畢業(yè)設(shè)計(jì)（論文）7萬(wàn)噸年環(huán)氧乙烷精餾塔設(shè)計(jì)

1、7 萬(wàn)噸萬(wàn)噸/年環(huán)氧乙烷精餾塔設(shè)計(jì)年環(huán)氧乙烷精餾塔設(shè)計(jì) 摘摘 要要 根據(jù)北京化工大學(xué)畢業(yè)設(shè)計(jì)要求,并結(jié)合生產(chǎn)實(shí)際，選擇浮閥塔精餾分離環(huán)氧乙 烷水溶液為設(shè)計(jì)課題。選用 f1 型單溢流浮閥塔為分離設(shè)備，以質(zhì)量守恒定律、物料 衡算和熱力學(xué)定律為依據(jù)，對(duì)精餾塔及其輔助設(shè)備進(jìn)行了工藝和設(shè)備的設(shè)計(jì)參數(shù)計(jì) 算，得出精餾塔采用 f1 型單溢流浮閥塔，溢流管為弓形降液管，設(shè)計(jì)確定全塔高度 21m，塔板總數(shù)為 31 塊，塔頂溫度可設(shè)為 45，塔釜溫度可設(shè)為 146，精餾段塔 徑為 4m，塔板堰長(zhǎng) 2.8m，板上液層高度 0.064m, 閥孔數(shù)為 1403 個(gè)，相鄰的兩排中 心孔距 0.08m；提餾段塔徑為 3.2

2、m，塔板堰長(zhǎng) 2.24m，板上液層高度 0.083m, 閥孔 數(shù)為 809 個(gè)，相鄰的兩排中心孔距 0.087m。并通過(guò)塔板校核驗(yàn)算，認(rèn)為設(shè)計(jì)的精餾 塔符合要求；氣液負(fù)荷性能圖也說(shuō)明該裝置操作彈性合理。 關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞：環(huán)氧乙烷； 精餾； 回流比； 工藝設(shè)計(jì)； 校核 目目 錄錄 第第 1 1 章章 前前 言言 .7 7 第第 1.11.1 節(jié)節(jié) 環(huán)氧乙烷概述環(huán)氧乙烷概述.7 7 第第 1.21.2 節(jié)節(jié) 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法.8 8 1.2.11.2.1 氯醇法氯醇法.8 8 1.2.21.2.2 直接氧化法直接氧化法.8 8 第第 1.31.3 節(jié)節(jié) 設(shè)計(jì)任務(wù)及目標(biāo)設(shè)計(jì)任務(wù)及目標(biāo)

3、.9 9 第第 2 2 章章 設(shè)計(jì)內(nèi)容框架設(shè)計(jì)內(nèi)容框架 .1010 第第 3 3 章章 設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介 .1111 第第 3.13.1 節(jié)節(jié) 精餾原理精餾原理.1111 第第 3.23.2 節(jié)節(jié) 裝置流程的確定裝置流程的確定.1111 第第 3.33.3 節(jié)節(jié) 操作壓力的選擇操作壓力的選擇.1111 第第 3.43.4 節(jié)節(jié) 浮閥標(biāo)準(zhǔn)浮閥標(biāo)準(zhǔn).1212 第第 4 4 章章 精餾塔設(shè)計(jì)參數(shù)確定精餾塔設(shè)計(jì)參數(shù)確定 .1313 第第 4.14.1 節(jié)節(jié) 物料衡算物料衡算.1313 4.1.14.1.1 精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算.1313 4.1.24.1.2 精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度的

4、計(jì)算精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度的計(jì)算.1414 4.1.34.1.3 塔頂溫度的求取塔頂溫度的求取.1515 4.1.44.1.4 塔釜溫度的求取塔釜溫度的求取.1515 4.1.54.1.5 進(jìn)料板溫度的確定進(jìn)料板溫度的確定.1616 第第 4.24.2 節(jié)節(jié) 回流比、操作線方程、實(shí)際板數(shù)的確定回流比、操作線方程、實(shí)際板數(shù)的確定.1717 4.2.14.2.1 相對(duì)揮發(fā)度相對(duì)揮發(fā)度.1717 4.2.24.2.2 最小回流比的求取最小回流比的求取.1717 4.2.34.2.3 適宜回流比適宜回流比.1717 4.2.44.2.4 操作線方程操作線方程.1717 4.2.54.2.5 理論

5、板的計(jì)算和實(shí)際塔板數(shù)的確定理論板的計(jì)算和實(shí)際塔板數(shù)的確定.1717 4.2.64.2.6 實(shí)際塔板數(shù)的確定實(shí)際塔板數(shù)的確定.1919 第第 4.34.3 節(jié)節(jié) 塔徑的計(jì)算塔徑的計(jì)算.1919 4.3.14.3.1 精餾段精餾段.1919 4.3.24.3.2 提餾段提餾段.2020 第第 4.44.4 節(jié)節(jié) 塔高的計(jì)算塔高的計(jì)算.2222 第第 4.54.5 節(jié)節(jié) 塔板結(jié)構(gòu)尺寸及溢流裝置的確定塔板結(jié)構(gòu)尺寸及溢流裝置的確定.2222 4.5.14.5.1 堰長(zhǎng)堰長(zhǎng).2222 4.5.24.5.2 溢流堰高溢流堰高.2222 4.5.34.5.3 弓形降液管的寬度和面積：弓形降液管的寬度和面積：w

6、 wd d和和 a af f.2323 4.5.44.5.4 降液管底隙高度降液管底隙高度:ho:ho.2424 第第 4.64.6 節(jié)節(jié) 塔板的布置塔板的布置.2424 4.6.14.6.1 塔板分布塔板分布.2424 4.6.24.6.2 浮閥的數(shù)目與排列浮閥的數(shù)目與排列.2525 4.6.34.6.3 鼓泡區(qū)面積鼓泡區(qū)面積.2525 4.6.44.6.4 閥孔分布閥孔分布.2626 4.6.54.6.5 孔速及動(dòng)能因數(shù)：孔速及動(dòng)能因數(shù)：和和.2626 0 u 0 f 4.6.64.6.6 開(kāi)孔面積和開(kāi)孔率開(kāi)孔面積和開(kāi)孔率.2626 第第 4.74.7 節(jié)節(jié) 塔板校核塔板校核.2626 4

7、.7.14.7.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降：氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降：.2727hp 4.7.24.7.2 液泛液泛.2727 4.7.34.7.3 霧沫夾帶霧沫夾帶.2828 第第 4.84.8 節(jié)節(jié) 負(fù)荷性能圖的計(jì)算負(fù)荷性能圖的計(jì)算.2929 4.8.14.8.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線.2929 4.8.24.8.2 液泛線液泛線.3030 4.8.34.8.3 液相負(fù)荷上限線液相負(fù)荷上限線.3131 4.8.44.8.4 漏液線漏液線.3131 4.8.54.8.5 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線.3131 4.8.64.8.6 操作彈性操作彈性.3131 第第 4.94.9 節(jié)節(jié) 熱量衡算

8、熱量衡算.3232 4.9.14.9.1 塔頂冷凝器換熱面積的確定塔頂冷凝器換熱面積的確定.3232 4.9.24.9.2 冷卻水消耗量冷卻水消耗量.3232 4.9.34.9.3 冷凝器冷凝器.3232 4.9.44.9.4 再沸器再沸器.3333 第第 5 5 章章 輔助設(shè)備及選型與計(jì)算輔助設(shè)備及選型與計(jì)算 .3434 第第 5.15.1 節(jié)節(jié) 管道尺寸的確定管道尺寸的確定.3434 5.1.15.1.1 塔頂蒸汽餾出管線塔頂蒸汽餾出管線.3434 5.1.25.1.2 塔頂冷凝液管線塔頂冷凝液管線.3434 5.1.35.1.3 原料入口管尺寸原料入口管尺寸.3434 5.1.45.1.

9、4 再沸器升氣管再沸器升氣管.3434 第第 5.25.2 節(jié)節(jié) 回流罐的確定回流罐的確定.3535 第第 5.35.3 節(jié)節(jié) 回流泵的選擇回流泵的選擇.3535 第第 5.45.4 節(jié)節(jié) 安全附件安全附件.3636 第第 6 6 章章 結(jié)結(jié) 論論 .3838 重要符號(hào)一覽表重要符號(hào)一覽表 .4040 參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn) .4242 致致 謝謝 .4343 第第 1 1 章章 前前 言言 第第 1.11.1 節(jié)節(jié) 環(huán)氧乙烷概述環(huán)氧乙烷概述 環(huán)氧乙烷是重要的石油化工產(chǎn)品，是乙烯工業(yè)衍生物中僅次于聚乙烯和聚氯乙 烯的重要有機(jī)化工原料。2009年，全世界環(huán)氧乙烷產(chǎn)能已達(dá)到2200萬(wàn)噸，產(chǎn)量約為 200

10、0萬(wàn)噸。由于近年來(lái)對(duì)環(huán)氧乙烷的需求旺盛，每年環(huán)氧乙烷產(chǎn)能的增長(zhǎng)量都在100 萬(wàn)噸左右。 環(huán)氧乙烷常溫常壓下為無(wú)色氣體，氣味似醚，在低于 10.7時(shí)是無(wú)色易流動(dòng)的 液體，其蒸汽對(duì)眼和鼻粘膜有刺激性，與水、酒精、乙醚相互混溶，化學(xué)性質(zhì)非常 活潑，能與許多化合物起加成反應(yīng)。環(huán)氧乙烷為易燃、易爆、有毒液體，沸點(diǎn)在 10.5，閃點(diǎn)-17.8，易溶于水和有機(jī)溶劑，與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限 為 2.6%-100%（體積） ，爆炸危險(xiǎn)性極大。環(huán)氧乙烷特殊的三元環(huán)結(jié)構(gòu)決定了環(huán)氧乙 烷的特殊反應(yīng)活性，能與許多物質(zhì)發(fā)生開(kāi)環(huán)反應(yīng)，遇水則緩慢反應(yīng)生成乙二醇，在 精餾過(guò)程中會(huì)發(fā)生聚合反應(yīng)，異構(gòu)化反應(yīng)和水合反應(yīng)，高

11、溫下發(fā)生分解反應(yīng)。在生 產(chǎn)、儲(chǔ)存、運(yùn)輸、使用過(guò)程中，防火防爆工作極為重要，必須進(jìn)行全面危害識(shí)別、 風(fēng)險(xiǎn)評(píng)估，制定并落實(shí)可靠安全措施，確保安全生產(chǎn)。 表表 1-1 環(huán)環(huán)氧氧乙乙烷烷的的物物性性數(shù)數(shù)據(jù)據(jù) 項(xiàng)項(xiàng)目目數(shù)數(shù)值值項(xiàng)項(xiàng)目目數(shù)數(shù)值值 沸點(diǎn)（101.325kpa）, k283.6燃燒熱, (298k,101.3kpa), kj/mol1.304 熔點(diǎn), k160.65生成熱,kj/mol 密度(20), g/cm30.8711蒸汽71.13 折射率, nd71.3597液體97.49 臨界壓力, mpa7.23著火溫度, k702 臨界溫度, k468.9自燃溫度, k644 爆炸極限（空氣中）

12、, %（體積）2.6-100表面張力（293k), mn/m24.3 閃點(diǎn)，tag 法,開(kāi)杯，k255黏度，mpa.s 273k0.31 比熱容(298k), kj/(kg.k)1.96283k0.28 環(huán)氧乙烷是一種重要的有機(jī)合成原料，主要用于生產(chǎn)乙二醇；其次也用于生產(chǎn) 非離子型表面活性劑、聚醚多元醇、乙醇胺類(lèi)、環(huán)氧乙烷醚類(lèi)、多胺類(lèi)、羥乙基纖 維素、氯化膽堿和具有特殊功能的液體等，主要應(yīng)用于洗滌、印染、電子、醫(yī)藥、 農(nóng)藥、紡織、造紙、汽車(chē)、石油開(kāi)采與煉制等眾多領(lǐng)域。近年來(lái)，在需求持續(xù)增加 的帶動(dòng)下，國(guó)內(nèi)環(huán)氧乙烷新項(xiàng)目不斷上馬，環(huán)氧乙烷生產(chǎn)能力穩(wěn)步增加。 第第 1.21.2 節(jié)節(jié) 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)

13、方法環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法 環(huán)氧乙烷的工業(yè)化生產(chǎn)已經(jīng)有近1個(gè)世紀(jì)的歷史，在其生產(chǎn)發(fā)展過(guò)程中，生產(chǎn)技 術(shù)和工藝過(guò)程都有不斷的改進(jìn)和革新最早的工業(yè)化生產(chǎn)方法是氯醇法，由于其存在 產(chǎn)量低、質(zhì)量差、腐蝕設(shè)備、污染環(huán)境和耗氯量大等一系列問(wèn)題，現(xiàn)在己基本上被 淘汰了，取而代之的是直接氧化法。到目前為止，世界上幾乎所有的環(huán)氧乙烷都是 用乙烯直接氧化法生產(chǎn)的。直接氧化法中，首先出現(xiàn)的是空氣氧化法，而后氧氣氧 化法問(wèn)世，二者并行，其主要區(qū)別在于乙烯的氧化劑各不相同。 1.2.1 氯醇法氯醇法 環(huán)氧乙烷氯醇法生產(chǎn)分兩步進(jìn)行：首先氯氣與水反應(yīng)生成次氯酸，再與乙烯反 應(yīng)生成氯乙醇；然后氯乙醇用石灰乳皂化生成環(huán)氧乙烷。氯醇法

14、生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，由 于裝置小、產(chǎn)量少、質(zhì)量差、消耗高，因而成本也高，與大裝置氧化法生產(chǎn)的高質(zhì) 量產(chǎn)品相比已失去了市場(chǎng)競(jìng)爭(zhēng)能力。 1.2.2 直接氧化法直接氧化法 乙烯直接氧化法，分為空氣直接氧化法和氧氣直接氧化法。這兩種氧化方法均 采用列管式固定床反應(yīng)器。反應(yīng)器是關(guān)鍵性設(shè)備，與反應(yīng)效果密切相關(guān)，其反應(yīng)過(guò) 程基本相同，都包括反應(yīng)、吸收、汽提和蒸餾精制等工序。 （1） 空氣氧化法 此方法用空氣為氧化劑，因此必須有空氣凈化裝置，以防止空氣中有害雜質(zhì)帶 入反應(yīng)器而影響催化劑的活性?？諝夥ǖ奶攸c(diǎn)是有兩臺(tái)或多臺(tái)反應(yīng)器串聯(lián)，即主反 應(yīng)器和副反應(yīng)器，為使主反應(yīng)器催化劑的活性保持在較高水平(6375)，通常以低

15、轉(zhuǎn)化率進(jìn)行操作，保持在2050范圍內(nèi)。 （2） 氧氣氧化法 氧氣法不需要空氣凈化系統(tǒng)，而需要空氣分離裝置或有其它氧源。由于用純氧 作氧化劑，連續(xù)引入系統(tǒng)的惰性氣體大為減少，未反應(yīng)的乙烯基本上可完全循環(huán)使 用。從吸收塔頂出來(lái)的氣體必須經(jīng)過(guò)脫碳以除去二氧化碳，然后循環(huán)返回反應(yīng)器， 二氧化碳的摩爾分?jǐn)?shù)超過(guò)15，將嚴(yán)重影響催化劑的活性。 氧氣氧化法無(wú)論是在生產(chǎn)工藝、生產(chǎn)設(shè)備、產(chǎn)品收率、反應(yīng)條件上都具有明顯 的優(yōu)越性，因此目前世界上的環(huán)氧乙烷/乙二醇裝置普遍采用氧氣氧化法生產(chǎn)。但是 由于氧氣氧化法采用純氧作原料，因此在氧氣價(jià)格上漲時(shí)，對(duì)氧氣法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷 的生產(chǎn)總費(fèi)用會(huì)有一定的影響，而空氣法就不存在氧氣

16、價(jià)格變動(dòng)帶來(lái)的總費(fèi)用變動(dòng) 問(wèn)題，而且氧氣法對(duì)原料的純度要求很高，如氧氣純度低，就會(huì)顯著增加含烴放空 氣體的數(shù)量，造成乙烯單耗提高。盡管如此，通常氧氣氧化法的生產(chǎn)成本要比空氣 氧化法低10%左右 近幾十年來(lái)，許多廠家都采用氧氣氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，因?yàn)檠鯕庋趸ú恍?要空氣凈化系統(tǒng)，并且氧氣氧化法的環(huán)氧乙烷收率高于空氣氧化法，乙烯單耗較低。 由于用純氧作氧化劑，連續(xù)引入系統(tǒng)的惰性氣體大為減少，未反應(yīng)的乙烯基本上可 完全循環(huán)使用。 國(guó)內(nèi)環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)始于20世紀(jì)60年代，采用以乙醇為原料的氯醇法工藝生產(chǎn) 環(huán)氧乙烷。20世紀(jì)70年代后期，隨著北京燕山石油化工公司和遼陽(yáng)石油化纖公司分 別引進(jìn)了美國(guó)sd公

17、司和美國(guó)ucc公司的兩套環(huán)氧乙烷/乙二醇聯(lián)產(chǎn)生產(chǎn)裝置的建成投 產(chǎn)，國(guó)內(nèi)環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)改為以乙烯為原料進(jìn)行生產(chǎn)。 第第 1.31.3 節(jié)節(jié) 設(shè)計(jì)任務(wù)及目標(biāo)設(shè)計(jì)任務(wù)及目標(biāo) 本畢業(yè)設(shè)計(jì)是依據(jù)北京化工大學(xué)成人教育學(xué)院畢業(yè)設(shè)計(jì)大綱和設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)，選 擇6.1萬(wàn)噸/年環(huán)氧乙烷精餾塔設(shè)計(jì)為課題，采用氧氣直接氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，以操 作簡(jiǎn)單、能耗低、操作彈性大的浮閥塔為分離設(shè)備，確定環(huán)氧乙烷提純單元工藝流 程，并進(jìn)行物料衡算、熱量衡算及相關(guān)設(shè)備工藝計(jì)算，力求使精餾塔塔頂溫度、塔 釜、進(jìn)料板及泡點(diǎn)溫度，塔頂、塔釜物料流量，塔板數(shù)、操作回流比等相關(guān)設(shè)計(jì)參 數(shù)達(dá)到最佳理想操作狀態(tài)。 第第 2 2 章章 設(shè)計(jì)內(nèi)容框架設(shè)

18、計(jì)內(nèi)容框架 本設(shè)計(jì)的年產(chǎn)6.1萬(wàn)噸環(huán)氧乙烷精餾塔設(shè)計(jì)內(nèi)容框架如下： (1) 精餾塔的物料衡算； (2) 塔板數(shù)的確定； (3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計(jì)算； (4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算； (5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； (6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； (7) 塔板負(fù)荷性能圖； (8) 精餾塔接管尺寸計(jì)算； (9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖； (10)總結(jié)。 第第 3 3 章章 設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介 第第 3.1 節(jié)節(jié) 精餾原理精餾原理 精餾之所以能使液體混合物得到較完全的分離，關(guān)鍵在于回流的應(yīng)用。回流包 括塔頂高濃度易揮發(fā)組分液體和塔底高濃度難揮發(fā)組分蒸氣兩者返回塔中。汽液回 流形成了逆

19、流接觸的汽液兩相，從而在塔的兩端分別得到相當(dāng)純凈的單組分產(chǎn)品。 塔頂回流入塔的液體量與塔頂產(chǎn)品量之比，稱(chēng)為回流比，它是精餾操作的一個(gè)重要 控制參數(shù)，它的變化影響精餾操作的分離效果和能耗。 精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、釜液冷凝器、蒸餾釜（再沸器）和產(chǎn)品冷 凝器等設(shè)備，蒸餾過(guò)程按操作形式分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾多種流程，間歇蒸餾具 有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)的優(yōu)點(diǎn)，適用于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離； 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(diǎn)，工業(yè)中以連續(xù)蒸餾為主。 精餾是通過(guò)物料在塔內(nèi)多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)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(guò)程中，熱

20、能利用率很低，為此， 在確定裝置過(guò)程時(shí)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， 工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)確的控制回流比。 第第 3.2 節(jié)節(jié) 裝置流程的確定裝置流程的確定 本次設(shè)計(jì)是提純環(huán)氧乙烷，分離環(huán)氧乙烷水混合物，對(duì)于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中原料氣來(lái)的環(huán)氧乙烷水溶液進(jìn)入精餾塔后，自精餾塔 中部進(jìn)入塔內(nèi)進(jìn)行精餾。在塔內(nèi)經(jīng)過(guò)充分的熱交換后精餾塔塔頂?shù)娘柡铜h(huán)氧乙烷蒸 汽經(jīng)塔頂冷凝器冷凝后回收至精餾塔回流罐建立回流。經(jīng)回流罐緩沖處理后經(jīng)回流 泵一部分回塔本體，進(jìn)行回流操作，使之純

21、度可調(diào)，另一部分與塔體外采混合直接 采出為產(chǎn)品。其中可通過(guò)塔體液位，回流罐液位，采出量對(duì)整個(gè)工藝流程進(jìn)行定量 控制，達(dá)到完整精餾的目的，其工藝流程圖見(jiàn)附圖 3-1 第第 3.3 節(jié)節(jié) 操作壓力的選擇操作壓力的選擇 精餾過(guò)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(guò)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(lái)的 物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過(guò)高的物系，則宜采用減 壓蒸餾；對(duì)于餾出物的冷凝溫度過(guò)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壓蒸餾。本設(shè)計(jì)采用加壓蒸餾，以節(jié)省操 作費(fèi)用。塔頂壓設(shè)計(jì)壓

22、力為表壓 0.3mpa，精餾塔塔頂壓降 4kpa，冷卻介質(zhì)用自來(lái)水， 單板壓降小于 0.74kpa。 第第 3.4 節(jié)節(jié) 浮閥標(biāo)準(zhǔn)浮閥標(biāo)準(zhǔn) 塔板是精餾塔的主要物件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類(lèi)，工業(yè)上以錯(cuò)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(jì)采用浮閥塔，其吸收 了前兩種塔的優(yōu)點(diǎn)，具有生產(chǎn)能力大，操作彈性大及塔板效率高等優(yōu)點(diǎn)。目前在工 業(yè)應(yīng)用中，因 f1 型浮閥已有系列化標(biāo)準(zhǔn)，故常普遍采用 f1 型浮閥。其結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是 在塔板上開(kāi)有若干個(gè)閥孔，每個(gè)閥孔安裝有一個(gè)可以上下浮動(dòng)的閥片，氣流從浮閥 周邊水平地進(jìn)入塔板上液層，浮閥可以根據(jù)氣流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。 浮閥的類(lèi)型

23、很多，國(guó)內(nèi)常用的有 f1 型、v-4 型及 t 型，其中以 f1 型（相當(dāng)于國(guó)外 v-1 型）浮閥應(yīng)用最為普遍，本次設(shè)計(jì)以 f1 型浮閥為標(biāo)準(zhǔn)浮閥。 第第 4 4 章章 精餾塔精餾塔設(shè)計(jì)參數(shù)確定設(shè)計(jì)參數(shù)確定 設(shè)計(jì)參數(shù)包括物料衡算和熱量衡算兩部分。物料衡算以質(zhì)量守恒定律為基礎(chǔ)， 主要計(jì)算所需物料量和產(chǎn)品量，還可以算出物料的組成，確定物料中各組分在化學(xué) 反應(yīng)過(guò)程中的定量轉(zhuǎn)化關(guān)系，并通過(guò)衡算求得原料的定額消耗。 熱量衡算以能量守恒定律及熱力學(xué)定律為基礎(chǔ)，計(jì)算傳入、傳出的熱量，從而 確定公用工程的能耗以及傳熱面積。其計(jì)算依據(jù)與物料衡算相同。 第第 4.14.1 節(jié)節(jié) 物料衡算物料衡算 4.1.14.1

24、.1 精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算 根據(jù)設(shè)計(jì)要求原料為環(huán)氧乙烷水溶液，其中環(huán)氧乙烷含量為 11%（重量，下同） 。 要求塔頂產(chǎn)品環(huán)氧乙烷純度為 98.5%，塔釜?dú)堃褐协h(huán)氧乙烷含量在 1.1%以下，泡點(diǎn) 進(jìn)料方式，進(jìn)料溫度 91.5，年提純環(huán)氧乙烷 6.1 萬(wàn)噸，年開(kāi)工 8000 小時(shí)，操作方 式為連續(xù)操作。進(jìn)行物料衡算如下： 每小時(shí)采出量： d=61000/8000=7625kg/h 原料中環(huán)氧乙烷摩爾分率： xf=af/meo/(af/meo+(1-af)/mh2o)=0.0481 餾出液環(huán)氧乙烷摩爾分率： xd=ad/meo/(ad/meo+(1-ad)/mh2o)=0.9642 釜液

25、環(huán)氧乙烷摩爾分率： xw=aw/meo/(aw/meo+(1-aw)/mh2o)=0.00452 總物料衡算：f=d+w 易揮發(fā)組分：f*xf=d*xd+w*xw 原料液質(zhì)量流量： f=d*(xd-xw)/(xf-xw)= 167910.96kg/h 釜液質(zhì)量流量： w=f-d=183631.22-7625160285.96kg/h 原料液平均分子量： mf=xf*meo+(1-xf)*mh2o=19.25 原料液摩爾流量： f=質(zhì)量流量/mf=167910.96/19.258722.64kmol/h 餾出液平均分子量： md=xd*meo+(1-xd)*mh2o=43.0692 餾出液摩爾流

26、量： d=質(zhì)量流量/md=8722.64/43.0692202.52kmol/h 釜液平均分子量： mw=xw*meo+(1-xw)*mh2o=18.11 釜液摩爾流量： w=質(zhì)量流量/mw=167910.96/18.119271.72 kmol/h 表表 4-1 各股物料組成及流量各股物料組成及流量 4.1.24.1.2 精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度的計(jì)算精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度的計(jì)算 相平衡常數(shù)：*/kii pi p 已知：塔頂操作絕對(duì)壓強(qiáng)： p頂 =2280mmhg304kpa 塔釜操作絕對(duì)壓強(qiáng)： p釜 =3830mmhg=510.5 kpa 查表得常壓下兩組分的沸點(diǎn)：eo：10.5

27、 ；h2o：100 設(shè)環(huán)氧乙烷，水分別以 b,t 表示。 根據(jù) antoine 方程, ct b ammhgpslg )/( 摩爾流量 摩爾組成質(zhì)量流量質(zhì)量組成 平均分子量 項(xiàng)目 kmol/h%kg/h%g/mol f8722.64167910.96 環(huán)氧乙烷441.9564.8119446.06411原料 水8280.68495.19149052.31289 19.25 w9271.72176006.22 環(huán)氧乙烷43.06920.4521895.04481釜液 水9228.6599.548166115.799 18.11 d202.527625 環(huán)氧乙烷195.26996.428591.8

28、3698.5 餾出 液 水7.25023.58130.5031.5 43.0692 查化工熱力學(xué)附表 表表 4-2 antoine 常數(shù)常數(shù) 組分abc 環(huán)氧乙烷7.264178116.7003244.2552 水7.9524641660.67827.4433 4.1.34.1.3 塔頂溫度的求取塔頂溫度的求取 預(yù)設(shè)塔頂溫度為 td=45 試差 代入公式求得：pbs=2571.758mmhg pts=73.8125mmhg 查資料此濃度下：b=1,t=13 kb=pbs*b/p=2571.758*1/22801.1280 xb=xdb/kb=0.9525/1.12800.8444 kt=pts

29、*t/p=73.8125*13/22800.4209 xt=xdt/kt=0.0475/0.42090.1517 xi=xb+xt =0.99611 塔頂溫度:td=45 4.1.4 塔釜溫度的求取塔釜溫度的求取 （1）設(shè)塔釜溫度為 120 代入公式求得： pts=911.10 mmhg pbs=2100.51 mmhg kt=ptst/p釜 =2.2472 kb=pbsb/p釜 =0.9792 yt=ktxwt =0.9837 yb=kbxwb =0.08957 則：yi= yt+ yb =1.07331 該溫度不符合要求. （2）預(yù)設(shè)塔釜溫度 tww=146 所以 pbs=25148.60

30、9mmhg pts=3176.531mmhg 查此濃度下：b=0.5 t=1.2 kb=pbs*b/p=3.2831 yb=kb* xwb =0.0135 kt=pts*t/p=0.9953 yt=kt* xwt =0.9812 yi=yb+yt=0.99471 所以，塔釜溫度 tww=146 4.1.5 進(jìn)料板溫度的確定進(jìn)料板溫度的確定 進(jìn)料板壓力pf=(p頂+p釜)/2 =（2280+3830）/23055mmhg (1)設(shè)進(jìn)料板溫度為 92代入公式求得： pts=1160.42 mmhg pbs=471.14 mmhg kt=ptst/p =0.3798 kb=pbsb/p =0.231

31、3 yt=ktxft=0.7406 yb=kbxfb=0.1549 則：yi=yt+yb=0.89551000，設(shè)計(jì)中采用分塊式塔板， 以便于檢修時(shí)拆卸方便。塔板的面積分四 個(gè)區(qū)域。 ab=at2ad 式中：ab鼓泡區(qū)面積 ad降液管面積（受液盤(pán)面 積） at塔截面面積 其中： 鼓泡區(qū)：是汽液兩相充分接觸的區(qū)域，浮閥就設(shè)置在此區(qū)，又稱(chēng)開(kāi)孔區(qū)面積； 溢流區(qū)：降液管及受液盤(pán)所在區(qū)域。 邊緣區(qū)：靠近塔壁邊緣部分留出一圈寬為 50mm 的邊緣區(qū)域，以供支撐塔盤(pán) 的邊梁用。以表示。取=50mmwcwc 破沫區(qū)： 是鼓泡區(qū)與降流區(qū)之間不開(kāi)空的區(qū)域，也稱(chēng)安定區(qū)。此區(qū)不安浮閥， 在液體進(jìn)入降液管之前設(shè)置安全區(qū)

32、，以免液體將大量泡沫夾帶進(jìn)入 降液管。以表示安定區(qū)的寬度。因 d 1.5 米，故取 f w =80mm。 f w 精餾塔塔板結(jié)構(gòu)圖見(jiàn)附圖 4-1。 4.6.2 浮閥的數(shù)目與排列浮閥的數(shù)目與排列 浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí)，阻力小且流量大，是浮閥塔理想的操作狀況，浮閥的 開(kāi)度與閥孔處的氣相動(dòng)壓有關(guān)。因此采用氣體速度和密度組成“動(dòng)能因數(shù)”fo 作為氣體流動(dòng)時(shí)動(dòng)壓的值。對(duì)于 f1重閥，此時(shí)的“動(dòng)能因數(shù)”在 912 間，fo 本設(shè)計(jì)中=10，閥孔直徑=39mm， ，以此范圍確定閥數(shù)及排列。fodo 1) 精餾段閥孔氣速； 0 0 10 4.51/ 4.916 g f um s 閥孔數(shù)為：個(gè) 22 00 7.55

33、1403 0.7850.785 0.0394.51 vg n d u 2) 提餾段閥孔氣速：=10，fo 0 0 10 6.14/ 2.654 g f um s 閥孔數(shù)為：個(gè) 22 00 6.487 884 0.7850.785 0.0396.14 vg n d u 4.6.3 鼓泡區(qū)面積鼓泡區(qū)面積 對(duì)于單溢流塔板的鼓泡區(qū)面積，用公式： 進(jìn)行計(jì)算。sin 180 2 222 r x arrxrxaa 1) 精餾段： /2()4/2(0.80.05)1.15xdwdwsm 則 /220.051.95 c rdwm 2222 1.15 21.15 1.951.153.14/180 1.95arcs

34、in8.42 1.95 aam 2) 提餾段： /2()3.2/2(0.640.05)0.91xdwdwsm 則/21.60.051.55 c rdwm 2222 0.91 20.91 1.550.913.14/180 1.55arcsin5.30 1.55 aam 4.6.4 閥孔分布閥孔分布 本設(shè)計(jì)中采用分塊塔盤(pán)，閥孔采用等腰三角形叉排，同排孔中心距 t 定 為 75mm。相鄰的兩排中心孔距取值為： t 精餾段： 8.42 0.080 1403 0.075 aa tm nt 提餾段： 5.30 0.087 809 0.075 aa tm nt 4.6.5 孔速及動(dòng)能因數(shù)：孔速及動(dòng)能因數(shù)：和

35、和 0 u 0 f 因本設(shè)計(jì)采用分塊塔盤(pán)，支撐與銜接處占一部分面積，按 t=75mm， =85mm，以等腰三角形叉排的閥孔數(shù)為： t 1）精餾段：個(gè)，現(xiàn)重新核算孔速及動(dòng)能因數(shù)：1403n 0 2 7.55 4.5/ 0.785(0.039)1403 um s ，f0在 9-12 之內(nèi)。 00 4.54.9169.98 g fu 2） 提餾段：個(gè)，現(xiàn)重新核算孔速及動(dòng)能因數(shù)：809n 0 2 5.924 6.13/ 0.785(0.039)809 um s ，在 9-12 之內(nèi)。 00 6.262.65410.20 g fu 4.6.6 開(kāi)孔面積和開(kāi)孔率開(kāi)孔面積和開(kāi)孔率 1) 精餾段： 2 0 0

36、 0 7.551.68 1.68,19.95% 4.58.42 avg am uaa 2) 提餾段： 2 0 0 0 5.9240.97 0.97,18.31% 6.135.30 avg am uaa 第第 4.7 節(jié)節(jié) 塔板校核塔板校核 4.7.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降：hp hhlhchp 1) 干板阻力的求取hc 對(duì)于 f1 型重閥塔，由公式，求出臨界 0 7.317.31 1.8251.8252.225 4.916 c g u 孔速： (1) 精餾段干板阻力： ，因，所以 0 2.225/ c um s c uu 00 2 2 0 4.916 4.5 5.345

37、.340.032 22 848.9 9.81 g l u hcm g 板上充氣層阻力，充氣因數(shù)，因浮閥hl, 5 . 0 0 0 0.5 0.0640.032 l hlh 塔的很小，所以可以忽略不計(jì)。h 0.0320.0320.064hphchlhhchlm 848.9 9.81 0.064532.97 lp pghpa (2) 提餾段干板阻力： 0 7.317.31 1.8251.8253.03 2.654 c g u ，因：，所以： 0 3.03/ c um s c uu 00 ， 2 2 0 2.654 6.13 5.345.340.029 22 923.6 9.81 g l u hcm

38、 g 板上充氣層阻力，充氣因數(shù)，因浮閥hl, 5 . 0 0 0 0.5 0.0840.042 l hlh 塔的很小，可以忽略不計(jì)。h 0.0290.0420.071hphchlhhchlm 923.6 9.81 0.071643.30 lp pghpa 4.7.2 液泛液泛 為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高 度的液柱，以此用來(lái)克服相鄰兩塊塔板之間的壓降阻力。hd 1) 精餾段： lr hdhphh 1 ()0.5(0.450.03)0.288 2 t hhwm 22 0 0.041 0.153()0.153()0.082 2.8 0.02 l w v hrm l

39、 h 0.0640.0640.0820.210.2880.5() t hdmhhw 所以：精餾段符合防止淹塔的要求。 2) 提餾段： lr hdhphh 1 ()0.5(0.450.03)0.288 2 t hhwm 22 0 0.068 0.153()0.153()0.035 2.24 0.02 l w v hrm l h 0.071 0.0830.0350.1890.2880.5() t hdmhhw 所以：提餾段符合防止淹塔的要求。 4.7.3 霧沫夾帶霧沫夾帶 1) 精餾段：板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：242 0.82.4 ld zdwm 板上液流面積：， 2 212.562 2.08.56 b

40、tf aaam 由公式：泛點(diǎn)率= %100 36 . 1 bf ll gl g g akc zvv 或泛點(diǎn)率=分別進(jìn)行計(jì)算泛點(diǎn)率，取其中較大者為驗(yàn)算%100 78 . 0 tf gl g g akc v 依據(jù)。查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖得，k=1.014 . 0 f c 泛點(diǎn)率= 4.916 7.551.36 0.041 2.4 848.94.916 100% 0.14 1 8.56 59.25%80% 或泛點(diǎn)率 4.916 7.55 848.94.916 100%0.42% 0.78 1 0.14 12.56 經(jīng)校核，所設(shè)的板間距和塔徑合適，泛點(diǎn)率在 80%以下，能夠符合霧沫夾帶 量的要求。0.1/

41、v ekgkg液氣 2) 提餾段：板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：23.2 2 0.64 1.92 ld zdwm 板上液流面積： 2 28.7042 1.395.924 btf aaam 查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖得，k=1.013 . 0 f c 泛點(diǎn)率= 2.654 5.9241.36 0.068 1.92 923.62.654 100% 0.13 1 5.924 64.35%80% 或泛點(diǎn)率 2.654 5.924 923.62.654 100%33.46% 0.78 1 0.14 8.704 經(jīng)校核，所設(shè)的板間距和塔徑合適，泛點(diǎn)率在 80%以下，不會(huì)發(fā)生霧沫夾帶。 第第 4.8 節(jié)節(jié) 負(fù)荷性能圖的計(jì)算負(fù)荷性

42、能圖的計(jì)算 4.8.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 利用泛點(diǎn)率=作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。%100 36 . 1 bf ll gl g g akc zvv 1) 精餾段： 整理得： 4.916 1.362.4 848.94.916 100%80% 0.14 1 8.56 gl vv 即 0.06372.7240.8 gl vv12.5642.76 gl vv 2) 提餾段：同理 整理得： 2.654 1.36 1.92 923.62.654 100%80% 0.13 1 5.924 gl vv 即 0.070 3.390.8 gl vv11.4348.43 gl vv 由、得知霧沫夾帶線是直線，

43、在操作區(qū)內(nèi)任意取值 vl，算出 vg 的值： vl(m/s) 0.0010.0019 精餾段 vg(m/s) 12.5212.480 vl(m/s) 0.0100.0060 提餾段 vg(m/s) 10.9511.14 根據(jù)上表中的數(shù)值分別作出精餾段、提餾段的負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。 見(jiàn)附圖 4-2 和附圖 4-3。 4.8.2 液泛線液泛線 液泛線由公式而定。0.5() twplrlr hhhhhhchlhhh 因很小，可忽略。 h h 2 2 02 3 0 0 36001 ()5.340.153()(1)0.00284 () 22 g ll tww lww u vv hhhe gl hl

44、 而，式中孔數(shù) n 與孔徑已定，因此將上式化簡(jiǎn)為與的 nd v u g 2 0 0 785 . 0 0 d g v l v 關(guān)系。則：3 2 22 llg dvcvbav 1) 精餾段： 2 2 0 2 3 4.9161 ()5.340.153() 22 848.9 9.812.8 0.02 (1 0.5)0.030.00284 1.02() 2.8 l tw l uv hh v 2 22 3 0.03248.80.047 gll vvv 2) 提餾段：同理 2 2 0 2 3 2.6541 ()5.340.153() 22 923.6 9.812.240.02 (10.5)0.030.002

45、84 1.02() 2.24 l tw l uv hh v 2 22 3 0.031 81.20.048 gll vvv 在操作范圍內(nèi)取值，依公式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表: l v g v vl(m/s) 0.100.150 精餾段 vg(m/s)13.013.40 vl(m/s)0.010.016 提餾段 vg(m/s) 9.509.600 4.8.3 液相負(fù)荷上限線液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于 3-5 秒，以作為液體再5s 降液管內(nèi)的停留時(shí)間下限。則： 精餾段： 3 2.0 0.21 ()max0.084/ 55 fdfd l a ha h vms 提餾段： 3

46、 1.39 0.189 ()max0.053/ 55 fdfd l a ha h vms 4.8.4 漏液線漏液線 對(duì)于浮閥塔以為最小氣體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。5 0 f 1) 精餾段： 22 0 000 23 ()min0.7850.785 5 0.785 0.03914033.78/ 4.916 g g f vd nud n ms 2) 提餾段： 22 0 000 23 ()min0.7850.785 5 0.785 0.0398092.97/ 2.654 g g f vd nud n ms 4.8.5 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的條件。0.024how 由公式：，取

47、，則 2 3 0.00284 ()0.024 l w v howe l 1e 精餾段： 3 3 2 0.025 ()min()0.02/ 0.00284 13600 l lw vms 提餾段： 3 3 2 0.041 ()min()0.03/ 0.00284 13600 l lw vms 4.8.6 操作彈性操作彈性 附圖 4-2、附圖 4-3 分別為精餾段和提餾段性能負(fù)荷圖。 由圖得知操作點(diǎn)位于負(fù)荷性能圖的流體力學(xué)上下限線所圍區(qū)域的中部，在穩(wěn)定 操作區(qū)內(nèi)，操作彈性比較大。即其操作范圍較大，允許的氣液負(fù)荷變化范圍就大， 說(shuō)明此塔適應(yīng)能力較強(qiáng)。 由附圖 4-2、附圖 4-3 分別查得： 1) 精

48、餾段 33 min ()13.5/ ,()3.7/ gmang vms vms () 13.5 3.7 ()min3.7 g g v man v 2) 提餾段： 33 min ()9.5/ ,()2.5/ gmang vms vms () 9.5 3.8 ()min2.5 g g v man v 第第 4.9 節(jié)節(jié) 熱量衡算熱量衡算 4.9.1 塔頂冷凝器換熱面積的確定塔頂冷凝器換熱面積的確定 以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，并忽略熱損失，利用熱量守恒原理進(jìn)行衡算。 () cvdvl qv ii 因?yàn)椋海?故：3260.54/vkmol hmolkjimolkji vlvd /57.77,/63.52 32

49、60.54 ( 5263077570)81317867.6/qckj h 4.9.2 冷卻水消耗量冷卻水消耗量 ， ， )( 12 ttcpc qc wc 30 1 t34 2 t 0 4.18/(.)cpkjkg c 21 81317867.6 4863508.82/ ()4.18 (3430) qc wckg h cp tt 4.9.3 冷凝器冷凝器 有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為 5001500 kcal/(m2h) 本設(shè)計(jì)取 則：)/(/(4180)/(1000 0202 chmkaclkjchmkcalk 采用逆流操作：ctm 0 27 . 8 ，實(shí)際選用應(yīng)大于計(jì)算

50、值的 1.2 倍，則應(yīng)選用 2 81377867.6 235 4180 8.27 m qc am k t 換熱面積為 2 235 1.2282m 根據(jù)所需傳熱面積，查找換熱器，找出如下列管式換熱器： 設(shè)備位號(hào)設(shè)備名稱(chēng)數(shù)量介質(zhì)型號(hào)面積 2 m 溫度 壓力 mpa e-111精制塔頂 冷凝器 1eo/冷卻水 殼/管 u 型 管 282700.6 4.9.4 再沸器再沸器 ，塔底采出按純水進(jìn)行計(jì)算，查得3260.54/vkmol h ，帶入公式：kmolkjikmolkji lwvw /83.285;/ 8 . 241 3 ()3260.54 ( 241.8285.83) 10143561576.2

51、/ bvwlw qv iikj h 本裝置所用蒸汽為絕壓 200kpa 的飽和水蒸氣，查化工原理附錄得， kgkjr/2214 飽和水蒸氣用量為：； 143561576.2 64842/64/ 2214 h wkg ht h 取用再沸器的傳熱系數(shù)為： )/(4180)(*1000 0202 chmkjchmkcalk 平均溫差為水的飽和蒸汽溫度，為 120.2 ，塔釜溫度為 146 0 25.8tc 再沸器面積為， 2 143561576.2 755 4180 25.8 b m q am kt 實(shí)際應(yīng)選用換熱面積為： 2 1.2 755906am 根據(jù)所需傳熱面積，查找換熱器，找出如下列管式換

52、熱器： 設(shè)備位號(hào)設(shè)備名稱(chēng)數(shù)量介質(zhì)型號(hào) 面積 2 m 溫度 壓力 mpa e-410 精制塔釜 再沸器 1 ms/塔釜液 殼/管 固定管板9061801.6 第第 5 5 章章 輔助設(shè)備及選型與計(jì)算輔助設(shè)備及選型與計(jì)算 第第 5.1 節(jié)節(jié) 管道尺寸的確定管道尺寸的確定 5.1.1 塔頂蒸汽餾出管線塔頂蒸汽餾出管線 ，設(shè)：=25m/s3260.54/ ,2.08/ s vkmol h wkg su ， 3 2.08 8.314 318.15 0.42/ 304 42.77 s wsrt vms pm 0.42 0.15 0.7850.785 25 vs dm u 圓整塔頂氣相餾出管線規(guī)格為：gb8

53、163-87 dn160*5 mm。 5.1.2 塔頂冷凝液管線塔頂冷凝液管線 ，取3260.54/ ,2.08/ s vkmol h wkg ssmu/65 . 0 ，則 3 2.08 0.0025/ 848.9 s vms 0.0025 0.07 0.7850.785 0.65 vs dm u 圓整冷凝液管線規(guī)格為：gb8163-87 dn80*5 mm。 5.1.3 原料入口管尺寸原料入口管尺寸 取原料液入口管線的流速為smu/2 ，則 33 183631.22 213/0.06/ 863 s vmhms ， 0.06 0.195195 0.7850.785 2 vs dmmm u 圓整

54、原料入口管線規(guī)格為 gb8163-87 dn205*4 mm。 5.1.4 再沸器升氣管再沸器升氣管 ，取3260.54/vvkmol h 3260.54 20 18.11/ 3600 s wkg s smu/20 3 18.11 8.314 419.15 11.46/ 304 18.11 s s w rt vms pm 11.46 0.73730 0.7850.785 20 vs dmmm u 圓整再沸器升氣管管線規(guī)格為 gb8163-87 dn850*8 mm。 第第 5.2 節(jié)節(jié) 回流罐的確定回流罐的確定 （1）塔頂回流罐中液相物料的密度： 因塔頂水含量相當(dāng)?shù)?，故塔頂回流罐中液相環(huán)氧乙烷

55、水溶液中含水量較低， 故密度近似為： 3 848.9/ l kg m （2）塔頂回流液的溫度為：45 （3）回流罐高徑比定為 3:2，排空時(shí)間為 8 小時(shí)，裝填系數(shù)為 0.8 7500*8 70.68 848.9 l dt v 液 3 m 2 70.68 *1.5 0.840.8 v vdd 液 罐 3 m 所以：d=4.22m，m，m；1.56.33hd 罐 0.85.0hh 液罐 圓整為：dn4220*6330mm 第第 5.3 節(jié)節(jié) 回流泵的選擇回流泵的選擇 設(shè)計(jì)中，回流泵選擇離心泵，其選擇的方法和步驟有以下幾點(diǎn)： （1）確定被輸送液體的物理和化學(xué)性質(zhì) 液體的物理和化學(xué)性質(zhì)包含溫度、粘度

56、、密度、飽和蒸氣壓、腐蝕性和毒性等， 是否含有固體粒子或氣泡，由此才能決定泵的種類(lèi)和型號(hào)，確定泵零部件的材料、 密封件的類(lèi)型、防止泵腐蝕和汽蝕的措施等。 （2）確定泵的流量 根據(jù)生產(chǎn)條件的要求，計(jì)算出單位時(shí)間需要輸送的液體量，計(jì)算管路要求的外 加壓頭，有效功率和軸功率，選擇泵的型號(hào)。 （3）計(jì)算泵的揚(yáng)程 根據(jù)泵的流量和管路及裝置的情況，計(jì)算管路的液體阻力損失，計(jì)算出泵所需 要的揚(yáng)程，也可以增加一定的裕量（5%10%） ，以此作為選泵的的依據(jù)。 （4）校核電動(dòng)機(jī)的功率 如果輸送介質(zhì)的密度與水的密度相差較大時(shí)，還應(yīng)校核電動(dòng)機(jī)的功率是否夠用。 若幾種型號(hào)的泵都能滿(mǎn)足操作要求，應(yīng)當(dāng)選擇經(jīng)濟(jì)且在高效區(qū)工

57、作的泵。 已知：200kpa， g p300kpa t p 所以：， 1 200000848.9 9.81 5241.64 g ppghkpa ， 2 300000848.98 9.81 18.3452.41 t ppghkpa 泵的輸送量為 =60mh，泵進(jìn)出口阻力損失為20m， l v f h15.3zm 則： 3 (452.41 241.64) 10 15.32058.6 848.9 9.81 ef p hzhm g kw 60 58.6 9.81 848.98.4 3600 le nev hg 根據(jù)流量、揚(yáng)程、效率選擇出所用泵的型號(hào)為：is80-50-250 型號(hào) 轉(zhuǎn) 速 r/min

58、流量 /h 3 m 軸功率 kw 揚(yáng)程 m 效率 % 電機(jī) kw 允許汽蝕余量 m is80-50-250290060197570223.0 第第 5.4 節(jié)節(jié) 安全附件安全附件 （1）在塔頂氣相管線上增設(shè)安全閥和緊急排空閥，回流罐頂部安裝罐頂壓力調(diào) 節(jié)閥，以保證異常情況下確保安全。 （2）在塔頂，采用塔釜間接中壓蒸汽（ms）給釜液加熱，以達(dá)到控制塔頂和 塔釜溫度的目的。 （3）對(duì)于塔頂壓力，通過(guò)塔頂壓力控制自動(dòng)調(diào)節(jié)閥，調(diào)節(jié)塔頂來(lái)的蒸汽量以達(dá) 到穩(wěn)定塔壓的目的。 （4）塔頂采出量和塔底采出量分別用回流罐液面調(diào)節(jié)和塔釜液面控制調(diào)節(jié)閥開(kāi) 度，以此實(shí)現(xiàn)全塔系統(tǒng)物料進(jìn)出平衡的自動(dòng)操作。 第第 6 6

59、章章 結(jié)結(jié) 論論 環(huán)氧乙烷作為重要的石油化工產(chǎn)品，是乙烯工業(yè)衍生物中重要有機(jī)化工原料。 隨著近些年來(lái)對(duì)環(huán)氧乙烷的旺盛需求，每年環(huán)氧乙烷產(chǎn)能的都在以100萬(wàn)噸左右的速 度增長(zhǎng)。本設(shè)計(jì)針對(duì)氧氣直接氧化法生產(chǎn)出的環(huán)氧乙烷，采用精餾塔提純環(huán)氧乙烷， 使得塔頂產(chǎn)品環(huán)氧乙烷純度達(dá)到98.5%，塔釜?dú)堃褐协h(huán)氧乙烷含量在1.1%以下。設(shè)計(jì) 中主要以質(zhì)量守恒定律、物料衡算和熱力學(xué)定律為依據(jù)，對(duì)精餾塔和輔助設(shè)備進(jìn)行 了工藝和設(shè)備的設(shè)計(jì)參數(shù)計(jì)算，得出以下結(jié)論： 1）工藝方面 精餾塔采用 f1 型單溢流浮閥塔，溢流管為弓形降液管，全塔高 21m，塔板總數(shù) 為 31 塊,塔頂溫度可設(shè)為 45，塔釜溫度可設(shè)為 146，精

60、餾段塔徑為 4m，塔板堰 長(zhǎng) 2.8m，板上液層高度 0.064m, 閥孔數(shù)為 1403 個(gè)，相鄰的兩排中心孔距 0.08m；提 餾段塔徑為 3.2m，塔板堰長(zhǎng) 2.24m，板上液層高度 0.083m, 閥孔數(shù)為 809 個(gè)，相鄰 的兩排中心孔距 0.087m。 本設(shè)計(jì)通過(guò)對(duì)塔板校核驗(yàn)算，認(rèn)為所設(shè)計(jì)的精餾塔符合任務(wù)要求；通過(guò)氣液負(fù) 荷性能圖，也可以證實(shí)該裝置操作彈性是較為合理的。 本工藝采用的是國(guó)內(nèi)外較為成熟的技術(shù)，工藝路線較為先進(jìn)，各項(xiàng)技術(shù)指標(biāo)能 夠滿(mǎn)足設(shè)計(jì)要求。 2）質(zhì)量控制方面 環(huán)氧乙烷屬于甲 a 類(lèi)危險(xiǎn)化學(xué)品，危險(xiǎn)性極大，因此，控制系統(tǒng)必須可靠。該 設(shè)計(jì)儀表、連鎖控制手段較為齊全。對(duì)于