【《环氧丙烷筛板精馏塔设计研究》8800字（论文）】

环氧丙烷筛板精馏塔设计研究目录目录 21.绪论 42．设计任务及方案 52.1筛板精馏塔的工艺条件 52.2设计的基本内容和要求 53．板精馏塔的工艺设计 63.1计算依据 63.2筛板精馏塔的物料衡算 63.3理论板书求解 73.3.1回流比计算 73.3.2气相及液相负荷 93.3.3操作线方程计算 93.3.4理论塔板数计算 93.4全塔效率求解 113.5塔的工艺条件及物性数据计算 123.5.1操作压强 123.5.2操作温度 133.5.3平均摩尔质量的计算 133.5.4平均密度 143.5.5液相表面张力计算 153.6塔体主要工艺尺寸的设计计算 153.6.1塔径D 153.6.2精馏塔的有效塔高 163.6.3溢流装置 173.6.4塔板布置 193.7塔板的流体力学验算 203.7.1气体通过筛板压降hf和pf验算 203.7.2液体表面张力的阻力hσ计算 213.7.3雾沫夹带量eV的计算 213.8塔板负荷性能图 223.8.1液沫夹带线 223.8.2液泛线 233.8.3漏液线 243.8.4液相负荷上限线 253.8.5液相负荷下限线 253.9结论 254．精馏塔辅助设备的设计和选型 274.1精馏塔接管尺寸计算 274.1.1进料管道 274.2换热器设计 284.2.1冷凝器 284.2.2再沸器 294.3结论 305.总结 31参考文献 35

1.绪论环氧丙烷(PO)，是没有颜色的通透醚味有毒液体，并且沸点低、便于燃烧。PO是重要有机生产原料，是第四代非离子表面活性剂，它的衍生物可用于多种行业的生产。氯醇法、苯乙烯共氧化法、叔丁醇共氧化法和过氧化氢异丙苯法以及过氧化氢直接氧化法(HPPO)都可用于生产环氧丙烷。传统氯丙醇法是丙烯与氯气、水发生反应生成氯丙醇，后再与石灰乳反应生成含HPPO的混合物，此过程中伴随着五个副反应发生。共氧化法中PO/SM法是乙苯氧化后与丙烯反应生成含HPPO混合物；而PO/TBA法是将异丁烷氧化后产物与丙烯反应生成HPPO。过氧化氢直接氧化法是丙烯与H2O2直接反应得到HPPO。选用双氧水直接氧化法最适宜选题要求。HPPO氯醇法生产流程简单、副产物少，废水等较多，会严重污染环境。共氧化法生产流程长、副产品多而杂，废水较少，对环境污染相对不大。随着工业中环境保护要求的日益增加，氯醇法面临着淘汰。而共氧化技术投资率高、工艺复杂、对原料要求高。随着环氧丙烷生产工艺的不断发展，化工业对环境保护要求的不断提高等，直接氧化法建设将成为此行业重点，我国许多科学研究院以及相关企业单位相继进行了HPPO法合成环氧丙烷的研发，然而现如今我国的HPPO生产技术还不是很成熟任然有很大的发展空间，但可以肯定的是HPPO法将在未来有极大的发展与研究。精馏塔可以得到纯度高的产品，精馏塔工作是分离挥发度不同的混合物，低沸物先存在于液相中而后转移到气相中，高沸物先存在于气相中而后转移到液相中，从而完成分离。精馏过程可以得到想要的产品系列。精馏塔的常见类型有反应型、分离型以及常规型等。对流塔、环流塔是筛板精馏塔的主要类型，对流塔也可分为单溢流、双溢流和四溢流。筛板精馏塔是用于气体与液体或者液体与液体之间分离的传质设备，不仅可以实现混合物分离还可以获得定量纯度高的所需产品。筛板精馏塔塔板结构有筛板、泡罩板、浮筏板、网孔板、舌型板、穿流塔板等。其原理为液体由于重力，液体自上而下由降液管流到受液盘，平行流过本层塔板后，再以相同方式流到下一层塔板，依次形式不断进行直到液体由塔板底部排除；气体上移是根据压力差的作用，以上升形式不断穿过各层塔板，最终到达塔顶而排出。在热能推动作用下，容挥发的混合物成分进入气相中，不容易挥发的混合物成分返回液相，进行热量和质量的转换，使混合液形成适当的分离。因每层塔板上都有液体存在，所以气体上升时两相不断接触不断进行传热过程。2．设计任务及方案2.1筛板精馏塔的工艺条件（1）进料比例：60%环氧丙烷，塔底产品组成≥99%,塔釜产品组成<（2）持续操作，精接续不断往精馏塔中加入原料，塔顶和塔底分别持续收集馏分和釜液；（3）操作压强：常压精馏，塔顶压力为101.3kPa（4）进料热状态：泡点进料（q=1）（5）回流比：R=2R（6）塔底再沸器加热；（7）塔板类型：筛板塔；（8）年操作时间：年300天，全天24小时无休持续运行。2.2设计的基本内容和要求（1）本设计内容主要有设计精馏塔理论塔板数，确定进料口塔板所在板书、精馏段提馏段所占的塔板数；计算整个塔的效率；确定塔的操作压强、温度等物性数据；确定精馏塔塔径、塔高、塔板的布置并绘制塔板负荷性能图；（2）溢流装置的计算，塔板布置计算，物体力学计算，画塔板负荷性能图；（3）设计筛板塔辅助设备：接管尺寸的计算，冷凝器与再沸器的设计（4）画出塔体装配图。3．板精馏塔的工艺设计3.1计算依据（1）设计任务：年产5万吨纯度为≥99%的环氧丙烷，进料比例为60%环氧丙烷以及40%甲醇。塔顶环氧丙烷产品质量分数≥99%，塔釜环氧丙烷产品质量分数≤1%（2）塔体设计：主塔体各项性能计算（3）生产规格：年产5万吨（4）操作压强：常压精馏，塔顶压力为101.3kPa（5）进料热状态：泡点进料（q=1）（6）回流比：R=2R（7）塔板类型：筛板塔（8）年操作时间：年300天，全天24小时无休持续运行3.2筛板精馏塔的物料衡算环氧丙烷的摩尔质量：MA甲醇的摩尔质量：M进料组成：60%的环氧丙烷、40%甲醇塔顶产品环氧丙烷的质量分数：大于99%平均摩尔质量xF原料液中环氧丙烷的摩尔分数x塔顶产品中环氧丙烷的摩尔分数x塔釜产品中环氧丙烷的摩尔分数x平均摩尔质量原料M塔顶M塔釜M进料产品流量F总物料衡算：F=D+WFF为进料摩尔质量、D为塔顶产品摩尔质量、W为塔底馏出液的摩尔质量解得D=72.66935W=85.975303.3理论板书求解3.3.1回流比计算表1相对挥发度α的计算查表可得Antoine常数值化合物ABC温度范围℃环氧丙烷5.7795915.31208.28-48℃-67℃甲醇7.197361574.99238.86-16℃-91℃由上表可知温度t的共用区域为-16℃-67℃，甲醇的沸点为64℃，环氧丙烷沸点为34℃，所以温度范围为34℃-67℃。因此选5个温度点：38℃、44℃、50℃、56℃、62℃.纯组分的饱和蒸汽压和温度的关系通常可以表示成如下的关系式：lg将A、B、C分别代入上式：lgpAlgpA20==2.15135lgpA30==2.23563lgpA40==2.31609lgpA50==2.39297lgpB10==1.50860lgpB20==1.62927lgpB30==1.74493lgpB40==1.85588lgpB50==1.96240由拉乌尔定律可得α=p于是可得α1=3.58338α2=3.32684α3α5从而α=5α1α2α3α4α5xe与ye的确定本精馏分离工艺过程为泡点进料，进料热状态参数为q=1相平衡方程式为：y=又因q线方程为：y=q从而根据上述数据和q=1可得：xe=0.45283ye=0.71963回流比确定最小回流比：Rmin=3.3.2气相及液相负荷精馏段气相以及液相负荷：L=DR=142.69499V=(R+1)D=215.36434提馏段的气相及液相负荷：L’=L+qF=301.33964V’=V-(1-q)F=215.364343.3.3操作线方程计算精馏段操作线方程：yn+1=提馏段操作线方程：y相平衡方程为：y=3.3.4理论塔板数计算yn+1xm+1为精(提)馏段上升蒸汽第n+1(m+1)层板容易挥发成分的摩尔分采用逐板计算法计算理论塔板数：令yy可求得x1=0.94627,将yn+1=求出y2，再代入相平衡方程和操作线方程，求算出xn、yn，若得到xn<xF且x而后将xn+1ym+1=L与精馏段方法相同，直到计算出xm<x精馏段：第一块板y由相平衡方程求得x1=0.94627，将x同理得x2=0.86370，由x同理得x3=0.73712，由x同理得x4=0.58365，由x同理得x5=0.44274，由x因x5<xF,x4>x提馏段：由相平衡方程求得x6=0.34277，将x同理得x7=0.23066，由x同理得x8=0.13436，由x同理得x9=0.07040，由x同理得x10=0.03485，由x同理得x11=0.01702，由x同理得x12=0.00854，由x同理得x13=0.00461，由x因x13<xw，所以3.4全塔效率求解全塔效率：理论板数NT与实际理论板数NE设全塔效率ET=0.5，则有：0.5=13NP求得NP=26，精馏段实际塔板数：10操作压强：塔顶是常压pD=101.3kPa，因∆p=0.6kPa操作温度：利用安托因方程计算，方程分别为：环氧丙烷：log甲醇：log试差法计算塔顶泡点温度：塔顶压强pD和x1已知，假设塔顶泡点温度tD,根据安托因方程分别求出该温度下环氧丙烷和甲醇的饱和蒸汽压pA0和px=已知塔顶压强pD=101.3kPa，设塔顶泡点温度tD=34.62℃，则甲醇及环氧丙烷的饱和蒸汽压分别为：pA0=102.62223kPa，运用试差法计算塔底泡点温度：已知塔底压强为pw=116.9设泡点温度为tw=67.95℃，则甲醇和环氧丙烷得饱和蒸汽压分别为：pA0=292.60420kPa，pB全塔得平均温度：t=粘度计算：由全塔平均温度，查粘度共线图分别得到该温度下环氧丙烷黏度μA以及甲醇黏度μlgμ计算求出μμA=0.33784mpa.s,μB=1.37784mpa.s,全塔效率估算公式：ETETET'从而计算出实际精馏段塔板数：10（包括进料塔），实际提馏段塔板数：16（不包括再沸器），实际总塔板数：26。3.5塔的工艺条件及物性数据计算3.5.1操作压强单板压强：∆塔顶压强：P进料板压力：P塔底操作压强：P精馏段平均压力：P提馏段平均压力：P3.5.2操作温度塔顶泡点温度为tD=34.62℃，塔釜温度为tw=67.95℃，进料板压强为环氧丙烷：log甲醇：log设进料板泡点温度tF=49.5℃，则甲醇和环氧丙烷的饱和蒸汽压分别为pA0因此，进料板温度为tF精馏段：t=提馏段：t=3.5.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量：y1=xD=0.98202塔顶气相平均摩尔质量：M塔顶液相平均摩尔质量：M进料板：第5块，进料板气相平均摩尔质量：M进料板液相平均摩尔质量：M塔釜平均摩尔质量计算塔釜气相平均摩尔质量：M塔釜液相平均摩尔质量：M精馏段平均摩尔质量气相：M液相：M提馏段平均摩尔质量气相：M液相：M3.5.4平均密度（1）气相平均密度计算精馏段平均密度：ρ提馏段平均密度：：ρ（2）液相平均密度计算公式：1ρ塔顶：由tD环氧丙烷得密度ρA=806.48代入：1ρD塔釜：由tw环氧丙烷得密度ρA=755.64代入1ρw加料板：由tF环氧丙烷得密度ρA=823.96代入1ρF精馏段液相平均密度为：ρ提馏段液相平均密度为：ρ3.5.5液相表面张力计算塔顶：由塔顶操作温度tD=34.62℃，查数据[9]得σA=19.9塔釜：由塔釜操作温度tw=67.95℃，同理查数据[9]得σA=16.1加料板：由加料板操作温度tF=49.5℃，同理查数据[9]得σA=18.1精馏段液相平均表面张力为：σ提馏段液相平均表面张力为：σ3.6塔体主要工艺尺寸的设计计算3.6.1塔径D筛板塔的塔径依据流量公式计算，即D=式中D为塔径（单位m）；Vs为气体体积流量（单位m3/s精馏塔、提馏塔气相及液相的流量分别为：Vh=Lh=LMVs=Ls=取塔板间距为HT=0.40m,上液层高度hL=0.05m图1史密斯关联图查图1得C20=0.085计算得负荷因子C一般适宜的空塔气速为最大允许气速的0.6~0.8倍，取0.7倍则操作气速：u=0.7umax=0.533353.6.2精馏塔的有效塔高塔的有效高度Z精馏段的有效高度：Z提馏段的有效高度：Z故精馏塔的有效高度：Z塔高计算（1）精馏塔的有效高度：Z（2）塔顶空间高HD：高度一般在1.0~1.5m范围内，取（3）开设人孔板间距HT'：规定人孔上下两塔板距离要≥0.5（4）人孔数：间隔10块设一个人孔，因实际塔板数26块，所以设2个人孔；（5）进料段高度HF：一般进料段高度HF要比HT大，从而（6）塔底的空间高度HB：塔底空间可作为储存槽，而塔底釜要在塔底有10~15min的储存量，故取H（7）封头高度：椭圆封头DN=900，直边高度h=25mm、曲面高度H=225（8）裙座高度：筒体高度小于25m,塔径0.92083m，所以采用圆筒形裙座:H'实际高度：Z=3.6.3溢流装置 筛板塔的溢流装置采用弓形堰和弓形降液管以及平行受液盘（不设置进口内堰）（1）溢流堰长LW本设计为单溢流堰，根据公式得：LW=0.6~0.8精馏段：取L提馏段：取L（2）出口堰高hw关系式为：h其中，堰上液层高度公式how=0.00284E(LhLW)23，其中Lh精馏段：how=0.00284E(L提馏段：how'=0.00284E(L（1）弓形降液管的宽度Wd及截面面积精馏段：由LWD=0.65WAT=0.785液体在降液管中的停留时间为：τ=A提馏段：由LW'D=0.75AT'液体在降液管中得停留时间为：τ'图2弓形降液管截面尺寸参数图D降液管的低隙高度h为拥有良好的液封条件，同时不会导致液流阻力过大，h0应低于hW，但此高度又不能低于6mm，hW-h0=6~12mm，且精馏段：uc=0.1m/s提馏段：uc'3.6.4塔板布置 塔径大于800mm，用分块式塔板。(1)边缘区宽度WC与安定区宽度边缘区域WC用于支撑塔板的边缘。塔径<2.5m，WC可取30~75mm安定区宽度WS溢流堰前的安定区WS=70~100mm；进口堰取边缘区宽度WC=60mm；安定区宽度（1）开孔区面积A计算公式：Axr=sin-1精馏段：x=D2-A 提馏段：x'=D2- (3)筛孔数n与开孔率∅ 孔径d0：常用范围d0 筛板厚度δ：一般碳钢δ=3~4mm，不锈钢δ=2~2.5mm 筛孔心距离：筛孔为正三角形，常规范围t=(2.5~5)d0，通常选取(3~4)d0 取正d0 精馏段： 每层塔板的开孔数n=1.155 每层塔板的开孔率φ= 每层塔板的开孔面积A 气体通过筛孔的孔速u 提馏段： 每层塔板的开孔数n' 每层塔板的开孔率φ= 每层塔板的开孔面积A 气体通过筛孔的孔速u3.7塔板的流体力学验算3.7.1气体通过筛板压降hf和pf验算 流量系数精馏段：h提馏段：h气体通过液层的阻力hh气相动能因子Fa=精馏段：ua=V查充气系数关系图可得β=0.59；则h1提馏段：ua'=查充气系数关系图可得β'=0.56；则3.7.2液体表面张力的阻力hσ计算hσ计算为：hσ=4σ精馏段：hσ提馏段：hσ气体通过每层塔板的液柱高度hp精馏段：hp提馏段：hp气体通过每层塔板压降：精馏塔：V提馏塔：V从而满足设计要求。3.7.3雾沫夹带量eV的计算雾沫夹带过于多会大大降低塔板效率。为了保证筛板塔能保持正常的运作，控制雾沫夹带量eVe式中hf为鼓泡层高度，一般取 精馏段：hf=2.5 提馏段：hf'从而满足设计要求。3.8塔板负荷性能图3.8.1液沫夹带线 精馏段：以eV=0.1kg(液euahf=2.5hhow故hHTeV整理得：VS表2精馏段液沫夹带取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V1.156991.130541.108361.088561.070361.053341.03725提馏段：euahf'=2.5how故hHTeV整理得：VS表3提馏段液沫夹带取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V1.004740.983170.965070.948920.934080.920200.907073.8.2液泛线 令Hd=φHT+hw以及φ整理得：a式中a=0.051(A0C0精馏段：a=0.051b=0.5×0.45+0.5-0.59-1c=0.153d=0.00284×(1+0.59)×(3600从而V表4精馏段液泛线取点L0.00040.00080.00120.00160.0020.00240.0028V2.157582.140652.125832.112002.098692.085642.07268提馏段：a'b'c'd'从而V表5提馏段液泛线取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V0.469660.51980.56110.597410.630340.660760.689213.8.3漏液线精馏段：V可得V表6精馏段漏液线取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V0.469660.51980.56110.597410.630340.660760.68921提馏段：V可得V表7提馏段漏液线取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V0.838760.907310.963901.013731.059001.100861.140073.8.4液相负荷上限线精馏段：L提馏段：L3.8.5液相负荷下限线精馏段：L提馏段：L3.9结论本章主要进行筛板塔主体部分的各项计算如下表：表8数据结果汇总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均温度t℃42.0258.725平均压强pkPa104.3106.1流量气相V0.355010.37378液相L0.002250．00365实际塔板数（不包含塔釜）N块1016塔板间距Hm0.40塔高Hm19.45塔径Dm0.92083空塔气速um∙0.623070.73887溢流装置弓形溢流堰、降液管、弓形溢流堰、降液管、溢流堰堰长Lm0.598540.69062溢流堰高度hm0.043880.04856溢流堰宽度Wm0.11050.17496堰上液层高度hm0.016120.02027降液管底隙高度hm0.037590.02506板上液层高度hm0.03540.03854筛孔直径dmm44孔中心距tm0.010.01筛孔数n68138146开孔率φ%14.51214.512开孔区面积Am0.589880.70536筛孔气速um∙4.147313.50037单板压降∆kPa0.60.6液沫夹带量ekg0.001970.00391液相负荷上限Lm0.002250.00365液相负荷下限Lm0.000510.000594．精馏塔辅助设备的设计和选型4.1精馏塔接管尺寸计算4.1.1进料管道 A．进料管道 进料体积流量：q取管道液体流速u=2.0m/s。因qv=14πd B．塔顶回流液管道 塔顶回流液体积：q 塔顶液出塔速度取u=2.0m/s，d=从而选ϕ48mm×3 C．塔底料液排出管道 塔底产品体积流量：q 塔底液出塔速度取u=0.8m/s，d=从而选ϕ89mm×3.5mm的无缝钢管，实际流量：u= D．塔顶蒸汽出口管道 塔顶蒸汽体积流量q 塔顶蒸汽流速取u=20m/s；d=从而选ϕ159mm×7mm的无缝钢管，实际流量：u= E．塔底蒸汽进口管道 蒸气密度：ρ 塔底蒸汽体积流量：q塔顶蒸汽流速取u=20m/s；从而选ϕ133mm×7mm的无缝钢管，实际流量：u=4.2换热器设计 选用管壳式换热器4.2.1冷凝器A．冷凝器热负荷Q0e查找塔顶压强PD塔顶温度t环氧丙烷γA=27260γQ B．传热面积计算 设总传热系数K 加热介质为水，进口温度t1=10℃ 平均传热温差：∆t 传热面积：A C．冷却剂用量确定 t=t1 则冷却水的质量流量为q D．工艺尺寸结构 管道和管内流速：选用ϕ25mm×2.5 换热管数N： N= E．换热管排列方法： 管内采用正三角形排列，管外采用正方形排列，取管心距t=1.25 横过管束中心线的管数：nc 对角线管子数：b=1.1N 壳体内径：D=t F．折流板：弓形折流板 缺口弦高h=0.25D=0.068 取折流板间距B=0.4D=0.1088 折流板数NB4.2.2再沸器 A．冷凝器热负荷Q0h查塔顶压强Pw塔顶温度t环氧丙烷γA=26390γQ0h B．传热面积计算 设总传热系数K 加热介质为水，进口温度t1=90℃ 平均传热温差：∆t 传热面积：A C．冷却剂用量确定 t=t1 则冷却水的质量流量为q D．工艺尺寸结构 管道和管内流速：选用ϕ25mm×2.5mm碳钢换热管，管长取L=5m 换热管数N： N=A E．换热管排列方法： 横过管束中心线的管数：nc 对角线管子数：b=1.1N 壳体内径：D=t4.3结论本节主要计算精馏塔接管尺寸、换热器尺寸。表9辅助设备数据结果汇总精馏塔接管分类选用尺寸进料管道45mm×3mm塔顶回流液管道48mm×3mm塔底料液排出管道89mm×3.5mm塔顶蒸汽出口管道159mm×7mm冷凝器符号单位计算数据热负荷QkJ/s2217传热面积Am143用量qKg/h95410换热管管径25mm×2.5mm换热管管长Lm5换热管数N根2278换热管排列管心距tmm0.005横过管中心线管数n根57壳体内径Dm0.272折流板间距Bm0.1折流板数N块45再沸器符号单位计算数据热负荷QkJ/s2217传热面积Am226用量qKg/h95524换热管管径25mm×2.5mm换热管管长Lm5换热管数N根3595换热管排列管心距tmm0.005横过管中心线管数n根74壳体内径Dm0.3375.总结 本设计主要内容有筛板精馏塔主题设计和辅助设备设计。设计精馏塔理论塔板数，确定进料塔板所在位置、精馏段提馏段塔板数；计算全塔效率；确定塔的操作压强、温度等物性数据；确定精馏塔塔径、塔高、塔板的布置；以及计算合适的辅助设备尺寸，即确定精馏塔接管规格、换热器设计。表10数据结果汇总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均温度t℃42.0258.725平均压强pkPa104.3106.1流量气相V0.355010.37378液相L0.002250．00365实际塔板数（不包含塔釜）N块1016塔板间距Hm0.40塔高Hm19.45塔径Dm0.92083空塔气速um∙0.623070.73887溢流装置弓形溢流堰、降液管、弓形溢流堰、降液管、溢流堰堰长Lm0.598540.69062溢流堰高度hm0.043880.04856溢流堰宽度Wm0.11050.17496堰上液层高度hm0.016120.02027降液管底隙高度hm0.037590.02506板上液层高度hm0.03540.03854筛孔直径dmm44孔中心距tm0.010.01筛孔数n68138146开孔率φ%14.51214.512开孔区面积Am0.589880.70536筛孔气速um∙4.147313.50037单板压降∆kPa0.60.6液体在降液管中停留时间τs8.519118.75288液沫夹带量ekg0.001970.00391液相负荷上限Lm0.002250.00365液相负荷下限Lm0.000510.00059精馏塔接管分类选用尺寸进料管道45mm×3mm塔顶回流液管道48mm×3mm塔底料液排出管道89mm×3.5mm塔顶蒸汽出口管道159mm×7mm冷凝器符号单位计算数据热负荷QkJ/s2217传热面积Am143用量qKg/h95410换热管管径25mm×2.5mm换热管管长Lm5换热管数N根2278换热管排列管心距tmm0.005横过管中心线管数n根57壳体内径Dm0.272折流板间距Bm0.1折流板数N块45再沸器符号单位计算数据热负荷QkJ/s2217传热面积Am226用量qKg/h95524换热管管径25mm×2.5mm换热管管长Lm5换热管数N根3595换热管排列管心距tmm0.005横过管中心线管数n根74壳体内径Dm0.337参考文献[1]胡立峰,陈彬,王凤.我国环氧丙烷生产工艺现状分析及进展[J].吉神化学工业.2018,0