丙酮精馏塔精馏丙酮(加大丙酮量)..doc

3丙酮精馏塔精馏丙酮 3.1物性参数 丙酮 CP=1.28kJ/(kg·℃) （25℃） 丙酮 r=29.11kJ/mol=501.9 kJ/kg（56.1℃） 水的比热容：CP=4.2kJ/(kg·℃) 水的蒸发热：r=40.8kJ/mol=2267 kJ/kg 用丁酸参数代替丁酮醇的参数，则丁酮醇比热：1.9KJ/(kg·℃) 丁酮醇蒸发热：r=42.03kJ/mol=477.6 kJ/kg 冷冻盐水比热容：Cp=0.67 Kcal/(kg·K)= 2.8KJ/(kg·K) 3.2操作过程： 该精馏操作为常压精馏，这里浓缩物的进料量即为薄膜蒸发器的浓缩物出料量，1865.3kg/h。进料温度为56℃，其组成：（高沸物按丁酮醇量的6%计） 丙酮 57.9% 水 23.2% 双丙酮醇 2.7% 丁酮醇 15.3% 共沸聚合物 0.9% 小试结果：该物料进入丙酮精馏塔，丙酮全部被分离由塔顶采出，回流取1。精馏塔的计算由ASPEN模拟和小试验证得到。下面只就加热和冷凝设备做计算。 3.3传热设备 3.3.1 塔顶一级冷凝器 1.热负载 根据物料衡算结果，塔顶采出1125kg/h，回流比1。则上汽量为2250kg/h。气温为56℃，冷却到45℃。则冷凝器的冷负载为： 2.循环水用量 在冷凝器中，用33℃循环水进水做冷凝，循环水出水38℃。因此所需循环水量为： 循环水循环流速按2m/s，循环水管径： 3.传热面积 该换热器为管壳式换热器，循环水与被冷却原料做逆向流动，查得换热器K值为： 塔顶一级冷凝器：冷凝段K=500Kcal/(m2·h·K)=2100 KJ/(m2·h·K) 冷却段K=250Kcal/(m2·h·K)=1050 KJ/(m2·h·K) 设在冷却过程中，原料由气态液化后再降温。因此换热面积按冷凝段和冷却段计算方法计算： A.冷凝段面积 冷凝段和冷却段的交界循环水温度为： ℃ Δtm由下式计算： K 塔顶一级冷凝器冷凝段传热面积： m2 B.冷却段面积 冷凝段和冷却段的交界循环水温度为： ℃ Δtm由下式计算： K 塔顶一级冷凝器冷却段传热面积： m2 塔顶一级冷凝器总传热面积为2+30.2=32.2 m2 考虑传热余量，换热面积取1.5倍，即 一级冷凝器总换热面积为32.2×1.5=48.3 m2。 上气管管径： 上汽量为2250kg/h，即 上汽体积为： 常压下操作，上汽速度取20m/s，则上气管直径： 3.3.2 塔顶二级冷凝器 1.热负载 按塔顶一级冷凝器20%的热负载计，则热负载： 2.在冷凝器中，用-10℃冷冻盐水做冷却，温度上升到-7℃，因此所需循环水量为： 冷冻盐水比热容：Cp=0.67 Kcal/(kg·K)= 2.8KJ/(kg·K) 冷冻盐水循环流速按1.5m/s，冷冻盐水管径： 3.传热面积 该换热器为管壳式换热器，循环水与被冷却原料做逆向流动，查得换热器K值为： 塔顶二级冷凝器：冷凝段K=500Kcal/(m2·h·K)=2100 KJ/(m2·h·K) 冷却段K=250Kcal/(m2·h·K)=1050 KJ/(m2·h·K) 设在加热过程中，原料由气态液化后再降温。因此换热面积按冷凝段和冷却段计算方法计算： A.冷凝段面积 冷凝段和冷却段的交界冷冻盐水温度为： ℃ Δtm由下式计算： K 塔顶二级冷凝器冷凝段传热面积： m2 B.冷却段面积 冷凝段和冷却段的交界冷冻盐水温度为： ℃ Δtm由下式计算： K 塔顶二级冷凝器冷却段传热面积： m2 塔顶二级冷凝器总传热面积为0.2+2=2.2 m2 考虑传热余量，换热面积取1.5倍，即 二级冷凝器总换热面积为2.2×1.5=3.3 m2。选用5 m2冷凝器。 上气管管径： 上汽量为225kg/h，即 上汽体积为： 常压下操作，上汽速度取20m/s，则上气管直径： 3.3.3 塔釜再沸器 1.热负载 根据物料衡算结果，塔顶采出1125kg/h，回流比1。则上汽量为2250kg/h，气温为56℃，冷却到45℃。进料量为1865.3kg/h，温度45℃。出料量为740.3kg/h，温度100℃。设精馏塔的热量损失为20%。则再沸器的热负载为： 所以再沸器热负载为： 2.蒸汽用量 在再沸器中，用110℃蒸汽加热。因此所需蒸汽用量为： 低压蒸汽流速按15m/s，蒸汽管径： 3.传热面积 该再沸器选用立式热虹吸式再沸器，用110℃蒸汽加热，查得个物理参数值为： 水的沸点为100℃ 因此再沸器的传热平均温度为： ℃ 查手册得再沸器的单