化工工藝學(xué)課程設(shè)計 80000噸年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計

1、化工工藝課程設(shè)計 化工工藝學(xué)課程設(shè)計 設(shè)計題目80000噸/年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計系 別化學(xué)與材料工程系專業(yè)/班級化學(xué)工程與工藝/XXX學(xué) 號 姓 名 XXX指導(dǎo)老師 XXX化工工藝學(xué)課程設(shè)計課程設(shè)計目的：是對學(xué)生所學(xué)的專業(yè)理論知識及某些專業(yè)技能的綜合利用與實踐，使學(xué)生能理論聯(lián)系實際，也是進行化工開發(fā)和過程研究的必要準備。培養(yǎng)學(xué)生綜合運用各方面的知識與技能解決實際工程問題的創(chuàng)新能力。課程設(shè)計內(nèi)容：針對性地選擇“乙烯氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝”，從工藝角度出發(fā)對其生產(chǎn)過程和主要設(shè)備進行物料衡算、熱量衡算、塔設(shè)備簡捷法計算、換熱器設(shè)計等工藝計算；對乙烯氧化固定床列管反應(yīng)器進行計算；對吸收塔中各組分

2、的吸收情況進行計算；并繪制乙烯直接環(huán)氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的帶控制點的工藝流程圖，書寫設(shè)計任務(wù)書。設(shè)計題目：80000噸/年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計 （1）空氣氧化法包括：制氣（吸收塔）、合成(固定床列管反應(yīng)器)、精制（精餾塔）（2）氧氣直接氧化法包括：合成(固定床列管反應(yīng)器)、精制（精餾塔）要求：至少畫一張工藝流程圖，一張主設(shè)備圖目錄第一章 前言1.1 環(huán)氧乙烷概述.61.2 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法概述.71.3 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)原理.81.3 環(huán)氧乙烷工藝流程.10第二章 塔設(shè)備的概述2.1 概述132.2 板式塔與填料塔的比較132.3 塔板選擇13第三章 設(shè)計方案簡介3.1 裝置流程的確定153.2

3、操作壓力的選擇153.3 浮閥標準153.4 設(shè)計草圖16第四章 物性計算4.1 塔的物料衡算174.2 塔板數(shù)的確定174.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計算19第五章 塔的主要工藝尺寸計算5.1 塔徑的計算245.2 精餾段地有效高度計算25第六章 塔板的主要工藝尺寸計算6.1 溢流裝置計算.266.2 塔板布置.276.3 開孔區(qū)面積計算.276.4 閥孔計算及排列.28第七章 塔板的流體力學(xué)驗證7.1 塔板壓降.327.2 液面落差327.3 液末夾帶及泛點率327.4 漏液點337.5 液泛（淹塔）情況.33第八章 塔板負荷性能圖8.1 漏液線368.2 液相負荷下限線368.3

4、液相負荷上限線368.4 液末夾帶線368.5 液泛線.37第九章 塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備9.1 塔體結(jié)構(gòu).429 附屬設(shè)備計算及選型.42附錄：1 浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果.442 主要符號說明.473 設(shè)計小結(jié).484 參考文獻.49板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、 設(shè)計題目：環(huán)氧乙烷-水精餾分離板式塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1、 設(shè)計任務(wù)：生產(chǎn)能力（進料量） 80000 噸/年操作周期 XXXX 小時/年進料組成 40% （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 99%塔底產(chǎn)品組成 1%2、 操作條件操作壓力 4kPa （表壓）進料熱狀態(tài) 自 選單板壓降 0.7 kPa全塔效率 ET=56回流比 自 選3、設(shè)備型

5、式 篩板塔板4、廠 址 安徽地區(qū)三、設(shè)計內(nèi)容：1、 設(shè)計方案的選擇及流程說明2、 塔的工藝計算3、 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1） 塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2） 塔板的流體力學(xué)校核（3） 塔板的負荷性能圖（4） 總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、 輔助設(shè)備選型與計算5、 設(shè)計結(jié)果匯總6、 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖7、 設(shè)計評述第一章前言1.1環(huán)氧乙烷概述3低級烯烴的氣相氧化都屬非均相催化氧化范疇。催化劑為毫米級或微米級微粒，它們分別用于固定床或流化床反應(yīng)器。烯烴氣相氧化可制得很多有用的有機化合物，其中比較重要的有乙烯環(huán)氧化制環(huán)氧乙烷、丙烯氧化偶聯(lián)制丙烯腈、丙烯環(huán)氧化制環(huán)氧丙烷以及丁烯氧

6、化制順丁烯酸酐（俗稱順酐）等。環(huán)氧乙烷是乙烯工業(yè)衍生物中僅次于聚乙烯而占第二位的重要有機化工產(chǎn)品。它除部分用于制造非離子表面活性劑、氨基醇、乙二醇醚外，主要用來生產(chǎn)乙二醇，后者是制造聚酯樹脂的主要原料，也大量用作抗凍劑?，F(xiàn)在幾乎所有的環(huán)氧乙烷都與乙二醇生產(chǎn)相結(jié)合在一起，大部分或全部環(huán)氧乙烷用于生產(chǎn)乙二醇，少部分用于生產(chǎn)其他化工產(chǎn)品。表1.1環(huán)氧乙烷的物性數(shù)據(jù)項目數(shù)值項目數(shù)值沸點（101.325kPa）,K283.6生成熱,kJ/mol熔點,K160.65蒸汽71.13密度(20),g/cm30.8711液體97.49折射率nD71.3597熔融熱,kJ/(g.mol)5.17臨界壓力,MPa7

7、.23水中熔解熱（橫壓）,kJ/mol6.3臨界溫度,K468.9(283.6K),kJ/(g.mol)25.543爆炸極限（空氣中），%（體積）2.6-100著火溫度,K702閃點，Tag法,開杯，K255自燃溫度,K644介電常數(shù)13.71表面張力（293K),mN/m24.3電偶極矩，c.m6.34*10-80導(dǎo)熱率（蒸汽25），J/(cm.s.K)0.0001239比熱容(298K),kJ/(kg.K)1.96黏度，mPa.s 273K0.31燃燒熱(298K,101.3kPa),kJ/mol1.304283K0.28表1.2不同溫度下環(huán)氧乙烷蒸汽壓溫度，K蒸汽壓，kPa溫度，K蒸汽壓

8、，kPa溫度，K蒸汽壓，kPa23383329301539320124615013030214133022532528313029433422263419333305245357627365753538779346872928310132373139表1.3環(huán)氧乙烷水溶液閃點環(huán)氧乙烷，%（質(zhì)量）閃點（閉杯），K環(huán)氧乙烷，%（質(zhì)量）閃點（閉杯），K130452713276表1.4環(huán)氧乙烷水溶液的物理性質(zhì)環(huán)氧乙烷，%（摩爾）相對密度凝固點，K沸點，K環(huán)氧乙烷，%（摩爾）凝固點，K沸點，K01000273373214283629410099932723343290282429221099862716

9、（低共熔點）33138028128944099732788315648827912886709959282131162127692869328363057862732851492843（最高）30010016072836表1.5環(huán)氧乙烷在水中的溶解度壓力溶解度，ml/mol壓力溶解度，ml/molKPa278K283K293KKPa278K283K293K2045332066724017810126760462980294134401057649933170533162120741013195表1.6環(huán)氧乙烷-水體系汽-液平衡數(shù)據(jù)（101.3kPa）溫度K環(huán)氧乙烷，%（摩爾）溫度K環(huán)氧乙烷，%

10、（摩爾）液相汽相液相汽相373100289521098163231408600273143298533107659372851875988830468295952846951792730419596482835100010001.2環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法概述10工業(yè)上生產(chǎn)環(huán)氧乙烷有兩種生產(chǎn)方法：氯醇法和直接氧化法。直接氧化法氛圍空氣法和氧氣法，工業(yè)裝置目前基本上均用直接氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷。（1）氯醇法本法于1925年由美國聯(lián)碳公司（UCC）首先實現(xiàn)工業(yè)化。生產(chǎn)過程包括兩個基本反應(yīng)：乙烯與次氯酸反應(yīng)（俗稱次氯酸化）和氯乙醇脫氯化氫反應(yīng)（俗稱環(huán)化或皂化）。本法可以采用低濃度乙烯W（乙烯）50%為原料，乙

11、烯單耗低、設(shè)備簡單、操作容易控制，有時還可聯(lián)產(chǎn)環(huán)氧乙烷。但生產(chǎn)成本高生產(chǎn)1t（產(chǎn)品），需消耗0.9t（乙烯）、2t（氯氣）和2t（石灰），產(chǎn)品只能用來生產(chǎn)表面活性劑。氯氣和氫氧化鈣沒有進入產(chǎn)品分子中，而是變成工業(yè)廢渣，不僅浪費了氯氣和石灰資源，而且還會嚴重污染環(huán)境。此外，氯氣、次氯酸和HCl等都會造成設(shè)備腐蝕和環(huán)境污染。因此本法從20世紀50年代起，已被直接氧化法取代。（2）直接氧化法本法于1938年也由美國聯(lián)碳公司開發(fā)成功。由于受當時工業(yè)技術(shù)水平的限制，直至50年代才開始建造大型工業(yè)生產(chǎn)裝置。1953年美國科學(xué)設(shè)計公司（SD公司）建成年產(chǎn)2.7萬噸直接空氣氧化法制環(huán)氧乙烷生產(chǎn)裝置，1958年

12、美國殼牌化學(xué)開發(fā)公司（Shell公司）首先建成以氧氣為氧化劑的2萬噸/年環(huán)氧乙烷生產(chǎn)裝置。由于鋼鐵工業(yè)和其他工業(yè)大量使用氧氣，而化學(xué)工業(yè)、玻璃和食品工業(yè)愈來愈多地使用氮氣作惰性保護氣體，空氣分離裝置愈建愈多，規(guī)模也愈來愈大，氧氣來源渠道多，價格低廉，因此，近25年來，建造的絕大多數(shù)生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的工廠采用純氧直接氧化技術(shù)。純氧直接氧化技術(shù)的優(yōu)點是由排放氣體帶走的乙烯量比空氣法少，乙烯的消耗定額比空氣法小，設(shè)備和管道比空氣法少。就新建工廠的投資而言，若氧氣從外面輸入，工廠不需建空分裝置，則氧氣法的投資比空氣法明顯降低；若工廠自建空分裝置時，經(jīng)測算，生產(chǎn)能力達到20萬噸/年以上時，氧氣法的投資仍可比

13、空氣法低。中國直接氧化法中絕大多數(shù)亦為氧氣法，用該法生產(chǎn)的環(huán)氧乙烷產(chǎn)量約達40萬噸/年。1.3環(huán)氧乙烷生產(chǎn)原理101.3.1生產(chǎn)過程中的主要化學(xué)反應(yīng)1.氯醇法（1）次氯酸化反應(yīng) 主要副反應(yīng)有：還有生成二氯二乙醚的副反應(yīng)：次氯酸化反應(yīng)溫度為4060，n（C2H4）：n（Cl2）=(1.11.2):1,即乙烯是過量的。壓力對反應(yīng)沒有影響，只需滿足克服系統(tǒng)阻力就行。（2）氯乙醇的皂化（環(huán)化）反應(yīng)副反應(yīng)為： 當有氧化鎂存在時，還可能生成少量醛類：工業(yè)上除用Ca（OH）2作皂化劑外，還采用NaOH溶液。操作中應(yīng)將皂化劑緩慢加入氯乙醇中，否則，在堿性介質(zhì)中生成的環(huán)氧乙烷會大量水解生成乙二醇。皂化反應(yīng)壓力為

14、0.12MPa，溫度為102105，在此條件下，可保證生成的環(huán)氧乙烷立即從液相溢出（環(huán)氧乙烷沸點10.7），避免環(huán)氧乙烷的水解。2.直接氧化法 主反應(yīng)為：（1） 副反應(yīng)有：（2）（3）（4）（5）（6）在實際生產(chǎn)條件下，乙醛很快被氧化生成CO2和水：（7）因此所得反應(yīng)產(chǎn)物主要是環(huán)氧乙烷、二氧化碳和水，生成的乙醛量小于環(huán)氧乙烷量的0.1%，生成的甲醛量則更少。但它們對環(huán)氧乙烷產(chǎn)品質(zhì)量影響很大，會嚴重妨害環(huán)氧乙烷的深度加工。因此，在工藝流程中，有專門的脫醛設(shè)備將醛脫至符合產(chǎn)品質(zhì)量要求。從反應(yīng)（1）和（2）可知，它們雖都是放熱反應(yīng)，但反應(yīng)（2）釋放出的能量是反應(yīng)（1）的12.5倍。因此必須采用優(yōu)良催

15、化劑和嚴格控制操作條件（其中對選擇性的控制尤為重要），使（2）反應(yīng)不會太激烈。否則，若反應(yīng)（2）進行較快，釋放出的熱量又來不及傳出系統(tǒng)，就會導(dǎo)致反應(yīng)溫度迅速上升，產(chǎn)生“飛溫”現(xiàn)象，這不僅會使催化劑因燒結(jié)而失活，甚至還會釀成爆炸事故。這一點也是為什么直接氧化法遲遲不能進行大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)的重要原因之一。1.4環(huán)氧乙烷工藝流程101.3.1空氣氧化法制環(huán)氧乙烷工藝流程簡圖圖1.1 空氣氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷流程圖1空氣壓縮機； 2空氣洗滌塔； 3混合器； 4換熱器； 5循環(huán)氣體壓縮機； 6第一反應(yīng)器； 7第一吸收塔； 8環(huán)氧乙烷解析槽； 9第二反應(yīng)器； 10第二吸收塔； 11尾氣洗滌塔； 12泵； 13

16、環(huán)氧乙烷精餾塔； 14貯槽1.4.1工藝流程說明空氣經(jīng)除塵、壓縮后進入空氣洗滌塔，在塔中部噴下W（NaOH）=10%15%的氫氧化鈉水溶液以除去空氣中的硫化物和鹵化物。經(jīng)堿洗后的空氣在塔上部用清水洗去夾帶的堿沫，然后在混合器中與來自第一吸收塔頂來的循環(huán)氣混合，再在另一個混合器中與原料乙烯混合，經(jīng)循環(huán)壓縮機壓縮至2.3MPa左右，再經(jīng)熱交換器與反應(yīng)器氣熱交換后，溫度升至230，然后進入第二反應(yīng)器。入反應(yīng)器的進料組成為：乙烯約為（乙烯）=4.3%，氧約為（氧）=6%，CO2約為（CO2）=11%，氮約為（N2）=78%，其余為少量水和乙烷。反應(yīng)后的物料（反應(yīng)氣）為240290，反應(yīng)熱通過列管外的水

17、移走，空速7000h-1，乙烯轉(zhuǎn)化率約35%，選擇性約68%，單程收率約24%。在大型工廠里有兩個副反應(yīng)器，可使乙烯轉(zhuǎn)化率達到95%，在經(jīng)濟上更為合理。反應(yīng)氣經(jīng)過換熱降溫后，進入第一吸收塔，在2.0MPa壓力作用下用含乙二醇約為W（乙二醇）=7%的水吸收環(huán)氧乙烷。吸收塔釜液含環(huán)氧乙烷約為W（環(huán)氧乙烷）=1.6%。搭頂排出的氣體約為（乙烯）=3%，氧約為（O2）=6%。第二反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)與第一反應(yīng)器相同，都是固定床列管式反應(yīng)器，也用水移走反應(yīng)熱。為最大限度的利用乙烯，采用降低空速（3500h-1）的辦法，乙烯轉(zhuǎn)化率約為60%，選擇性約60%，即單程收率為36%，反應(yīng)氣經(jīng)換熱降溫后進入第二吸收塔，用

18、W（乙二醇）=7%的水吸收環(huán)癢乙烷，塔釜液約為W（環(huán)氧乙烷）=1.25%，與第一吸收塔釜液合并。搭頂排出的氣體約為（乙烯）=1%，經(jīng)預(yù)熱后與空氣混合，用鉑-鈀/不銹鋼作催化劑進行催化燃燒，產(chǎn)生650，1.61,8MPa的氣體，進入廢氣透平發(fā)電，廢氣經(jīng)降溫后放空。抑制劑常用二氯乙烷，分別在第二和第三混合器加入。吸收液含有溶解的CO2（CO2）0.13%及少量乙烯，氧氣和氮氣等，送入環(huán)氧乙烷解吸槽減壓解吸，釋放出的氣體中含有環(huán)氧乙烷，在尾氣洗滌塔中用W（乙二醇）=7%的乙二醇溶液吸收，未被吸收的氣體放空。除去CO2等氣體后的環(huán)氧乙烷進入精餾塔，塔釜為W（乙二醇）=7%的水溶液，經(jīng)降溫后用作第一、第

19、二吸收塔以及尾氣洗滌塔的吸收液，多余者送乙二醇工段蒸發(fā)回收乙二醇。搭頂蒸出物經(jīng)冷凝、冷卻為產(chǎn)品環(huán)氧乙烷，純度為98.5%以上。若再經(jīng)精餾和脫醛可得到環(huán)氧乙烷為W（環(huán)氧乙烷）=99.99%，醛含量小于10g.g-1的高純環(huán)氧乙烷商品。1.4.2主要設(shè)備的介紹及論述XXXXXXXXXX第二章 塔設(shè)備概述12.1 概述塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)中廣泛采用的優(yōu)質(zhì)設(shè)備。蒸餾過程常采用板式塔，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。板式塔的傳質(zhì)是通過上升氣體穿過板上的液層來實現(xiàn)，塔板開孔率一

20、般占塔截面積的7%-10%，分離效率一般每米理論板最多不超過2級，每個板的理論級壓降在0.4-1.1KPa，由于板式塔的操縱彈性受到塔板液泛、液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。2.2 板式塔與填料塔的比較（1） 生產(chǎn)能力單位塔截面積上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。（2 ）分離效率研究表明，在減壓，常壓和低壓操作下，填料塔的分離效率明顯低于辦事塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔的。（3 ）壓力降一般情況下，板式塔的每個理論級壓降約在0.41.1kPa，填料塔約為0.010.27kPa，通常，板式塔的壓降高于填料塔5倍左右。壓降低不僅能降低操作費用，節(jié)約能耗。對于精餾

21、過程，可使塔釜溫度降低，有利于熱敏性物系的分離。（4）操作彈性填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計，而板式塔的操作彈性則受到塔板液泛，液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。（5）結(jié)構(gòu) ，制造及造價等一般來說，填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡單，故制造，維修也較為方面，但填料塔的造價通常高于板式塔。2.3 塔板選擇塔板是板式塔的主要物件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)上以錯流塔板為主，常用有泡罩塔板、篩孔塔板、浮閥塔板。本次設(shè)計采用浮閥塔，其吸收了前兩種塔的優(yōu)點，具有生產(chǎn)能力大，操作彈性大及塔板效率高等優(yōu)點。目前在工業(yè)應(yīng)用中，因F1型浮閥已有系列化標準，故常普遍采用F1型浮閥。第三章 設(shè)計方案

22、簡介3.1 裝置流程的確定9 精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器）、釜液冷凝器 和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備，蒸餾過程按操作形式分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾多種流程，連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定的特點，工業(yè)中以連續(xù)蒸餾為主，間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強的優(yōu)點，適用于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。 精餾是通過物料在塔內(nèi)多次部分汽化與多次部分冷凝實現(xiàn)的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走，在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置過程時應(yīng)考慮余熱的利用。 另外為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中用泵直接送入塔原料，塔頂 冷凝裝置也可采用全凝器、分凝器全凝器兩種不同的裝置

23、，工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準確的控制回流比。 總之，本此任務(wù)是分離環(huán)氧乙烷水混合物，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器后送至儲罐，該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的兩倍，塔采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐3.2 操作壓力的選擇5 精餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾，一般除熱敏性物質(zhì)外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求的，并能用江河水和循環(huán)水將餾出物冷卻下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾，對熱敏性物系或

24、者混合物泡點過高的物系，則宜采用常壓蒸餾，對于餾出物的冷凝溫度過低的物系，需要提高塔壓或用深井水、冷凍鹽水作為冷卻劑，而常壓下的物系必須采用加熱蒸餾。對于乙醇-水二元混合物的分離加壓蒸汽用低壓蒸汽，精餾塔塔頂壓降4,冷卻介質(zhì)用自來水，單板壓降小于0.7。3.3 浮閥標準7浮閥塔是在泡罩塔和篩孔塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔的優(yōu)點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔安裝有一個可以上下浮動的閥片，氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可以根據(jù)氣流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有F1型。V-4型及T型，其中以F1型（相當于國外V-1型）浮閥應(yīng)用最為普遍，本

25、次設(shè)計以F1型浮閥為標準浮閥。3.4 設(shè)計草圖8第四章 物性計算4.1 塔的物料衡算4.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 環(huán)氧乙烷的摩爾質(zhì)量 MA=44.05kg/mol 水的摩爾質(zhì)量 MB=18.02kg/mol 根據(jù)設(shè)計任務(wù)書給定條件算得：4.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量4.1.3 物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)量 總物料衡算 F=D+W環(huán)氧乙烷物料衡算 聯(lián)立解得 F=973.30kmol/h W=763.02kmol/h4.2 塔板數(shù)的確定4.2.1 理論塔板數(shù)的求取環(huán)氧乙烷水物系屬非理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)，有手冊查得環(huán)氧乙烷水物系的汽液平衡數(shù)據(jù)，并繪出x-y圖6繪制x-y

26、關(guān)系圖如下一頁采用作圖法求得最小回流比，在圖中對角線上自點e（0.214，0.214)作垂線ef即為進料線(q線) ，該線與平衡線的交點坐標為 xq=0.214 , yq=0.526故回流比為取操作回流比為 求精餾塔的氣液相負荷求操作線方程為對于精餾段 對于提餾段 用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示，求解結(jié)果為 總理論板數(shù) NT =95 （包括再沸器） 進料板位置NF=874.2.2 實際塔板數(shù)的求取4 全塔效率 ET=56 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) = 4.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計算4.3.1 操作壓力計算塔頂操作壓力 每層板壓降 P=0.7k 進料板壓力 精餾段平均壓力 塔

27、底操作壓力 提餾段平均壓力 全塔平均壓力 4.3.2 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中環(huán)氧乙烷和水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算6。計算過程略，計算結(jié)果如下：精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 全塔平均溫度 4.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 查平衡曲線得 進料板的平均摩爾質(zhì)量由平衡關(guān)系圖得 得 塔底平均摩爾質(zhì)量由圖得 精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4.3.4 平均密度的計算6精餾段氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算得提餾段氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算得液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算，即： 塔頂液相平均密度 的計算 由 得： 進

28、料板的液相平均密度 的計算由 得： 進料板液相的質(zhì)量分率 精餾段的液相平均密度為 塔底的液相密度 的計算由 得： 塔底液相的質(zhì)量分率 提餾段的液相平均密度 全塔液相平均密度 4.3.5 液體平均表面張力的計算6液相平均表面張力依計算塔頂液相平均表面張力計算由 得 進料板液相平均表面張力的計算由 得 精餾段液相平均表面張力為塔底液相平均表面張力的計算由t=108.5 得 提餾段液相平均表面張力全塔平均表面張力4.3.6 液體平均粘度的計算6液相平均粘度用 計算塔頂液相平均粘度的計算由 得 所以 =0.143 進料板液相平均粘度的計算由 得 所以 精餾段液相平均粘度 塔底液相平均粘度由, 同理計算

29、得 所以 提餾段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 第五章 塔的主要工藝尺寸計算85.1 塔徑的計算精餾段的氣液相體積流率為提餾段的氣液相體積流率為板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計算即 比較精餾段與提餾段可知，兩段塔徑可取為一樣，即都按精餾段的標準計算。計算塔徑關(guān)鍵是計算空塔氣速u,而u=(0.6-0.8)負荷因子與氣液負荷、物性及塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般由實驗確定查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標為取板間距，板上液層高度=0.06，則由史密斯關(guān)聯(lián)圖1得 取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為 常用地標準塔徑為400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm。按標準塔

30、徑圓整后為2000mm塔截面積為 實際塔氣速為 5.2 精餾段地有效高度計算精餾段的有效高度為提餾段的有效高度為因D1000mm，為安裝、檢修的需要，一般每隔10層設(shè)一個人孔。人孔直徑一般為500mm,其伸出塔體的筒體長為200mm，人孔距操作平臺1000mm，故此塔需開三個人孔，開人孔的塔板間距為600mm。所以此精餾塔的有效高度為而實際塔板高度還應(yīng)加上塔底空間、塔頂空間和裙座高度。塔過高可以串聯(lián)幾個低塔進行蒸餾。第六章 塔板的主要工藝尺寸計算8一對于精餾段6.1 溢流裝置計算因塔徑D=2.0m<2.2m,可選用單溢流弓型降液管，采用凹型受液盤，各項計算如下：6.1.1 堰長弓型降液管

31、的弦長稱為堰長，一般根據(jù)經(jīng)驗確定，對于常用的弓型降液管，單溢流 雙溢流 故查手冊得 6.1.2 溢流堰高度由選用平直堰，堰上高度由弗蘭西斯公式計算，即對于正常系統(tǒng)近似取E=1，則因板上層清液為0.06m， 6.1.3 弓型降液管的寬度和截面積由 為使液體中夾帶得氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，有經(jīng)驗知，液體在降液管內(nèi)停留的時間應(yīng)不小于35S，為此，在確定降液管尺寸后，應(yīng)按下式驗算： >5故降液管設(shè)計合理6.1.4 降液管底隙高度根據(jù)經(jīng)驗一般取在此取0.070.25m/s,在此取則 >0.006m故降液管底隙高度合理。選用凹型受液盤，深度6.2 塔板布置6.2.1 塔板

32、的分塊因故塔板采用分塊式查下表 表-4塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔塊分塊數(shù)3456由上表可知塔板分為5塊。6.2.2 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定安定區(qū)也稱邊緣區(qū)，溢流堰前的安定區(qū)作用是在液體進入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進入降液管，寬度定為 進口堰后的安定區(qū)的寬度為 ，其作用是在液體入口處由于板上液面落差，液層比較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量，安定區(qū)范圍在塔徑大于1m時，取 ， 所以邊緣區(qū)的寬度6.3 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按下式計算，即：其中 0 故 6.4 閥孔計算及排列 本設(shè)計處理的物系屬無腐蝕

33、性，可選用碳鋼Q235（A3鋼），板的厚度=3mm,塔盤升氣孔為39mm，浮閥一般按正三角形排列， 閥數(shù)的確定用 其中取11， 則閥數(shù) （個）按JB1206-71標準，取t=80mm,作圖排列，得到N=457個（按21排計，中間排27個，最外側(cè)排17個） 則t=0.078m則孔速為 開孔率 <15%故符合設(shè)計要求。二對于提餾段6.1 溢流裝置計算因塔徑D=2.0m<2.2m,可選用單溢流弓型降液管，采用凹型受液盤，各項計算如下：6.1.1 堰長弓型降液管的弦長稱為堰長，一般根據(jù)經(jīng)驗確定，對于常用的弓型降液管，單溢流 雙溢流 故查手冊得 =1.28m6.1.2 溢流堰高度由選用平直堰

34、，堰上高度由弗蘭西斯公式計算，即對于正常系統(tǒng)近似取E=1，則因板上層清液為0.06m， 6.1.3 弓型降液管的寬度和截面積由 為使液體中夾帶得氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，有經(jīng)驗知，液體在降液管內(nèi)停留的時間應(yīng)不小于35S，為此，在確定降液管尺寸后，應(yīng)按下式驗算：>5s故降液管設(shè)計合理6.1.4 降液管底隙高度根據(jù)經(jīng)驗一般取在此取0.070.25m/s,在此取則 >0.006m故降液管底隙高度合理。選用凹型受液盤，深度6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分塊因故塔板采用分塊式查下表 表-4塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔

35、塊分塊數(shù)3456由上表可知塔板分為5塊。6.2.2 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定安定區(qū)也稱邊緣區(qū)，溢流堰前的安定區(qū)作用是在液體進入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進入降液管，寬度定為 進口堰后的安定區(qū)的寬度為 ，其作用是在液體入口處由于板上液面落差，液層比較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量，安定區(qū)范圍在塔徑大于1m時，取 ， 所以邊緣區(qū)的寬度6.3 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按下式計算，即：其中 故 6.4 閥孔計算及排列 本設(shè)計處理的物系屬無腐蝕性，可選用碳鋼Q235（A3鋼），板的厚度=3mm,塔盤升氣孔為39mm，浮閥一般按正三角形排列， 閥數(shù)的確定用 其中FO

36、取11， 則閥數(shù) （個）按JB1206-71標準，取t=80mm,作圖排列，得到N=334個（按15排計，中間排26個，最外側(cè)排19個）則t=0.092m則孔速為 開孔率 <15%故符合設(shè)計要求。第七章 塔板的流體力學(xué)驗證 一對于精餾段7.1 塔板壓降1通過塔板上的氣相壓降，可由于干板壓降 及板上液層有效阻力 表示。，液層有效阻力故液柱7.2 液面落差1當液體橫向流過塔板時，為克服板上的磨檫力和板上構(gòu)件的局部阻力，需要一定的液位差，由于浮閥塔板上的接觸構(gòu)件在正常的液體流量范圍內(nèi)，對于D1600mm的塔板，液面落差可以忽略不計。7.3 液沫夾帶及泛點率1液沫夾帶由以下公式故<0.1故

37、在本設(shè)計中液沫夾帶在允許范圍內(nèi)。查手冊得 由另一公式求得即泛點率位78 %<80%，符合要求。7.4 漏液點1當氣相負荷減少至閥孔中的氣速壓頭不足以克服液層阻力時將產(chǎn)生液體泄露現(xiàn)象，泄露量隨著閥重的增加，孔速的增加，開度減少，板上液層高度的降低而減少，試驗表明，當閥重大于30g時，閥重對泄露量影響不大，一般均采用重閥，由于漏液會降低塔板效率。為使其影響減少，保證塔板正常工作，可取閥孔動能因數(shù)=56作為漏夜點，此時氣速為而實際孔速u=8.15m/s>3.73m/s,故穩(wěn)定系數(shù)>1.5故本設(shè)計無明顯漏液。7.5 液泛（淹塔）情況1按公式液柱為了防止出現(xiàn)淹塔，降液管內(nèi)液面高度液柱，

38、對于環(huán)氧乙烷水體系取0.5，即液柱即0.1423<0.243，故不會產(chǎn)生淹塔。二對于提餾段7.1 塔板壓降1通過塔板上的氣相壓降，可由于干板壓降 及板上液層有效阻力 表示。，液層有效阻力故液柱。7.2 液面落差1當液體橫向流過塔板時，為克服板上的磨檫力和板上構(gòu)件的局部阻力，需要一定的液位差，由于浮閥塔板上的接觸構(gòu)件在正常的液體流量范圍內(nèi)，對于D1600mm的塔板，液面落差可以忽略不計。7.3 液沫夾帶及泛點率1液沫夾帶由以下公式故<0.1kg液/kg氣符合要求。查手冊得 由另一公式求得即泛點率為50.44%<70%，符合要求。7.4 漏液點1當氣相負荷減少至閥孔中的氣速壓頭不

39、足以克服液層阻力時將產(chǎn)生液體泄露現(xiàn)象，泄露量隨著閥重的增加，孔速的增加，開度減少，板上液層高度的降低而減少，試驗表明，當閥重大于30g時，閥重對泄露量影響不大，一般均采用重閥，由于漏液會降低塔板效率。為使其影響減少，保證塔板正常工作，可取閥孔動能因數(shù)=56作為漏夜點，此時氣速為而實際孔速u=8.78m/s>4.00m/s,故穩(wěn)定系數(shù)>1.5故本設(shè)計無明顯漏液。7.5 液泛（淹塔）情況1按公式液柱為了防止出現(xiàn)淹塔，降液管內(nèi)液面高度液柱，對于環(huán)氧乙烷水體系取0.5，即液柱即0.129<0.247，故不會產(chǎn)生淹塔。第八章 塔板負荷性能圖2一對于精餾段8.1 漏液線8.2液相負荷下限

40、線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，由公式得： 取，則：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。8.3 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由公式得：，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。8.4 液沫夾帶線在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，用上式計算出值，列于下表：液沫夾帶線數(shù)據(jù)表：0.0010.0050.0080.0107.206.626.276.10由上表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線。8.5 液泛線將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得在操作范圍內(nèi)，任選幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表液泛數(shù)據(jù)表，0.0010.0050.0080.010， 6.15.14.13.3由

41、上表可作出液泛縣，根據(jù)以上各線方程及數(shù)值，可作出浮閥塔的負荷性能圖如下：在負荷性能圖上，作出操作點A連接OA，即作出操作線，由圖可看出，該浮閥塔的操作線上限為液泛控制，下限為漏液控制，由上圖查得 Vs.min=2.03m/s Vs.max=5.02m3/s故操作彈性為二對于提餾段8.1 漏液線8.2 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，由公式得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。8.3 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由公式得：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。8.4 液沫夾帶線在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，由上式計算出值，列如下

42、表：液沫夾帶線數(shù)據(jù)表：0.0010.0050.0080.0108.107.457.076.84由上表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線。8.5 液泛線將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得在操作范圍內(nèi)，任選幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表液泛數(shù)據(jù)表,m/s0.0010.0050.0080.010,m/s8.478.187.046.53由上表可作出液泛縣，根據(jù)以上各線方程及數(shù)值，可作出浮閥塔的負荷性能圖如下：在負荷性能圖上，作出操作點A連接OA，即作出操作線，由圖可看出，該浮閥塔的操作線上限為液泛控制，下限為漏液控制，由上圖查得 Vs.min=2.03m/s Vs.max=6.78m3/s故操作彈性為第九章 塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備9.1 塔體結(jié)構(gòu)51）塔頂空間塔頂空間是指塔內(nèi)最上層與塔板的間距，為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計中通常取塔頂間距為（1.52.0），故本塔設(shè)計取為0.8m.2）塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距,其值由如下因素決定:1.塔底儲液空間依塔底儲存液量停留38min而定;2.再沸器的安裝方式及安裝高度;3塔底底面至最下層塔板之間要有12m的間距。綜合以上因素，此塔的塔底空間為3.0m3） 塔高 裙座高度 =9.2 附屬設(shè)備計算及選