【环氧乙烷生产的设备计算1500字】

环氧乙烷生产的设备计算目录TOC\o"1-3"\h\u22984环氧乙烷生产的设备计算 1297311.1反应器设备计算 1324571.2脱轻组分塔 3反应器设备计算（1）本设计是要求年产高纯度乙二醇30万吨，采用是环氧乙烷直接水合法，但是这儿设计的是环氧乙烷反应器的设备设计，根据现有工艺的工业装置数据，采用下面的数据来估算反应器的尺寸。（2）反应器内的进料温度是150℃，反应时的反应温度是229℃，反应后出料温度是234℃，其反应的压力为1.6MPa，反应转化率为10%，生成目的产物的选择性为80%，反应空速是4000/h。（3）其氧化反应器是用的列管式固定床反应器，列管的直径是44.9×3mm，管子的长度为12190mm。（4）管间采用水强制的外循环换热。其循环水的进口温度是210℃，出口温度是220℃，水给管外壁的给热系数可以取5631.54KJ/m2.h.℃。（5）催化剂为球型，直径为5mm，床层空隙率ε为0.48。（6）一年内工作8000小时，在反应后分离、精制的过程中，他们的回收率为99.6%，其反应器所生产的环氧乙烷占其总产量的80%。（7）在温度是229℃，压力为1.6MPa条件下，反应中物质的有关物性数据为导热系数λf=49.721655mW/m.K粘度μ=19.236884MPa.s密度ρ=10.336921Kg/m3（8）计算催化剂床层体积进入反应器的气体总流量为98551.2974给定空速为4000/h（9）反应器管数n给定管子的直径为44.9×3mm，而且管内径dt为37.9mm，管子的长度是12190mm，催化剂的填充高度是10690mm。（10）传给水的热量由反应器热量衡算可以得到J/mol（11）核算换热面积a):b):雷诺数Rec)d)总传热系数Ke)平均温差因为它的转化率低，所以其整个反应器的床层可以近似的看成等温的，为2229℃。所以可以计算其传热推动力为f)换热面积需要传热面积为实际传热面积为能满足传热要求。脱轻组分塔塔径的计算（1）根据设计要求低组分脱除塔为泡点进料,，，q=1。物料衡算可知低沸塔中R=0.2，D=39.4518，W=954.2359，F=993.6877kmol/hkmol/hkmol/hkmol/h由物料横算可知低沸塔塔顶进料温度为32.0,塔釜温度为60.0,则其定性温度为45.5,由[7]查得:表5.140℃、50℃物性数据表温度组分(g/cm3)(N/m)(Pa.s)CH3CHO0.76618.0600.20240EO0.84221.0500.225H2O0.99369.4200.656CH3CHO0.73716.6100.18950EO0.82719.4400.210H2O0.98867.8000.549由表内插法可求得：表5.245.5℃物性数据表温度组分(g/cm3)(N/m)(Pa.s)CH3CHO0.74617.2630.19545.5EO0.83420.1650.217H2O0.99068.5290.597因为：其中：混合物液体密度kg/m3组分i液体密度kg/m3组分质量分数所以：求得：混合物平均分子量：解得：同理：对于理想气体：即：，则：气相体积流量：液相体积流量：则：液气流动参数：由[3]查得，非水有机化合物混合物表面张力快速估算法：取塔盘清夜层高度：，板间距：则液滴沉降高度-=0.53m由及查[13]图5-1史密斯关联图得液泛气速：取设计泛点率为，计算空塔气速：气相通过的塔截面积A：计算塔径D：取由计算塔径:计算塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径,实际塔截面积：实际气相流通面积查[13]图5-7,所以实际空塔气速设计点的泛点率（2）溢流装置它是选用单溢流弓形的降液管，不用设置进口堰，下面是各项的计算：a)堰长由,得b)出口堰高查[13]式5-6得采用平直堰，堰上靥层高度可按式计算，式中E可近似取1.则c)堰高hw由选取清液层高度确定:弓形降液管宽度和面积，由,查[13]图5-7得则及d)依式（由[13]式5-9）验算液体在降液管中停留时间，即:停留时间，故降液管尺寸是可以用的。e)降液管是选取的平形受液盘，为了考虑其液管低部的阻力和液封，所以选取底隙液流强度及降液管底隙流速液流强度：降液管底隙流速（3）塔板布置及浮阀数目排列：1）选取型浮阀、重型，阀孔直径初选阀孔动能因子则阀孔气速浮阀个数取边缘区宽度，破沫区宽度求鼓泡区面积:则浮阀塔排列采用整块式塔板，正三角形叉排，取孔心距，排得阀数个按重新核算孔速及阀孔动能因数阀孔气速动能因子，阀孔动能因子变化不大，可取。塔板开孔率由物料衡算得:,,由芬斯克公式：（1）其中：为轻关键组分L，EO为重关键组分H；2）由物料衡算可知：