yīng)過程損失熱量Q5的計(jì)算Q5）導(dǎo)熱油為設(shè)備反應(yīng)提供的熱量Q2的計(jì)算Q6）導(dǎo)熱油循環(huán)用量的計(jì)算導(dǎo)熱油的循環(huán)用量為：m=Q2、蒸汽冷卻過程蒸汽蒸汽化料釜（33℃）185循環(huán)水（25℃）185循環(huán)水液體（35℃）1）Q1的計(jì)算Q1為反應(yīng)過程中的蒸汽輸出相同。Q2）Q3的計(jì)算冷卻過程為放熱過程，Q3為正值。水冷凝放出的熱量：Q環(huán)戊酮冷凝釋放的熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮冷凝釋放的熱量：Q己二酸冷凝釋放的熱量：QQ3）Q4的計(jì)算環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q己二酸所含熱量：Q水所含熱量：Q二氧化碳所含熱量：QQ4）Q5的計(jì)算Q5）冷卻器負(fù)荷熱量Q2的計(jì)算Q6）冷卻水的使用量冷卻水吸收的熱量為8690096.9kJ，冷卻水使用量為：m=3.2.3堿洗工序堿洗工序是為了產(chǎn)物中殘留的己二酸。利用NaOH與己二酸發(fā)生中和反應(yīng)，共生成H2O13.52kg。查詢資料得己二酸的中和熱為56.0kJ/mol。反應(yīng)放熱為：Q=3.2.4精餾工序1、精餾塔預(yù)熱器預(yù)熱釜預(yù)熱釜B（155℃）185導(dǎo)熱油（175℃）185導(dǎo)熱油A1009.94kg的環(huán)戊酮、69.68kg的2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮。A：25℃B：135℃進(jìn)料物料所含熱量Q1的計(jì)算Q=mct環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q物料所含總熱量：Q出料物料所含熱量Q4的計(jì)算環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q物料所含總熱量：QQ3的計(jì)算預(yù)熱過程中物料氣化吸熱，Q3為負(fù)值。Q=mr環(huán)戊酮相變吸收的熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮相變吸收的熱量：Q物料氣化總熱量：Q損失熱量Q5的計(jì)算Q預(yù)熱器提供熱量Q3的計(jì)算Q導(dǎo)熱油循環(huán)用量的計(jì)算導(dǎo)熱油的循環(huán)用量為：m=2、冷凝過程冷凝釜冷凝釜液相（45℃）185冷卻水（25℃）185冷卻水氣相塔頂餾出液環(huán)戊酮DA為1008.84kg，則環(huán)戊酮的冷凝液為：(R+1)塔頂餾出液2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮DB為1.01kg，則2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的冷凝液為：(R+1)冷凝前后的溫度不變，只發(fā)生了相變，冷凝過程放出的總熱量就是物料相變的熱量。1）進(jìn)料自帶的熱量Q1的計(jì)算Q=環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q物料所含總熱量：Q2）出料物料所含熱量Q4的計(jì)算環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q物料所含總熱量：Q3）Q3的計(jì)算冷凝過程中物料液化放熱，Q3取正值。Q=mr環(huán)戊酮相變熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮相變熱量Q物料液化放出總熱量Q4）損失熱量Q5的計(jì)算Q5）冷凝器吸收的熱量Q3的計(jì)算Q6）冷卻水循環(huán)用量的計(jì)算冷卻水的循環(huán)用量為：m=Q3、冷卻過程冷卻器冷卻器液相餾出物（135℃）（25℃）185冷卻水（20℃）185冷卻水液相餾出物（30℃）進(jìn)料自帶的熱量Q1的計(jì)算Q=環(huán)戊酮自帶的熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮自帶的熱量：Q物料自帶的總熱量：Q出料物料所含熱量Q4的計(jì)算環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量Q物料所含總熱量：Q3）Q3的計(jì)算Q4）損失熱量Q5的計(jì)算Q5）冷卻器熱負(fù)荷Q2的計(jì)算Q6）冷卻水循環(huán)用量的計(jì)算冷卻水的循環(huán)用量為：m=4、再沸過程再沸器再沸器再沸氣體（240℃）185導(dǎo)熱油（250℃）185導(dǎo)熱油塔底液體餾出液塔釜大部分為2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮，再沸過程的溫度可近似視為2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的沸點(diǎn)231.8℃。1）進(jìn)料自帶的熱量Q1的計(jì)算Q=環(huán)戊酮自帶的熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮自帶的熱量：Q物料自帶的總熱量：Q2）出料物料所含熱量Q4的計(jì)算環(huán)戊酮所含熱量：Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮所含熱量：Q物料所含總熱量：Q3）Q3的計(jì)算再沸過程中物料氣化吸熱，Q3取負(fù)值。Q=mr環(huán)戊酮相變熱量Q2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮相變熱量Q物料氣化總熱量Q4）損失熱量Q5的計(jì)算Q5）預(yù)熱器提供熱量Q3的計(jì)算Q6）導(dǎo)熱油使用量導(dǎo)熱油使用量為：m=4設(shè)備選型及計(jì)算4.1設(shè)備選型與計(jì)算原則設(shè)備選型的主要原則有：1、選用的設(shè)備具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、操作簡(jiǎn)便的優(yōu)點(diǎn)，必須符合相關(guān)法律法規(guī)，滿足工藝要求；2、選用的設(shè)備具有節(jié)能、高效的特點(diǎn)；3、選用的設(shè)備采購(gòu)、加工、維護(hù)方便，節(jié)約成本，經(jīng)濟(jì)合理；4、選用的設(shè)備具有一定的通用性和適用性，質(zhì)量穩(wěn)定，安全生產(chǎn)。4.2生產(chǎn)設(shè)備選型及計(jì)算本設(shè)計(jì)為兩套相同的生產(chǎn)設(shè)備，因此設(shè)備選型跟據(jù)一套生產(chǎn)裝置生產(chǎn)一個(gè)批次來選型。主要用下面公式進(jìn)行計(jì)算：ε=n 式中，Vd——物料體積m3；Va——設(shè)備容積m3；np——設(shè)備臺(tái)數(shù)；ε——裝料系數(shù)；對(duì)于不起泡的生產(chǎn)過程，ε取0.7~0.8；對(duì)于起泡的生產(chǎn)過程過程，ε取0.4~0.6；儲(chǔ)存或者計(jì)量設(shè)備的ε一般取0.85~0.9。4.2.1化料設(shè)備1、化料釜的選取化料過程過程為不起泡生產(chǎn)過程，取ε=0.75。物料體積為：V根據(jù)公式nPV因?yàn)榛瞎ば驕囟炔▌?dòng)幅度較大，且具有腐蝕性，因此選擇不銹鋼材質(zhì)。兩套生產(chǎn)裝置共需選取4臺(tái)化料釜，經(jīng)查找選擇容積為1000L，公稱壓力為1.6MPa的鋼制不銹鋼釜，其公稱直徑為1000mm，傳熱面積為4.54m2。1）裝料系數(shù)校核每個(gè)批次生產(chǎn)兩批產(chǎn)品，每套裝置投入的己二酸的體積為1485L，平均分配到2臺(tái)化料釜中。則實(shí)際裝料系數(shù)為：ε=14852）傳熱面積校核已知將己二酸液化需提供的熱量為1098540.6kJ，化料過程為1h，則一個(gè)化料釜提供的熱量為1098540.6取傳熱系數(shù)K=1000W/(mΔΔ由Q＝KSΔtS=Q4.2.2合成工序設(shè)備1、熱解釜的選取熱解釜內(nèi)投入的己二酸和NaOH，故體積為：V熱解釜的裝料系數(shù)ε取0.4。根據(jù)公式nPV2套裝置共計(jì)2臺(tái)，經(jīng)查找選擇容積為2000L，公稱壓力為1.6MPa鋼制不銹鋼釜，其公稱直徑為1200mm，傳熱面積為7.02m2。1）裝料系數(shù)校核合成工序的物料的體積為1499.4L，平均添加到2臺(tái)2000L的熱解釜中。則實(shí)際裝料系數(shù)為：ε=1499.42）傳熱面積校核已知合成工序需要的熱量為9310389.85kJ，反應(yīng)時(shí)間為8h，每臺(tái)釜的傳熱速率：Q=設(shè)計(jì)取傳熱系數(shù)K=1000W/(mΔΔ由Q＝KSΔtS=Q2、冷凝器的選取本設(shè)計(jì)采用列管式換熱器，該換熱器應(yīng)用廣泛、工藝成熟，是典型的間壁式換熱器[16]。查的換熱器的傳熱系數(shù)K取3600kJ/(m冷凝器吸收的熱量為8690096.9kJ，換熱時(shí)長(zhǎng)為8h，傳熱速率為：Q=ΔΔ由Q＝KSΔtS=Q由《化工原理》（第三版）上冊(cè)附錄18選擇公稱壓力為1.6MPa，換熱管φ25的冷凝器，公稱直徑DN=450mm，管程數(shù)NP=1，管根數(shù)n=135，換熱管長(zhǎng)度L=4500mm，換熱面積A=46.6m2。每套裝置設(shè)1臺(tái)冷凝器，共計(jì)2臺(tái)。3、粗品接收罐由于粗品接收罐是儲(chǔ)存容器，所以取ε=0.9。粗品接收罐每個(gè)批次收集的產(chǎn)品包含環(huán)戊酮1012.98kg，己二酸103.99kg，2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮69.89kg，水242.15kg。物料混合時(shí)體積發(fā)生變化不計(jì)，則混合液的體積為：V根據(jù)公式nPV則每套裝置選擇1個(gè)公稱容積為2000L的立式橢圓形封頭的不銹鋼容器作為粗品接收罐，其公稱直徑DN為1000mm，高度H為2200mm。共計(jì)2個(gè)。4.2.3堿洗設(shè)備1、堿洗釜堿洗為不起泡反應(yīng)，ε=0.8。堿洗釜內(nèi)的物料為上一工序輸送的物料和本工序添加的150kg的堿液。查表可知40%堿液的密度為ρ=1.43kg/L。料液最大體積為：V根據(jù)公式nPV由上可得，選擇公稱容積為2000L，公稱壓力為1.6MPa的鋼制不銹鋼釜作為堿洗釜，其公稱直徑DN為1200mm，高度H為1600mm，共計(jì)2個(gè)。2、堿液計(jì)量罐由于堿液計(jì)量罐為計(jì)量容器，所以ε=0.9。要求能裝下75kg的堿液。堿液的體積為：V根據(jù)公式nPV每套生產(chǎn)裝置選擇1個(gè)公稱容積為60L的立式橢圓形封頭的不銹鋼容器作為堿液計(jì)量罐，其公稱直徑DN為400mm，高度H為400mm,共計(jì)2個(gè)。3、廢水接收罐因?yàn)閺U水接收罐為儲(chǔ)存容器，所以ε=0.9。廢水接收罐中的物料為上一工序輸送的廢水，廢水質(zhì)量共計(jì)886.62kg。廢水體積為：V根據(jù)公式nPV兩套生產(chǎn)裝置共用1個(gè)公稱容積為1000L的立式橢圓形封頭容器作為廢水接收罐，其公稱直徑DN為1000mm，高度H為1200mm。4.2.4脫水工序設(shè)備1、脫水罐由于脫水罐為儲(chǔ)存容器，所以ε=0.85。脫水罐中接收的的物料為上一工序輸送的混合物，包括環(huán)戊酮1009.94kg，2-亞戊基環(huán)戊酮69.68kg，水1.08kg，物料混合時(shí)體積發(fā)生的變化不計(jì)?；旌衔矬w積為：V根據(jù)公式nPV兩套生產(chǎn)裝置共用1個(gè)公稱容積為3000L的立式橢圓形封頭的不銹鋼容器作為脫水罐，其公稱直徑DN為1450mm，高度H為2100mm。2、過濾器已知每套裝置有1079.62kg需要過濾的混合物，兩套裝置共計(jì)2159.24kg混合物。查的JBL-24型號(hào)的金屬棒微孔過濾器能夠滿足需要，其公稱直徑DN為400mm，高度H為810mm，過濾量為1.5~3.0t/h，兩套生產(chǎn)裝置共用1臺(tái)。3、濾液接收罐濾液接收罐的接收的的物料為上一工序輸送濾液，其選擇可沿用脫水罐的計(jì)算數(shù)據(jù)。4.2.5精餾工序設(shè)備1、預(yù)熱釜兩套生產(chǎn)設(shè)備共用1臺(tái)預(yù)熱釜，ε=0.6。預(yù)熱釜接收的物料為上一工序輸送濾液，共計(jì)1079.62kg的環(huán)戊酮和2-亞戊基環(huán)戊酮的混合物。預(yù)熱釜內(nèi)混合物體積為：V根據(jù)公式nPV因?yàn)轭A(yù)熱釜溫度波動(dòng)幅度較大，且具有腐蝕性，因此選擇不銹鋼材質(zhì)。兩套生產(chǎn)裝置共計(jì)2臺(tái)容積為2000L，公稱壓力為1.6MPa鋼制不銹鋼釜，其公稱直徑DN為1200mm，傳熱面積為7.02m2。1）裝料系數(shù)校核預(yù)熱釜接收的物料為上一工序輸送的濾液，體積為1131.7L。實(shí)際裝料系數(shù)為：ε=1131.72）傳熱面積校核已知預(yù)熱釜需提供的熱量為745125kJ，時(shí)間2h，傳熱速率為：Q=取傳熱系數(shù)K為1900kJ/(mΔΔ由Q＝KSΔtS=Q2、再沸器選用列管式換熱器，傳熱系數(shù)K為850kJ/(m已知再沸器需要提供的熱量為26366.62kJ，時(shí)間2h，傳熱速率為：Q=ΔΔ由Q＝KSΔtS= 由《化工原理》（第三版）上冊(cè)附錄18選擇選擇公稱壓力為1.6MPa，換熱管為φ19的再沸器，公稱直徑DN=159mm，管程數(shù)NP=1，管根數(shù)n=15，換熱管長(zhǎng)度L=1500mm，換熱面積A=1.3m2。兩套裝置設(shè)1臺(tái)冷凝器。3）冷凝器選用列管式換熱器，傳熱系數(shù)K為1000kJ/(mQ=ΔΔ由Q＝KSΔtS=由《化工原理》（第三版）上冊(cè)附錄18選擇選擇公稱壓力為1.6MPa，換熱管為φ25的冷凝器，公稱直徑DN=159mm，管程數(shù)NP=1，管根數(shù)n=11，換熱管長(zhǎng)度L=3000mm，換熱面積A=2.5m2。兩套裝置設(shè)1臺(tái)冷凝器。4）冷卻器采用列管式換熱器作為冷卻器，傳熱系數(shù)K為1000kJ/(mQ=217285.36÷2=108642.68kJ/?ΔΔ由Q＝KSΔtS=由《化工原理》（第三版）上冊(cè)附錄18選擇選擇公稱壓力為1.6MPa，換熱管為φ25的冷卻器，公稱直徑DN=219mm，管程數(shù)NP=1，管根數(shù)n=25，換熱管長(zhǎng)度L=2000mm，換熱面積A=3.7m2。兩套裝置設(shè)1臺(tái)冷凝器。4.3精餾塔的設(shè)計(jì)4.3.1精餾塔板數(shù)本設(shè)計(jì)依據(jù)：《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》（第四版）。采用簡(jiǎn)捷法進(jìn)行設(shè)計(jì)。1、相對(duì)揮發(fā)度α本設(shè)計(jì)將料液看作理想液體，相對(duì)揮發(fā)度進(jìn)行可由下面公式求解：α=因此，環(huán)戊酮的飽和蒸氣壓在《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)（續(xù)編）》中查詢[17]，130.5℃時(shí)，查得環(huán)戊酮的飽和蒸氣壓Pa0=101.3kPa相對(duì)揮發(fā)度α1231.8℃時(shí)，查得環(huán)戊酮的飽和蒸氣壓Pa0=890.8kPa相對(duì)揮發(fā)度α2根據(jù)Robinson推薦：α=2、最小理論板數(shù)Nmin由芬斯克方程求解：N代入數(shù)據(jù)，得:N3、最小回流比Rmin由柯爾本法對(duì)精餾塔的最小回流比進(jìn)行估算：R代入精餾塔物料衡算數(shù)據(jù)，得：R操作回流比取最小回流比的2倍，R=24、理論板數(shù)N由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖求得。根據(jù)橫坐標(biāo)計(jì)算公式：X=代入數(shù)據(jù)，得：X=根據(jù)Eduljce對(duì)關(guān)聯(lián)式的修正式：0.567Y＝0.75（1－X0.567Y=0.75×(1－0.05又因?yàn)椋篩=則：N=5、精餾段理論板數(shù)N1由下方公式計(jì)算可得：N精餾段理論板數(shù)N1為：N6、全塔效率E0由Drickaner-Bradford法計(jì)算：E0其中，μm——平均摩爾粘度，cP在135℃下，環(huán)戊酮的粘度為0.328cP，2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的粘度為0.465cP。μ全塔效率：E查得篩孔塔板的總板效率相對(duì)值為1.1[18]。則：E7、實(shí)際塔板數(shù)Ne實(shí)際塔板數(shù)：Ne精餾段實(shí)際塔板數(shù)：N全塔實(shí)際塔板數(shù)為23，精餾段實(shí)際塔板數(shù)11塊，提餾段實(shí)際塔板數(shù)12塊。4.3.2精餾塔工藝條件確定1、操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)為：PD=101.3kPa。壓力降取進(jìn)料板壓強(qiáng)：PF釜底壓強(qiáng)：Pw精餾段平均壓強(qiáng)約為：P提餾段平均壓強(qiáng)約為：P2、操作溫度塔頂溫度可視為130.5℃，即環(huán)戊酮的沸點(diǎn)溫度；塔底溫度可視為231.8℃，即2-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮的沸點(diǎn)溫度。將物料視為理想液體。操作壓強(qiáng)為112.3kPa，進(jìn)料組成不變，由公式Pi=Pi表8進(jìn)料溫度計(jì)算表由表可知，當(dāng)操作壓強(qiáng)在112.3kPa時(shí)，進(jìn)料溫度為135℃。則精餾段平均溫度為：t則提餾段平均溫度為：t3、平均摩爾質(zhì)量1）塔頂摩爾質(zhì)量已知y1y=可得：x1MM2）進(jìn)料摩爾質(zhì)量根據(jù)物料衡算xF=0.963，得MM3）塔底摩爾質(zhì)量已知xW=0.0352MM4）平均摩爾質(zhì)量精餾段：MM提餾段：MM4、液相密度塔頂：由下式計(jì)算液相密度：1其中，γ為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，ρLA表示環(huán)戊酮的密度，ρLB130.5℃時(shí)ργγρ進(jìn)料：γγ在135℃時(shí)，ρLAρ塔釜：γγ在135℃時(shí)，ρLAρ平均液相密度：精餾段：ρ提餾段：ρ氣相的平均密度：精餾段：ρ提餾段：ρ5、精餾液體表面張力查詢《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)（續(xù)編）》可知[17]：表9物質(zhì)表面張力（單位dyn/cm）名稱精餾段提餾段環(huán)戊酮21.9616.822-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮30.2724.59由下式計(jì)算：σ其中，σm——混合液體表面張力，dyn/cmxi——組分i摩爾分?jǐn)?shù)σi——組分i表面張力，dyn/cm混合液體的平均表面張力為：精餾段：σ提餾段：σ6、液體粘度表10物質(zhì)表面張力（單位cP）名稱精餾段提餾段環(huán)戊酮0.3350.2152-環(huán)亞戊基環(huán)戊酮0.4820.362由下方公式：μ其中，μm——混合液體的粘度，cPxi——組分i摩爾分?jǐn)?shù)σi——組分i粘度，cP混合液體的平均表面張力為：精餾段：μ提餾段：μ7、塔操作條件精餾塔操作條件見下表。表11精餾塔操作條件一覽表8、氣液相負(fù)荷精餾段：V=(R+1)D=(0.11+1)×6=6.66kmol/?VL=RD=0.11×6=0.66kmol/?L提餾段：VVLL4.3.3塔與塔板的計(jì)算1、塔徑的計(jì)算1）精餾段設(shè)塔板間距HT為0.4m，液層高度hL為0.05m，則HTL由smith初估塔徑圖可知，此時(shí)C20=0.07。當(dāng)系統(tǒng)的表面張力為22.27dyn/cm時(shí)，按式C=塔板最大允許氣速umaxu表觀空塔速度u=（0.6~0.8）umax，安全系數(shù)取0.7，則：u=0.7D=對(duì)塔徑進(jìn)行圓整，得塔徑為0.3m。精餾段空塔流速為：u=塔的橫截面積為：A2）提餾段設(shè)塔板間距HT為0.4m，液層高度hL為0.05m，則HTL由smith初估塔徑圖可知，此時(shí)C20=0.07。當(dāng)系統(tǒng)的表面張力為17.11dyn/cm時(shí)，按式C=塔板最大允許氣速umaxu表觀空塔速度u=（0.6~0.8）umax，安全系數(shù)取0.7，則：u=0.7D=對(duì)塔徑進(jìn)行圓整，得塔徑為0.3m。精餾段空塔流速為：u=塔的橫截面積為：A2、溢流裝置塔板選用單流板結(jié)構(gòu)，降液管采用弓形降液管；溢流堰采用平板溢流堰和平板受流板。1）精餾段堰長(zhǎng)通常取塔徑的0.6~0.8倍，本次取0.7倍，即：l采用弗朗西斯公式計(jì)算堰上液流高度。E通常取1。?L堰上液流高度：?出口堰高：?液管寬度Wd與降液管面積Af根據(jù)堰長(zhǎng)為塔徑的0.7倍，得：WdWA停留時(shí)間為：τ=設(shè)降液管底隙高度h0,取液體經(jīng)過降液管底隙的速度u0為0.07m/s，則：?2）提餾段堰長(zhǎng)：lL堰上液流高度：?出口堰高：?液管寬度Wd，與降液管面積Af，WA停留時(shí)間為：τ設(shè)降液管底隙高度h0，，液體經(jīng)過降液管底隙的速度為u0為0.07m/s，則：?3、塔板布置單流型塔板示意圖如下所示：HT：為塔板間距WS：為安定區(qū)寬度hb：為降液管底隙高度r：為鼓泡區(qū)半徑HW：為溢流堰高度how：為堰上液層高度lw：為堰長(zhǎng)Wc：為邊緣區(qū)寬度圖3單流型塔板示意圖1）主要工藝計(jì)算開孔面積：A對(duì)于篩板塔而言，安定區(qū)寬度Ws通常為0.05~0.1m。本設(shè)計(jì)取Wsx=r=A2）篩孔數(shù)本設(shè)計(jì)篩板厚度取3mm；篩孔直徑取4mm。選擇正三角形排列，如下圖所示：圖4篩孔排布示意圖開孔率φ：φ=空心距t通常取2.5~5倍d0。本設(shè)計(jì)選取t/d0=3。開孔率φ：φ=開孔面積A0為：A篩孔數(shù)n：n=有效高度：精餾段：H提餾段：H4、精餾塔的結(jié)構(gòu)1）精餾塔的總高精餾塔的高度如下所示：H=eq\o\ac(○,1)塔頂空間HD一般取1.5~2.0倍HT，本次取2.0HT，即：H塔底空間HB通常取2HT=2×0.4=0.8m。eq\o\ac(○,2)手孔數(shù)目通常間隔3至5塊塔板設(shè)置一個(gè)手孔，本設(shè)計(jì)塔釜、塔頂及進(jìn)料板各設(shè)置一個(gè)手孔，精餾段和提餾段各設(shè)置2個(gè)手孔，共設(shè)計(jì)7個(gè)手孔。eq\o\ac(○,3)設(shè)置人孔的板間距HT'設(shè)計(jì)了人孔的塔板間距要比沒有設(shè)置的高0.1m，即HT’為0.5m。eq\o\ac(○,4)進(jìn)料段高度HF取0.6m。故塔的總體高度（不包括基座）為：H=0.8+4.3.4塔板流體力學(xué)的計(jì)算與校核1、塔板壓降hf?1）干板壓降?氣相流速：精餾段：u提餾段：u塔板的厚度取3mm，孔徑取4mm，則d0查得C0=0.81。干板壓降為：精餾段：?提餾段：?2）有效液層阻力圖5鼓泡層液柱與氣相動(dòng)能因數(shù)F0、上清液高度hL關(guān)聯(lián)圖動(dòng)能因子Fa=u精餾段：μ動(dòng)能因子：F有效層阻力為0.045m。提餾段：μ動(dòng)能因子：F有效層阻力為0.045m。3）塔板壓降精餾段：?提餾段：? 2、降液管內(nèi)液面高度Hd：H通常情況下Δ值很小，忽略不計(jì)；?精餾段：?H當(dāng)Hdφ通常取0.6。H因此，精餾段不會(huì)發(fā)生液泛。3）霧沫夾帶evev<0.1kg液/kg氣，本次通過Hunt法計(jì)算。e精餾段：σ=0.02227N/mu則：e符合要求。提餾段：σ=u則：e符合要求。4）漏液點(diǎn)漏液速度uow如下：u且：?精餾段：?u穩(wěn)定系數(shù)：K=提餾段：?u穩(wěn)定系數(shù)：K'=20.04/5.48=3.66>2.0設(shè)計(jì)符合要求。4.3.5氣液負(fù)荷性能圖以精餾段為例：1、氣相