環(huán)氧丙烷板式精餾塔

1、裝訂線 畢業(yè)設計（論文）報告紙設計總說明環(huán)氧丙烷（PO）是除聚丙烯和丙烯腈外的第三大丙烯衍生物，是重要的基本有機化工合成原料，主要用于生產聚醚、丙二醇等，它也是合成聚氨酯不可或缺的。它也是第四代洗滌劑非離子表面活性劑、油田破乳劑、農藥乳化劑等的主要原料。作為一種重要的有機化學中間產物，環(huán)氧丙烷（PO）每年全球會制造400萬噸以上的環(huán)氧丙烷。然而，在兩種傳統(tǒng)的制造環(huán)氧丙烷的方法中，氯醇法會產生嚴重的環(huán)境污染，而共氧化法會制造出大量聯產物。因此，我們需要開發(fā)一種快速且清潔的制造環(huán)氧丙烷的辦法來取代現有的工業(yè)方法。丙烯的直接環(huán)氧化法通過利用催化劑，使用過氧化氫（）作為氧化劑來制造環(huán)氧丙烷，這種方法被

2、認為是環(huán)氧丙烷清潔生產工藝的重要發(fā)展趨勢。這種方法具有較易實現的反應條件，高催化劑活性和高原子經濟性，并且無污染問題。作為化工合成原料，環(huán)氧丙烷的純度直接影響著后續(xù)產品的質量，在聚氨酯生產工藝中要求環(huán)氧丙烷的純度要高于99%。在環(huán)氧丙烷的生產過程中，精餾工段的設計將直接影響到產品的純度。精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，它是化工企業(yè)進行連續(xù)化生產的主要生產裝置之一，在化工生產過程中起著十分重要的作用，精餾塔是運用精餾的原理，將沸點不同的兩種或者兩種以上的混合液體進行分離的裝置，其主要作用是為氣液兩相接觸進行相際傳質提供空間1。本設計旨在完成高純度（大于99%）環(huán)氧丙烷生產精餾工段的設計，

3、進行此次課程設計的目的是為了培養(yǎng)綜合運用所學知識，做到能獨立進行初步設計；掌握精餾工藝設計的基本程序和方法；學會查閱技術資料、選用公式和數據；用簡潔文字和圖表表達設計結果；用CAD制圖以及計算機輔助計算等能力方面得到一次基本訓練，為以后從事設計工作打下堅實的基礎。關鍵詞：環(huán)氧丙烷，HPPO法，精餾塔第 V 頁 共 44 頁DESIGN EXPLANATIONOxygen propane(PO)is the third largest propylene derivative in addition to polypropylene and acrylonitrile , is an impor

4、tant basic organic chemical raw materials , it is mainly used for the production of polyether, propylene glycol and so on , it is also an integral part of the synthesis of polyurethane . It is also the main raw material for the fourth generation of detergent nonionic surfactant, oil field, and pesti

5、cide emulsifie . As an important organic chemical intermediate, propylene oxide (PO) can produce more than 4 million tons of propylene oxide every year. However, in the two traditional methods of producing propylene oxide, It can cause serious environmental pollution, and the CO oxidation process wi

6、ll produce a large number of products .so , we need to develop a fast and clean method of producing propylene oxide to replace the existing industrial methods. Direct ep-oxidation of propylene by using catalyst, Use of hydrogen peroxide () as an oxidant to produce propylene oxide, This method is con

7、sidered to be an important development trend in the process of clean production of propylene oxide. This method has the advantages of easy realization of the reaction conditions, high catalytic activity and high atomic economy, and has no pollution problem. As a chemical raw material, the purity of

8、propylene oxide directly affects the quality of the products. In the process of polyurethane production, the purity of propylene oxide is higher than 99%. In the production process of epoxy propane purity, distillation design will directly affect the product.Distillation is a distillation of a tower

9、 vapor-liquid contact apparatus, it is chemical enterprises are one of the main production unit in continuous production and plays a very important role in the process of chemical production, distillation tower is using distillation principle, the boiling point of two or more than two mixed liquid s

10、eparation device, its main role is inter phase mass transfer provides space for gas-liquid contact.This design to completion of high purity (more than 99 percent) of Epoxy Propane Production distillation section in the design, for the purpose of the course design is to cultivate the integrated use o

11、f the knowledge, do preliminary design independently; master the basic procedure and method of distillation process design; learn to consult technical data, selecting formula and data; use simple words and graphics expression design results; CAD drawing and computer aided calculation ability to get

12、a basic training, the design work to lay a solid foundation for the future career.Key Words：stochastic structure, Markov process, nonlinear configuration state目錄第1章 緒論11.1 環(huán)氧丙烷概述11.2 環(huán)氧丙烷制備方法11.2.1 氯醇法11.2.2 共氧化法21.2.3 直接氧化法21.3 HPPO法發(fā)展趨勢314 精餾塔31.4.1精餾原理31.4.2精餾塔的設計41.4.3精餾塔結構41.5 設計目的及意義5第2章 設計任務及

13、方案62.1 篩板精餾塔的工藝條件62.2 設計的基本內容和要求6第3章 精餾塔的工藝設計73.1 計算依據73.2 精餾塔的物料衡算73.3 理論板數的求解83.3.1 回流比的計算83.3.2 氣相及液相負荷93.3.3 操作線方程的確定103.3.4 理論塔板數計算103.4 全塔效率的求解123.5 塔的工藝條件及物性數據計算143.5.1 操作壓強143.5.2 操作溫度143.5.3平均摩爾質量的計算153.5.4 平均密度153.5.5 液相表面張力計算163.6 塔體主要工藝尺寸的設計計算163.6.1 塔徑D173.6.2 精餾塔的有效塔高183.6.3 溢流裝置193.6.

14、4 塔板布置203.7 塔板的流體力學驗算233.7.1 氣體通過篩板壓降和驗算233.7.2 液體表面張力的阻力計算243.7.3 霧沫夾帶量的計算243.7.4 漏液的驗算253.7.5 液泛驗算253.8 塔板負荷性能圖263.8.1 液沫夾帶線263.8.2 液泛線273.8.3 漏液線283.8.4 液相負荷上限線283.8.5 液相負荷下限線283.9 本章小結29第四章 精餾塔輔助設備的設計和選型324.1 精餾塔接管尺寸計算324.1.1 進料管道324.2 換熱器設計334.2.1 冷凝器334.2.2 再沸器344.3 本章小結35參考文獻37謝辭38第1章 緒論1.1 環(huán)

15、氧丙烷概述環(huán)氧丙烷(Propylene Oxide，簡稱PO)，又名甲基環(huán)氧乙烷或氧化丙烯，是無色、具有醚類氣味的易燃液體。分子式：，分子量：58.08；熔點-112.1；沸點34.2；相對密度0.859折射率1.3664；閃點-37。與水部分互溶，與乙醇、乙醚等互溶。化學性質活潑，其蒸氣在空氣中能自燃或爆炸。環(huán)氧丙烷是除了聚丙烯和丙烯腈以外的第三大丙烯衍生物，是重要的基本有機化工原料，是精細化工產品的重要原料，廣泛應用于汽車、建筑、食品、煙草、醫(yī)藥及化妝品等行業(yè)。275%的環(huán)氧丙烷用于生產聚醚多元醇，聚醚多元醇與異氰酸酯反應生成聚氨酯，聚氨酯是生產保溫材料、彈性體、粘接劑、涂料等的重要原料。

16、20%的環(huán)氧丙烷用于生產丙二醇，作為不飽和聚酯樹脂建筑材料、工業(yè)用防凍液、潤滑油添加劑、化妝品、保濕劑等的原料。道化學、Lyondellbasell、殼牌等大型企業(yè)居于環(huán)氧丙烷生產的壟斷地位。節(jié)能環(huán)保的環(huán)氧丙烷生產新工藝的開發(fā)極為迅速3。作為丙烯系的第三大衍生物，可生產丙二醇及非離子型表面活性劑。PO還廣泛用于合成碳酸二甲酯、二氧化碳聚合物等綠色產品。環(huán)氧丙烷(PO)主要用于生產聚醚多元醇、丙二醇和各類非離子表面活性劑等，其中聚醚多元醇是生產聚氨酯泡沫、保溫材料、彈性體、膠粘劑和涂料等的重要原料， 近年來PO還廣泛用于合成碳酸二甲酯、二氧化碳聚合物等綠色產品。各類非離子型表面活性劑在石油、化工

17、、農藥、紡織、日化等行業(yè)得到廣泛應用。同時，環(huán)氧丙烷也是重要的基礎化工原料。41.2 環(huán)氧丙烷制備方法目前國外已工業(yè)化的PO生產方法有：氯醇法、共氧化法和過氧化氫直接氧化法。1.2.1 氯醇法氯醇法以丙烯和氯氣為原料，經氯醇化-皂化-精制過程后，得到PO產品。我國早期引進的裝置均采用氯醇法。該法存在生產規(guī)模較小，資源消耗量大，廢水、廢渣污染大，能耗高和技術落后，經濟效益低等問題。每生產1tPO需耗用和分別為1.5t和1.14t，同時產生約40t含氯廢水和2t廢渣，該廢水具有溫度高、pH值高、氯根含量高、COD含量高和懸浮物含量高的“五高”特點，難以處理；另外，生產過程中產生的次氯酸嚴重腐蝕設備

18、，導致生產效率低，維護修理成本高。51.2.2 共氧化法共氧化法根據原料不同分為乙苯共氧化法(PO/SM)和異丁烷共氧化法（PO/TBA）。除PO外，聯產苯乙烯和叔丁醇，每噸PO聯產2.22.5t 苯乙烯或2.3t叔丁醇。該法克服了氯醇法三廢污染嚴重，腐蝕性強和需要氯資源的缺點，不利之處在于工藝流程長，防爆要求嚴，操作條件苛刻，對原料規(guī)格要求高，副產品產量遠大于主產品PO產量，并且投資額較大，只有PO和聯產品市場需求匹配時才能顯示其優(yōu)越性，需要上下游完整產業(yè)鏈配置，比較適合大型煉化一體化企業(yè)。61.2.3 直接氧化法由于傳統(tǒng)的PO生產路線存在很多弊端，科研人員一直致力于安全環(huán)保、清潔高效、副產

19、物少的PO生產新工藝的研究。隨著行業(yè)的進一步發(fā)展，工業(yè)上正在努力尋找一種綠色無污染、流程簡單、無副產物的新工藝。以氧氣和空氣為代表的直接氧化法開始得到了大家的關注，經過多年的研究發(fā)現，氧氣和空氣直接氧化法用于環(huán)氧丙烷的生產，反應轉化率和目的產物的選擇性不高，目前尚在研究階段未實現工業(yè)化。作為一種常見的綠色氧化劑在烯烴環(huán)氧化反應中體現出獨到的優(yōu)勢，但由于催化劑的限制，長時間來發(fā)展也受到很大制約，直到鈦硅分子篩TS-1的發(fā)現，其最大的優(yōu)勢是對以為氧化劑的有機物擇形氧化有很高的活性和選擇性，反應條件溫和而且環(huán)境友好，目前直接氧化法（也稱為HPPO法）已實現工業(yè)化生產。7直接氧化法是以鈦硅分子篩TS-

20、1為催化劑，以甲醇為溶劑，在適當的反應條件下，丙烯和過氧化氫在液相體系中進入催化劑床層發(fā)生氧化反應，生產環(huán)氧丙烷和水，該方法主要包括環(huán)氧化、環(huán)氧丙烷分離、環(huán)氧丙烷精制、溶劑分離、丙烯循環(huán)等幾個單元。該工藝流程相對簡單，無副產品生成，減少了產品后續(xù)處理設備和設施，整個生產過程基本沒有污染，屬于新型的環(huán)保生產工藝，廢水排放量能夠降低70%80%，能耗也減少35%，所以該方法的發(fā)展前景被大家普遍看好。目前工業(yè)化的HPPO方法有兩種工藝最為成熟，一是由巴斯夫公司（BASF）和陶氏化學（Dow）共同開發(fā)的技術，另一種是由贏創(chuàng)集團（原德固賽，Degussa）和伍德公司（Uhde）共同開發(fā)的技術。兩種技術的

21、區(qū)別主要是環(huán)氧化反應的反應器類型，本質上沒有太大的差別，二者都是在催化技術特別是TS-1的發(fā)展背景下逐漸走向成熟的。81.3 HPPO法發(fā)展趨勢與氯醇法和共氧化法相比，HPPO環(huán)氧丙烷技術在經濟、環(huán)境以及未來的發(fā)展機會等方面均具有獨特的競爭優(yōu)勢。氯醇法因為氯氣消耗量大，廢水和廢渣產生量大，難以處理，對環(huán)境有較大的污染，國外新建裝置已經不再采用該方法，技術正在逐漸被淘汰。盡管開發(fā)并應用了燒堿皂化廢水回用于電解槽或采鹽的改進氯醇法工藝，但無法從根本上解決資源利用和環(huán)保問題，且大大增加了生產成本。9共氧化法可以大幅度提高單套裝置的生產規(guī)模，在一定程度上克服了氯醇法“三廢”污染嚴重、腐蝕大和需要氯資源

22、等缺點，但聯產品苯乙烯或叔丁醇(或者甲基叔丁基醚( MTBE)的量大，只有環(huán)氧丙烷和聯產品市場需求匹配時才能顯現出該工藝的優(yōu)勢。HPPO法由于生產過程中只生成環(huán)氧丙烷和水，沒有聯產品，“三廢”排放少，屬于環(huán)境友好的清潔生產系統(tǒng)，是環(huán)氧丙烷工業(yè)化生產的發(fā)展方向。10縱觀我國PO產業(yè)，落后的氯醇法產能占比高達60%以上，代表PO產業(yè)發(fā)展方向的HPPO法產能占比僅15%，產業(yè)升級任務迫切。在過去的幾年時間里，全球新增的環(huán)氧丙烷產能主要集中在亞太地區(qū)，尤其以中國為主，截至到2015年底，我國環(huán)氧丙烷產能達303.6萬t，占全球產能約30%。目前我國的環(huán)氧丙烷裝置氯醇法仍占據較大市場，但隨著國家政策和全

23、球聚氨酯行業(yè)的推動，環(huán)氧丙烷也面臨著轉型升級，節(jié)能減排、環(huán)境友好以及優(yōu)質產品是未來發(fā)展的主要方向。氯醇法的一系列弊端在當今大背景下更加明顯，逐漸失去了市場的競爭力和發(fā)展動力；共氧化法又面臨著巨大產能的聯產產品，只有解決好聯產產品的市場銷售才能凸顯出共氧化法的優(yōu)勢；H2O2直接氧化法在環(huán)境保護和副產品方面都有一定的優(yōu)勢，但是需要H2O2的穩(wěn)定供應。1114 精餾塔精餾是石油加工中使用最廣泛的分離單元之一，而石油化工行業(yè)又是整個化工行業(yè)中能耗最大的。由于精餾過程高能耗，熱力學效率較低的特點，該過程一直是化工領域中重要的研究課題。精餾塔設計的好壞，對于能耗的節(jié)省，公用工程的節(jié)約起著至關重要的作用，因

24、此精餾塔設計一直是化工設計中的重要環(huán)節(jié)。121.4.1精餾原理精餾的基本原理就是根據物料的不同物理性質將其進行分離，一般來講在精餾塔中完成，由底部蒸汽熱量造成的塔釜汽化物料在不同性質的塔板上進行傳熱和傳質反應，最終根據塔板上汽化組分的自身輕重將其分離，多余的塔釜汽化物料在塔頂被冷凝水冷卻并回收循環(huán)。塔頂的蒸汽損耗過大時造成普通蒸餾過程中能耗過大的主要原因，精餾過程就是將此部分的熱量進行合理利用，已達到增效節(jié)能的目的。131.4.2精餾塔的設計在進行精餾塔設計時，首先需要考慮的是：操作壓力，進料狀況，加熱方式及其熱能的利用等內容；其次要根據化工廠所使用的原料中各類物質的組分含量以及對精餾塔的生產

25、要求進行物料衡算，以確定精餾塔塔板數量和進料板位置；然后再根據所要完成的精餾段的工藝參數及有關的物料性質數據，通過計算來確定塔徑、塔高、塔板溢流裝置和塔板布置等的計算，還要通過篩板的流體力學進行驗算，以確定所設計的精餾塔是否會出現液沫夾帶、漏液和液泛等情況；最后還要對其他輔助設備進行設計計算。1.4.3精餾塔結構精餾塔的組成示意圖如圖1 所示。精餾塔進料入口以下至塔底部分稱為提餾段，進料口以上至塔頂稱為精餾段。塔內有若干層塔板，每塊塔板上有適當高度的液層，回流液經溢流管由上一級塔板流到下一級塔板， 蒸汽則由底部上升，通過塔板上的小孔由下一塔板進入上一塔板，與塔板上的液體接觸。在每一塊塔板上同時

26、發(fā)生上升蒸汽部分冷凝和回流液體部分汽化的轉熱過程，更重要的是還同時發(fā)生易揮發(fā)組分不斷汽化，從液相轉入汽相，難揮發(fā)組分不斷冷凝，由汽相轉入液相的傳質過程。整個塔內，易揮發(fā)組分濃度由下而上逐漸增加，而難揮發(fā)組分濃度則由上而下逐漸增加。適當控制好塔內的溫度和壓力，則可在塔頂或塔底獲取人們所期望的物質成分。14圖1-1 精餾塔結構圖1.5 設計目的及意義本實驗設計在于給我們4年大學知識的一個總結和歸納，為我們步入社會提前上了一節(jié)生動的課，通過4年的學習自己獨立的完成一個設計，考驗我們的設計思路跟動手能力，不再是一味地講授課本知識，而是在于讓我們有能力獨自完成老師布置的課題，設計的目的有兩個，一是驗證已

27、有的理論，二是通過合理的實驗設計，證實自己合理的推斷并得出相應的結論。通過這一次的畢業(yè)設計，我覺得這次的畢業(yè)設計代表了我四年來學的知識的一個總結，每一步計算，每一張圖紙都代表了自己的心血，讓我真正知道了以后的路該怎么走，雖然這次設計是大學最后一個設計，但我相信這不是一個終點而是一個全新的開始。 第 39 頁 共 44 頁第2章 設計任務及方案2.1 篩板精餾塔的工藝條件（1）進料組成：65%(質量分數，下同)，塔底產品組成99%，產品組成1；（2）連續(xù)操作，原料連續(xù)加入精餾塔中，塔頂、塔底連續(xù)收集餾分和釜液；（3）操作壓強：塔頂壓力為101.3 kPa（常壓精餾）；（4）進料熱狀態(tài)：泡點進料（

28、q=1）；（5）回流比：先求出最小回流比Rmin，根據經驗取操作回流比R為最小回流比的2倍；（6）塔底再沸器加熱；（7）塔板類型：篩板塔；（8）年操作時間：每年300天，每天24小時連續(xù)運行。2.2 設計的基本內容和要求（1）完成塔設備主體部分的物料衡算，熱量衡算，最小回流比及操作回流比的計算，精流塔的氣液相負荷， 操作線方程的求算，塔板數的確定，精餾塔工藝條件及有關物性數據的計算(平均摩爾質量的計算，平均密度計算，液相平均表面張力計算，液相平均粘度計算，塔徑、有效塔高計算)；（2）完成溢流裝置的計算，塔板布置計算，篩板的流體力學驗算，塔板負荷性能圖的繪制；（3）完成輔助設備的設計，包括各種接

29、管、冷凝器和再沸器；（4）畫出工藝流程圖以及塔體裝配圖；第3章 精餾塔的工藝設計3.1 計算依據（1）設計任務：純度大于99的環(huán)氧丙烷年產量為25萬噸，進料組成62環(huán)氧丙烷38甲醇。塔頂產品環(huán)氧丙烷質量分數大于99，塔釜產品環(huán)氧丙烷質量分數小于1，塔頂壓力為101.3Kpa。（2）塔體設計：精餾塔物料衡算、操作線方程計算、塔板數的求取、相關物性參數的計算、塔和塔板的主要工藝尺寸的計算、篩板的流體力學計算以及塔板負荷性能圖；（3）輔助設備的設計：主要是主要接管尺寸的選取、再沸器和冷凝器的設計計算。（4）生產能力：年產250000噸的環(huán)氧丙烷，連續(xù)操作，原料連續(xù)加入精餾塔中，塔頂、塔底連續(xù)收集餾分

30、和釜液；（5）操作壓強：塔頂壓力為101.3KPa（常壓精餾）；（6）進料熱狀態(tài)：泡點進料（q=1）；（7）回流比：求出最小回流比Rmin，根據經驗取操作回流比R為最小回流比的2倍；（8）塔板類型：篩板塔；塔底再沸器加熱；（9）年操作時間：每年300天，每天24小時連續(xù)運行3.2 精餾塔的物料衡算環(huán)氧丙烷的摩爾質量：甲醇的摩爾質量：進料組成：62的環(huán)氧丙烷、38甲醇塔頂產品環(huán)氧丙烷質量分數：大于99原料液、塔頂及塔底產品的平均摩爾質量、，二分別計算結果如下。原料中環(huán)氧丙烷的摩爾分數塔頂產品中環(huán)氧丙烷的摩爾分數塔釜產品中環(huán)氧丙烷的摩爾分數平均摩爾質量：原料塔頂塔釜進料產品流量總物料衡算： (3-

31、1) (3-2)F、D、W分別為進料，塔頂產品，塔底餾出液的摩爾質量聯立得出D=375.66103kmol/h W=407.836kmol/h3.3 理論板數的求解3.3.1 回流比的計算表3-1相對揮發(fā)度的計算查表可得Antoine常數值化合物ABC溫度范圍環(huán)氧丙烷5.7795915.31208.28-48-67甲醇7.197361574.99238.86-1691由上表可知溫度t的共用區(qū)間為-16t67，又因為甲醇的正常沸點為 64，環(huán)氧丙烷的沸點為 34，所以 34t67。因此取 5個溫度點：36、42、48、54、60。由于純組分的飽和蒸氣壓與溫度的關系通?？杀硎境扇缦碌慕涷炇剑簩?A

32、、B、C 分別代入上式： 因為甲醇-環(huán)氧丙烷可以看做為理想物系，所以由拉烏爾定律可得 (3-3)則計算可的： 與的確定本精餾分離工藝的進料方式為泡點進料，故進料熱狀態(tài)參數q=1根據以上數據可得相平衡方程為： (3-4)又可得q線方程為：q=1 (3-5)帶入上式可得出 回流比確定最小回流比：操作回流比：3.3.2 氣相及液相負荷精餾段的氣相以及液相負荷：提餾段的氣相及液相負荷：上述式中 L、L分別為精餾段、提餾段下降液體的流量；V、V分別為精餾段、提餾段上升蒸汽流量。3.3.3 操作線方程的確定精餾段操作線方程： (3-6)提餾段操作線方程： (3-7)相平衡方程為： (3-8)3.3.4 理

33、論塔板數計算(或)為精餾段（或提餾段）內第層板上升蒸氣中易揮發(fā)組分的摩爾分數；（或）為精餾段（或提餾段）內第層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分數。采用逐板計算法確定理論塔板數：首先，確定塔頂第一塊板上升蒸汽中易揮發(fā)組分（環(huán)氧丙烷）的摩爾分數（塔頂為全凝器）由相平衡方程， (3-9)可以求得將所求得的帶入精餾段操作線方程 (3-10)求出接下來交替使用相平衡方程及操作線方程，繼續(xù)求算和理論塔板數的計算直到且 ，那么第塊板即為加料板，前面的塊板為精餾段，從第塊板開始上升的氣相組成由提餾段操作線方程計算： (3-11)繼續(xù)交替應用相平衡方程和提餾段操作線方程，直到計算到，提餾段理論塔板數（再沸器相當于

34、一塊理論塔板）精餾段：第一塊板由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，因為，則第六塊板為加料板，前五塊為精餾段。提餾段： 代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，因為，所以總理論板數為13塊（包括塔釜）。3.4 全塔效率的求解全塔效率的求解：塔效率為在指定分離要求與回流比下所需要理論板數與實際板數的比值，即 (3-12)設全塔效率（0.5左右）由此，分別計算出精餾段實際塔板數（包含加料板），實際上

35、第幾塊塔板為加料板，提餾段（不加再沸器）實際塔板數，以及實際總塔板數（不包括再沸器）。得，精餾段實際為13塊，提餾段實際為14塊。操作壓強：已知塔頂操作壓強常壓，每層塔板壓降，故塔頂壓強；塔底壓強為。操作溫度：利用安托因方程計算塔頂及塔底泡點溫度。環(huán)氧丙烷和甲醇的安托因方程分別為：環(huán)氧丙烷： (3-13)甲醇： (3-14)試差法計算塔頂泡點溫度：塔頂壓強和已知，假設塔頂泡點溫度，根據安托因方程分別求出該溫度下環(huán)氧丙烷和甲醇的飽和蒸氣壓和。計算出x，如果則假設成立，所設的溫度即為塔頂泡點溫度。根據公式 (3-15)已知塔頂壓強，泡點回流，故。設塔頂泡點溫度，則甲醇和環(huán)氧丙烷的飽和蒸氣壓分別為：

36、，代入公式得因此塔頂泡點溫度為35.39。試差法計算塔底泡點溫度：已知塔底壓強，塔底環(huán)氧丙烷的摩爾分數設泡點溫度為，則甲醇和環(huán)氧丙烷的飽和蒸汽壓分別為：，代入公式得設泡點溫度為，則甲醇和環(huán)氧丙烷的飽和蒸汽壓分別為：，代入公式得設泡點溫度為，則甲醇和環(huán)氧丙烷的飽和蒸汽壓分別為：，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得設泡點溫度為，代入公式得因此塔底泡點溫度為。全塔平均溫度：黏度計算：由全塔平均溫度，查黏度共線圖

37、15分別得到該溫度下環(huán)氧丙烷黏度以及甲醇黏度，由公式 (3-16)計算求出。，代入上式得全塔效率估算公式：，所以為27塊按照求得的全塔效率0.48262計算實際塔板數，精餾段塔板數為13，提餾段塔板數為14；總塔板層數為： N=27（不含塔釜）。3.5 塔的工藝條件及物性數據計算3.5.1 操作壓強單板壓降D塔頂壓強進料板壓力塔底操作壓強精餾段平均壓力提餾段平均壓力3.5.2 操作溫度塔頂泡點溫度為，塔釜溫度為進料板的壓強109.1kPa，進料板上環(huán)氧丙烷的摩爾分數用試差法計算進料板泡點溫度。環(huán)氧丙烷：甲醇：設進料板泡點溫度，則甲醇和環(huán)氧丙烷的飽和蒸氣壓分別為 。代入因此，進料板溫度為，由此，

38、計算精餾段和提餾段的平均溫度：精餾段：提餾段：3.5.3平均摩爾質量的計算 塔頂平均摩爾質量 塔頂氣相平均摩爾質量：塔頂液相平均摩爾質量：進料板平均摩爾質量計算第6塊理論塔板為進料板， 進料板氣相平均摩爾質量：進料板液相平均摩爾質量：塔釜平均摩爾質量計算塔釜氣相平均摩爾質量：塔釜液相平均摩爾質量：精餾段平均摩爾質量氣相：= +液相：= = +提餾段平均摩爾質量氣相： +液相：3.5.4 平均密度（1）氣相平均密度計算精餾段平均密度：提餾段平均密度（2）液相平均密度計算液相平均密度由下式計算，即：（w質量分數） (3-17)塔頂：由，查手冊15得：環(huán)氧丙烷的密度 甲醇的密度代入 得塔釜：由，查手

39、冊15得：環(huán)氧丙烷的密度 甲醇的密度代入 得加料板：由，查手冊15得：環(huán)氧丙烷的密度 甲醇的密度代入 得精餾段液相平均密度為：提餾段液相平均密度為：3.5.5 液相表面張力計算塔頂：由塔頂操作溫度，查手冊15得該溫度下環(huán)氧丙烷的表面張力，甲醇的表面張力，由此可以求出塔頂液相平均表面張力：塔釜：由塔釜操作溫度，查手冊15得該溫度下環(huán)氧丙烷的表面張力，甲醇的表面張力，由此可以求出塔釜液相平均表面張力：加料板：由加料板操作溫度，查手冊15得該溫度下環(huán)氧丙烷的表面張，甲醇的表面張力。，由此可以求出加料板處液相平均表面張力：精餾段液相平均表面張力的計算：提餾段液相平均表面張力的計算：3.6 塔體主要工藝

40、尺寸的設計計算3.6.1 塔徑D板式塔的塔徑依據流量公式計算，即 （3-18）式中D代表塔徑（單位為m ）；為氣體體積流量（單位為/s）；u為空塔氣速（單位為m/s）精餾段氣相及液相的流量分別為： 初選塔板間距，及板上液層高度，根據史密斯法求出允許的空塔速：，表3-1 史密斯關聯圖查表3-1得計算得負荷因子，最大允氣速：一般適宜的空塔氣速為最大允許氣速的0.60.8倍，本設計取0.7則操作氣速取值：，精餾段的塔徑：。精餾段氣相及液相的流量分別為： 根據史密斯法求出允許的空塔速：，查表得，計算得負荷因子，最大允氣速：操作氣速取值：，提餾段的塔徑：。3.6.2 精餾塔的有效塔高塔的有效高度Z精餾段

41、的有效高度：=提餾段的有效高度：故精餾塔的有效高度：塔高計算（1）精餾塔的有效高度：Z=12.15m；（2）塔頂空間高：塔頂空間高度的作用時安裝塔板和開人孔的需要，也使氣體中的液體自由沉降，減少塔頂出口氣中的液滴夾帶，空間高度一般取1.01.5m，這里??；（3）開設人孔的板間距：設有人孔的上下兩塔板間距應大于等于500mm，這里?。唬?）人孔數：取10塊板設置一個人孔，實際塔板27塊，所以開2個人孔；（5）進料段空間高度進料段高度取決于進料口結構形式和物料狀態(tài)，一般要比大，取；（6）塔底空間高度：塔底空間高度具有貯存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有1015min的儲量，以保證塔底料液不至排完，

42、同時考慮氣相空間等其他因素，故取=2m；（7）封頭高度：封頭選取標準橢圓形封頭，根據JB/T4746-2002；上封頭：直邊高度h=40mm，曲面高度H=550mm；下封頭：直邊高度 h=40mm，曲面高度 H=550mm；（8）裙座高度：筒體高度大于10m，塔徑2.0m>1m，所以采用圓柱形裙座：4。4m；（9） 實際高度： （3-19）3.6.3 溢流裝置板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾個部分，其結構和尺寸對塔的性能有著重要的影響。本設計采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設進口內堰。（1）溢流堰長的計算本設計為單溢流堰，根據經驗公式得：，D為塔徑

43、。精餾段：取則提餾段：取則（2）出口堰高的計算堰高與板上清液層高度及堰上液層高度的關系式為：公式中，為溢流堰高度，為板上液層高度，為堰上液層高度。對平直堰，堰上液層高度可由弗蘭西斯（Francis）公式計算，即式中為液相流量，單位為/h；為溢流堰堰長，單位為m；E為液流收縮系數。根據設計經驗，E=1 時所引起的誤差能夠滿足工程設計的要求，因此，近似取 E=1。精餾段：取板上液層高度為 0.06m，則溢流堰高度提餾段：取板上液層高度為 0.07m，則溢流堰高度 （3）弓星降液管的寬度及降液管的截面面積精餾段：由查弓形降液管道截面的尺寸參數比例圖，如下圖3-2所示，液體在降液管中的停留時間為：（滿

44、足設計要求，精餾段降液管設計合理）提餾段：由查弓形降液管道截面的尺寸參數比例圖得，液體在降液管中的停留時間為：（滿足設計要求，精餾段降液管設計合理）圖3-1 弓形降液管道截面的尺寸參數比例圖D降液管的低隙高度降液管底端與下一塊塔板間的距離為降液管低隙高度。為了保證良好的液封，又不致使液流阻力太大，應低于溢流堰高度，且此高度差不應低于6mm，一般為612mm。一般液體通過降液管底隙的流速為0.07-0.25m/s。精餾段：本設計取精餾段液體通過降液管底隙的流速為=0.2m/s ，則（滿足設計要求） 提餾段：本設計取精餾段液體通過降液管底隙的流速為=0.23m/s ，則（滿足設計要求）3.6.4

45、塔板布置塔徑大于800mm，故采用分塊式塔板塔板分塊，塔板板面根據所起作用不同分為四個區(qū)域（開孔區(qū)，溢流區(qū)，安定區(qū)，邊緣區(qū)），如圖3-3所示。(1)邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)又稱為無效區(qū)，在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈邊緣區(qū)域供支撐塔板的邊緣之用。其寬度視需要選定，對于塔徑在2.5m以下的塔，可取為3075mm， 對于塔徑在2.5m以上的塔，可取為5075mm。為防止液體經邊緣區(qū)流過而產生短路現象，可在塔板上沿塔壁設置旁流擋板。圖3-2 塔盤分區(qū)示意圖開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域為安定區(qū)，其作用為使自降液管流出液體在塔板上均布并防止液體夾帶大量泡沫進入降液管。其寬度指堰與它最近一排孔中心之

46、間的距離，可參考下列經驗值選定：溢流堰前的安定區(qū)；進口堰后的安定區(qū)；直徑小于1m的塔可適當減小。本設計取邊緣區(qū)寬度；安定區(qū)寬度，(2)開孔區(qū)面積開孔區(qū)面積可用下列公式計算： (3-20)式中 （3-21) （3-22)為以角度表示的反正弦函數精餾段：；提餾段：； (3) 篩孔數n與開孔率孔徑的選取與塔的操作性能要求、物系性質、塔板厚度、材質及加工費等有關。工業(yè)上常用，推薦46mm。篩板厚度：一般碳鋼，不銹鋼篩孔在篩板上一般按正三角形排列，常用孔心距，推薦。t/過小易形成氣流相互擾動，過大則鼓泡不均勻，影響塔板傳質效率。取篩孔孔徑=4mm ，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其篩板厚度=4mm，取t/

47、=2.5，故孔心距10mm。精餾段篩孔數及開孔率分別為：每層塔板的開孔數個每層塔板的開孔率每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速提餾段篩孔數及開孔率分別為：每層塔板的開孔數個每層塔板的開孔率每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速3.7 塔板的流體力學驗算塔板流體力學驗算目的是為了檢驗以上初算塔徑及各項工藝尺寸的計算是否合理，塔板能否正常操作。3.7.1 氣體通過篩板壓降和驗算為流量系數，可從圖中查，得精餾段： (m液柱)提餾段：(m液柱)氣體通過液層的阻力 (3-23)為充氣系數，可由圖3-4查取。圖3-3 充氣系數關聯圖圖中橫坐標為氣相動能因子 (3-24)，式中為以塔截面面積與降液區(qū)面積之差為

48、基準計算的氣體速度，即 (3-25)精餾段：；動能因子查圖 3.5 充氣系數關聯圖可得則液柱提餾段：動能因子查圖 3.5 充氣系數關聯圖可得則液柱3.7.2 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力計算式為 (3-26)精餾段：液柱提餾段：液柱由以上各項可分別計算的精餾段和提餾段的塔板壓降：氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即 精餾段：（m液柱）提餾段：（m液柱）氣體通過每層塔板的壓降：精餾段：提餾段：故滿足設計任務書給定的設計要求。3.7.3 霧沫夾帶量的計算 霧沫夾帶是指板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現象。過多的霧沫夾帶將導 致塔板效率嚴重下降。為了保證板式塔能維持正常的操

49、作效果，應使每千克氣體 夾帶到上一層塔板的液體量不超過0.1kg，即控制霧沫夾帶量0.1kg(液)/kg(氣)。 霧沫夾帶量的計算公式如下： (3-28)式中為鼓泡層高度，一般取鼓泡層高度為板上清液層高度的2.5倍，即=2.5精餾段：；液/kg氣0.1，滿足要求，故在本設計中精餾段液沫夾帶量在允許范圍內。提餾段：；液/kg氣0.1，滿足要求，故在本設計中提餾段液沫夾帶量在允許范圍內。3.7.4 漏液的驗算當氣速逐漸減小至某值時，塔板將發(fā)生明顯的漏夜現象，該氣速稱為漏液點氣速，若氣速繼續(xù)降低，更嚴重的漏夜將使篩板不能積液而破壞正常操作，故漏液點氣速為篩板的下限氣速。為使篩板具有足夠的操作彈性，應

50、保持穩(wěn)定性系數對于篩板塔，漏液點氣速可由下式計算： (3-28)精餾段：篩板的穩(wěn)定性系數故在本設計中精餾段無明顯漏液。提餾段：篩板的穩(wěn)定性系數故在本設計中提餾段無明顯漏液。3.7.5 液泛驗算為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高度應服從關系式 (3-29)環(huán)氧丙烷-甲醇物系屬一般物系，取。當降液管液體在板上分布均勻，且溢流堰高度滿足液封要求時，板上可不設入口堰。精餾段：而板上不設進口堰，可由下式計算，即液柱液柱，故在本設計中精餾段不會發(fā)生液泛現象。提餾段：而板上不設進口堰，由下式計算，即液柱液柱，故在本設計中精餾段不會發(fā)生液泛現象。3.8 塔板負荷性能圖3.8.1 液沫夾帶線精餾段：以液/kg氣

51、為限，求氣相流量和液相流量之間的函數關系如下：由 (3-30)由，故整理得：表3-2 精餾段液沫夾帶取點0.00070.0050.010.0150.020.0250.035.67075.49615.10384.72824.11333.513222.7547提餾段：由由，故整理得：表3-3 提餾段液沫夾帶取點0.00070.010.020.0350.050.0650.0856.3465.83515.03584.65824.12433.513222.85373.8.2 液泛線令，由；聯立得忽略，將與，與，與的關系式帶入上式，整理得 (3-30)式中，分別將精餾段和提餾段的有關數據代入，即可得到氣相流量和液相流量之間的函數關系。精餾段： 故表3-4 精餾段液泛線取