年产20万吨环氧丙烷精制工段设计2021年最新版

1、年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计摘 要36本设计中以丙烯，甲醇以及双氧水为原料，合成浓度为 99.7%的环氧丙烷（PO）。其工艺流程是：用甲醇溶解原料 C H ，通过萃取精馏和普通精馏两个塔的联用得到优等品（质量分数99.7%）的环氧丙烷；除此通过甲醇对丙烯进行回收利用，达到高效节能的生产要求。设计首先对生产流程进行了科学合理的物料衡算与热量衡算，同时采用Aspen Plus 对精馏塔和换热器进行模拟；并对生产设备如精馏塔、换热器设备等重要设备进行了设计，其中精馏段的工艺设计包括：精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、物性估算、塔体工艺尺寸设计、流体力学验算、精馏塔的热量衡算与塔附件的设计；换

2、热器的设计包括：换热器的选型，换热器工艺设计，压力强度的校核，最后对工艺的三废处理和经济效益进行了分析。关键词：环氧丙烷; 换热器; 工艺设计I年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计23Design of Epoxy Propane Refining Section with AnnualOutput of 200000 TonsAbstract36In this design, propylene oxide (PO) with 99.7% purity was produced, using methanol and hydrogen peroxide as raw m

3、aterial. The production process flow was as followed. Firstly, materials C Hwas dissolved by methanol. Then an excellent products (mass fraction more than 99.7%) of the propylene oxide was gained by combining with distillation and conventional distillation tower. Finally, the propylene was recycled

4、by absorption of methanol, according to the requirement of high efficiency and energy saving production.The whole process design included the material balance, heat balance of the production process. Meanwhile, rectification tower and heat exchanger were simulated using Aspen Plus. Furthermore, the

5、important production equipment, such as distillation tower and heat exchanger were designed. The distillation tower of the process design include: material balance calculation, determination of the number of plates, estimation of properties, dimension of tower body design and calculation of fluid me

6、chanics. The design of heat exchanger comprised with selecting and designing of the heat exchanger. The stress intensity was also checked. Finally, the three waste treatment and economic benefit of the process are analyzed.Keywords:Propylene oxide;Heat exchanger;Process design目 录引言7综述8环氧丙烷的性质及应用8环氧丙

7、烷的性质8环氧丙烷的应用8环氧丙烷的市场生产情况8设计依据8原料的选择及工艺参数的选择9换热器9工艺设计与计算10工艺原理10工艺路线的选择10丙烷脱氢制丙烯工艺10丙烯生产环氧丙烷（PO）工艺11工艺流程的确定14丙烷脱氢车间流程模拟19丙烷脱氢反应、预分离工段模拟19压缩、深冷分离工段模拟19丙烯提纯分离工段模拟20环氧化车间流程模拟20PO 分离、精制工段模拟21萃取剂回收工段模拟21丙二醇分离、精制工段模拟22物料衡算22物料衡算基本原理22精馏塔的物料平衡23能量衡算24年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 8 PAGE 9基本原理24冷凝剂25焓值衡

8、算25设备设计计算28设计原则283.1.1 概述283.1.2 设计依据28塔的选择29塔体工艺尺寸设计31塔径的计算31塔板流体力学实验35塔板负荷性能图35塔附属设备计算38设计结果41热器设计43设计任务43换热器概述43换热器机械设计43换热器工艺设计44车间设备布置设计50车间布置设计原则50车间设备布置的要求50车间设备布置依据50车间设备布置50车间设备布置图的内容50车间设备布置50车间布置概述51自动控制52设计依据52生产安全保护52环境特征及仪表选型52环境特征52仪表选型原则52动力供应52仪表用压缩空气52仪表用电源52设备控制方案53控制基本原理53泵的控制方案5

9、3换热器的控制方案54塔的控制方案54控制器54安全与环境保护56环境保护56设计依据56设计标准56各工段污染物566.1.3 污染物治理方法566.2.1 废气576.2.2 废水576.2.3 废渣576.2.4 噪声576.3 绿化58公用工程59供水系统59循环冷却水系统59生产、生活用水59消防给水系统59供电系统59供电工程概述59供电设计原则59继电保护的选择与整定60供暖系统60设计概述60采暖管道设计原则60通风系统60总结61参考文献62致谢63引言环氧丙烷（PO）是一种重要的基本有机化工原料，是丙烯衍生物中产量仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大有机化工产品为满足国内对环氧丙烷

10、的需求量，本设计中采用丙烯，甲醇以及双氧水，合成浓度为 99.7%的环氧丙烷（PO）。 其工艺流程是：采用甲醇溶解原料 C3H6，通过萃取精馏和普通精馏两个塔的联用得到优等品（质量分数99.7%）的环氧丙烷；除此通过甲醇对丙烯进行回收利用，达到高效节能的生产要求。本项目是以全球最大原油出口商沙特阿美液化石油气（ LPG）年度供应的丙烷作为原料，采用 Oleflex 工艺经氧化脱氢得到中间产物丙烯进而采用直接环氧化法（HPPO）生产环氧丙烷，该工艺路线具有产品纯度高、工艺路线短、能耗低和无污染排放等特点。对于废气，废水，废渣，本设计妥善处理处置，不会造成二次污染，对环境影响不大。本设计在结合所学

11、的知识，通过物料衡算和热量衡算等，设计出合适的环氧丙烷精馏塔，换热器等，并运用 Aspen Plus、CAD 这两款软件对工艺流程进行拟合优化；最后对工艺流程进行经济分析、工厂布置等。1综述环氧丙烷的性质及应用环氧丙烷的性质中文名称：环氧丙烷英文名称：Epoxy propaneCAS No：75-56-9分子式：C3H6O分子量：58外观与性状：无色醚味液体表 1.1 设计中所需物质的基本物性物质名称分子量CAS沸点/丙烷44.1074-98-6-42.09丙烯42.08115-07-1-47.4甲醇32.0467-56-164.7环氧丙烷58.0875-56-934环氧丙烷的应用环氧丙烷（P

12、O）是一种重要的基本有机化工原料，是丙烯衍生物中产量仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大有机化工产品。它主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇和聚氨酯等，也是第 4 代洗涤剂用非离子表面活性剂、油田破乳剂及农药乳化剂的主要原料，发展前景广阔1。环氧丙烷的市场生产情况我国 PO 生产始于上世纪 60 年代, 目前国内已拥有生产企业近 20 家, 产能约500 kt /a, 均用氯醇法 ,其中生产能力 10 kt 以上的生产企业有中国石化高桥石化三厂 、金陵石化化工二厂 、ft东滨州化工集团 、江西九江化工厂、福建东南电化股份有限公司等 , 沈阳化工集团 40 kt/a PO 装置已于 2004 年 8 月建成投

13、产。随着聚氨酯工业的飞速发展 , 我国对 PO 的消费量也快速增长2。设计依据中华人民共和国国民经济和社会发展第十三个五年规划纲要;中华人民共和国环境保护法和中华人民共和国劳动安全法等相关的国家法律、法规;2014-2015 年化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定；化工工厂初步设计文件内容深度规定HG/T20688-2000。原料的选择及工艺参数的选择环氧丙烷的精馏：原料：丙烷，甲醇，双氧水处理量：20 万 t/a原料组成：环氧丙烷 60%料液初温：80 塔 顶：全凝器塔 釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：筛板自选：操作压力、回流比、单板压降等生产时间：每年开工时间为 300 天，工作时间为

14、每天三班 8 小时冷却水温度：25 1.4 换热器操作条件表 1.2换热器操作参数壳程参数管程介质冷却水甲醇质量流量/(kg/s)298.992415.3889进口温度/2567.2出口温度/4060.0进口压力/MPa0.100.11出口压力/MPa0.0980.10年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 12 PAGE 132工艺设计与计算工艺原理反应方程式溶解在甲醇中的丙烯与双氧水在催化剂的表面上，于一定温度和压力下，直接氧化生成环氧丙烷（PO），反应方程式可以表示为：CH CH CH H O PO H O23222反应机理以 TS-1 分子筛为催化剂，和双

15、氧水在一定条件下可高选择性高转化率地进行丙烯环氧化反应。TS-1 分子筛上烯烃与过氧化氢的环氧化反应机理如图 2.1 所示，在反应过程中甲醇既能作为溶剂，又可与活性钛原子位结合从而参与催化反应。22图 2.1 烯烃与 H O 的环氧化反应机理工艺模拟见图 2.2 所示：图 2.2 工艺模拟图工艺路线的选择丙烷脱氢制丙烯工艺（1）Oleflex工艺丙烷脱氢治丙烯Oleflex 工艺采用铂-氧化铝催化剂和 4 台串联的绝热式移动床反应器,在压力大于 0.1MPa、温度范围 550650条件下进行丙烷脱氢反应,经过分离和精馏，得到聚合级丙烯产品。分为反应、催化剂再生和产品回收三部分，工艺流程示于图

16、2.3。该工艺丙烯单程转化率达到 3540，总收率在 86左右，氢气收率为 3.6%。（2） Catofin 工艺丙烷脱氢治丙烯Catofin 工艺分为反应、压缩、回收和精制 4 部分，工艺流程示于图 2.4。该工艺丙烷单程转化率约为 45，总转化率在 90%左右。图 2.3 Lummus 公司 Catofin 工艺流程图（3）Oleflex 与 Catofin 的工艺比较Catofin 工艺技术的主要特点是：采用循环固定床反应器，无催化剂损失，具有很高的选择性；单程转化率高，设备尺寸减小，能耗降低；不需要循环氢，循环量较少，降低能耗和操作费用；反应器中少量注入硫化物使金属钝化。缺点是催化剂反

17、应装置多，至少需要两个反应器轮换操作；产品回收部分需加压操作，导致能耗增加；催化剂寿命短，使用铬催化剂会对环境造成不良影响。Oleflex 工艺设计的主要特点是：唯一的连续丙烷脱氢工艺，采用移动床反应器，反应均匀稳定，催化剂活性长久，催化剂循环再生；装置占地较少，总投资费用低； 三废排放少，公用工程消耗低，工艺在线可靠性高。缺点是对原料纯度要求较高（丙烷含量 95%以上，且对硫含量有严格限制），单程转化率和选择性略低3。综上所述，本设计采用美国 Oleflex 工艺。丙烯生产环氧丙烷（PO）工艺（1）氯醇法氯醇法生产PO技术的核心是氯醇化反应器技术，目前世界上比较有代表的反应器技术为美国陶氏化

18、学管式反应器技术、日本旭硝子公司的管塔型反应器技术，国内主要采用的是日本塔式管塔式反应器技术和自行开发的氯醇反应器技术。图 2.4 氯醇法制备 PO 工艺流程图PO/SM 法共氧化法的基本生产原理是：首先，在一定温度和压力下使用氧气或空气氧化乙苯或者异丁烷，生成相应的有机氢过氧化物。然后，丙烯与有机氢过氧化物反应生成环氧丙烷，同时联产 -甲基苯甲醇或叔丁醇。-甲基苯甲醇脱水成为苯乙烯， 叔丁醇脱水可制得异丁烯4。图 2.5 Shell 公司 PO/SM 工艺流程图过氧化氢氧化法（HPPO）过氧化氢直接氧化法的基本生产原理是在相对比较温和的条件下，丙烯（C3H6）和过氧化氢（H2O2）在甲醇/水

19、混合液中,使用特殊的钛硅分子筛催化剂（TS-1）在固定床反应器中发生直接氧化反应的工艺。图 2.7 陶氏-巴斯夫的 HPPO 工艺流程三种工艺对比表 2.1 工艺对比表年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 22 PAGE 21项目氯醇法共氧化法异丁烷乙苯法HPPO 法投资：亿元/万吨2.102.774.691.1产品成本相对比例11.050.86原材料丙烯0.780.850.800.78/t异丁烷2.77乙苯2.90氢气2.73氯气1.351.50生石灰1.00过氧化氢0.72要求不严格较严格无特殊副产物二氯丙烷0.10.27t/t二氯异丙醚0.022有机物废水

20、4080氯化钙废渣2叔丁醇2.36苯乙烯2.6能源动电耗/KW.h.t-1100385385比传统工艺降力消耗低 35%40%冷却水耗/t.t-1200500503蒸汽(4MPa)/ t.t-16.013.012工艺流程的确定本项目从环保经济方面考虑，结合 HPPO 法的生产成本为氯醇法的 0.85，除此之外，PO/SM 法必须要有相应的联产经济，确定以丙烷为原料采用Oleflex 工艺制得丙烯作为中间产物进而将其直接环氧化（HPPO）生产环氧丙烷。丙烷脱氢车间丙烷脱氢反应工段在这个工段中包括一个混合器、4 台串联的平推流（PFR）反应器和 4 台物料加热器，原料丙烷和氢气经混合器 M0101

21、 M0102 混合后进入物料加热器 E0101 中被加热至反应温度后进入反应器 R0101 中反应，反应后的物料因为温度降低进入加热器E0102 继续加热至反应温度后进入下一级反应器。图 2.8 丙烷脱氢氧化反应与与分离工段压缩、深冷分离工段在丙烷脱氢分离工艺中，反应器R0104出口的高温反应气进入急冷塔0201被快速降温，以避免反应气在金属管道内发生裂解反应而降低目的产物的收率。急冷单元使用直接水急冷，该急冷方式设备简单，操作方便被广泛应用。急冷后的反应气依然具有较高的温度，可用来加热进入反应器前的液态丙烷原料，提高分离过程的能量利用率，换热后的反应气继续被冷却到常温后进入冷凝罐0201中回

22、收冷凝水。图 2.9 压缩深冷工段丙烯提纯分离工段在脱乙烷塔塔顶分离出物料中的残留的H2、CH4和乙烯，塔釜液则进入丙烯精馏塔0302，丙烷和丙烯在丙烯精馏塔中被分离，塔顶得到聚合级丙烯产品，塔釜丙烯作为原料返回至多级脱氢反应器。丙烯环氧化车间图 2.10 脱乙烷塔和丙烯精馏塔在丙烯生产环氧丙烷车间中包括物料混合器，和一个环氧化反应器，第一车间的产物丙烯经分离提纯的预处理后和双氧水以及甲醇分别储罐中进入混合器 M0101 和 M0102，后进入液固固定床反应器中，并流通入丙烯气体进行反应得到主产物环氧丙烷及水、丙二醇及少量乙醛等副产物，经过产物粗分离塔分离溶剂甲醇前往溶剂甲醇回收工段，粗分塔塔

23、顶的气相出料冷却后进入环氧丙烷精制部分。PO 分离、精制工段图 2.11 环氧化反应与预分离工段在经过粗分塔分离处理后，塔顶出料进入丙烯回收塔，在丙烯回收塔塔顶分凝器回收未反应的丙烯，提高了丙烯的转化率，同时丙烯被分出，降低了后段体系压力。丙烯回收塔塔底出料进入环氧丙烷萃取精馏塔的下部。萃取剂回收工段图 2.12 PO 分离、精制工段粗分塔塔底出料在进入热耦合精馏塔前分成两股：第一股物流直接从低压塔塔顶进入低压塔。低压塔为一提馏塔，在低压塔塔顶气相采出得到合格的甲醇溶剂冷凝后加至常压回用。低压塔塔底得到含丙二醇及少量甲醇等杂质的废水与高压塔塔底出料混合后进入丙二醇分离塔。低压塔塔底再沸器由高压

24、塔塔顶蒸汽加热。第二股物流加压后进入高压塔，高压塔塔顶气相加热低压塔再沸器后的出料为合格的甲醇溶剂，冷却后直接回用。高压塔塔底出料冷却后分出一定量的萃取用水至环氧丙烷精制工段的萃取精馏塔，剩余的塔底出料与低压塔塔底出料混合后通入丙二醇分离塔。丙二醇分离、精制工段进入丙二醇精馏塔的物料中含有大量水经精馏塔分离提纯后丙二醇的提纯都能够达到质量分数为 99.99%，大量的水在塔顶排出。图 2.13 丙二醇分离、精馏工段丙烷脱氢车间流程模拟利用 Aspen Plus 进行了流程的模拟优化，其中有丙烷脱氢治丙烯工段、深冷压缩工段，丙烯精制工段。丙烷脱氢反应、预分离工段模拟丙烷脱氢预分离工段，物料在经过混

25、合气混合后经物料加热器进入4台串联平推 流反应器。氢氧化反应式为： H 0.5O H O; H 248kJ / mol222R反应中氧气与氢气反应的选择性为99.0。图 2.14 丙烷脱氢反应、预分离工段模拟图压缩、深冷分离工段模拟在急冷单元，利用循环水与高温反应气直接接触，在短时间内降低反应气温度。对于急冷温度的选择，参照丙院脱氢反应物料在金属空管中的反应性能，在300C 以下基本不会发生裂解或结焦反应，故而采用的急冷温度为300C 。图 2.15 压缩、深冷分离工段模拟丙烯提纯分离工段模拟与丙烷脱氢分离工艺脱单元一样，脱乙烷塔顶乙烯回收率为 99.5，塔釜丙烯组分回收率 99。图 2.16

26、 丙烯提纯分离工段环氧化车间流程模拟环氧化工段中第一车间的丙烯和双氧水以及甲醇分别由储罐中进入混合器，混合后进入液固固定床反应器中，并通入丙烯气体进行反应得到主产物环氧丙烷及水、丙二醇，经过产物粗分离塔分离溶剂甲醇通入溶剂甲醇回收工段，粗分塔塔顶的气相出料冷却后进入环氧丙烷精制部分。H 2O2 C3 H 6 C3 H 6O H 2OH 2O2 C3 H 6 C3 H8O2H O C H CH O C HO H O2236441022图 2.17 环氧化工段流程模拟图PO 分离、精制工段模拟PO 分离塔的模拟，其目的是使物料不含丙烯气体，另外分离后的丙烯再进一步进行膜分离（反应器）脱除杂物得到纯

27、度更高的产物并回收利用，该塔塔底出料进入环氧丙烷萃取精馏塔，结合设计规定，达到很好的分离效果，为后续提纯环氧丙烷提供了较好的条件。图 2.18 PO 分离模拟图萃取剂回收工段模拟粗分塔的两股物流一股由塔顶进入低压塔（提馏塔）采出合格甲醇产品冷凝后回用；另一股物流加压后进入高压塔亦可获得合格甲醇，冷却后回用，其目的均是提纯甲醇后回用。其中高压塔塔底部分萃取用水可循环至 PO 的精制工段的萃取塔， 剩余部分流入丙二醇分离塔。图 2.19 萃取剂回收工段丙二醇分离、精制工段模拟已知物质的沸点为丙二醇 188，水 100，严格控制采出量，采出量对两种产物的分离具有很大的影响。得到达标的副产物丙二醇。图

28、 2.20 丙二醇分离、精制工段模拟物料衡算物料衡算基本原理当系统无化学反应发生时：年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 26 PAGE 25在稳定状态下：dF / dt FINFOUTdF / dt FINFOUT 0F，IN FOUT注： FF进入系统的物料流率；IN流出系统的物料流率；OUTG反应产生物料速率；RC反应消耗物料速率。R精馏塔的物料平衡系统物料衡算表 2.2 物料衡算表C3HH2FRESFRESHPH2O2丙二醇废水量环氧丙8HMEE烷15.830.2555555PGOUTPGWAPOOUTTER997101.25077.3200101010

29、.636280010015.2542.7343514.20004352201.545222849.0272007.47.6413530.76472.24177998371.0281.50.5871480.76668.2863625.2367134.027402.254733Temperature CPressure bar Vapor FracMole Flowkmol/hrMass Flowkg/hrVolume Flow cum/hr续表 2.2EnthalpyGcal/hr-920.015-0.882.729-225.53.61471.12833.058Mass Flowkg/hrO23

30、5277-5.508-240.218-13.834N2H2O45.253516.5H2O218491.3trace62320.910.004POMETHANOL201.59能量衡算406.8trace trace0.914trace27361.66基本原理注： Q 设备的热负荷；Q W HOUTHINW 输入系统的机械能；HOUT离开设备的各物料焓之和；H进入设备的各物料焓之和。IN2 2表 2.3 能量衡算表C HH3 82FRES HMEFRESHPEH O丙二醇废水量环氧丙烷Temperature C15.830.2555555PGOUTPGWATERPOOUTPressure bar9

31、97101.25077.320Vapor Frac0101010.6362Mole Flowkmol/hr80010015.2542.7343514.2000Mass Flowkg/hr3527201.545222849.02972007.847.6413530.763472.24179Volume Flowcum/hr71.05281.50.5871480.76668.2863625.23767134.0327402.234EnthalpyGcal/hr-92.60.015-0.882.729-225.593.61471.12833.058总量（Gcal/hr）-316.281107.8冷凝

32、剂选冷却水，温度 20，温升 16。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小， 传热面积大，综合考虑选择 16。焓值衡算由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度tD 98.9，塔底温度tw 118.3，进料温度t 108.6。FT 98.9 273.15 372.05KC C xpPAD C(1 x )PBD 102.9 0.9837 130.044(1 0.9837) 130.34J/(molK)T 118.3 273.15 391.45KWC C xpPAW C(1 x)PBW106.750.003673135.285(10.003673)135.18kJ/ (

33、kmol C)T 97.51 C时，D1 691.1KJ / kg 2 607.7KJ / kg x1 D (1 x )2D 691.1 0.9755 607.7(1 0.9755) 689.0KJ / kgM 60.22kg / kmolD（1）0时塔顶气体上升的焓 QV塔顶以 0为基准。Q =qVn,VC tPD+qn,VMD 103.3354130.34 98.9 106.6654 689.0 60.22 5.7577106KJ/h回流液的焓回流液组成与塔顶组成相同。Q qCRn,LPt D 85.71130.34 98.9 1.1106KJ/h塔顶馏出液的焓Q q C tDn,DDD

34、20.96 130.34 98.9 2.7 105KJ/h冷凝器消耗的焓QCQ QCVQ QRD 5.7577106 1.1106 2.7 105 4.38106 kJ/h进料口的焓tF 30下：CP CP1 xF CP 2 (1 xF ) 178.8 0.3457 240 (1 0.3457) 218.8KJ/(kmol oC)年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 28 PAGE 27所以Q qFn,F C tPF 60.25 218.8 30 3.95 105 KJ / h塔底残液的焓Q qWn,w CtWW 39.29 207.1118.3 9.6 105

35、 KJ/h再沸器损B若塔釜热损失为 10%，则 =0.9，设再沸器热量损失Q=0.1 Q，则Q QBF Q QCwQ Q损b所以，加热器实际热负荷为：0.9 Q Q Q Q QBCwDF 4.35 106 9.6 105 2.7 105 3.95 105 5.18 105 kJ/hQ 5.75 105 kJ/hB3 设备设计计算设计原则概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，塔设备内可进行气液或液液两相 间的充分接触，实施相间传质，在生产过程中塔设备常用来进行精馏、吸收、解吸、气体的增湿及冷却用以使气体与液体、气体与固体、液体与液体或液体与固体密切接触，并促进其相互作用，以完

36、成化学工业中热量传递和质量传递过程。3.1.2 设计依据钢制压力容器压力容器用钢板化工设备设计基础规定钢制化工容器强度计算规定刚制压力容器焊接规章GB150 GB6654 HG/T20643 HG20582JB/T4709化工容器设计王志文 蔡仁良第三版化学工业出版社化工设计概论李国庭等著化学工业出版社化工工艺设计手册第二版化学工业出版社根据塔结构可分为 ：板式塔和 填料塔，常用的有：泡罩塔、填料塔、筛板塔、 淋降板塔、浮阀塔、凯特尔塔、槽形塔、舌型塔、穿流栅板塔、转盘塔以及导向筛板塔等。年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 30 PAGE 31塔的选择塔的选择

37、表 3.1 填料塔与板式塔的比较塔型填料塔板式塔塔效率塔径 1.5m 以下塔效率高，塔径增大，效率下降稳定，效率高气液比对液体喷淋量有要求适用范围大空塔气速小尺寸填料气速较小，而大尺寸填料及规整填料，则气速可较大较大压降小尺寸填料，压降大，而大尺寸填料及规整填料，则压降较小较大材质金属或非金属材料均可一般金属材料检修较难较容易持液量较小较大造价新型填料塔，投资较大大直径造价低表 3.2 几种主要塔板性能的能量化比较塔盘类型塔板效率处理能力操作弹性压降结构成本泡罩板1.01.051复杂1筛板1.2-1.41.430.5简单0.4-0.5浮阀板1.2-1.31.590.6一般0.7-0.9蛇型板1

38、.1-1.21.530.8简单0.5-0.6从上表中可以得出以下几条结论： 浮阀塔在蒸汽负荷、操作弹性、效率和价格方面都比泡罩塔优越，这也是浮阀塔被广泛应用的原因。 筛板塔造价低、压降小，但是操作弹性较差。对于本次的设计采用的是浮阀塔，主要是由于处理量比较大，因此处理能力大、操作效率高。精馏塔的物料衡算原料液A丙二醇的摩尔质量： M =76kg/kmolB环氧丙烷的摩尔质量： M =58kg/kmol塔顶产品： xD塔底产品： xW=0.975 / 58= 0.9770.975 / 58 + 0.03 / 76=0.03 / 76= 0.0230.03 / 76 + 0.975 / 58原料液

39、进料： xF=0.60 / 58= 0.660.60 / 58 + 0.40 / 76平均摩尔质量的计算塔顶产品:M 0.975 58 (1-0.975) 76 58.45kg / kmolD塔底产品： MW 0.03 76 (1- 0.03) 58 58.54kg / kmol塔顶产品的摩尔流率的计算塔底总流量：M 0.60 58 (1 0.60) 76 65.2kg / kmol D F20 104 103 478.93kmol / h300 24 58FDF全塔物料衡算：F=D+W 轻组分：FX =DX +WX 联立方程式解得：原料流量： F 238.34 + 478.93 = 717.

40、26kmol / h馏出液流量：W=238.34kmol/h 塔顶馏出液：D=478.93kmol/h丙二醇的回收率： ADxD 100%=FxF478.93 0.977717.26 0.66 98.8%W(1 x)238.34(1 0.023)环氧丙烷的回收率： W100%= 95.5%BF(1 xF)717.26 (1 0.66)式中：F原料液的流量 kmol/h D流出液的流量 kmol/h W釜残液的流量 kmol/hX 原料液中易挥发组分的摩尔分数FXD流出液中易挥发组分的摩尔分数W釜残液中易挥发组分的摩尔分数塔体工艺尺寸设计塔径的计算塔径的计算适宜空塔速度u 一般取最大允许气速u的

41、 0.60.8 倍，即FL VVu （0.60.8） u式中： u CFF0.2C CL 20 20 式中C可由书中查得。20浮阀塔板间距取 H 0.6m ， hTL 0.2m,则 H hTL 400mm查得C 0.086 ，则：20C 0.086 6 0.2 LVV630.61 24.9524.95 20 0.068 ；u CF 0.068 0.873m/s ；4VuS48533.683 0.664 3600取安全系数为 0.8，则空塔气速为u 0.8 0.873 0.664m/sD 2.133m按GB9019-2001T， D 3.5m雾沫夹带：所以， ATD2 9.6211m24取l 0

42、.6D 0.6 3.5 2.1m 错误!未找到引用源。， AwT 9.6211m2 ，年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 34 PAGE 33A查得fAT 0.052图 3.1 弓形降液管的宽度与面积故 A 0.5003m2fV8199SGW A ATf 0.2503600(9.6211 0.5003)h 2.5hfL 2.5 0.2 0.5m 73W3.2730.2503.2e 0.22G 0.22 0.018kg/kgV12 H hTf6120.6 0.5 e 0.1kg / kg 。V停留时间：A H0.5003 0.6 fT 12.4s 3sL86.8

43、16 / 3600S根据以上结果，初步认定塔径取 3.5m 是合理的。塔板主要工艺尺寸计算溢流装置在化工工艺设计手册中液体负荷和板上流行的关系可知板上的流动类为双流行堰及降堰管的设计5：溢流堰长l 0.6 3.5 2.1m ，采用平直堰，堰上液w层高度可依下式计算，式中 E 近似取 1。22.84 L 3图 3.2 液流收缩系数计算图即： how 1000 E l Sw=0.0713m溢流堰高 hw h hLow 0.1287mu =0.4m/s，则降液管底隙高度：0LhS =0.0873m0l uw0筛孔孔径取d 4 6mm 的孔径。本设计取d 5mm 为宜。00筛孔中心距t 和开孔率00开

44、孔一般采用正三角形排列，筛孔中心距t0一般（2.55） d ，t00t、d 过小，易0相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率，实际设计时， 0d宜取3 4 范围内。本设计取0t0 3.5 为宜。d0 d2 1 2 0 0.9069 t 0 0.9069 0.0743.50所以开孔率0为 7.4%，小于 10%，大于 5%，符合要求。筛板厚度tp厚度的选取范围为tp 0.4 0.8d0，本设计采取tp 0.6d0为宜，即：浮阀数及排列方式浮阀数t 0.6d 0.6 5 3.00mmp0F0uF0 12 ：0V 5.55m/s837V每层塔板上浮阀个数 N s 794 个。u0浮阀的安排已知

45、Wd 0.35 m，选取无效边缘区宽度Wc 0.06m 、Ws 0.095m ，选择的是双流型塔板：r 2 x2 x x A 2xr 2 arcsin 2xr 2 arcsinar 2 x2其中W 取 0.35m；1800 r 1800 r dx D (W W ) 1.305m；2Sdr D W 1.69m ；2cWx d W2S 0.27m代入上式可得 Aa 6.025m。浮阀的排列方式采用等腰三角形叉排。其高固定为 0.075m。阀孔气速u V0SN d 204 2.4001m/s动能因数vF u00 11.9859在 9 到 12 之间，合适。塔板开孔率A d20N 0 0.0987 ；

46、A D T年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 38 PAGE 39由于设计的是加压浮阀塔，故开孔率小于 10%，合适。塔板流体力学实验塔板压降气相通过浮阀塔的压强降hp板阻力： h h hc1u 1.825oc73.1V1.82573.14.677 1.80m/s因u u0oc，故： 5.34 u 2 5.34 24.95 2.40012 0.062m 液柱hc板上充气液层阻力：2V0g2 630.61 9.81L本设备分离液相为双氧水、甲醇、环氧丙烷，可取充气系数为错误!未找到引用源。，h h10 L 0.5 0.2 0.1m 液柱。液体表面张力所造成的阻力

47、： 此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：h hpch h1 0.062 0.1 0.162m 液柱单板压降：pp淹塔 h pg 0.162 630.61 9.81 1002.18PaL为了防止淹塔现象的产生，要求控制降液管中清液层高度，H hdph hLd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp 0.162m 液柱。塔板负荷性能图（1）过量液沫夹带线图 3.3 泛点负荷系数图过量液沫夹带量ev 0.1，故取ev 0.15.7 103 uen3.2 0.1v H HTfV其中： unk；3600AnH 2.5(hfw h) ；ow2 L 3owlh 2

48、.84 103 kw2 1 L 3 所以 Vk 8.81103 A 3.2HT 2.5h 7.1103kw2 lw 32 1 L 3 V 8.81103 9.6211 63.20.6 2.5 0.1287 7.110 3kk2 2.13 V 4.129 104k 642.419L 2k 3液量下限线 当堰上液头高how 6mm，塔板效率急剧下降，则不宜再减了，是平直堰最小溢流强度，即液相流量的下限。令：how L3 0.0062 2.84 103klw则：Lk 3.07lw 3.07 2.1 6.447m3/h严重漏液线2g L h 0当气相流量降到一定程度时，塔将产生严重漏液，由漏液点气速：

49、V/ 3600u Ck， h 中含有h，00A0owV0故关联不同工况下漏液的气、 液两相流量关系：VkLV630.6124.95式中: A u 00a bcLk2 213 a 1.594104 A C00 1.594104 0.5003 0.725 2.907104b 0.0056 0.13h h其中h 4 103 4 103 6 775.9 gdL0630.61 9.81 0.005所以b 0.0056 0.13 0.1287 775.9 775.88c 3.69 1042/ lw 3 3.69 1042/ 2.13 2.251042312则V 2.907 104 775.88 2.25

50、104 LkkA H液量上限线 dT 5LS A HL 3600 dT 720 A H 720 0.5003 0.6 216.13m3/hk5dT降液管液泛线H H hdTwdH Hd全部代入前式整理之，可得aV 2k bc L 2kd L 224.950.5003 0.7252630.613kV式中： a 3.934 109/ A C00L2 3.934 109 1.183 109b HT 1how 0.5 0.6 0.5 0.56 1 0.0713 0.224c 1.18108 /l h 2w 0 1.18108 /2.1 0.08732 3.511071d 2.84 10 3 1 / l

51、w 23 2.84 10 3 1 0.56/ 2.123 2.702 10 3所以：Vk 1.893108 296.703L 2k 2.284 106 L 232k综上，负荷性能图如下所示：图 3.4 板式塔塔板性能负荷图由图中我们可以看出：规定的气液相负荷下的操作点 F，处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。在固定的气液比下，塔板的气相负荷上限VSmax 26000m3 / h ，气相负荷下限V S min 6000m3 / h ，所以操作弹性=260006000 4.33 。塔附属设备计算塔高计算实际塔板数 N：根据工业经验值 E0取 55%，

52、N理=60（包冷凝器、再沸器），进料板为第 28 块。=N 2N理 60 2 105 块实E0.550进料板位置为塔顶空间高度 H：D15 1 E0140.55 26 块。塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，空间高度一般取 1.01.5 m，这里取 H=1 m。D塔板间距 H：T取 H=0.6 mT开有人孔的板间距 H ：T设有人孔的上下两塔板间距应该大于等于 600 mm，这里取 HT人孔数： =800 mm。取 15 块板设置一个人孔，实际塔板 60 块，所以开设 4 个人孔（不包括塔顶和塔底人孔数）。进料段空间高度 H：F进料

53、段高度取决与进料口的结构形式和物料状态，一般 H比 H大，FT取 H 1000mm 。F 塔底空间高度 H：B塔底料液出口体积流量 V=339.397 m3 / h ，塔径 D=3.5 m，t=2 min，所以：HV tB0.785 D2 1.2m综上可知塔筒体高度 H HD裙座高度： N 1 S HTSH H HTFB 39.4m 。筒体高度大于 10m，塔径 D 3.5m 1m ，所以采用圆柱形裙座，H 2 1.5 D2 4.625m封头高度：封头选取标准椭圆形封头，参考JB/T473795取直边段h1 50m ，曲边高度h 875mm 。2所以封头高度： H h h12 925mm 。塔

54、的实际高度： H 39.4 4.625 2 0.925 45.875m 。接管的计算年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 44 PAGE 43顶气体接管：取塔顶气体流速u 15m / s ，数据 V=8207.103 m3 / h ，vV0.785 u 3600v则：管径： d1 440mm圆整后选取管子规格为 457 14mm 。实际流速： u 进料管：V 13.9055m / s 。0.785 d 2 3600取进料液体流速u 2m / s ，液相体积流量 V=201.5781 m3/hvV0.785 u 3600v则:进料管径： d2 188.85mm；圆

55、整后选取管子规格为 194 11mm。实际流速： u 流管径：V 1.8953m/s 。0.785 d 2 3600取回流液流速u 2m / s ，液相体积流量V 276.977m3 /h 。V0.785 u 3600vv则回流管径： d3 221.371mm ；圆整后选取管子规格为245 14mm 。实际流速： u 塔底出料管径：V 1.6328m/s 。0.785 d 2 3600取出料液体流速u 2m / s ，液相体积流量V 339.397m3 /hV0.785 u 3600vv则出料管径： d4 245.049mm ；圆整后选取管子规格为245 14mm 。实际流速： u 再沸器入口

56、管径：V 2m / s 。0.785 d 2 3600取气体入口速度uv 15m / s ，气体体积流量V 10683.15m3/h ，则管径： d5 502.0165mm ；V0.785 u 3600v圆整后选取管子规格为 530 14mm 。实际流速： u V 13.4578m/s 。0.785 d 2 3600筒体、封头和裙座选材选择 16MnR 做为塔体和封头的材料。裙座材料的选择 Q235A。筒体和封头壁厚计算采用双面焊或相当于双面焊的全焊透对接接头，局部无损探伤要求，故 0.85 。计算厚度为： t p cDi=18.2 mm2 取腐蚀裕量量为 2 mmt pc则设计厚度： td

57、20.2mm参考 16MnR 钢板标准规格的厚度，即tn 22mm采用标准椭圆形封头，则： t p D ci=18.1mm取腐蚀裕量为 2 mm2 t 0.5 pc则设计厚度： td 20.1 mm。参考 16MnR 钢板标准规格的厚度，即tn裙座壁厚的计算 22mm。通过 SW6-98 校核可知裙座壁厚tn设计结果 22mm。表 3.3 塔设计结果塔径 D板间距 HTu3500mm600mm板上清液层高度 hl 塔板型式堰型式受堰盘型式50双溢流型平顶堰凹形受液盘mm堰长 lw2100mm降液管底隙高度 ho87.3mm堰高 hw128.7mm泡沫区宽度 W95mm无效区宽度 W堰上液流高度

58、 how6071.3mmmm降液管宽度 W350mm降液管总面积 Af0.5003m2塔板截面积 At9.6211m2浮阀型式F1 型重阀阀孔动能因子 Fo11.9859阀孔速度2.4001m/s阀孔直径 do50mm阀孔数目n795个阀孔总面积 Ao0.950m2鼓泡区面积 Aa6.025m2开孔率9.87%孔中心距 t75mm排间距 t104mms cd单板压降P137.44Pa续表 3.3降液管内清液层高度H d0.6555mm泛点率0.7998操作弹性4.33塔高36m热器设计设计任务用 25的冷却水将甲醇分离塔塔顶部温度较高的甲醇冷却到工艺要求的温度，以便丙烯吸收塔中丙烯的吸收。换热

59、器概述换热器在节能技术改造中具有很重要的作用，表现在两方面：一是在生产工艺流程中使用着大量的换热器，提高这些换热器效率，显然可以减少能源的消耗；另一方面，用换热器来回收工业余热，可以显著地提高设备的热效率6。3.4.3 换热器机械设计（1）操作条件表 3.4 操作参数操作参数条件壳程管程介质冷却水甲醇质量流量/(kg/s)298.992415.3889进口温度/2567.2出口温度/4060.0进口压力/MPa0.100.11出口压力/MPa0.0980.10年产 20 万吨环氧丙烷精制工段的设计滨州学院学士学位设计 PAGE 44 PAGE 45图标呢换热器结构示意图：图 3.5 换热器结构

60、图3.4.4 换热器工艺设计物性数据定性温度：对于一般的低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值7。 故壳程流体的定性温度为T= 67.2 60 63.6 2管程流体的定性温度为t= 25 40 32 2两流体在定性温度下的有关物性数据如下：表 3.6 冷热流体在定性温度下的物性数据密度温度（）（kg/m）定压比热容（J/mol k）热导率（ W m ）黏度（mPa s）甲醇63.6887.927310.2670.434水31994.342400.6180.818估算传热面积热流量Q qmhctpoo 138891.558 67.2 60 155801.6 kJ/ h 43.278kW