【乙二醇合成工艺流程分析及Aspen Plus软件模拟计算14000字（论文）】

[11]。物料衡算目的累积在系统中=输入输出+总消耗简化的稳态过程为：输入=输出+消耗无化学反应的稳定过程可表示为：输入=输出物料平衡可以以总的质量、组分平衡或是元素平衡来衡量。对无化学反应的稳定过程，又可表示为：输入=输出物料衡算的形式如下表所示：表3-1能量衡算形式类别物料衡算形式无化学反应有化学反应总衡算式总物料衡算式适用适用总物质的量衡算式适用不适用组分衡算式组分质量衡算式适用不适用组分物质的量衡算式适用不适用元素原子衡算式元素原子质量衡算式适用适用元素原子物质的量衡算式适用适用物料衡算任务对于本次设计的煤制乙二醇的合成的工艺中，工艺采取连续操作，其中一年内的四-五周（约30天）用于固定的停车设备检修及紧急情况处理。其主要任务是：计算从原料入厂到产品输出过程中的物料耗量及转化方向。热量衡算任务本项目拟建一套年产20万吨煤制乙二醇合成工段的工艺设计。物料转化会引起能量的变化，难免也会有一定的偏差。可以用能量衡算来确定设备的热负荷。结合能量衡算和设备衡算数据在经济合理下选取最恰当的设备。要保证所选设备运行中有一定的操作空间，设备能在安全负荷内高效工作。热量衡算原理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，进行热量衡算书的编制。能量平衡方程如下：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。对于连续系统：Q+W=∑Hout-∑Hin其中，Q——设备的热负荷。W——输入系统的机械能。∑Hout——离开设备的各物料焓之和。∑Hin——进入设备的各物料焓之和。AspenV11.0中煤制乙二醇工艺物性方法的选择本设计采用原料煤生产乙二醇，根据ASPENPLUS的推荐的物性方法中选择ELECNRTL，此法正好适用于煤加工煤气化。物料衡算T101流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-1流程模拟图4.2.2T101物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-2进出料流股表单位17汽相进18汽相出19汽相出质量流量kg/hr573.5458963439.9573061133.5885902N2kg/hr439.9573061439.95730610O2kg/hr133.58859020133.5885902质量分率N20.76708299910O20.232917001014.2.3R101流程模拟主要进行反应：C+反应条件：T=1400℃、P=4000kPa本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-2流程模拟图R101物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-4进出料流股表单位11液相进12固相进19汽相进14汽相出质量流量kg/hr91118.4758622591.12957133.5885902113843.194Ckg/hr022591.1295700H2Okg/hr91118.475860056881.67841COkg/hr00051902.13263H2kg/hr0003831.040941CO2kg/hr0001228.342036O2kg/hr00133.58859020质量分率C0100H2O1000.499649355CO0000.455908964H20000.03365191CO20000.010789771O20010V101流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-3流程模拟图V101物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-6进出料流股表单位15汽相进16固相出111汽相出质量流量kg/hr113843.1945005.5877108837.6063H2Okg/hr56881.678415005.587751876.09071COkg/hr5190213263H2kg/hr3831.04094103831.040941CO2kg/hr1228.34203601228.342036质量分率H2O0.49964935510.476637556CO0.45590896400.47687683H20.0336519100.035199607CO20.01078977100.011286007V102流程模拟设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-4流程模拟图V102物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-8进出料流股表单位112S7质量流量kg/hr108837.6063108837.6063H2Okg/hr51876.0669951876.09071COkg/hr51902.1326351902.13263H2kg/hr3831.0409413831.040941CO2kg/hr1228.3130691228.342036H3O+kg/hr0.012520830HCO3-kg/hr0.040161990CO3--kg/hr1.00E-070质量分率H2O0.4766373380.476637556CO0.476876830.47687683H20.0351996070.035199607CO20.0112857410.011286007H3O+1.15E-070HCO3-3.69E-070CO3--9.19E-130摩尔汽相分率0.651096242580001摩尔液相分率0.348903757419999R201流程模拟主要反应：CO+反应条件：T=280℃、P=3700kPa本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-5流程模拟图R201物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-10进出料流股表单位S7S16质量流量kg/hr108837.6063108837.6063H2Okg/hr51876.0907140376.13586COkg/hr51902.1326333746.76664H2kg/hr3831.0409415098.069524CH4kg/hr078.77544276CO2kg/hr1228.34203629537.85885质量分率H2O0.4766375560.370975963CO0.476876830.310065315H20.0351996070.046841066CH400.000723789CO20.0112860072.71E-01T201流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-6流程模拟图T201物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-12进出料流股表单位101103104105质量流量kg/hr108837.6063434540.23944575.66069498802.1847H2Okg/hr40376.06664261541.29521013.502021290829.5212COkg/hr33746.76664033525.01947221.7471781H2kg/hr5098.06952405097.8089370.260585832CH4kg/hr78.77544276078.098496540.676946132CO2kg/hr29537.774304861.21316565.72240413MDEAkg/hr0172998.94380.018602453100546.549MDEA+kg/hr00073064.87625H3O+kg/hr0.036547756004.88E-05HCO3-kg/hr0.1172314840031144.79726CO3--kg/hr9.83E-08002928.033876质量分率H2O0.3709753270.6018804970.0227366690.583055829CO0.31006531500.7520924860.000444559H20.04684106600.114363065.22E-07CH40.00072378900.0017520431.36E-06CO20.2713930900.1090553250.00013176MDEA00.3981195034.17E-070.201576MDEA+0000.146480666H3O+3.36E-07009.79E-11HCO3-1.08E-06000.062439176CO3--9.04E-13000.00587013V201流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-7流程模拟图V201物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-14进出料流股表单位104110113质量流量kg/hr44575.6606938714.721945860.938752H2Okg/hr1013.5020214.0540080851.01E+03COkg/hr33525.0194733525.019470H2kg/hr5097.8089375097.8089370CH4kg/hr78.0984965478.098496540.00E+00CO2kg/hr4861.2131659.722426334851.485135MDEAkg/hr0.0186024530.0186024530H3O+kg/hr000.00242235HCO3-kg/hr000.007769997CO3--kg/hr002.16E-09质量分率H2O0.0227366690.0001047151.72E-01CO0.7520924860.8659501550H20.114363060.1316762380CH40.0017520430.0020172820CO20.1090553250.000251130.827765882MDEA4.17E-074.81E-070H3O+004.13E-07HCO3-001.33E-06CO3--003.69E-13R301流程模拟主要进行反应：CO+2反应条件：T=268℃、P=8410kPa本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-8流程模拟图R301物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-16进出料流股表单位110115质量流量kg/hr38714.7219438714.72194H2Okg/hr4.054008085214.6754746COkg/hr3.35E+045483.604024H2kg/hr5097.8089371057.187149CH3OHkg/hr031398.31031CH3OCH3kg/hr0445.9141969CH4kg/hr78.09849654109.01772CO2kg/hr9.722426335.994459178MDEAkg/hr0.0186024530.018602453质量分率H2O1.05E-040.00554506CO8.66E-010.141641312H20.1316762380.027307109CH3OH00.811017327CH3OCH300.011517949CH40.0020172820.002815924CO20.000251130.000154837MDEA4.81E-074.81E-07V301流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-9流程模拟图V301物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-18进出料流股表单位10071181008质量流量kg/hr38714.7219432524.721186190.00076H2Okg/hr214.6754603214.33908880.336371486COkg/hr5483.604024698.42226734785.181757H2kg/hr1057.18714925.491846941031.695302CH3OHkg/hr31398.3103131244.65846153.6518572CH3OCH3kg/hr445.9141969303.279481142.6347159CH4kg/hr109.017723.62E+0172.7694028CO2kg/hr5.9944241332.2630702943.731353836MDEAkg/hr0.0185075630.0185075541.79E-09质量分率H2O0.005545060.0065900365.43E-05CO0.1416413120.0214735820.77305027H20.0273071090.0007837680.166671272CH3OH0.8110173270.9606433910.024822591CH3OCH30.0115179490.0093245840.023042762CH40.0028159240.0011144850.01175596CO20.0001548366.96E-050.000602803MDEA4.78E-075.69E-072.90E-13MDEA+2.47E-092.94E-090H3O+4.80E-155.71E-150HCO3-1.26E-091.49E-090CO3--3.54E-204.21E-200T301流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-10流程模拟图T301物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-20进出料流股表单位F2001D1001W1001质量流量kg/hr32524.721181096.73650831427.98467H2Okg/hr214.33909170.000401144214.338702COkg/hr698.4222673698.42226873.18E-17H2kg/hr25.4918469425.491846716.86E-17CH3OHkg/hr31244.6584631.031101731213.62736CH3OCH3kg/hr303.279481303.27946691.38E-05CH4kg/hr3.62E+0136.248317939.97E-15CO2kg/hr2.2630772972.2631053753.37E-15MDEAkg/hr0.0185265153.61E-340.018602451MDEA+kg/hr7.66E-0503.44E-14H3O+kg/hr1.28E-1006.02E-18HCO3-kg/hr3.89E-0506.02E-26CO3--kg/hr1.62E-150.00E+005.92E-26质量分率H2O0.0065900363.66E-070.006819995CO0.0214735820.6368186551.01E-21H20.0007837680.0232433652.18E-21CH3OH0.9606433910.0282940350.993179413CH3OCH30.0093245840.2765290154.40E-10CH40.0011144850.0330510733.17E-19CO26.96E-050.0020634911.07E-19MDEA5.70E-073.29E-375.92E-07MDEA+2.35E-0901.09E-18H3O+3.92E-1501.92E-22HCO3-1.20E-0901.91E-30CO3--4.97E-2001.88E-30C2H4O0.00E+0000R401流程模拟主要进行反应:2CH3CH反应条件：T=265℃、P=600kPa本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-11流程模拟图R401物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-22进出料流股表单位W1001116质量流量kg/hr31427.9846731427.98467H2Okg/hr214.33870217763.7872COkg/hr3.18E-170H2kg/hr6.86E-170CH3OHkg/hr31213.627360CH3OCH3kg/hr1.38E-050CH4kg/hr9.97E-150.00E+00CO2kg/hr3.37E-150MDEAkg/hr0.0186024510.018602451MDEA+kg/hr3.44E-140H3O+kg/hr6.02E-180HCO3-kg/hr6.02E-260CO3--kg/hr5.92E-260C2H4Okg/hr0.00E+000.00E+00C2H4kg/hr013664.17887质量分率H2O6.82E-030.565221963CO1.01E-210H22.18E-210CH3OH0.9931794130CH3OCH34.40E-100CH43.17E-190CO21.07E-190MDEA5.92E-075.92E-07MDEA+1.09E-180H3O+1.92E-220HCO3-1.91E-300CO3--1.88E-300C2H400.434777445T401流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-12流程模拟图T401物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-24进出料流股表单位116117119质量流量kg/hr31427.9846713117.6117118310.37296H2Okg/hr17763.7872017763.7872MDEAkg/hr0.01860245100.018602451C2H4kg/hr13664.1788713117.61171546.5671547质量分率H2O0.56522196300.970148846MDEA5.92E-0701.02E-06C2H40.43477744510.029850138R501流程模拟主要进行反应：O2+2反应条件：T=125℃、P=200kPa本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-13流程模拟图R501物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-26进出料流股表单位117120121质量流量kg/hr13117.6117116018.9832729136.59498O2kg/hr016018.983278911.906674C2H4Okg/hr0.00E+0001.96E+04C2H4kg/hr1.31E+040655.8805857质量分率O2010.305866443CO3--0.00E+0000C2H4O0.00E+0000.671623013C2H4100.022510543EG0.00E+0000T501流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-14流程模拟图T501物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-28进出料流股表单位121122123质量流量kg/hr29136.594989763.47533719373.11964O2kg/hr8.91E+038911.9066740C2H4Okg/hr1.96E+04195.688077219373.11964C2H4kg/hr6.56E+02655.88058570质量分率O20.3058664430.912780170C2H4O0.6716230130.0200428711C2H40.0225105430.0671769590R601流程模拟主要进行反应:H反应条件：T=200℃、P=2230KPa本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-15流程模拟图R601物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-30进出料流股表单位123127128质量流量kg/hr19373.119649662.85573429035.97538H2Okg/hr09662.8557342017.621006C2H4Okg/hr19373.119640678.0591875EGkg/hr0026340.29518质量分率H2O010.069486937C2H4O100.023352382EG000.907160681T601流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程如下图所示：图3-16流程模拟图T601物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3-32进出料流股表单位124125126质量流量kg/hr29035.975382715.06989326320.90548H2Okg/hr2017.6210062017.6207950.000210622C2H4Okg/hr678.0591875678.05918752.29E-12EGkg/hr26340.2951819.3899107726320.90527质量分率H2O0.0694869370.7431192848.00E-09C2H4O0.0233523820.2497391288.70E-17EG0.9071606810.0071415880.999999992能量衡算T101能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-3能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr19.8819.880质量kg/hr573.545896573.5458960焓kW-0.0371-0.03720.0007R101能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-5能量衡算表总计单位入出生成摩尔kmol/hr6942.88886938.714-4.1748质量kg/hr113843.194113843.194焓kW-177236.5803-177236.5803V101能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-7能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr6938.7146938.7140质量kg/hr113843.194113843.1940焓kW-257317.9679-257317.96790V102能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-9能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr6660.8616660.8610质量kg/hr108837.606108837.6060焓kW-271381.4343-271381.4345-0.002R201能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-11能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr6660.861666651.04098-9.820684570质量kg/hr108837.606108837.6060焓kW-246402.4764-246402.47640T201能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-13能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr22620.561922061.3492-559.2126923.22E-16质量kg/hr543377.845543377.845-5.99E-12焓kW-1641020.2416-1641057.21112.2527595E-05V201能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-15能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr3897.286893897.286760.00013质量kg/hr44575.660744575.66070焓kW-53088.4306-53758.90810.0125R301能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-17能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr3731.017411728.63343-2002.38398-1.83E-16质量kg/hr38714.721938714.72190焓kW-57932.4839-57932.48410.0002V301能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-19能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr1728.633431728.633430质量kg/hr38714.721938714.72190焓kW-72033.7367-72033.7366-0.0001T301能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-21能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr2839.17702839.17700.0000质量kg/hr88633.001388633.00130.0000焓kW-660766603.0000-661875829.00004.3.11R401能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-23能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr986.0401851473.1114487.071211-1.54E-16质量kg/hr31427.984731427.98470焓kW-62542.8542-62542.85420T401能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-25能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr1473.11141473.11140质量kg/hr31427.984731427.98470焓kW-55188.6077-55189.92491.3142R501能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-27能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr968.200363746.095891-222.1044720质量kg/hr29136.59529136.5950焓kW8519.23878519.23870T501能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-29能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr746.095891746.0958910质量kg/hr29136.59529136.5950焓kW-5225.2816-5228.71990.0006R601能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-31能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr976.136855551.76184-424.375015-2.32932169E-16质量kg/hr29035.975429035.97540焓kW-170343.1629-170343.18290.02T601能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表3-33能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr551.76184551.761848.24173254E-16质量kg/hr29035.975429035.97547.51752699E-16焓kW-60919.3267-59105.4446-0.02977工艺优化以下就主要影响精馏塔T301予以简要分析。进料位置优化分析(1)优化内容本次设计采用aspenV11.0进行模拟，对精馏塔T301的进料位置进行详细的优化分析，优化过程如下所示：(2)计算结果采用aspen计算后，运行后得到如下表所示的数据，需要将数据表进行绘制出图以便分析：表3-34计算结果Row/CaseStatus进料位置KG/HRCAL/SECKW1OK20.993180236-26716.46532720.861642OK30.993179759-27166.082722.725873OK40.993179556-27160.30522722.693944OK50.993179468-27157.48382722.678785OK60.993179429-27156.32922722.672496OK70.993179413-27155.84392722.669827OK80.993179403-27155.64022722.668668OK90.993179386-27155.52222722.667879OK100.993179303-27155.35522722.6660410OK110.993178802-27154.58062722.6562411OK120.993175767-27149.95072722.5971412OK130.993157447-27122.42452722.2414213OK140.993050088-26967.55252720.1568714OK150.992505217-26274.5152709.2983515OK160.990733687-24708.07952663.01139(3)结果分析采用aspen对数据表作图：①作进料位置-塔顶塔底能耗图的分析图。图3-17塔板数-塔顶冷负荷图从上图可以看出，随着进料位置的增大，塔顶冷负荷的数值先增大后减小，数值小意味着需要提供的冷负荷越多，也就是需要的冷却水越多，故对塔顶能耗来看，进料位置在3-11块板内时，塔顶能耗是较低的。随着进料位置的增大，塔底负荷的数值先减小后增大，数值小意味着需要提供的热量越小，也就是需要的热源越少，故对塔底能耗来看，进料位置在3-11块板内时，塔顶能耗是较低的。综上，本次设计设计进料位置为第7块板，较为合适，且在二者区间内。②作进料位置-产品纯度的分析图。图3-18塔板数-塔底热负荷图从上图可以看出，当进料位置到第12块板以后，中间产品甲醇的纯度逐渐降低，从2块板到第12块板，甲醇纯度保持较高水平。结合前述的进料位置与能耗之间的关系，选取第7块板进料仍然是合适的选择。综上所述，本次设计的T301进料位置选择在第7块板最为合适。回流比优化分析(1)优化内容本次设计采用aspenV11.0进行模拟，对精馏塔T301的回流比进行详细的优化分析，优化过程如下所示：(2)计算结果采用aspen计算后，运行后得到如下表所示的数据，需要将数据表进行绘制出图以便分析：表3-35计算结果Row/CaseStatus进料位置KG/HRCAL/SECKW1OK0.477.2125976-115877.8282348.110692OK0.564.1725579-144791.6812469.180623OK0.651.3128956-173686.9082590.18864OK0.739.0585468-202566.0092711.141895OK0.828.1414378-231434.6392832.058776OK0.919.2862758-260300.6562952.963877OK0.95815.2295674-277044.5183023.092458OK112.7711685-289170.8133073.878379OK1.18.3366027-318048.2933194.8128910OK1.25.45799299-346933.1053315.7685511OK1.33.62593163-375823.8033436.7417512OK1.42.45906625-404718.7483557.7279613OK1.51.70711766-433616.623678.7233514OK1.61.21392966-462514.6783799.7133815OK1.70.882948687-491416.2223920.7222616OK1.80.656210621-520318.5764041.73329(3)结果分析采用aspen对数据表作图：①作回流比-塔顶塔底能耗图的分析图。图3-19塔板数-塔顶冷负荷图从上图可以看出，随着回流比的增大，塔顶冷负荷的数值先减小，数值小意味着需要提供的冷负荷越多，也就是需要的冷却水越多，故对塔顶能耗来看，回流比是越小越好的，单从能耗来分析，取的回流比越小越合适。②作回流比-产品纯度的分析图。图3-20塔板数-塔底热负荷图从上图可以看出，回流比增大的过程中，产品在塔顶出现的量减小（即回收率增大），结合数值来看，当回流比到达0.1左右时，产品在塔顶出现的量基本趋于稳定，再继续增大回流比时，回收率的收效很小，带来的收益很小。考虑到塔内是否干板的问题，故本次设计选取的回流比为0.182，该值略大于0.1，是合适于本次设计的。综上所述，本次设计的T301回流比取值为0.182。塔设备设计设计依据表4-1设计参考规范表名称标准号《钢制化工容器设计基础规定》HG20580-2011《钢制化工容器材料选用规定》HG20581-2011《钢制化工容器强度计算规定》HG20582-2011《钢制化工容器结构设计规定》HG20583-2011《设备及管道保温设计导则》GB8175-2008《压力容器封头》GB/T25198-2010《塔器设计技术规定》HG20652-1998《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》HG/T21514-2014《钢制管法兰》HG/T20592-2009《不锈钢波形膨胀节》GB/T12522-2009塔设备选型塔的类型工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，对于填料塔和板式塔的比较和选择如下。常见的板式塔浮阀塔泡罩塔单台产量大操作弹性大塔的传质效率好雾沫夹带少液面梯度较小结构较简单工业上使用最早气液接触有充分的保证操作弹性大但其分离效率不高金属消耗量大且加工较复杂应用逐渐减少。我国主要的浮阀类型有：F1型、V-4型和T型。三种阀的主要尺寸见下表：表4-2三种阀主要尺寸阀的类型F1型（重阀）V-4型T型筛孔直径/mm393939阀片直径/mm484850阀片厚度/mm21.52最大开度/mm8.58.58静止开度/mm-2.0阀片质量/mm32-3435-2630-32填料塔和板式塔的比较表4-4板式塔与填料塔的比较类型板式塔填料塔结构特点每层板上装配有不同型式的气液接触元件或特殊结构塔内设置有多层整砌或乱堆的填料，如拉西环、鲍尔环、鞍型填料等散装填料，格栅、波纹板等规整填料操作特点气液逆流逐级接触微分式接触，可采用逆流操作，也可采用并流操作设备性能空塔速度（亦即生产能力）高，效率高而且稳定；塔压降大，液体量大，操作弹性大。空塔气速与塔径成反比，液相的喷淋密度要大，但持液量不宜过大，操作的弹性大，效率低制造与维修直径在600mm以下的塔安装困难，金属材料耗量大新型填料制备复杂，造价高，检修清理困难，可采用非金属材料制造，但安装过程较为困难适用场合处理量大，操作弹性大，带有污垢的物料处理强腐蚀性，液气比大，真空操作要求压力降小的物料塔型的结构与选择表4-51.1.1 塔型的结构与选择塔设备结构塔体内件支座附件内容主要是筒节和封头组成板式塔塔内件的组成为塔盘，填料塔的内件主要是填料制支承支座常用裙式支座包括人、手孔，各种接管、平台、扶梯、吊柱等考虑因素在各个工段中是否有腐蚀性较大的物系是否会产生悬浮物操作压力：常压、减压、加压从成本出发，优先考虑板式塔，但在一些吸收过程中，同时使用填料塔总结对比各种板式塔的优缺点和使用范围，对于本次设计乙二醇的精致，分离乙二醇和水，其分离要求较高，可选用板式塔中的浮法塔用于两者的分离塔设计计算本次计算以塔T601，产品精制塔计算为例，操作压力为0.10MPa，塔顶温度25.907℃，塔底温度196.872℃，塔板数25块，详细的计算过程如下所述。水力学参数提取Aspenplus各塔板上的物性参数，选取塔板上气液相负荷最大的第24块塔板进行手工计算和校核，然后再用Aspenplus进行塔的设计和校核，通过比较来检查计算的正确性。表4-1塔板物性数据物性参数符号液体L气体V温度/℃T196.872196.872质量流率/（kg/h）-41761.70015440.800体积流率/（m3/h）-46.1989616.800密度/（kg/m3）ρ903.9641.606表面张力/（dyne/cm）σ32.684—塔径的计算塔板间距HT的选取与塔高、塔径、物性性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表4-2列出的塔板间距的经验数值选取。表4-2塔板间距和塔径的关系塔径Di/m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4>2.4板间距HT/mm200～300300～350350～600450～600500～800≥800初选塔板间距HT=450mm板上液层高度hL=60mmHT-hL=390mm气液两相流动参数：L图4-1史密斯关联图查图4-1得C20矫正到表面张力为32.684mN/m时C=u取安全系数为0.8，则空塔气速为u=0.8D=按标准塔径圆整后为：D=1.800m塔截面积为：A实际空塔气速为：u=安全系数u在0.5~0.8 范围间，合适。工艺尺寸的计算以精馏段计算为例。（1）溢流装置计算塔径D=1.600m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：降液管尺寸取堰长：l由弓形降液管的几何关系图如下所示：结构参数图查得：图4-2弓形降液管的几何关系图结构参数查图得：A因此弓形降液管所占面积：A弓形降液管宽度：W验算：液体在降液管的停留时间：τ=合适。②溢流堰尺寸因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。L图4-3液流收缩系数由《化工原理》（夏清、贾绍义编制）图液流收缩系数计算图查得：E=1.03由弗朗西斯公式，堰上液层高度h溢流堰高：hw=hL-③降液管底隙高度h计算公式：h一般u0'=（0.06-0.25）m/s，本设计取u0选用凹形受液盘，深度hw（2）阀孔数选用F1型重阀，气体动能因数F0的数值常在8~20之间。阀孔直径d0初取动能因数F0u每层塔板上阀孔个数n=（3）阀孔排列可将塔板分为四个区域，分别为：①溢流区降液管及受液盘所占的区域：W②安定区溢流区与鼓泡区之间的面积安定区宽度一般在60-70mm，本设计取WS③无效边缘区靠近塔壁的一圈边缘区域，主要供支持塔板的边缘之用。无效边缘区宽度一般在50-60mm，取WC④鼓泡区塔板上气液接触的有效面积开孔区面积AaAx=r=所以A采用等腰三角形错列，底边长L0=75mm，排间距t=取t=170mm阀孔排数：n阀孔气速u动能因数F0=u开孔率φ=Aφ=开孔率在10-15%之间，满足要求。流体力学验算降液管液泛降液管内清液层高度：H（1）降液管阻力h（2）塔板压降h干板阻力临界孔速:u阀全开前（u0h阀全开后（u0h所以h②板上充气液层阻力取充气系数ε0hl=ε所以：hP=hc+计算H取降液管中泡沫层相对密度∅=0.5，则φ（HT可见，Hd＜∅（H停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于5s，才能使得液体所夹带气体的释出。τ=可见，所夹带气体可以释出。雾沫夹带量校核泛点率计算公式：F=板上液体流经长度：ZL=D-2W板上液流面积：Ab=AT-2A泛点负荷系数CF由泛点负荷系数图查得CF=0.120图4-4泛点负荷系数并取物性系数K=1.5，将以上数据代入得到F=0.511及F=0.571可见，两式均小于80%，故雾沫夹带量能够满足eV严重漏液校核当阀孔的动能因数F0＜5时，会发生严重漏液，前面已计算出F0=精馏段塔板负荷性能图漏液线对于F1重阀，因动能因数F0＜5时，会发生严重漏液，故取FV过量雾沫夹带线根据雾沫夹带校核可知，对于本塔，取泛点率F=0.8，那么0.8=化简得：VV液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度how必须要大于0.006m。取hh取E=1.00，代入lw，求得（液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取τ=5s作为液体在降液管中的停留时间的下限，则（液泛线液泛线计算公式aV其中，a=1.91×b=∅c=d=(1+ε（取∅=0.5，整理得V负荷性能图将以上五条线标绘在同一VS−LS直角坐标系中，塔板的操作负荷性能图如图所示。将设计点（LS，图4-5精馏段负荷性能图提馏段塔板负荷性能图漏液线对于F1重阀，因动能因数F0＜5时，会发生严重漏液，故取FV过量雾沫夹带线根据雾沫夹带校核可知，对于本塔，取泛点率F=0.8，那么0.8=化简得：VV液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度how必须要大于0.006m。取hh取E=1.00，代入lw，求得（液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取τ=5s作为液体在降液管中的停留时间的下限，则（液泛线液泛线计算公式aV其中，a=1.91×b=∅c=d=(1+ε（取∅=0.5，整理得V负荷性能图将以上五条线标绘在同一VS−LS直角坐标系中，塔板的操作负荷性能图如图所示。将设计点（LS，图4-6提馏段负荷性能图塔体设计塔径与板间距由前述计算可知，塔径取1.60m，板间距取0.600m。其中，安装人孔的板间距取1.000m。塔顶空间根据经验取值，结合实际案例，取塔顶空间Zd取1.500m。塔底空间塔底空间的设计应保证液体能有足够的贮存量使塔底液体不至于流空，即有足够储存空间。本次设计取Zw为2.000m。进料段高度进料段空间高度Zf取决于进料口的结构型式和物料状况。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲措施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，进料段高度应保证这些实施的安装。在这里，取进料段高度Zf为0.600m。进料板口与某人孔在同一层板上。人孔根据HG-T21515-2014规定，容器直径应不小于人孔公称直径的两倍。已经计算出精馏段塔径为1.00m，可取人孔公称直径为0.60m。由于T601共有25块板，每块板间距为0.600m，两人孔间距通常取3.0~4.0m，此处取每6块板一个人孔，同时塔顶塔底各一个人孔。则共计6个人孔，其中塔板之间4个，塔顶塔底共2个。裙坐与封头取裙坐高度Zq为3.000m，裙坐与塔体的连接位置大致为塔底封头的边缘。塔体上下两封头选为标准椭圆封头，封头高度Zt为0.40m，封头的直边高度为0.05m。下封头嵌入裙坐中高度不能计入。总高度塔的总高度可以通过下式可计算得出。Z=式中：Z——塔高，m；ZZZZZ得出塔高：Z=24−4筒体长度：L=Z−塔体分段塔的计算截面应该包括所有危险截面，将全塔分为5段，其计算截面分别为：0-0、1-1、2-2、3-3、4-4。分段示意图如图。图4-7全塔分段图塔机械校核换热器设计概述换热器就是将两个及两个以上不同的温度的物体趋近于相同温度的装置。选型依据表5-1换热器选型依据名称标准号《立式热虹吸式重沸器型式与基本参数》JB/T4716-92《浮头式换热器和冷凝器型式与基本参数》JB/T4714-92《管壳式换热器》GB151-1999《固定管板式换热器型式与基本参数》JB/T4715-92《U形管式换热器型式与基本参数》JB/T4717—92《管壳式换热器用缠绕垫片》JB/T4719—92表5-2常用的d0与t的对比关系换热管外径do/mm1014192532384557换热管中心距t/mm1419253240485772（6）管程数的确定再沸器计算流股条件根据ASPENPULS计算数据得到。本次再沸器的热流股为T0601塔的塔底液相出料，塔底馏出流率F馏出=26320.900kg/h，质量再沸比R=0.587，再沸器的进口质量流率F液=41771.268kg/h，出口包含15450.368kg/h的回流汽和26320.900kg/h塔底馏出物的。再沸器的进口热流股压力规定为0.1MPa，进料温度为196.872℃，热负荷为3626.250kW。出料温度也为196.872℃。热公用工程采用热介质为1.7MPa蒸汽，温度为230.000℃。计算换热器传热面积假设总传热系数为1200.000W/(m2℃)。热公用工程的热量利用完后变为饱和液相。逆流换热，热工程走管程，冷流股走壳程，计算平均换热温差∆再沸器的热负荷为3626.250kW，计算换热面积S=计算热公用工程的用量：查得饱和水蒸气在温度230.000℃下的焓值，液体为990.120kJ/kg，气体为2804.000kJ/kg，则热蒸汽的用量为：G=换热管计算及排布方式换热管规格及流速选定表5-4换热管的规格及排列方式换热管外径×壁厚排列形式mm管心距mm碳素钢，低合金钢mm不锈耐酸钢mm25×2.525×2正三角形3219×219×225在此，选用Ø19×2的碳钢管，采用无缝焊接工艺。管程内的流体流速选用ω2=5.000m/s。换热管排列方式管子在管板上的排列方式最常见的如图5-1（a）、（b）、（c）、（d）所示四种；（a）（b）（c）（d）图5-1管子的排列方式根据图5-1选取正三角形排列为管子的排列方式。表5-5换热管中心距换热管外径19202225303235s25262832384044l38404244505256选取管中心距s=25㎜，分程隔板槽两侧相邻管中心距lE=38㎜。壳体内径的估算壳体内径可以用下述公式粗估：当管子按正三角形排列时，可以按上述公式计算：DD式中：Ds——表示壳体内径；nt——表示传热管根数；s——表示管中心距；η——管板利用效率，一般取0.6-0.8，本设计取0.8。计算得到的内径应圆整到标准尺寸，按照钢制压力容器标准可确定：壳体内径=1000mm。进出口连接管直径的计算确定连接管直径的基本公式仍可用连续性方程，经简化可以用以下公式：d2将结果圆整到最接近的标准管径，取Ø314mm×7。折流板在本次换热器设计中，折流板形式选弓形。弓形流体流动中的死角较小结构也简单盘环形结构比较复杂不便清洗折流板厚度：该值在GB-1999中具体规定见表5-6表5-7折流板和支持板的最小厚度公称直径DN换热管无支撑跨距㎜≤300>300～600>600～900折流板或支撑板最小厚度㎜<400400～≤700344556折流板厚度取4㎜。材料取用14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：h=0.25折流板间距的选择：表5-8折流板间距公称直径mm管长mm折流板间距mm≤500≤30001002003004506004500～6000—600～8001500～6000150200300450600折流板间距取：折流板数目：N式中：Nb——表示折流板数目。总传热系数计算根据实际换热面积，求传热系数。则选定K值为KK满足设计的1.05~1.25的范围要求。经上计算，得到的再沸器如下表：表5-9再沸器参数表换热面积/m2103.092管长L/m2管程数5管子直径Φ19mm×2mm壳径/mm1000管数N288流通面积A/m20.082管子排列方式正三角形排列

泵设计泵的计算根据泵工作原理、结构，泵的类型可分为：选型原则泵的选择依据输送能力液体性质扬程运行条件管道布置T202出料泵计算泵的扬程可通过如下公式计算：式中：H—扬程，m；—两截面位头差，m；Δp/ρg—两截面静压头差，Pa；hf1—直管阻力hf2—管件、阀门局部阻力hf3—流体流经设备QUOTE—密度，kg/m3。泵设置于地面层，与输送目标地点的高度差设为13.000m，依据Aspen模拟结果，可知泵出料流量为0.220m3/