畢業(yè)設計（論文）-7萬噸年環(huán)氧乙烷精餾塔設計

1、 PAGE 447萬噸/年環(huán)氧乙烷精餾塔設計摘 要根據(jù)北京化工大學畢業(yè)設計要求,并結(jié)合生產(chǎn)實際，選擇浮閥塔精餾分離環(huán)氧乙烷水溶液為設計課題。選用F1型單溢流浮閥塔為分離設備，以質(zhì)量守恒定律、物料衡算和熱力學定律為依據(jù)，對精餾塔及其輔助設備進行了工藝和設備的設計參數(shù)計算，得出精餾塔采用F1型單溢流浮閥塔，溢流管為弓形降液管，設計確定全塔高度21m，塔板總數(shù)為31塊，塔頂溫度可設為45，塔釜溫度可設為146，精餾段塔徑為4m，塔板堰長2.8m，板上液層高度0.064m, 閥孔數(shù)為1403個，相鄰的兩排中心孔距0.08m；提餾段塔徑為3.2m，塔板堰長2.24m，板上液層高度0.083m, 閥孔數(shù)為

2、809個，相鄰的兩排中心孔距0.087m。并通過塔板校核驗算，認為設計的精餾塔符合要求；氣液負荷性能圖也說明該裝置操作彈性合理。關(guān)鍵詞：環(huán)氧乙烷； 精餾； 回流比； 工藝設計； 校核目 錄 TOC o 1-3 u 第1章 前 言 PAGEREF _Toc318986113 h 7第1.1節(jié) 環(huán)氧乙烷概述 PAGEREF _Toc318986114 h 7第1.2節(jié) 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法 PAGEREF _Toc318986115 h 81.2.1 氯醇法 PAGEREF _Toc318986116 h 81.2.2 直接氧化法 PAGEREF _Toc318986117 h 8第1.3節(jié) 設計任務

3、及目標 PAGEREF _Toc318986118 h 9第2章 設計內(nèi)容框架 PAGEREF _Toc318986119 h 10第3章 設計簡介 PAGEREF _Toc318986120 h 11第3.1節(jié) 精餾原理 PAGEREF _Toc318986121 h 11第3.2節(jié) 裝置流程的確定 PAGEREF _Toc318986122 h 11第3.3節(jié) 操作壓力的選擇 PAGEREF _Toc318986123 h 11第3.4節(jié) 浮閥標準 PAGEREF _Toc318986124 h 12第4章 精餾塔設計參數(shù)確定 PAGEREF _Toc318986125 h 13第4.1節(jié)

4、 物料衡算 PAGEREF _Toc318986126 h 134.1.1 精餾塔的物料衡算 PAGEREF _Toc318986127 h 134.1.2 精餾塔塔頂、塔釜、進料板溫度的計算 PAGEREF _Toc318986128 h 144.1.3 塔頂溫度的求取 PAGEREF _Toc318986129 h 154.1.4 塔釜溫度的求取 PAGEREF _Toc318986130 h 154.1.5 進料板溫度的確定 PAGEREF _Toc318986131 h 16第4.2節(jié) 回流比、操作線方程、實際板數(shù)的確定 PAGEREF _Toc318986132 h 174.2.1

5、相對揮發(fā)度 PAGEREF _Toc318986133 h 174.2.2 最小回流比的求取 PAGEREF _Toc318986134 h 174.2.3 適宜回流比 PAGEREF _Toc318986135 h 174.2.4 操作線方程 PAGEREF _Toc318986136 h 174.2.5 理論板的計算和實際塔板數(shù)的確定 PAGEREF _Toc318986137 h 174.2.6 實際塔板數(shù)的確定 PAGEREF _Toc318986138 h 19第4.3節(jié) 塔徑的計算 PAGEREF _Toc318986139 h 194.3.1 精餾段 PAGEREF _Toc31

6、8986140 h 194.3.2 提餾段 PAGEREF _Toc318986141 h 20第4.4節(jié) 塔高的計算 PAGEREF _Toc318986142 h 22第4.5節(jié) 塔板結(jié)構(gòu)尺寸及溢流裝置的確定 PAGEREF _Toc318986143 h 224.5.1 堰長 PAGEREF _Toc318986144 h 224.5.2 溢流堰高 PAGEREF _Toc318986145 h 224.5.3 弓形降液管的寬度和面積：Wd和Af PAGEREF _Toc318986146 h 234.5.4 降液管底隙高度:ho PAGEREF _Toc318986147 h 24第4

7、.6節(jié) 塔板的布置 PAGEREF _Toc318986148 h 244.6.1 塔板分布 PAGEREF _Toc318986150 h 244.6.2 浮閥的數(shù)目與排列 PAGEREF _Toc318986151 h 254.6.3 鼓泡區(qū)面積 PAGEREF _Toc318986152 h 254.6.4 閥孔分布 PAGEREF _Toc318986153 h 264.6.5 孔速及動能因數(shù)：和 PAGEREF _Toc318986154 h 264.6.6 開孔面積和開孔率 PAGEREF _Toc318986155 h 26第4.7節(jié) 塔板校核 PAGEREF _Toc31898

8、6156 h 264.7.1 氣體通過浮閥塔板的壓降： PAGEREF _Toc318986157 h 274.7.2 液泛 PAGEREF _Toc318986158 h 274.7.3 霧沫夾帶 PAGEREF _Toc318986159 h 28第4.8節(jié) 負荷性能圖的計算 PAGEREF _Toc318986160 h 294.8.1 霧沫夾帶線 PAGEREF _Toc318986161 h 294.8.2 液泛線 PAGEREF _Toc318986162 h 304.8.3 液相負荷上限線 PAGEREF _Toc318986163 h 314.8.4 漏液線 PAGEREF _

9、Toc318986164 h 314.8.5 液相負荷下限線 PAGEREF _Toc318986165 h 314.8.6 操作彈性 PAGEREF _Toc318986166 h 31第4.9節(jié) 熱量衡算 PAGEREF _Toc318986167 h 324.9.1 塔頂冷凝器換熱面積的確定 PAGEREF _Toc318986168 h 324.9.2 冷卻水消耗量 PAGEREF _Toc318986169 h 324.9.3 冷凝器 PAGEREF _Toc318986170 h 324.9.4 再沸器 PAGEREF _Toc318986171 h 33第5章 輔助設備及選型與計

10、算 PAGEREF _Toc318986172 h 34第5.1節(jié) 管道尺寸的確定 PAGEREF _Toc318986173 h 345.1.1 塔頂蒸汽餾出管線 PAGEREF _Toc318986174 h 345.1.2 塔頂冷凝液管線 PAGEREF _Toc318986175 h 345.1.3 原料入口管尺寸 PAGEREF _Toc318986176 h 345.1.4 再沸器升氣管 PAGEREF _Toc318986177 h 34第5.2節(jié) 回流罐的確定 PAGEREF _Toc318986178 h 35第5.3節(jié) 回流泵的選擇 PAGEREF _Toc31898617

11、9 h 35第5.4節(jié) 安全附件 PAGEREF _Toc318986180 h 36第6章 結(jié) 論 PAGEREF _Toc318986181 h 38重要符號一覽表 PAGEREF _Toc318986182 h 40參考文獻 PAGEREF _Toc318986184 h 42致 謝 PAGEREF _Toc318986185 h 43第1章 前 言第1.1節(jié) 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化工原料。2009年，全世界環(huán)氧乙烷產(chǎn)能已達到2200萬噸，產(chǎn)量約為2000萬噸。由于近年來對環(huán)氧乙烷的需求旺盛，每年環(huán)氧乙烷產(chǎn)能的增長量

12、都在100萬噸左右。環(huán)氧乙烷常溫常壓下為無色氣體，氣味似醚，在低于10.7時是無色易流動的液體，其蒸汽對眼和鼻粘膜有刺激性，與水、酒精、乙醚相互混溶，化學性質(zhì)非?；顫?，能與許多化合物起加成反應。環(huán)氧乙烷為易燃、易爆、有毒液體，沸點在10.5，閃點-17.8，易溶于水和有機溶劑，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)氧乙烷的特殊反應活性，能與許多物質(zhì)發(fā)生開環(huán)反應，遇水則緩慢反應生成乙二醇，在精餾過程中會發(fā)生聚合反應，異構(gòu)化反應和水合反應，高溫下發(fā)生分解反應。在生產(chǎn)、儲存、運輸、使用過程中，防火防爆工作極為重要，必須進行全面危

13、害識別、風險評估，制定并落實可靠安全措施，確保安全生產(chǎn)。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燃燒熱, (298K,101.3kPa), kJ/mol1.304熔點, 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）, %（體積）2.6-100表面張力（293K), mN/m24.3閃點，Tag法,開杯，K255黏度，mPa.s 273K0.31比熱容(298

14、K), kJ/(kg.K)1.96283K0.28環(huán)氧乙烷是一種重要的有機合成原料，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、環(huán)氧乙烷醚類、多胺類、羥乙基纖維素、氯化膽堿和具有特殊功能的液體等，主要應用于洗滌、印染、電子、醫(yī)藥、農(nóng)藥、紡織、造紙、汽車、石油開采與煉制等眾多領(lǐng)域。近年來，在需求持續(xù)增加的帶動下，國內(nèi)環(huán)氧乙烷新項目不斷上馬，環(huán)氧乙烷生產(chǎn)能力穩(wěn)步增加。第1.2節(jié) 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個世紀的歷史，在其生產(chǎn)發(fā)展過程中，生產(chǎn)技術(shù)和工藝過程都有不斷的改進和革新最早的工業(yè)化生產(chǎn)方法是氯醇法，由于其存在產(chǎn)量低、質(zhì)量差、腐蝕設備、污染環(huán)

15、境和耗氯量大等一系列問題，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 氯醇法環(huán)氧乙烷氯醇法生產(chǎn)分兩步進行：首先氯氣與水反應生成次氯酸，再與乙烯反應生成氯乙醇；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競爭能力。1.2.2 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

16、式固定床反應器。反應器是關(guān)鍵性設備，與反應效果密切相關(guān)，其反應過程基本相同，都包括反應、吸收、汽提和蒸餾精制等工序?？諝庋趸ù朔椒ㄓ每諝鉃檠趸瘎?，因此必須有空氣凈化裝置，以防止空氣中有害雜質(zhì)帶入反應器而影響催化劑的活性?？諝夥ǖ奶攸c是有兩臺或多臺反應器串聯(lián)，即主反應器和副反應器，為使主反應器催化劑的活性保持在較高水平(6375)，通常以低轉(zhuǎn)化率進行操作，保持在2050范圍內(nèi)。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，未反應的乙烯基本上可完全循環(huán)使用。從吸收塔頂出來的氣體必須經(jīng)過脫碳以除去二氧化碳，然后循環(huán)返回反應器

17、，二氧化碳的摩爾分數(shù)超過15，將嚴重影響催化劑的活性。氧氣氧化法無論是在生產(chǎn)工藝、生產(chǎn)設備、產(chǎn)品收率、反應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，因此在氧氣價格上漲時，對氧氣法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)總費用會有一定的影響，而空氣法就不存在氧氣價格變動帶來的總費用變動問題，而且氧氣法對原料的純度要求很高，如氧氣純度低，就會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，許多廠家都采用氧氣氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，因為氧氣氧化法不需要空氣凈化系統(tǒng)，并且氧氣氧化法

18、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，未反應的乙烯基本上可完全循環(huán)使用。國內(nèi)環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)始于20世紀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70年代后期，隨著北京燕山石油化工公司和遼陽石油化纖公司分別引進了美國SD公司和美國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)，國內(nèi)環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)改為以乙烯為原料進行生產(chǎn)。第1.3節(jié) 設計任務及目標本畢業(yè)設計是依據(jù)北京化工大學成人教育學院畢業(yè)設計大綱和設計任務書，選擇6.1萬噸/年環(huán)氧乙烷精餾塔設計為課題，采用氧氣直接氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，以操作簡單、能耗低、操作彈性

19、大的浮閥塔為分離設備，確定環(huán)氧乙烷提純單元工藝流程，并進行物料衡算、熱量衡算及相關(guān)設備工藝計算，力求使精餾塔塔頂溫度、塔釜、進料板及泡點溫度，塔頂、塔釜物料流量，塔板數(shù)、操作回流比等相關(guān)設計參數(shù)達到最佳理想操作狀態(tài)。第2章 設計內(nèi)容框架本設計的年產(chǎn)6.1萬噸環(huán)氧乙烷精餾塔設計內(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)的計算；(4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；(5) 塔板主要工藝尺寸的計算；(6) 塔板的流體力學驗算；(7) 塔板負荷性能圖；(8) 精餾塔接管尺寸計算；(9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖；(10)總結(jié)。第3章 設計簡介第3.1節(jié)

20、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)鍵在于回流的應用?；亓靼ㄋ敻邼舛纫讚]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。汽液回流形成了逆流接觸的汽液兩相，從而在塔的兩端分別得到相當純凈的單組分產(chǎn)品。塔頂回流入塔的液體量與塔頂產(chǎn)品量之比，稱為 HYPERLINK /view/989546.htm t _blank 回流比，它是精餾操作的一個重要控制參數(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、原料預熱器、釜液冷凝器、蒸餾釜（再沸器）和產(chǎn)品冷凝器等設備，蒸餾過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，適應性強的優(yōu)點，適用于小規(guī)模，多品

21、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，工業(yè)中以連續(xù)蒸餾為主。 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，以便于準確的控制回流比。第3.2節(jié) 裝置流程的確定本次設計是提純環(huán)氧乙烷，分離環(huán)氧乙烷水混合物，對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中原料氣來的環(huán)氧乙烷水溶液進入精餾塔后，自精餾塔中部

22、進入塔內(nèi)進行精餾。在塔內(nèi)經(jīng)過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，進行回流操作，使之純度可調(diào)，另一部分與塔體外采混合直接采出為產(chǎn)品。其中可通過塔體液位，回流罐液位，采出量對整個工藝流程進行定量控制，達到完整精餾的目的，其工藝流程圖見附圖3-1第3.3節(jié) 操作壓力的選擇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，都應采用常壓蒸餾；對熱敏性物系或者混合物泡點過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對于餾出物的冷凝溫度

23、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壓蒸餾。本設計采用加壓蒸餾，以節(jié)省操作費用。塔頂壓設計壓力為表壓0.3Mpa，精餾塔塔頂壓降4kPa，冷卻介質(zhì)用自來水，單板壓降小于0.74kPa。第3.4節(jié) 浮閥標準塔板是精餾塔的主要物件，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)應用中，因F1型浮閥已有系列化標準，故常普遍采用F1型浮閥。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

24、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）浮閥應用最為普遍，本次設計以F1型浮閥為標準浮閥。第4章 精餾塔設計參數(shù)確定設計參數(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，主要計算所需物料量和產(chǎn)品量，還可以算出物料的組成，確定物料中各組分在化學反應過程中的定量轉(zhuǎn)化關(guān)系，并通過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定律為基礎，計算傳入、傳出的熱量，從而確定公用工程的能耗以及傳熱面積。其計算依據(jù)與物料衡算相同。第4.1節(jié) 物料衡算4.1.1 精餾塔

25、的物料衡算根據(jù)設計要求原料為環(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%，塔釜殘液中環(huán)氧乙烷含量在1.1%以下，泡點進料方式，進料溫度91.5，年提純環(huán)氧乙烷6.1萬噸，年開工8000小時，操作方式為連續(xù)操作。進行物料衡算如下：每小時采出量：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釜液環(huán)氧乙烷摩爾分率： xw=aw/MEO/(aw/MEO+(1-aw

26、)/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餾出液摩爾流量：D=質(zhì)量流量/Md=8722.64/43.0692202.52kmol/h釜液平均分子量：

27、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4-1 各股物料組成及流量項目摩爾流量摩爾組成質(zhì)量流量質(zhì)量組成平均分子量kmol/h%kg/h%g/mol原料F8722.64167910.9619.25環(huán)氧乙烷441.9564.8119446.06411水8280.68495.19149052.31289釜液W9271.72176006.2218.11環(huán)氧乙烷43.06920.4521895.04481水9228.6599.548166115.799餾出液D202.52762543.0692環(huán)氧

28、乙烷195.26996.428591.83698.5水7.25023.58130.5031.54.1.2 精餾塔塔頂、塔釜、進料板溫度的計算 相平衡常數(shù)：已知：塔頂操作絕對壓強： P頂 =2280mmHg304Kpa 塔釜操作絕對壓強： P釜 =3830mmHg=510.5 Kpa查表得常壓下兩組分的沸點：EO：10.5 ；H2O：100 設環(huán)氧乙烷，水分別以B,T表示。根據(jù)Antoine方程, 查化工熱力學附表 表4-2 Antoine常數(shù)組分ABC環(huán)氧乙烷7.264178116.7003244.2552水7.9524641660.67827.44334.1.3 塔頂溫度的求取 預設塔頂溫度

29、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*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=454.1.4 塔釜溫度的求?。?）設塔釜溫度為120 代入公式求得： PTS=911.10 mmHg PBS=2100.51 mmHgKT=PTSt/P釜 =2

30、.2472KB=PBSb/P釜 =0.9792yT=KTXwT =0.9837yB=KBXwB =0.08957則：yi= yT+ yB =1.07331該溫度不符合要求.（2）預設塔釜溫度tww=146 所以 PBS=25148.609mmHg 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 =0.9812yi=yB+yT=0.99471 所以，塔釜溫度tww=1464.1.5 進料板溫度的確定 進料板壓力PF=(P頂+P釜)/2 =（22

31、80+3830）/23055mmHg(1)設進料板溫度為92代入公式求得：PTS=1160.42 mmHg PBS=471.14 mmHgKT=PTSt/P =0.3798KB=PBSb/P =0.2313yT=KTXFT=0.7406yB=KBXFB=0.1549則：yi=yT+yB=0.89551000，設計中采用分塊式塔板，以便于檢修時拆卸方便。塔板的面積分四個區(qū)域。AB=AT2Ad 式中：AB鼓泡區(qū)面積 Ad降液管面積（受液盤面積） 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，浮閥就設置在此區(qū)，又稱開孔區(qū)面積；溢流區(qū)：降液管及受液盤所在區(qū)域。邊緣區(qū)：靠近塔壁邊緣部分留出一圈寬

32、為50mm的邊緣區(qū)域，以供支撐塔盤的邊梁用。以表示。取=50mm破沫區(qū)： 是鼓泡區(qū)與降流區(qū)之間不開空的區(qū)域，也稱安定區(qū)。此區(qū)不安浮閥，在液體進入降液管之前設置安全區(qū)，以免液體將大量泡沫夾帶進入降液管。以表示安定區(qū)的寬度。因D 1.5米，故取=80mm。精餾塔塔板結(jié)構(gòu)圖見附圖4-1。4.6.2 浮閥的數(shù)目與排列浮閥剛剛?cè)_時，阻力小且流量大，是浮閥塔理想的操作狀況，浮閥的開度與閥孔處的氣相動壓有關(guān)。因此采用氣體速度和密度組成“動能因數(shù)”作為氣體流動時動壓的值。對于F1重閥，此時的“動能因數(shù)”在912間，本設計中=10，閥孔直徑=39mm，以此范圍確定閥數(shù)及排列。1) 精餾段閥孔氣速；閥孔數(shù)為：個

33、2) 提餾段閥孔氣速：=10，閥孔數(shù)為：個 4.6.3 鼓泡區(qū)面積對于單溢流塔板的鼓泡區(qū)面積，用公式：進行計算。1) 精餾段： 則 2) 提餾段： 則4.6.4 閥孔分布本設計中采用分塊塔盤，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：精餾段：提餾段：4.6.5 孔速及動能因數(shù)：和因本設計采用分塊塔盤，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：1）精餾段：個，現(xiàn)重新核算孔速及動能因數(shù)：，F(xiàn)0在9-12之內(nèi)。2） 提餾段：個，現(xiàn)重新核算孔速及動能因數(shù)：，在9-12之內(nèi)。4.6.6 開孔面積和開孔率1) 精餾段：2) 提餾

34、段：第4.7節(jié) 塔板校核4.7.1 氣體通過浮閥塔板的壓降：1) 干板阻力的求取對于F1型重閥塔，由公式，求出臨界孔速：(1) 精餾段干板阻力：，因，所以板上充氣層阻力，充氣因數(shù)，因浮閥塔的很小，所以可以忽略不計。(2) 提餾段干板阻力：，因：，所以：，板上充氣層阻力，充氣因數(shù)，因浮閥塔的很小，可以忽略不計。4.7.2 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，以此用來克服相鄰兩塊塔板之間的壓降阻力。1) 精餾段： 所以：精餾段符合防止淹塔的要求。2) 提餾段： 所以：提餾段符合防止淹塔的要求。4.7.3 霧沫夾帶1) 精餾段：板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積：

35、，由公式：泛點率= 或泛點率=分別進行計算泛點率，取其中較大者為驗算依據(jù)。查泛點負荷系數(shù)圖得，K=1.0 泛點率=或泛點率經(jīng)校核，所設的板間距和塔徑合適，泛點率在80%以下，能夠符合霧沫夾帶量的要求。2) 提餾段：板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積：查泛點負荷系數(shù)圖得，K=1.0泛點率=或泛點率經(jīng)校核，所設的板間距和塔徑合適，泛點率在80%以下，不會發(fā)生霧沫夾帶。第4.8節(jié) 負荷性能圖的計算4.8.1 霧沫夾帶線利用泛點率=作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。1) 精餾段：整理得： 即 2) 提餾段：同理 整理得： 即 由、得知霧沫夾帶線是直線，在操作區(qū)內(nèi)任意取值VL，算出Vg的值：精餾段VL(m/s)

36、 0.0010.0019Vg(m/s) 12.5212.480提餾段VL(m/s) 0.0100.0060Vg(m/s) 10.9511.14根據(jù)上表中的數(shù)值分別作出精餾段、提餾段的負荷性能圖中的霧沫夾帶線。見附圖4-2和附圖4-3。4.8.2 液泛線液泛線由公式而定。因很小，可忽略。而，式中孔數(shù)N與孔徑已定，因此將上式化簡為與的關(guān)系。則：1) 精餾段：2) 提餾段：同理在操作范圍內(nèi)取值，依公式算出對應的值列于下表:精餾段VL(m/s) 0.100.150Vg(m/s)13.013.40提餾段VL(m/s)0.010.016Vg(m/s) 9.509.6004.8.3 液相負荷上限線液體的最大

37、流量應保證在降液管中停留時間不低于3-5秒，以作為液體再降液管內(nèi)的停留時間下限。則：精餾段：提餾段：4.8.4 漏液線 對于浮閥塔以為最小氣體負荷標準。1) 精餾段：2) 提餾段： 4.8.5 液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限的條件。由公式：，取，則精餾段：提餾段：4.8.6 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荷圖。由圖得知操作點位于負荷性能圖的流體力學上下限線所圍區(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，允許的氣液負荷變化范圍就大，說明此塔適應能力較強。由附圖4-2、附圖4-3分別查得：1) 精餾段2) 提餾段：第4.9節(jié) 熱量衡算4.9

38、.1 塔頂冷凝器換熱面積的確定以單位時間為基準，并忽略熱損失，利用熱量守恒原理進行衡算。因為：， 故：4.9.2 冷卻水消耗量 ， ，4.9.3 冷凝器有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500 kcal/(m2h)本設計取 則：采用逆流操作：，實際選用應大于計算值的1.2倍，則應選用換熱面積為 根據(jù)所需傳熱面積，查找換熱器，找出如下列管式換熱器：設備位號設備名稱數(shù)量介質(zhì)型號面積溫度壓力E-111精制塔頂冷凝器1EO/冷卻水殼/管U型管282700.64.9.4 再沸器，塔底采出按純水進行計算，查得，帶入公式：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，

39、飽和水蒸氣用量為：；取用再沸器的傳熱系數(shù)為：平均溫差為水的飽和蒸汽溫度，為120.2 ，塔釜溫度為146 再沸器面積為，實際應選用換熱面積為：根據(jù)所需傳熱面積，查找換熱器，找出如下列管式換熱器：設備位號設備名稱數(shù)量介質(zhì)型號面積溫度壓力E-410精制塔釜再沸器1MS/塔釜液殼/管固定管板9061801.6第5章 輔助設備及選型與計算第5.1節(jié) 管道尺寸的確定5.1.1 塔頂蒸汽餾出管線，設：=25m/s，圓整塔頂氣相餾出管線規(guī)格為：GB8163-87 DN160*5 mm。5.1.2 塔頂冷凝液管線，取，則圓整冷凝液管線規(guī)格為：GB8163-87 DN80*5 mm。5.1.3 原料入口管尺寸取

40、原料液入口管線的流速為，則，圓整原料入口管線規(guī)格為GB8163-87 DN205*4 mm。5.1.4 再沸器升氣管，取圓整再沸器升氣管管線規(guī)格為GB8163-87 DN850*8 mm。第5.2節(jié) 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?shù)停仕敾亓鞴拗幸合喹h(huán)氧乙烷水溶液中含水量較低，故密度近似為：（2）塔頂回流液的溫度為：45（3）回流罐高徑比定為 3:2，排空時間為8小時，裝填系數(shù)為0.8所以：D=4.22m，m，m；圓整為：DN4220*6330mm第5.3節(jié) 回流泵的選擇設計中，回流泵選擇離心泵，其選擇的方法和步驟有以下幾點：（1）確定被輸送液體的物理和化學性

41、質(zhì) 液體的物理和化學性質(zhì)包含溫度、粘度、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和型號，確定泵零部件的材料、密封件的類型、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，計算出單位時間需要輸送的液體量，計算管路要求的外加壓頭，有效功率和軸功率，選擇泵的型號。（3）計算泵的揚程 根據(jù)泵的流量和管路及裝置的情況，計算管路的液體阻力損失，計算出泵所需要的揚程，也可以增加一定的裕量（5%10%），以此作為選泵的的依據(jù)。 （4）校核電動機的功率如果輸送介質(zhì)的密度與水的密度相差較大時，還應校核電動機的功率是否夠用。若幾種型號的泵都能滿足操作要求，應

42、當選擇經(jīng)濟且在高效區(qū)工作的泵。已知：200Kpa，所以：，泵的輸送量為 =60mh，泵進出口阻力損失為20m， 則：Kw根據(jù)流量、揚程、效率選擇出所用泵的型號為：IS80-50-250型號轉(zhuǎn) 速r/min流量/h軸功率Kw揚程m效率%電機Kw允許汽蝕余量mIS80-50-250290060197570223.0第5.4節(jié) 安全附件（1）在塔頂氣相管線上增設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，以達到控制塔頂和塔釜溫度的目的。（3）對于塔頂壓力，通過塔頂壓力控制自動調(diào)節(jié)閥，調(diào)節(jié)塔頂來的蒸汽量以達到穩(wěn)定塔壓

43、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)閥開度，以此實現(xiàn)全塔系統(tǒng)物料進出平衡的自動操作。第6章 結(jié) 論環(huán)氧乙烷作為重要的石油化工產(chǎn)品，是乙烯工業(yè)衍生物中重要有機化工原料。隨著近些年來對環(huán)氧乙烷的旺盛需求，每年環(huán)氧乙烷產(chǎn)能的都在以100萬噸左右的速度增長。本設計針對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)氧乙烷純度達到98.5%，塔釜殘液中環(huán)氧乙烷含量在1.1%以下。設計中主要以質(zhì)量守恒定律、物料衡算和熱力學定律為依據(jù)，對精餾塔和輔助設備進行了工藝和設備的設計參數(shù)計算，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

44、弓形降液管，全塔高21m，塔板總數(shù)為31塊,塔頂溫度可設為45，塔釜溫度可設為146，精餾段塔徑為4m，塔板堰長2.8m，板上液層高度0.064m, 閥孔數(shù)為1403個，相鄰的兩排中心孔距0.08m；提餾段塔徑為3.2m，塔板堰長2.24m，板上液層高度0.083m, 閥孔數(shù)為809個，相鄰的兩排中心孔距0.087m。本設計通過對塔板校核驗算，認為所設計的精餾塔符合任務要求；通過氣液負荷性能圖，也可以證實該裝置操作彈性是較為合理的。本工藝采用的是國內(nèi)外較為成熟的技術(shù)，工藝路線較為先進，各項技術(shù)指標能夠滿足設計要求。2）質(zhì)量控制方面環(huán)氧乙烷屬于甲A 類危險化學品，危險性極大，因此，控制系統(tǒng)必須可

45、靠。該設計儀表、連鎖控制手段較為齊全。對于塔頂壓力，是通過用塔頂餾出線的壓力控制閥加以自動調(diào)節(jié)，通過穩(wěn)定蒸汽量達到穩(wěn)定塔壓的目的。塔頂溫度和塔底溫度通過采用塔釜間接中壓蒸汽(MS)加熱，用來維持全塔的溫度平衡?；亓鞴抟好婧退好娣謩e用塔頂采出量、塔底采出量嚴格控制，以保證全塔物料的平衡。通過以上手段，質(zhì)量 控制是可以保證的。3）設備方面在設備方面，本設計中的裝置具有結(jié)構(gòu)簡單、制造容易、檢（維）修方便、制造成本較低、操作彈性較大等優(yōu)點。精餾塔本身的生產(chǎn)能力較大, 塔板效率也是比較高的, 塔板壓力降較小,清洗塔板時方便容易。整個操作本質(zhì)安全性能較高，操作彈性較大，生產(chǎn)方式靈活，產(chǎn)品質(zhì)量可以得到有

46、效控制。所以。選用設備科學合理。4)節(jié)能環(huán)保方面：隨著國家對節(jié)能環(huán)保要求越來越高，本設計全部采用節(jié)能環(huán)保工藝，已達到節(jié)能環(huán)保的要求。如，利用塔釜液對原料液進行預熱，可以充分利用能源，降低物耗和能耗，等等。由于精餾過程本身是耗能的過程，因此，如何降低能耗也是今后要不斷進一步研究的課題。生產(chǎn)中的跑冒滴漏現(xiàn)象本身是不環(huán)保的，因此，加強設備管理，杜絕設備的跑冒滴漏是非常重要的?？偟膩碚f，本設計在節(jié)能環(huán)保方面是符合要求的。5)在安全方面：通過環(huán)氧乙烷理化性質(zhì)可知，它是甲類危險化學品，閃點低，爆炸范圍廣，危險性極大。在國內(nèi)外都曾發(fā)生過著火爆炸事故，因此，在從事環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)、使用、儲存等環(huán)節(jié)中，安全工作至

47、關(guān)重要。要從工藝安全、設備安全和安全管理方面多管齊下，認真操作，嚴格控制，精心管理，措施落實到位，確保安全生產(chǎn)。本設計中為保證壓力穩(wěn)定，在塔頂餾出線設置了壓力控制閥；為調(diào)節(jié)頂部壓力，回流罐頂部設有壓力調(diào)節(jié)閥；為緊急撤壓確保安全，在塔頂裝有投一備一的并聯(lián)安全閥和一個緊急排空閥；關(guān)鍵機泵設置了自啟動功能；按照規(guī)范，在易泄漏的危險物料區(qū)域設置了可燃性氣體報警儀。整個裝置采用了較為先進的儀表控制系統(tǒng)，如果在操作過程中發(fā)生異常，裝置會自動調(diào)節(jié)，聯(lián)鎖會起到保護作用，可使影響或損失降到最低，達到本質(zhì)安全的作用。本設計總體來看，較為準確，一般情況下操作安全，操作彈性較大，能滿足生產(chǎn)任務的要求。設有自動控制系統(tǒng)能保證