双氧水直接氧化法年产20万吨环氧丙烷化工厂设计

Figure3-1丙烯分离流程图由来自炼化总厂的石油气其主要成分为乙烷、丙烷、丙烯、丁烯、正丁烷、异丁烷，C5等经压缩机（C101）增压至1.5MPa,再经冷却器（H101）将其冷却到40℃左右，然后经泵（P101）输送至脱C4、C5塔（T101），C4和C5从塔底分离出去送至储罐，以原料卖给其他厂家，塔顶分离出C2和C3经换热器至45℃后进入脱乙烷塔（T102），塔顶分离出乙烷，塔底的丙烷和丙烯混合物经换热器换热后进入粗脱丙烷塔（T103）大部分的丙烷从塔底分离出，丙烯基本全部从塔顶分离出去丙烯精馏塔（T104）经过丙烯精馏塔，塔顶出来的丙烯纯度可以达到99.5%，塔底出来的丙烷和少量的丙烯又返回粗脱丙烷塔，减少丙烯的浪费，提高原料利用率。塔顶的丙烯减压阀减压后送往环氧丙烷合成车间供反应使用。3.2.2PO合成工段丙烯和双氧水反应生成环氧丙烷的工艺我们采用了BASF公司和陶氏化学公司联手开发HPPO工艺为基础的。下面为该工艺的流程图。Figure3-2BASF–Dow化学公司的HPPO工艺流程示意图该工艺在适当温度和低压液相情况下，以甲醇为溶剂，使丙烯与过氧化氢发生环氧化反应。该工艺采用自主专利技术的TS–1钛硅分子筛催化剂，反应具有较高的转化率和良好的PO选择率。丙烯原料可以使用聚合级或化学级，可以气态或液态形式使用。溶剂优选在环氧化反应温度下在水中溶解度＞10%的有机物，最常用的是甲醇，这里用到的氧化剂H2O2使用质量分数30%~50%的水溶液，它可以是市售的稳定商品，也可以是蒽醌法分离并浓缩得到的水溶液或氢、氧直接法得到的H2O2/甲醇溶液。在反应器中过氧化氢被大部分转化，未转化的丙烯可循环再利用。BASF–Dow化学公司的工艺，H2O2转化率不能完全转化，但Solavy公司在专利US，6720435[P].2004.中介绍了一种在流化床反应器中进行HPPO反应的工艺。该流化床反应器的流体分配区含有一个用于保证流体均匀流动的分配器(分配板或格栅)，控制上升流体的流速在0.05~5m/min，催化剂粒径200~2000μm，密度0.5~1.0g/cm3，细颗粒质量分数≤0.1%，H2O2用量为2.5g/h，n(丙烯)∶n(H2O2)=(0.5~25)∶1，反应温度优选50~100℃，压力优选0.1~2.0MPa，在工业化模式下操作时，使用这类流化床反应器可大大减少催化剂损失，且易于疏散反应热，进而提高反应的速率和产物的收率。该工艺优选的方案是使2个上述流化床反应器相互串联，在第一个反应器中引入H2O2和甲醇进行HPPO反应。第一反应器中H2O2的转化率为70%~85%，其余的H2O2在后面的反应器中被消耗。这种设计可使H2O2几乎100%被转化。Figure3-3PO合成工段流程图结合两种工艺的特点，我们采用两个流化床反应器，在两个反应器之间设置蒸馏塔，以及时分离反应器产物中的PO，可减少副反应发生，提高PO的整体收率。上图为本项目PO合成工段流程简图。新鲜丙烯和循环丙烯在混合器(M201)中混合，双氧水和甲醇在混合器V（202）中混合均匀后经预热，从流化床反应器（R201）底部进入。物料配比n(丙烯)∶n(H2O2)=1.4，n(甲醇）：n(H2O2)=4.9。反应器的温度反应温度优选50~100℃，压力优选0.1~2.0MPa，在反应器中发生的主要反应有：主反应：副反应：在第一反应器中双氧水转化率78%，生成丙二醇的占2-3%，分解生成氧气的量<2%，第一反应器出来后的物料，送入粗精馏塔（T201），大部分在第一反应器生成的PO和未反应的丙烯在塔顶分出，直接送入丙烯蒸出塔（T302），通过丙烯蒸出塔塔，丙烯从塔顶分出，作为循环物料与新鲜丙烯混合后进入反应器重新利用，提高丙烯的利用率。从第一粗PO精馏塔出来底部出来的主要是未反应完的双氧水和溶剂甲醇，与补加的丙烯一起直接进入第二反应器反应。在该反应器中未反应的H2O2基本全部反应完全，反应器出口物料直接送去第二PO粗精馏塔（T301)。3.2.3PO精制工段与副产回收工段该工段主要作用是将来自上一工段的粗PO提纯得到高纯度丙烯。来自第二反应器的物料进入第二粗PO精馏塔（T301），在此塔中，PO和丙烯以及其他的轻组分全部从塔顶分离出来，与第一粗PO精馏塔出来的PO和丙烯混合成，进入丙烯蒸出塔（T302），从T302塔顶出来的丙烯通过压缩冷却后进入废气分离器，分离出来的废气中主要是PO反应双氧水分解生成的氧气，剩余的丙烯去往反应器循环利用，提高丙烯的总体转化率。从塔釜分离出来的物料中主要是PO以及少量的甲醇，送入PO精馏塔（T303），在T303的顶部最终得到PO产品。Figure3-4为精馏工段的流程图。Figure3-4PO精制工段及回收工段来自粗PO精馏塔（T301）塔釜的物流主要含有溶剂甲醇、副产物丙二醇，以及水。将其送入甲醇回收塔（T304），甲醇从塔顶出来，用送至甲醇循环储罐，循环使用，塔底出来物流含丙二醇和水送入丙二醇分离塔(T305)，在T305塔釜得到副产物丙二醇。3.2.5本工艺全流程简图Figure3-5全流程示意简图第4章工艺流程的模拟与优化4.1流程模拟软件介绍目前，国内主要的化工流程模拟.件美国SimSci-Esscor公司的PRO/II美国AspenTech公司的AspenPlus，Hysys英国PSE公司的gPROMS，美国Chemstations公司ChemCAD和美国WinSimInc公司的DesignII，加拿大VirtualMaterialsGroup的VMGSim，但目前用户常用的有AspenPlus、Hysys、PRO/II、和ChemCAD等几款软件。4.2模拟软件的选择ChemCAD、PROII、Hysys、Aspen比较ChemCAD由于物性较少，使用不方面，模拟准确度不高，设计院不太使用，但因具有界面操作让人感觉非常简单，使用起来比较容易上手等优点，适用于高校教学中使用，在各高校中占有一定的市场。PROII在炼油工业应用更为准确些，因其数据库中有不少经验数据，在石化上应用较多。Hysys在油气工程领域就有着极高的精度和准确度，世界上最早开拓石油、化工方面的工业模拟，仿真技术的软件，广泛应用石油开采、储运、天然气加工、石油化工、精细化工制药炼制的领域。Hysys具有优越的动态模拟功能，在炼油方面运用广泛。如今Hysys已被美国AspenTech公司收购，成为Aspen旗下的一个子软件。AspenPlus它是一套非常完整产品，特别对整个工厂、企业工程流程工程实践和优化和自动化有着非常重要的促进作用。自动的把流程模型与工程知识数据库、投资分析，产品优化和其它许多商业流程结合。AspenPlus包括数据，物性，单元操作模型，内置缺省值，报告及为满足其它特殊工业应用所开发的功能。强大的物性数据库，包含的绝大部分无机物和有机物，使得它适应范围最广，电解质、固体、燃烧等模块是其它软件难以比拟，计算是最精确的。是化工行业使用最为广泛的一个模拟软件。因此我们采用AspenPlus对该工艺进去全流程仿真模拟。4.3流程模拟与优化在确定了工艺之后，我们利用AspenPlus进行了全流程的模拟优化，模拟包括丙烯分离工段、PO合成工段和PO精制工段和副产处理和回收工段四个工段。模拟最终达到了如下目的：在模拟过程中，模拟相关参数的确定先从相关文献查的原始工艺参数，进行初步的模拟，然后对个模块进行优化处理，最后确定了各关键工艺最终参数。结合模拟过程，对本项目工艺参数的可行性进行了验证；以模拟数据为基础，进一步完成各单元设备物料与能量衡算，为设备设计提供了可能。模拟中物性模型的选则，对模拟的正确与否有着决定性作用。物性方法对模拟结果具有决定性作用。在丙烯分离工段，通过查找文献和资料PEN-ROB、RK-SOVE方法适合高压下C1~C4的分离但在含氢及极性物质的烃类系统的分离有一定的局限性本系统中含有部分水，而SRK方程对非极性气液两相均能适用，且内置了大量纯组分及二元参数模拟乙烯过程,其中包含物质丙烯、丙烷，将SRK模型与STEAMNB方法结合进行模拟计算，可使模拟结果更符合实际情况。在后面三工段选择Willon的物性模型，使模拟结果更加可靠。4.3.1原料丙烯分离工段模拟原料丙烯分离工段，主要设备为压缩机(C101)、脱C4、C5塔（T101）、脱乙烷塔（T102）、粗脱丙烷塔（T103）、丙烯精馏塔（T104）。Figure4-1为原料预分离工段的模拟流程图。Table4-1为炼化厂石油气的气体组成成分表。Figure4-1原料与分离工段的模拟流程图Table4-1炼厂气主要成分及含量序号组分含量%沸点(℃)密度g/cm31丙烯30.9-47.720.51392乙烷1.0-88.61.043丙烷9.0-42.10.58534丁烷25.9-0.50.585丁烯30.7-6.900.59516C5以上2.5——压缩机（C101）的模拟通过管道从总厂输送来的原料气，原料气温度预设在25℃，压力预设在1atm。通过压缩机增压至1.5MPa，压缩机压缩形式选择为Isentropic，通过压缩机后，温度达到146℃，此时原料气还为气体，通过冷却器E101冷却至饱和液体后用泵送入脱C4、C5塔（T101）。脱C4、C5塔（T101）模拟与优化T101的作用是把C4、C5和丙烯、丙烷乙烷分离开，C4、C5从塔釜模拟塔过程，先用简洁精馏塔（DSTWU）模型进行模拟，可以得到大致的塔板数、进料板位置，回流比，以及理论塔板数及回流比的关系，这些数据可以为用严格精馏模拟提供数据。然后换成严格精馏模型（Radface）。通过简洁塔模拟理论塔板数为为38块，回流比为1.95，进料板位置为在20块塔板，发现精馏塔还未达到精馏要求，下面通过ModleAnalysisTool模块里的Sentivity优化功能，寻求塔最佳理论塔板数，最佳进料位置，最佳回流比能参数。下面为一些优化过程的关系图Figure4-2进料板位置与塔顶丙烯丙烷以及塔底再沸器热负荷关系图Figure4-3摩尔回流比与塔顶丙烯的采出和塔釜丁烯采出关系图Figure4-4各组分含量在塔板的分布关系图经过灵敏度分析得到理论塔板为33块，进料板位置在15-20块之间，摩尔回流比在1.8左右，最后将理论塔板数设定为33快，回流比设置为1.83，进料板位置在18块。模拟得到塔顶产品丙烷的回收率达到99%，丙烯的回收率达到99.8%，塔顶温度为15℃，冷凝器负荷为-7221.43kW，塔釜温度为71.9℃，塔釜再沸器热负荷7411.3kW，模拟得到塔径2.5m。Table4-2T101工艺参数一览表T101工艺参数一览表塔顶/底压力/MPa0.95/1.0塔顶/底温度/℃25.1/72.0塔板数33进料板位置18回流比1.83再沸器热负荷/kW7411.5塔径/m2.5脱乙烷塔（T102）模拟和优化T102的功能是将乙烷和C3混合物分离。来自塔T101顶部产品经过换热器换热至饱和液体状态经进料泵输送至T102，模拟步骤和T101一致，经过灵敏度分析，得到一系列优化参数。进料原料采用饱和液体进料，塔顶压力确定为1.1MPa，塔低压力为1.15MPa，理论塔板数、最佳进料板、摩尔回流比的参数由灵敏度分析得到。Figure4-5T102理论塔板数与塔顶乙烷含量关系图Figure4-6T102进料板位置与塔顶乙烷和丙烯量的关系图Figure4-7T102摩尔回流比对塔顶乙烷和丙烯的关系图通过上面分析得到脱乙烷塔的工艺参数：Table4-3T102的工艺参数T102的工艺参数塔顶/底压力/MPa1.1/1.15塔顶/底温度/℃-21.01/25.65塔板数30进料板位置8回流比19再沸器热负荷/kW1612.26塔径/m1.2粗脱丙烷塔（T103）和丙烯精馏塔（T104）的模拟与优化由于丙烷和丙烯的沸点相差很近，用单塔分离，需要较多的塔板数，且达到的丙烯纯度不是很高，增加了设备的投资费用，因此一般早工业上采用双塔分离丙烷和丙烯，通过粗脱丙烷塔脱去大部分丙烷，剩下的不多丙烯再通过丙烯精馏塔就能得到较高纯度的丙烯，因此，两塔结合起来模拟，主要目标指标为T104塔顶丙烯的纯度来确定T103和T104的工艺参数。通过初步模拟和优化模拟来确定两塔最终工艺参数。Figure4-8T103理论塔板数与T104塔顶丙烯摩尔分数关系图根据T103理论塔板数与T104塔顶丙烯摩尔分数关系图当T103的理论塔板数在90块以上，在增加塔板数，T104塔顶丙烯摩尔分数改变不大。因此最终确定T103的理论塔板为90块。Figure4-9T103进料位置与其再沸器负荷及T104塔顶丙烯摩尔分数关系图由Figure4-9T103的最佳进料位置在40块附近是，塔釜再沸器热负荷最小，T104塔顶丙烯浓度最高，因此选择T103的进料位置在第40块。Figure4-10T103回流比与T104塔顶C3H6摩尔分数的关系图由Figure4-10可以知道，当T103回流比在大于7以后，再增大回流比，T104塔顶C3H6摩尔分数增大效果不明显，因此选择T103的回流比为R=7。Figure4-11T104理论塔板数与塔顶C3H6的摩尔分数关系图由Figure4-11可知当T104的塔板在80块附近，塔顶丙烯的摩尔分数可以达到99.3%，在增加塔板数，塔顶丙烯的摩尔分数增大量不大，因此选择T104的理论塔板数为78块。Figure4-12T104进料板位置与再沸器的热负荷及塔顶C3H6的摩尔分数关系图由Figure4-12可知，当进料板位置在41-45之间，T104塔底再沸器的热负荷及塔顶丙烯摩尔分数最大，因此，T104的最佳进料板位置选择为第45块。Figure4-13T104回流比与再沸器热负荷、塔顶C3H6的摩尔分数关系图由Figure4-13可知，当回流比取值在8左右，塔顶的丙烯摩尔分数达到99.3%。再继续增大回流比，当回流比取值为10时，塔顶摩尔数达到99.5%左右，当回流比增大2，塔底再沸器热负荷增加2.326×103kW，而丙烯的摩尔分数才提高了0.2%，因此，再往上取值不经济，因此、最终确定T104的回流比为R=8。Figure4-14各成分组成在T104各塔板的分布剖形图模拟及优化结果汇总Table4-4T103和T104的工艺参数汇总T103T104塔顶/底压力/MPa1.0/1.051.2/1.21塔顶/底温度/℃19.0/26.526.00塔板数90.078.0进料板位置40.045.0回流比7.08.0再沸器热负荷/kW15361.5316361.31塔径/m2.802.904.3.2PO合成工段模拟PO合成工段包括的主题设备有第一PO反应器（R201）、粗PO精馏塔（T201）、第二PO反应器（R202）主体设备。Figure4-15PO合成工段模拟流程图PO反应器的模拟由于我们工艺选择流化床反应器，AspenPlus没有直接的流化床反应器模型，但通过查找文献，得到了反应器的基本工艺参数，且有诸多学者研究论证过了，因此、以我们查找到的数据作为原始数据进行反应器的模拟。在文献中可以具体查到：反应温度30～70℃，反应压力0.5～2.0MPa，甲醇与双氧水的摩尔比5～25，丙烯与双氧水的摩尔比1.2～2.5。在第一反应器双氧水的转化率可以达到78%～80%，在第二反应器，双氧水的转化可以几乎达到100%，环氧丙烷的选择性在94%～95%左右。在反应器中，主要发生的反应有：主反应：副反应：本工艺设计以1,2-丙二醇作为副产物为例来设计。另外还有少量的丙二醇单甲醚生成，本设计未做考虑。AspenPlus中提供的反应器模块有7种模型,分别如Table4-5所示。Table4-5AspenPlus七种反应器模型模型说明目的用法RStoic化学计量反应器规定反应程度和转化率动力学数据不知道或不重要的反应器，但知道化学计量数据和反应温度RYield收率反应器规定产物收率分布化学计量系数和动力学据不知道或不重要的反应器，但知道收率分配REquil平衡反应器化学计量计算平衡和相平衡单相和两相化学平衡，同时存在相平衡RGibbs平衡反应器用吉布斯最小自由能计化学和(或)同时发生的相平衡和化学平衡，包括固体相平衡RCSTR连续搅拌釜式反连续搅拌釜式反应器有液相或汽相下具有定力学反应的1相，2相或3相搅拌釜式反应器RPlug活塞流反应器活塞流反应器有任何相态下具有动力学反应的1相，2相或3相活塞流反应器。外部冷却剂的活塞流反应器。RBatch间歇反应器间歇或半间歇反应器反应动力学已知的间歇或半间歇反应器通过以上数据分析，最终决定采用RStoic反应器来模拟PO合成反应器。最后选择反应温度在50℃，反应压力为1.5MPa，丙烯与双氧水的摩尔比为1.4，甲醇与双氧水的摩尔比6.2。在第一个反应器，H2O2的转化率为PO的转化率为78%，转化为1,2-丙二醇的转化率为3%，生成O2的转化率为2%。第二PO反应器转化率100%。氧气分离罐模拟氧气分离罐的作用是分离出双氧水分解产生的O2，氧气如果不出去将参加丙烯的循环使用，而氧气的存在会使生成PO反应选择降低，其他副产物增多。因此、在丙烯循环使用之前必须将副产物氧气除去。在这里我们根据查的的文献，在低温下采用由聚合物与无机化合物复合而成渗透膜来分离丙烯和氧气。由于AspenPlus里面没有膜分离的模型，因此采用Sep模型来模拟氧气分离罐。PO粗精馏塔的模拟PO粗精馏塔的作用将第一反应器生成的PO以及未反应完的丙烯与剩余的H2O2、及溶剂甲醇分离开来，如果不将PO分离出去，将会影响PO在第二PO反应器的选择性，同时，副反应也会增加，导致PO总体收率降低，因此，需要将大部分生成的PO分离。模拟采用Aspen精馏塔的Radface模型。通过从文献上查找原始操作参数进行初步模拟，然后通过AspenPlus的优化功能（优化过程与原料丙烯预处理阶段优化过程一致，在此不再赘述）。最后模拟得到第一粗PO精馏塔的基本参数：理论塔板数30块，最佳进料板14，塔压0.19MPa，摩尔回流比1.8。塔顶PO的收率达到了98.4%。最终T201的模拟结果汇总如下：Table4-6T201的模拟一览表塔顶/底压力/MPa0.18/0.19塔顶/底温度/℃37.5/85.3塔板数30.0进料板位置14.0回流比1.80再沸器热负荷/kW18407.41塔径/m3.204.3.3PO精制及副产回收工段模拟本工段主要包括第二粗PO精馏塔、丙烯蒸出塔，PO精制塔、甲醇回收塔、丙二醇分离塔、以及废气分离器等主体设备。Figure4-16为PO精制及副产回收工段模拟流程图Figure4-16为PO精制及副产回收工段模拟流程图PO粗精馏塔（T301）的模拟PO粗精馏塔（T301）的作用是把从第二个PO反应器出来物流中的PO和未丙烯和甲醇、水以及副产物丙二醇分离开来，T301塔顶出来的PO及丙烯与上一工段来自T201的物料混合后进入丙烯蒸出塔（T302），同样采用AspenPlus精馏塔模型中的Radface模型，对T301进行模拟，通过文献资料查的塔操作的初始值，通过优化模拟得到T301的最终基本参数：理论塔板数为36块，最佳进料位置在第10块塔板，塔的操作压力在0.2MPa，摩尔回流比为4.5。其他模拟得到的参数见Table4-5PO精制及副产回收工段塔模拟汇总表。丙烯蒸出塔（T302）的模拟丙烯蒸出塔的作用是将丙烯和PO分开，塔顶分离出来的丙烯通过废气分离罐将反应生成的废气O2除掉后，与新鲜丙烯混合进入反应器循环利用。塔釜出来的产物中主要是PO和少量的甲醇，送去PO精馏塔进行最终的精制。同样采用AspenPlus精馏塔模型中的Radface模型，对T302进行模拟，通过文献资料查的塔操作的初始值，通过优化模拟得到T302的最终基本参数：理论塔板数20块，进料状态为饱和液体进料。最佳进料板位置为第14块塔板、塔的操作压力为0.5MPa、摩尔回流比为0.55，最终塔顶的丙烯收率为99.86%，塔釜PO的收率接近于100%，能达到较好的分离效果。其他模拟得到的参数见表4-5PO精制及副产回收工段塔模拟汇总表。PO精馏塔(T303)的模拟PO精馏塔的作用是除去PO中少量的甲醇，最终得到纯度较高的的优质PO。PO和甲醇在常压下的相对挥发度接近于1，但适当的增大压力，相对挥发度有所增大。初步模拟才用萃取精馏模拟，以水为萃取剂，得到较好的分离效果，当当通过AspenPlus的灵敏度分析萃取剂对分离效果的影响，发现增大萃取剂的量，对分离效果影响很小，当萃取剂流量为0时，即普通精馏也能达到较好的分离效果，因此最终采取普通精馏来精制PO。同样采用AspenPlus精馏塔模型中的Radface模型，对T303进行模拟，进行优化得到PO精馏塔的基本参数：理论塔板数为25，最佳进料板在第20块塔板，塔的操作为0.15MPa摩尔回流比为0.79，塔顶PO的收率为99.6%，纯度为99.96%。其他模拟得到的参数见表4-5PO精制及副产回收工段塔模拟汇总表。甲醇回收塔（T304）的模拟甲醇回收塔的作用是将反应作为溶剂回收，循环利用。塔顶产品为甲醇送往甲醇循环罐，塔釜得到是水和丙二醇的混合物，送往乙二醇分离塔。乙二醇、水的沸点相差较大，但甲醇量比较大，导致塔的直径较大。同样采用AspenPlus精馏塔模型中的Radface模型，对T304进行仿真模拟，进行优化得到PO精馏塔的基本参数：理论塔板数为27块，最佳进料板位置在第22块塔板上。塔的操作压力为0.2MPa，摩尔回流比为1.08，塔顶甲醇的收率为99.4%。其他模拟得到的参数见表4-5PO精制及副产回收工段塔模拟汇总表。丙二醇分离塔（T305）的模拟丙二醇分离塔的作用是将副产物丙二醇和水分离，从而得到丙二醇产品。由于丙二醇沸点和谁的沸点相差比较大，比较好分离。采用AspenPlus精馏塔模型中的Radface模型，对T305进行模拟，进行优化得到PO精馏塔的基本参数：理论塔板数为16块，最佳进料板位置在第11块塔板上。塔的操作压力为0.1MPa，摩尔回流比为0.1，塔顶丙二醇的纯度99.6%。其他模拟得到的参数见表4-5PO精制及副产回收工段塔模拟汇总表。废气分离器模拟氧气分离罐的作用是分离出双氧水分解产生的O2，氧气如果不出去将参加丙烯的循环使用，O2与丙烯形成一种可燃烧性混合物，使操作存在危险性。而且氧气的存在会使生成PO反应选择降低，其他副产物增多。因此、在丙烯循环使用之前必须将副产物氧气除去。在这里我们根据查的的文献，在低温下采用由聚合物与无机化合物复合而成渗透膜来分离丙烯和氧气。由于AspenPlus里面没有膜分离的模型，因此采用Sep模型来模拟氧气分离罐。丙烯的回收率大于98%。Table4-7PO精制及副产回收工段塔模拟汇总表。T301T302T303T304T305塔顶/底压力/MPa0.18/0.190.2/0.210.5/0.510.2/0.210.1/0.11塔顶/底温度/℃37.5/85.342.0/86.6-0.6/90.183/116.893.9/187塔板数36.020252616进料板位置10.014202211回流比4.500.550.791.080.1再沸器热负荷/kW18407.4115243.803845.8555598.0425679.7塔径/m24.51.6

第5章物料衡算与能量衡算5.1概述物料衡算是工艺设计的基础。根据所需设计项目的年产量，通过对全过程或单元过程的物料衡算，可以计算出物料的消耗量、副产品量以及输出过程物料的损耗量以及“三废”产生量。并在此基础上作热量衡算，计算出蒸汽、水、电、煤或其它燃料的消耗定额。最终根据这些确定所生成产品的技术经济指标。同时根据衡算所得的各单元设备的物料的物流量及其组成、能量负荷及其等级，对生产指标和辅助设备进行选型和设计，从而对过程所需设备的投资及其项目可行性进行估价。5.2物料衡算系统的物料衡算以质量守恒为理论基础研究某一系统进出物料量及组成的变化有：系统积累的质量=输入系统的质量-输出系统的质量+反应生成的质量-反应消耗的质量。假设系统无泄漏，有：dF/dt=FIN-FOUT+GR-CR当系统无化学反应发生时有：dF/dt=FIN-FOUT在稳定状态下有：dF/dt=FIN-FOUT=0FIN=FOUTFIN—进入系统的的物料流率；FOUT—流出系统的物料流率；GR—反应产生物料流率；CR—反应消耗物料流率。5.2.1物料衡算任务通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量，原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。5.2.2系统物料衡算详见附录一，物料衡算一览表。5.3能量衡算5.3.1基本原理为了使生成保持在适宜的工艺条件下进行，必须掌握物料带入或带出体系的能量，控制能量的供给速率和放热速率，并且能量衡算可为提高能量利用率，降低能耗提供依据。工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算。它的能量平衡方程为：其中，——表示输入设备热量的总和；——表示输出设备热量的总和；——表示损失热量的总和。其中，Q——设备的热负荷；W——输入系统的机械能；——离开设备的各物料焓之和；——进入设备的各物料焓之和。在进行全厂的能量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全厂工艺进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。5.3.2能量衡算任务（1）确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。（2）确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。（3）确定反应过程中的热交换量，指导反应器的设计和选型。（4）最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。5.3.3系统能量衡算详见附录二，能量衡算一览表。

第6章换热网络设计6.1概述我国国民经济正处于一个高速发展的时期，这就不可避免地出现能源消耗及资源消耗的大幅上升。当前我国的能源消费量已超过世界能源消费总量的10%，但是我国的人均能源消费量仅约为世界平均水平的50%，这种情况表明未来我国经济发展所面临的能问题将更加突出、更加严峻。为了保证国民经济持续、快速、健康地发展，必须合理、有效地利用能源，不断提高能源利用效率。换热是化工生产过程中不可缺少的一部分。在所有的工艺流程中，都有一些物流被加热，一些物流被冷却。所以我们可以进行冷热流股之间的匹配，让需要加热的流股去冷却需要冷却的热流股，这样进行冷热流股的匹配就可以节约公用工程的用量。目前，换热网络集成主要有三种方法：试探法，夹点技术，数学规划法。其中，夹点技术以其使用简单，直观和灵活的优点被广泛的使用。但夹点技术也有其缺点，夹点在应用中的主要缺陷有两点：过于注重能量的节省，而在设备和经济上的考虑略显不足；有些夹点匹配技术（如利用分流技术来匹配物流）在工艺的难以实现。但针对此项目，我们采用夹点技术法进行换热网络设计。6.2换热网络合成的目标最小公用工程负荷目标：QHmin和QCmin即最小的热公用工程用量和最小公用工程用量。最小换热单元数目标：UminUmin=N+L-S其中：U—换热单元数，包括换热器、加热器和冷凝器；N—冷热物流总数，包括公用工程物流，不包括物流分支数目；L—独立的热负荷回路数；S—该系统内分离为独立的子系统数。最小传热面积目标：Amin换热面积分法算的换热面积为：总最小面积：年总费用最小目标年总费用=年操作费用+设备投资费用年操作费用：公用工程费用+人工操作费用设备投资费用：设备投资费用+管道安装+折旧率等6.3夹点技术设计准则6.3.1夹点技术与定义夹点技术（Pinchtechnology）是以热力学为基础，以最小能耗为主要目标的换热网络综合方法。1978年，Linnhoff等提出了换热网络的夹点问题，指出夹点限制了换热网络可能达到的最大热回收。1983年，Linnhoff比较系统的提出了用于换热网络综合的夹点技术，并推广应用于整个过程的能量分析与调优。夹点：根据热能回收的观点，在换热网络中存在某一特定温度，如果热能传递通过这一温度将造成能源浪费，这一特定温度则称夹点在设计换热网络时，首先设计具有最大热回收（也就是达到能量目标）的换热网络，然后再根据经济性进行调优。在夹点处，冷、热流体之间的传热温差最小。为了达到最大的热回收，必须保证没有热量穿过夹点。这些使夹点成为设计中约束最多的地方，因而要先从夹点着手，将换热网络分成夹点上、下两部分分别向两头进行物流间的匹配换热。这样做的目的有：（1）避免有热流量通过夹点换热。（2）夹点上方应该避免使用公用工程冷却物流。（3）夹点下方应该避免使用热公用工程加热物流。在夹点设计中，物流的匹配应遵循以下准则。6.3.2物流数目准则由于在夹点之上不应有任何冷却器，这就意味所有的热物流均要靠同冷物流换热达到夹点温度，而冷物流可以用公用工程加热器加热到目标温度，因此每股热流均要有冷流匹配，即夹点以上的热流数目NH应小于冷流数目NC，即夹点之上同理，在夹点之下，为保证每股冷流都被匹配，应满足：夹点之下该准则主要针对夹点处的物流，夹点处的物流必须遵守该准则；而在远离夹点处，只要温差许可，物流可逐次进行匹配，不必遵守该准则。6.3.3热容流率准则本准则适用于夹点处的匹配。夹点处的温差∆Tmin是网络中的最小温差，为保证各换热匹配的温差始终不小于∆Tmin，要求夹点处匹配的物流的热容流率满足以下准则：夹点之上同理，在夹点之下，为保证每股冷流都被匹配，应夹点之上如果夹点处的实际物流不能满足该准则，就应通过分流来减少夹点之上所需匹配的热流热容或夹点之下所需匹配的冷流的热容流率。离开夹点后，由于物流间的传热温差增大，则不必遵循该准则，应保证匹配中各处温差均不小于∆Tmin。6.3.4经验规则规则一：选择每个换热匹配的热负荷等于该匹配的冷、热物流中热负荷较小者，使之一次匹配可使一个物流（即热负荷较小者）由初始温度达到终了温度。规则二：在考虑经验规则1的前提下，如有可能，应尽量选择热容流率值相近的冷、热物流进行匹配换热。6.3.5最小传热温差∆Tmin确定在网络的设计中,∆Tmin的取值对能量的回收和系统的投资运行费用有直接影响。当∆Tmin取值较小,系统回收热量多,冷、热公用工程费用小,但换热面较大,系统造价高;当∆Tmin取值较大,系统回收热量小,冷、热公用工程的费用大,但换热面积小,系统设备投资小，因此换热网络中存在最优的夹点温差使得设备费用和公用工程费用总和最小。。通常∆Tmin=10℃或者20℃是最好的，但是对于一些工业，更大或者更小也是适合的。根据具体工艺确定最优的∆Tmin。6.4热网络设计工具在以前算一个复杂的换热网络需要十几个工程师花费大量的时间，才能做出一个比较理想的换热网络，但随着计算机软件的发展，很多事情都简单化了。AspenEnergyAnalyzer（能量分析器）是AspenTech公司旗下的产品，是进行换热网络优化设计的一个功能强大的概念设计包，提供了夹点分析和换热网络优化设计的环境，是Aspen在工程应用上的一个重要工具。AspenEnergyAnalyzer的功能有：计算能量和设备投资目标进一步改善能量热集成项目，从而减少操作费用、设备投资费用并使能量利用最大化提供过程能量优化的工具提供图表结合使用的方法通过软件的使用，大大提高了工作效率，大量减少人力，物力的浪费。Aspenenergyanalyzer在使用上主要步骤为：提取Aspen模拟流程中的物流数据，或者是可以人工手动输入。选取公用工程，输入流股与换热器的费用参数。进行最佳夹点温度分析。自动生成多套换热网络也可以手动合成。通过调节分流比例与换热器热负荷自动优化换热网络或认为根据换热网络的欧拉公式、拓扑结构等判断不合理的地方手动调节6.5换热网络集成根据本工艺的特点，由于丙烯提浓工段用热量较大，后三工段三、四工段流程较短，工段内部换热效率不高，因此换热网络先分第一工段和后三工段部分进行热网络集成，目的是优先工段内部换热，减少工段之间热量交换因路线太长，损失热量。6.5.1丙烯提浓工段通过从AspenPlus中导入该工段的物料信息，并对物料进行检查，并进行手动修改，最终得到该工段的物料信息表如Table6-1，通过AspenEnergyAnalyzer的自动匹配和手动输入，得到该工段所需的公用工程物料信息见Table6-1。Table6-1丙烯提浓段物料信息表NameInlet（℃）outlet（℃）Enthalpy（kJ/h）Flowrate(kg/h)9_To_1125.730.03.11E+052.497E+041_To_3146.644.93.25E+076.300E+044_To_715.120.03.47E+052.567E+04T102塔顶冷凝器-10.9-21.75.75E+061.498E+04T104塔底再沸器29.630.15.89E+071.805E+05T101塔顶冷凝器17.415.12.60E+077.266E+04T103塔底再沸器26.426.95.85E+071.789E+05T104塔顶冷凝器26.025.55.19E+071.739E+05T102塔底再沸器25.526.06.32E+064.370E+04T103塔顶冷凝器1E+071.694E+05T101塔底再沸器71.072.02.67E+071.261E+05Table6-2丙烯提浓段公用工程物料表NameInlet（℃）outlet（℃）Enthalpy（kJ/h）Flowrate(kg/h)Refrigerant2-40.0-39.05.75E+064.287E+06Refrigerant1-25.0-24.01.37E+083.424E+07LPSteam125.0124.01.19E+085.399E+04Air30.035.00.00E+000.000E+00最小传热温差∆Tmin的选取：最小传热温差∆Tmin直接影响换热网络总费用的大小：∆Tmin取值较小，系统回收的能量多，需要增加的换热面较大，换热器投入费用较高，但冷、热公用工程能量费用小；相反如果∆Tmin取值较大，系统回收的能量减少，需要增加的换热面积会较小，换热器费用会较小，但冷、热公用工程能量费用增大。需要选取一个合适的∆Tmin使得总费用最少。Figure6-1该工段最小传热温差∆Tmin与换热器投入费用的关系：Figure6-1最小传热温差与总费用的关系图分析：由上图可以看出当∆Tmin=3.3℃事总费用最小，但在实际换热中，∆Tmin太小是换热面积大大增加，，因此，∆Tmin不宜太小。在这里我们取∆Tmin=5℃，总操作费用有所增加，但换热器面积明显减小，能减少投资费用。换热目标∆Tmin确定后得到换热的能量目标、最小换热单元目标数、最小传热面积、最小总费用目标如Figure6-2换热目标图Figure6-2丙烯分离工段换热目标图能量分析Figure6-3丙烯分离工段温焓图设定最小温差为5℃，将相关数据导入AspenEnergyAnalyzer中，经过软件模拟可以得到该工段的温焓曲线图如Figure6-3所示，总组合曲线图如Figure6-4所示。Figure6-4丙烯提浓工段总组合曲线模拟得到该工段夹点温度为30℃、26℃，-20.5℃、25℃，21.5℃、-25.5℃。换热网络生成该工段热物流较少，这里运用软件的推荐热网络设计自动生成热网络，通过比较总费用选取最佳热网络如Figure6-5所示的热网络Figure6-5丙烯提浓段换热网络通过换热网络可以看出，通过该换热网络，该内部换热器只有两台，有一定的节能效果，但效率不高，还有大量的热量没利用起来，在全流程热网设计中优先考虑上网络设计中的两换热器在工段的设计。6.5.2合成、精制、回收工段通过从AspenPlus中导入该三工段的物料信息，并对物料进行检查，并进行手动修改，最终得到该工段的物料信息表Table6-3。Table6-3合成、精制、回收工段物料信息表NameInlet（℃）outlet（℃）Enthalpy（kJ/h）Flowrate（kg/h）T302塔底再沸器88.490.11.38E+075.886E+04T201塔顶冷凝器84.585.36.63E+071.634E+05T305塔顶冷凝器99.093.92.11E+079.492E+03T301塔底再沸器0E+001.502E+05T304塔顶冷凝器83.082.52.00E+081.886E+05T303塔顶冷凝器45.945.42.13E+074.588E+04T302塔顶冷凝器-5.6-6.13.31E+062.358E+04T305塔底再沸器190.1190.61.59E+072.992E+04T201塔顶冷凝器47.637.53.33E+079.909E+04T303塔底再沸器71.573.31.83E+071.984E+04T301塔顶冷凝器65.842.02.82E+074.778E+04T304塔底再沸器103.0116.82.00E+081.143E+05Table6-4合成、精制、回收工段公用工程物料信息表NameInlet（℃）outlet（℃）Enthalpy（kJ/h）Flowrate(kg/h)Air30353.81E+060.00E+00Refrigerant1-25-243.14E+089.52E+05CoolingWater20252.59E+081.50E+07LPSteam1251241.59E+071.18E+05HPSteam2502490.00E+009.32E+03MPSteam1751745.16E+030.00E+00通过AspenEnergyAnalyzer的自动匹配和手动输入，得到该工段所需的公用工程物料信息见Table6-4。最小传热温差的确定根据该工段消耗的总费用与∆Tmin的关系确定∆Tmin的最佳值。Figure6-6为∆Tmin与消耗的总费用之间的关系图。Figure6-6最小传热温差∆Tmin与换热总费用的关系图由图可以看出当∆Tmin得值为3.5℃时总费用最小，但由于最小传热温差太小，传热面积大大增加，所以适当的将∆Tmin取大一点。取∆Tmin=5℃。换热目标Figure6-7合成、精制、回收段换热目标图∆Tmin确定后得到换热的能量目标、最小换热单元目标数、最小传热面积、最小总费用目标如Figure6-7换热目标图。能量分析设定最小温差为5℃，将相关数据导入AspenEnergyAnalyzer中，经过软件模拟可以得到该工段的温焓曲线图如Figure6-8所示，总组合曲线图如Figure6-9所示。Figure6-8合成、精制、回收段温焓曲线图Figure6-9合成、精制、回收段总组合曲线图换热网络生成该工段热物流较少，这里运用软件的推荐热网络设计自动生成热网络，通过比较总费用选取最佳热网络如Figure6-10所示的热网。.Figure6-10合成、精制、回收段换热网络由换热网络可以看出，这三工段间的热量交换效率也不高，大量的热量没有充分利用起来。因此，下面将进行全流程热网络设计。6.5.3全流程热网络设计通过从AspenPlus中导入该三工段的物料信息，并对物料进行检查，并进行手动修改，最终得到该工段的物料信息如Table6-5。Table6-5全流程物料信息表NameInlet（℃）outlet（℃）Enthalpy（kJ/h）Flowrate（kg/h）44_To_4542.315.02.14E+0742069.719_To_1125.730.03.11E+0524968.8420_To_2216.950.01.31E+07108268.321_To_3146.644.93.25E+0763000.0046_To_49-5.642.01.06E+0615212.1039_To_4082.952.02.06E+0790686.744_To_715.120.03.47E+0525674.1430_To_3185.350.02.29E+07102651.7643to43out93.925.02.53E+068794.765to5out72.065.07.35E+0537322.53T302塔底再沸器88.490.11.38E+0758855.77T102塔顶冷凝器-10.9-21.75.75E+0614980.85T201塔底再沸器84.585.36.63E+07163400.85T305塔顶冷凝器99.093.92.11E+079492.01T104塔底再沸器29.630.15.89E+07180522.82T301塔底再沸器6E+06150214.36T101塔顶冷凝器17.415.12.60E+0772657.81T304塔顶冷凝器83.082.52.00E+08188628.42T103塔底再沸器26.426.95.85E+07178910.82T303塔顶冷凝器45.945.42.13E+0745880.48T104塔顶冷凝器26.025.55.19E+07173878.27T102塔底再沸器25.526.06.32E+0643696.62T302塔顶冷凝器-5.6-6.13.31E+0623578.83T305塔底再沸器190.1190.61.59E+0729924.31T201塔顶冷凝器47.637.53.33E+0799089.06T303塔底再沸器71.573.31.83E+0719844.25T103塔顶冷凝器1E+07169367.05T101塔底再沸器71.072.02.67E+07126095.80T301塔顶冷凝器65.842.02.82E+0747782.58T304塔底再沸器103.0116.82.00E+08114257.77通过AspenEnergyAnalyzer的自动匹配和手动输入，得到该工段所需的公用工程物料信息表见Table6-6。Table6-6全流程公用工程物料信息表NameInlet（℃）outlet（℃）TargetLoad（kJ/h）TargetFlowrateCostIndex（Cost/kJ）Refrigerant2-40-395.75E+062.56E+063.36E-06Refrigerant1-25-248.93E+073.65E+072.74E-06CoolingWater20252.52E+088.88E+062.12E-07LPSteam1251242.61E+081.13E+051.90E-06HPSteam2502491.59E+079.32E+032.50E-06MPSteam1751746.96E+061.94E+032.20E-06最小传热温差的确定根据总流程消耗的总费用与∆Tmin的关系确定∆Tmin的最佳值。图Figure6-11为∆Tmin与消耗的总费用之间的关系图。Figure6-11最小传热温差∆Tmin与消耗总费用的关系从图中可以得出当∆Tmin的值取9时，该项目换热网络消耗的总费用最小，因此，取∆Tmin=9℃换热目标根据∆Tmin确定后得到换热的能量目标、最小换热单元目标数、最小传热面积、最小总费用目标如Figure6-12换热目标图Figure6-12全流程换热目标图能量分析设定最小温差为5℃，将相关数据导入AspenEnergyAnalyzer中，经过软件模拟可以得到全流程的温焓曲线图如Figure6-13所示，总组合曲线图如Figure6-14所示。Figure6-13全流程的温焓曲线图Figure6-14全流程的总组合曲线图模拟得到该工段夹点温度为199.1℃、190.1℃、175.0℃、166.0℃，125.0℃、116.0℃、93.45℃、84.45℃、29.0℃、20.0℃、-16.0℃、-25.0℃。热网络生成Figure6-15全流程初始热网络通过AspenEnergyAnalyzer软件自动生成推荐热网络功能自动生成10推荐热网络，从中选出一个最优的热网络，然后在检查热网络是否正确。通过检查发现网络中几个换热最小温差，小于设定的最小传热温差，因此，通过手动调整，使其大于设定的最小传热温差。最后得到初始换热网络Figure6-15全流程初始热网络。最优换热网络设计通过软件自带的优化功能对初始换热网络自动优化，得到最小总费用网络和最小换热面热网络。通过对比发现最小总换热网络较优，因此选择最小总费用网络进行进一步优化。我们采取以下步骤对此换热网络进行调优处理，寻求换热器设备个数最小的最优的设计方案：A、找出独立的热负荷路E138→E141、E136→E118、E135→E117→E130→E142三条回路，换热回路的存在，使得设备费用增加。因此我们要尽可能的断掉回路，减少投资费用。B、沿热负荷回路增加或减少热负荷来断开回路，选择合并回路中热负荷最小的换热单元，并从这个换热单元开始，按回路所经顺序排出换热单元次序，然后从奇数位置的单元设备的热负荷中减去要合并的单元的热负荷，在偶数位置的单元上加上要合并的单元的热负荷：例E138→E141回路，E-141单元所含的热负荷最小，所以选择合并E-141到E-138上，在E-138上加上E-141的热负荷。这样，能减少一个换热单元。C、检查合并后的换热单元是否违反最小传热温差∆Tmin，若不满足，则要调试最小传热温差∆Tmin的值或者不打断该回路，例E135→E117→E130→E142，回路打断将会违背最小传热温差准则。因此我们选择不打断该回路。D、通过软件的RetrofitMode功能进行优化，寻找适当的增加投资费用，看能否减少操作费用，通过优化发现，增加投资费用，效果不是很明显，因此我们保留以上优化网络。Figure6-16为最终优化换热网络Figure6-16最终优化换热网络通过采用此换热网络，该项目一共可以节约公用工程用量为：冷公用工程：36.9%，热公用工程41.7%。因此、该换热网络具有良好的节能效果。6.5.4节能效果Table6-6全流程能量信息表项目热公用工程/kJ·h-1冷公用工程/kJ·h-1匹配前4.87e+085.50e+08匹配后2.84e+083.47e+08物流匹配节能百分率36.9%41.7%通过采用此换热网络，该项目一共可以节约公用工程用量为：冷公用工程：36.9%，热公用工程41.7%。因此、该换热网络具有良好的节能效果。6.5.5AspenPlus模拟公用工程换热系统冷公用工程热网络模拟Figure6-16冷公用工程换热网络热公用工程换热网络Figure6-16热公用工程换热网络

第7章设备选型7.1概述设备选型详细而全面的过程请参见《附录》。本章节主要对PO精馏塔选型过程进行详细论述及主要设备的一览表。7.2塔的设计7.2.1基本参数设计根据AspenPlus软件的模拟结果，可得到PO精馏塔T303各理论板上的流量及物性数据，详Table7-1。Table7-1PO精馏塔各塔板水力学数据StageTemperatureliquidfromCVolumeflowliquidfromcum/hrVolumeflowvaportocum/hrDensityliquidfromkg/cumDensityvaportokg/cumViscosityliquidfromcPViscosityvaportocPSurfacetensionliquidfromdyne/cm145.547155857.820618313976.2301793.4968053.282750470.229367080.0096857919.5267573245.908488525.546972613983.146793.3233173.282420120.228817940.0096869219.4892104345.939443825.52940213982.3006793.2984683.281576310.228871480.0096879919.4860928445.966550325.50249313980.7431793.2708633.280364650.228976850.009689519.4834241546.004414725.461294513977.7838793.2318483.278649970.22912730.0096916219.4797057646.057876525.405982913974.2554793.1764953.276237480.229339590.0096946119.4744672746.132930125.328809713969.3249793.0982813.272870130.229637110.0096987719.4671354846.237342925.222302713962.5065792.9885063.268220270.230050250.0097045119.4569807946.380924325.077543513953.2145792.8356923.261895120.230616340.009712319.44309761046.575096624.884770913940.7959792.625653.253462630.231378490.0097226619.4244731146.831941624.634878413924.6234792.3418873.242514750.232380670.0097360419.40009961247.16324.322048513904.2943791.9674213.228773780.233658730.0097527619.36921131347.570989623.946595913879.7627791.4883523.212230890.235227010.0097727619.33160361448.055727323.517927413851.5943790.8992753.19326870.237064140.0097955319.28796211548.601414523.055095313821.0184790.2090633.172696440.239104530.0098200619.24001471649.181853722.584061313789.7666789.4441033.151641760.241243110.0098449819.1903511749.763913822.132147513759.7045788.6458493.13131550.243355360.009868861931482221.722053213732.4164787.8622513.112746790.245325230.0098905519.09728581950.809013321.374820413708.0178787.136813.097198890.247068430.0099074119.05843562051.763250743.558335811491.8385785.6914212.871372530.250302190.0101634818.98629462156.567102938.030998611112.6621777.2402622.54962870.265763440.0105063418.66435922262.729968632.631824810742.9991763.9692672.206427640.283318230.0108555518.34559592368.065468628.885690410491.1801750.471091.949429370.29703960.0111061318475726326.785032710351.6466740.8709081.798572850.305320020.0112477318.04068172573.3013161.667130780735.4318070.3096402418.0091404取气液两相平均负荷进行设计：精馏段=24.18=13894.18=791.55=3.22液体平均粘度为=0.23cp表面张力=19.35mN/m提馏段=33.98=10838.07=763.65=0.28液体平均粘度为=0.28cp表面张力=18.44mN/m☆精馏塔的塔体工艺尺寸计算⑴塔径的计算精馏段气、液相体积流率为3.860.0067由式中其中由图查取，图的横坐标为=0.0273取板间距=0.5m，板上液层高度=0.06m则=0.44m查图得=0.1=0.0993=0.0993=1.554m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为=1.244m/sD===1.988m按标准塔径圆整后为D=2m塔截面积为==3.14实际空塔气速为==1.229提馏段气、液相体积流率为=3.011=0.00944由式中其中由Smith图Figure7-1查取，Figure7-1史密斯关联图图的横坐标为=0.0574取板间距=0.5m，板上液层高度=0.06m则=0.44m查图得=0.099C==0.0974=0.0974=1.78取安全系数为0.8，则空塔气速为=1.424D===1.64m提镏段塔径圆整后为D=2m塔截面积为==3.14m2实际空塔气速为=1.424精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为=（-1）=(19-1)0.5=9m提馏段有效高度为=（-1）=(6-1)0.5=2.5m在进料板上方开一人孔，其直径为0.5m，该层板间距为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=++0.6=9+2.5+0.8=12.3m⑵、塔板主要工艺尺寸的计算*精馏段溢流装置计算因塔径D=2m，=24.18可选单溢流流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长取=0.65D=1.3m溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度Figure7-2液流收缩系数计算图近似取E=1，则17.02=0.0199m取板上清液层高度=0.06m故=0.06-0.0199=0.0401m弓形降液管宽度和截面积由=0.65，查Figure7-3得=0.074，=0.13故=0.0743.14=0.2324m2=0.028D=0.132=0.26m液体在降液管中停留时间=17.297>5s故降液管设计合理。降液管底隙高度取=0.18m/s则=0.0287m=0.0401-0.0287=0.0114m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=0.05mFigure7-3弓形降液管的参数*塔板布置因D=2m,塔板采用分块式，分为5块边缘宽度确定取=0.06m，=0.08m，=0.05m开孔区面积计算开孔区面积其中=0.66m=0.95m故=2.29m2筛孔计算及其排列本他所处理物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=2.5=12.5mm筛孔数目n为==16927.68个圆整为16928个开孔率为=0.907=14.51%气体通过筛孔的气速为==11.61m/s⑶筛板的流体力学验算*塔板压降干板阻力计算由=5/3=1.6667，查Figure7-4得=0.77Figure7-4干筛孔的流量系数故==0.046m液柱气体通过液层的阻力计算===1.33==2.382查Figure7-5得=0.55Figure7-5充气系数关联图故===0.550.06=0.033m液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力可按下式计算，即==0.001994m液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.0462+0.033+0.001994=0.0812m液柱气体通过每层塔板的压降为=0.0812791.559.81=630.489Pa<700Pa*液面落差对于筛板塔，筛板塔因塔板上没有阻碍液流的阻碍物，液面落差Δ值很小，故Δ可略去不计，故可忽略液面落差的影响。*液沫夹带液沫夹带量=2.50.06=0.15m故kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。*漏液对于筛板塔，漏液点气速==4.46实际孔速=11.614>稳定系数为=2.605>1.5故在本设计中无明显漏液。*液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式关系，即本塔处理物系属一般物系，取安全系数=0.6，则=0.324m而板上不设进口堰，=0.153=0.00496m液柱=0.0812+0.06+0.00496=0.146m故在本设计中不会发生液泛现象。⑷塔板负荷性能图*漏液线由=得整理得=在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于Table7-2。Table7-20.0060.0080.010.0121.7941.8221.8471.870由上表数据即可作出漏液线1。*液沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下：由==0.3439=0.0401=0.56故=0.1+1.4=0.4-1.4=0.1整理得=7.186-25.152在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如Table7-3所示。Table7-30.0060.0080.010.01257.48356.52955.65154.831由上表数据即可作出液沫夹带线2。*液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由=0.006取E=1，则=0.00222据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。*液相负荷上限线以=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由=4故==0.03873据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。*液泛线令由；；；联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中将有关的数据代入，得=0.003168=0.2619=27.4706=0.5449故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如Table7-4。Table7-40.0060.0080.010.0128.7578.6748.5928.509由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如Figure7-6所示。Figure7-6PO精馏塔塔负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得=8.4，=1.75故操作弹性为=4.8所设计筛板塔计算结果如Table7-5所示：Table7-5PO精馏塔塔计算结果序号项目数值1平均温度，℃51.322平均压力，kPa151.953气相流量，3.8594液相流量0.006725实际塔板数436有效段高度Z，mm123007塔径，mm20008板间距，mm5009溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，mm130012堰高，mm4013板上液层高度，mm6014降液管底隙高度，mm2915受液盘深度，mm5016安定区宽度，mm8017边缘区宽度，mm5018开孔区面积，m22.2919筛孔直径，mm520筛孔数目1692821孔中心距，mm1322孔排列方式正三角形排列23开孔率，%14.5124停留时间，s17.325空塔气速，1.2326筛孔气速，11.6127稳定系数2.628每层塔板压降，Pa630.4929负荷上限液泛控制30负荷下限漏液控制31液沫夹带kg2.097732气相负荷上限3.884233气相负荷下限2.875534操作弹性5.0498⑸塔高的计算①估算全塔效率式中——全塔效率——相对挥发度，在操作条件下，塔顶相对挥发，，，，，得，塔底相对挥发，，，，，得。——液体粘度，,根据AspenPlus模拟得=0.244故=0.5375除去再沸器和冷凝器所占的两块塔板，得到实际塔板=42.79圆整取N=43②塔顶和塔底空间高度塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液体自由下降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，一般取1.0~1.5，这里取1m。塔底空间高度具有缓冲储存的作用，塔底釜液有一定储量以保证塔底料液不致排完而起不到液封作用，这里取塔底空间高度=0.7m③裙座高度裙座高度可按下式计算，即=3.5m④封头高度封头选取标准椭圆形封头，取直边段=25mm，曲面高度==0.5m，所以封头高度为=0.525m⑤人孔(筒体)每6块板开一人孔，共需4个人孔，人孔处板间距取600mm，人孔直径取450mm，其伸出塔体的筒体长取100mm。⑥吊柱设计精馏塔的高度大于15m，无框架设置，需设计吊柱，根据HG/T21639-2005选择：使用温度大于-20℃，起吊质量W=500kg，悬臂长度S=1600mm，质量为310kg，标准图号为HG/T21639-9。故塔高=27.325m7.2.2KG-TOWER在塔盘工艺结构计算的运用KG-TOWER可以用于塔盘计算，而且是不同类型的塔盘，在掌握工艺结构的具体计算步骤之后，可以通过软件的便捷计算方法来校核和设计，在相同的负荷下分别选择浮阀塔盘和筛板塔盘进行计算，通过比较选择出最佳塔盘，这样既可以了解KG-TOWER软件的计算过程与具体计算过程的异同，也可以使塔盘的工艺计算更便捷准确。下面利用KG-TOWER对负荷较大的精馏段第11块塔板和提镏段第15块塔板进行设计。☞输入工艺参数将所选的两块塔板的工艺参数输入软件，并设定每块塔板的操作范围为90%至105%之间，参数设置如Figure7-7所示。Figure7-7塔板工艺参数☞输入塔盘结构参数选择塔盘类型为筛板塔盘，塔径设定依据AspenPlus模拟得到的数据进行计算得到，当设定塔径之后，再设定其他结构参数，如溢流形式、筛孔大小、降液管宽度、溢流堰高度等参数，依据《化工工艺设计手册》和《化工设计全书-塔设备》进行设计。设定后，如果左下角出现警告时，说明设定参数出现问题，此时会提示哪些参数出现问题，可通过调整参数大小使设定满足要求。丙二醇-水分离塔塔盘参数设定如下。Figure7-8塔盘参数设定Figure7-9单溢流塔板的结构参数☞塔板校核结果Figure7-10至Figure7-12分别为塔盘在操作负荷为90%、100%及105%的条件下塔盘的液泛率，降液管内液层高度，