化工工藝學(xué)課程設(shè)計(jì)80000噸年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)講解

1、化工工藝課程設(shè)計(jì)化工工藝學(xué)課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目80000噸/年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)系別化學(xué)與材料工程系專業(yè)/班級(jí)化學(xué)工程與工藝/XXX學(xué)號(hào)姓名XXX指導(dǎo)老師XXX12化工工藝學(xué)課程設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)目的：是對(duì)學(xué)生所學(xué)的專業(yè)理論知識(shí)及某些專業(yè)技能的綜合利用與實(shí)踐，使學(xué)生 能理論聯(lián)系實(shí)際，也是進(jìn)行化工開發(fā)和過程研究的必要準(zhǔn)備。培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn) 用各方面的知識(shí)與技能解決實(shí)際工程問題的創(chuàng)新能力。課程設(shè)計(jì)內(nèi)容：針對(duì)性地選擇“乙烯氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝”，從工藝角度出發(fā)對(duì)其生 產(chǎn)過程和主要設(shè)備進(jìn)行物料衡算、熱量衡算、塔設(shè)備簡(jiǎn)捷法計(jì)算、換熱器設(shè)計(jì) 等工藝計(jì)算；對(duì)乙烯氧化固定床列管反應(yīng)器進(jìn)行計(jì)算；對(duì)吸收塔中各組分的吸

2、 收情況進(jìn)行計(jì)算；并繪制乙烯直接環(huán)氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的帶控制點(diǎn)的工藝流程 圖，書寫設(shè)計(jì)任務(wù)書。設(shè)計(jì)題目：80000噸/年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)（1）空氣氧化法包括：制氣（吸收塔）、合成（固定床列管反應(yīng)器）、精制（精餾塔）（2）氧氣直接氧化法包括：合成（固定床列管反應(yīng)器）、精制（精餾塔）要求：至少畫一張工藝流程圖，一張主設(shè)備圖目錄第一章前言1.1環(huán)氧乙烷概述.61.2環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法概述.71.3環(huán)氧乙烷生產(chǎn)原理 .81.3環(huán)氧乙烷工藝流程 .10第二章塔設(shè)備的概述2.1概述 132.2板式塔與填料塔的比較 132.3塔板選擇 13第三章設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介3.1裝置流程的確定153.2操作壓力的選擇1

3、53.3浮閥標(biāo)準(zhǔn) 153.4設(shè)計(jì)草圖 16第四章物性計(jì)算4.1塔的物料衡算 174.2塔板數(shù)的確定174.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算19第五章塔的主要工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算 245.2精餾段地有效高度計(jì)算25第六章塔板的主要工藝尺寸計(jì)算6.1溢流裝置計(jì)算 .266.2塔板布置 .276.3開孔區(qū)面積計(jì)算.276.4閥孔計(jì)算及排列 .28第七章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)證7.1塔板壓降 .327.2液面落差327.3液末夾帶及泛點(diǎn)率327.4漏液點(diǎn) 337.5液泛（淹塔）情況 .33第八章塔板負(fù)荷性能圖8.1漏液線 368.2液相負(fù)荷下限線368.3液相負(fù)荷上限線368.4液末夾帶線368.

4、5 液泛線 .37第九章塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備9.1塔體結(jié)構(gòu) .429附屬設(shè)備計(jì)算及選型 .42附錄：1浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 .442主要符號(hào)說明.473設(shè)計(jì)小結(jié) .484參考文獻(xiàn) .49一、設(shè)計(jì)題目：環(huán)氧乙烷二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)能力(進(jìn)料量)操作周期進(jìn)料組成塔頂產(chǎn)品組成塔底產(chǎn)品組成2、操作條件操作壓力進(jìn)料熱狀態(tài)單板壓降全塔效率回流比3、設(shè)備型式4、廠址三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書-水精餾分離板式塔設(shè)計(jì)80000噸/年XXXX 小時(shí)/年40% (質(zhì)量分率，下同)-99% 1%4kPa (表壓)自選 CICH2CH2OH主要副反應(yīng)有：ch2 =ch2 ci2 cich2ch2

5、ci還有生成二氯二乙醚的副反應(yīng)：chch2 ci2 cich2ch2oh CICH2CH2OCH2CH2CI HCI次氯酸化反應(yīng)溫度為 4060C, n (C2H4): n (CI2) =(1.11.2):1,即 乙烯是過量的。壓力對(duì)反應(yīng)沒有影響，只需滿足克服系統(tǒng)阻力就行。(2)氯乙醇的皂化(環(huán)化)反應(yīng)2CICH2CH2OH Ca OH 2 2CH2OCH2 CaCI2 2H2O副反應(yīng)為:2CICH2CH2OH CaOH 2 2HOCH2CH2OH CaCI2當(dāng)有氧化鎂存在時(shí)，還可能生成少量醛類：2CICH2CH2OH CaOH 2 2CH3CHO CaCI2 2H2O工業(yè)上除用Ca (OH)

6、 2作皂化劑外，還采用NaOH溶液。操作中應(yīng)將皂化 劑緩慢加入氯乙醇中，否則，在堿性介質(zhì)中生成的環(huán)氧乙烷會(huì)大量水解生成乙 二醇。皂化反應(yīng)壓力為0.12MPa,溫度為102105C，在此條件下，可保證生 成的環(huán)氧乙烷立即從液相溢出(環(huán)氧乙烷沸點(diǎn)10.7C)，避免環(huán)氧乙烷的水解。2.直接氧化法主反應(yīng)為：2CH2 二 CH2 O2 2CH2OCH2 105.3kJ/mol(C2=)( 1)副反應(yīng)有：2CH2 二 CH2 3O2 2CO2 2H2O 1320.5kJ / mol(C2J(2)1 CH2OCH2 2 O2 2CO2 2H2O2(3)1CH2 =CH2 O2 CH3CHO2(4)CH2 二

7、CH2 O2 2CH2O (5)CH2OCH2 CH3CHO (6)在實(shí)際生產(chǎn)條件下，乙醛很快被氧化生成 CO2和水：CH3CHO 2O2 2CO2 H2O (7)因此所得反應(yīng)產(chǎn)物主要是環(huán)氧乙烷、二氧化碳和水，生成的乙醛量小于環(huán) 氧乙烷量的0.1%，生成的甲醛量則更少。但它們對(duì)環(huán)氧乙烷產(chǎn)品質(zhì)量影響很 大，會(huì)嚴(yán)重妨害環(huán)氧乙烷的深度加工。因此，在工藝流程中，有專門的脫醛設(shè)備將醛脫至符合產(chǎn)品質(zhì)量要求。從反應(yīng)（1）和（2）可知，它們雖都是放熱反 應(yīng)，但反應(yīng)（2）釋放出的能量是反應(yīng)（1）的12.5倍。因此必須采用優(yōu)良催化 劑和嚴(yán)格控制操作條件（其中對(duì)選擇性的控制尤為重要），使（2）反應(yīng)不會(huì)太激烈。否則，

8、若反應(yīng)（2）進(jìn)行較快，釋放出的熱量又來不及傳出系統(tǒng)，就會(huì)導(dǎo) 致反應(yīng)溫度迅速上升，產(chǎn)生 飛溫”現(xiàn)象，這不僅會(huì)使催化劑因燒結(jié)而失活，甚 至還會(huì)釀成爆炸事故。這一點(diǎn)也是為什么直接氧化法遲遲不能進(jìn)行大規(guī)模工業(yè) 生產(chǎn)的重要原因之一。1.4環(huán)氧乙烷工藝流程101.3.1空氣氧化法制環(huán)氧乙烷工藝流程簡(jiǎn)圖送匸二醉工毘圖1.1空氣氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷流程圖1 空氣壓縮機(jī)；2 空氣洗滌塔；3 混合器；4換熱器；5 循環(huán)氣體壓縮機(jī)； 6第 一反應(yīng)器；7第一吸收塔；8環(huán)氧乙烷解析槽；9 第二反應(yīng)器；10.第二吸收塔；11.尾氣洗滌塔；12泵；13.環(huán)氧乙烷精餾塔；14.貯槽1.4.1工藝流程說明空氣經(jīng)除塵、壓縮后進(jìn)入空

9、氣洗滌塔，在塔中部噴下W （NaOH）=10%15%的氫氧化鈉水溶液以除去空氣中的硫化物和鹵化物。經(jīng)堿洗后的空 氣在塔上部用清水洗去夾帶的堿沫，然后在混合器中與來自第一吸收塔頂來的 循環(huán)氣混合，再在另一個(gè)混合器中與原料乙烯混合，經(jīng)循環(huán)壓縮機(jī)壓縮至 2.3MPa左右，再經(jīng)熱交換器與反應(yīng)器氣熱交換后，溫度升至230C，然后進(jìn)入第二反應(yīng)器。入反應(yīng)器的進(jìn)料組成為：乙烯約為 （乙烯）=4.3%，氧約為化工工藝課程設(shè)計(jì)（氧）=6%, CO2約為 （C02）=11%，氮約為（N2）=78%，其余為少量水 和乙烷。反應(yīng)后的物料（反應(yīng)氣）為 240290C，反應(yīng)熱通過列管外的水移 走，空速7000h-1，乙烯轉(zhuǎn)

10、化率約35%，選擇性約68%，單程收率約24%。在大型工廠里有兩個(gè)副反應(yīng)器，可使乙烯轉(zhuǎn)化率達(dá)到95%，在經(jīng)濟(jì)上更為合理。反應(yīng)氣經(jīng)過換熱降溫后，進(jìn)入第一吸收塔，在 2.0MPa壓力作用下用含乙二 醇約為W （乙二醇）=7%的水吸收環(huán)氧乙烷。吸收塔釜液含環(huán)氧乙烷約為W（環(huán)氧乙烷）=1.6%。搭頂排出的氣體約為（乙烯）=3%，氧約為 （02） =6%。第二反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)與第一反應(yīng)器相同，都是固定床列管式反應(yīng)器，也用 水移走反應(yīng)熱。為最大限度的利用乙烯，采用降低空速（3500h-1）的辦法，乙烯轉(zhuǎn)化率約為60%，選擇性約60%，即單程收率為36%，反應(yīng)氣經(jīng)換熱降溫后 進(jìn)入第二吸收塔，用 W （乙二醇）=

11、7%的水吸收環(huán)癢乙烷，塔釜液約為 W （環(huán) 氧乙烷）=1.25%，與第一吸收塔釜液合并。搭頂排出的氣體約為 （乙烯） =1%，經(jīng)預(yù)熱后與空氣混合，用鉑-鈀/不銹鋼作催化劑進(jìn)行催化燃燒，產(chǎn)生 650C, 1.61,8MPa的氣體，進(jìn)入廢氣透平發(fā)電，廢氣經(jīng)降溫后放空。抑制劑常用二氯乙烷，分別在第二和第三混合器加入。吸收液含有溶解的CO2 （CO2）0.13%及少量乙烯，氧氣和氮?dú)獾?，?入環(huán)氧乙烷解吸槽減壓解吸，釋放出的氣體中含有環(huán)氧乙烷，在尾氣洗滌塔中 用W （乙二醇）=7%的乙二醇溶液吸收，未被吸收的氣體放空。除去CO2等氣體后的環(huán)氧乙烷進(jìn)入精餾塔，塔釜為 W （乙二醇）=7%的水 溶液，經(jīng)降

12、溫后用作第一、第二吸收塔以及尾氣洗滌塔的吸收液，多余者送乙 二醇工段蒸發(fā)回收乙二醇。搭頂蒸出物經(jīng)冷凝、冷卻為產(chǎn)品環(huán)氧乙烷，純度為 98.5%以上。若再經(jīng)精餾和脫醛可得到環(huán)氧乙烷為W （環(huán)氧乙烷）=99.99%，醛含量小于10卩g.g的高純環(huán)氧乙烷商品。1.4.2主要設(shè)備的介紹及論述XXXXXXXXX第二章塔設(shè)備概述2.1概述塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)中廣泛采用的優(yōu)質(zhì)設(shè)備。蒸餾過程常采用板式塔，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳 質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變 化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。板式塔的傳質(zhì)是通過上升氣體穿過板上的液層 來

13、實(shí)現(xiàn)，塔板開孔率一般占塔截面積的7%-10%分離效率一般每米理論板最多不超過2級(jí)，每個(gè)板的理論級(jí)壓降在 0.4-1.1KPa，由于板式塔的操縱彈性受到 塔板液泛、液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。2.2 板式塔與填料塔的比較（1）生產(chǎn)能力單位塔截面積上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。（2 ）分離效率研究表明，在減壓，常壓和低壓操作下，填料塔的分離效率明顯低于辦 事塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔的。（3 ）壓力降一般情況下，板式塔的每個(gè)理論級(jí)壓降約在0.41.1kPa，填料塔約為0.010.27kPa，通常，板式塔的壓降高于填料塔 5倍左右。壓降低不僅能降低 操作

14、費(fèi)用，節(jié)約能耗。對(duì)于精餾過程，可使塔釜溫度降低，有利于熱敏性物系 的分離。（4）操作彈性填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計(jì)，而板式塔的操作彈性則受到塔 板液泛，液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。（5）結(jié)構(gòu)，制造及造價(jià)等一般來說，填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡(jiǎn)單，故制造，維修也較為方面，但 填料塔的造價(jià)通常高于板式塔。2.3 塔板選擇塔板是板式塔的主要物件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)上以 錯(cuò)流塔板為主，常用有泡罩塔板、篩孔塔板、浮閥塔板。本次設(shè)計(jì)采用浮閥 塔，其吸收了前兩種塔的優(yōu)點(diǎn)，具有生產(chǎn)能力大，操作彈性大及塔板效率高等 優(yōu)點(diǎn)。目前在工業(yè)應(yīng)用中，因F1型浮閥已有系列化標(biāo)準(zhǔn)，故常普

15、遍采用 F1型 浮閥。69第三章設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介3.1裝置流程的確定9精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器）、釜液冷凝器 和產(chǎn) 品冷凝器等設(shè)備，蒸餾過程按操作形式分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾多種流程，連 續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定的特點(diǎn)，工業(yè)中以連續(xù)蒸餾為主，間歇 蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)的優(yōu)點(diǎn)，適用于小規(guī)模，多品種或多組分物系的 初步分離。精餾是通過物料在塔內(nèi)多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)的，熱量自塔釜 輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走，在此過程中，熱能利用率 很低，為此，在確定裝置過程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。另外為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中用泵直接送入塔原料，塔頂冷凝裝置

16、也可采用全凝器、分凝器一全凝器兩種不同的裝置，工業(yè)上以采用全凝器為 主，以便于準(zhǔn)確的控制回流比?？傊?，本此任務(wù)是分離環(huán)氧乙烷一水混合物，對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng) 采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送 入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔 內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器后送至儲(chǔ)罐，該物系屬易分離物系，最小回流比較 小，故操作回流比取最小回流比的兩倍，塔采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻 后送至儲(chǔ)罐3.2操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾，一般除熱敏性物質(zhì) 外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求的，并能用江河水和循環(huán)水將餾

17、出物冷 卻下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾，對(duì)熱敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過高的物1系，則宜采用常壓蒸餾，對(duì)于餾出物的冷凝溫度過低的物系，需要提高塔壓或 用深井水、冷凍鹽水作為冷卻劑，而常壓下的物系必須采用加熱蒸餾。對(duì)于乙 醇-水二元混合物的分離加壓蒸汽用低壓蒸汽，精餾塔塔頂壓降4kPa,冷卻介質(zhì)用自來水，單板壓降小于0.7kpa。3.3浮閥標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔是在泡罩塔和篩孔塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔的優(yōu) 點(diǎn)。其結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在塔板上開有若干個(gè)閥孔，每個(gè)閥孔安裝有一個(gè)可以上下浮 動(dòng)的閥片，氣流從浮閥周邊水平地進(jìn)入塔板上液層，浮閥可以根據(jù)氣流量的大 小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有F1

18、型。V-4型及T型，其中以F1型（相當(dāng)于國外V-1型）浮閥應(yīng)用最為普遍，本次設(shè)計(jì)以 F1型 浮閥為標(biāo)準(zhǔn)浮閥。3.4設(shè)計(jì)草圖8第四章物性計(jì)算4.1塔的物料衡算 4.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率環(huán)氧乙烷的摩爾質(zhì)量MA=44.05kg/mol水的摩爾質(zhì)量MB=18.02kg/mol根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書給定條件算得:Xf0.40/ 44.05 =0.2140.40 訐 0.60 44.0518.02XD.9944.050.9944.05 0.0二 0.97618.020.01XW44.05-0.0040.01 n 0.99 44.0518.024.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量MF =0.

19、150 44.051-0.1518.02 = 21.92kg/kmolMD =0.976 44.051-0.976 18.02 = 43.43kg/kmolMw =0.004 44.051-0.00418.02 = 18.12kg/kmol4.1.3物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)量總物料衡算F=D+W380000 10365 24 43.43= 210.28kmol /h環(huán)氧乙烷物料衡算F 0.214=210.28 0.976 W 0.004聯(lián)立解得F=973.30kmol/hW=763.02kmol/h4.2塔板數(shù)的確定4.2.1理論塔板數(shù)Nt的求取環(huán)氧乙烷一水物系屬非理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)，有

20、手冊(cè)查得環(huán)氧乙烷一水物系的汽液平衡數(shù)據(jù)，并繪出x-y圖繪制x-y關(guān)系圖如下一頁采用作圖法求得最小回流比，在圖中對(duì)角線上自點(diǎn) e（0.214，0.214）作垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.214 ,yq=0.526故回流比為Rmin Xd - yqyq _Xd0.976-0.5260.526-0.214-1.44取操作回流比為 R=2R=2 1.44=2.88求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=R D =2.88 210.2605.61 kmol/hI = L F =605.61973.30 = 815.89kmol / hV/ =V = R 1 D = 2.88 1210.2

21、8 =1578.91kmol/h求操作線方程為對(duì)于精餾段L D 605.61y V X V Xd 一 815.89210 28x0.976 二 0.742x 0.252815.89對(duì)于提餾段y/ =- Xw J578.91 J - 763.02 0.001.935x0.004V/ V/815.89815.89用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示，求解結(jié)果為總理論板數(shù)Nt =95 （包括再沸器）進(jìn)料板位置Nf=87422實(shí)際塔板數(shù)的求取全塔效率ET=56%精餾段實(shí)際板層數(shù)N精二 86 0.56= 153.6 : 154提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=弘出日6.1：174.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算4.3

22、.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD =101.3 4 =105.3kpa每層板壓降 P=0.7k Pa進(jìn)料板壓力P -105.3 154 0.7 = 213.1kPa精餾段平均壓力r 105.3 213.1a-159.2kPaFm _2塔底操作壓力Pw -105.3 171 0.7=225kPa提餾段平均壓力j 213.1+225Pm =2= 219.05kPa全塔平均壓力105.3+225Pm 二2= 165.15KPa4.3.2操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中環(huán)氧乙烷和 水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算 。計(jì)算過程略，計(jì)算結(jié)果如下：tD =100.8 CtF

23、=104.2 CtW =108.5 C精餾段平均溫度tm二100.8 104.2 /102.5C提餾段平均溫度tm/ J04*2 1085 廠 106.35C全塔平均溫度tm二 100.8 108.5 .；2 =104.65 C4.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xy 0.976查平衡曲線得x| = 0.920MvDm =0.976 44.051 -0.976 18.02 = 43.43kg/kmolMDm = 0.920 44.051 -0.920 18.02 = 41.97kg/kmol進(jìn)料板的平均摩爾質(zhì)量由平衡關(guān)系圖得yF =0.352xF =0.198得 MvFm =0.3

24、52 44.051 -0.35218.02 = 27.18kg/kmolMlFm =0.198 44.051 -0.198 18.02 = 23.17kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量由圖得yW =0.0045xW =0.0032MvWm =0.0045 44.051 -0.0045 18.02 = 18.14kg/kmolMlWm =0.0032 44.051-0.0032 18.02 = 18.10kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量Mvm1 = 43.43 27.18 2 = 35.31kg/kmolMlm1 =141.97 23.17 .32.57kg/ kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量Mvm2 h

25、27.18 18.14 2= 22.66kg/kmolMm2 二 23.17 18.10 . 2 = 20.64kg/kmol4.3.4平均密度的計(jì)算 3 :?LFm865.5kg / m LFm 0.3760.624 # 745.9/ 958.1精餾段的液相平均密度為 訂 二 750.3 865.5 ：2 = 807.9kg/m3 塔底的液相密度的計(jì)算精餾段氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算得?_PmMvmvm159.2 35.31RT；8.314 273.15 102.5 .80kg/m提餾段氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算得耗亦I爲(wèi)眾帚叱卅219.05 22.66液相平均密度的計(jì)算液相

26、平均密度依下式計(jì)算，即:八 ai ： i塔頂液相平均密度的計(jì)算由 tD =100.8 C得:匚=746.3kg/m3訂=958.5kg/m3:LDm =3750.3kg / m0.976. 1 -0.976/ 746.3/ 958.5 i進(jìn)料板的液相平均密度 的計(jì)算由tF =104.2 C 得:匚=745.9kg/m3訂=958.1kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.198 44.05aA0.3760.198 44.05 0.802 18.02由tw =108.5 C 得:3訂=957.3kg/m3a = 745.1kg/m塔底液相的質(zhì)量分率aALWm二 0.0080.0032 漢 44.050

27、.0032 44.05 0.9968 18.02= 955.1 kg / m310.008745.10.992 957.3提餾段的液相平均密度訂=1865.5 955.1 2 =910.3kg/m全塔液相平均密度薔=1750.3 955.1 2 =852.7kg/m3 4.3.5液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依二Lm - 7 KG計(jì)算塔頂液相平均表面張力計(jì)算由 tD =100.8 C得-A =11.70mN/m58.85mN/m二LDm =0.976 11.70 0.024 58.85 =12.83mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由 tF “04.2 C 得-a = 11.56mN

28、/ m；B=58.73mN/m；LFm =0.198 11.56 0.802 58.73 = 49.39mN/m精餾段液相平均表面張力為二Lm = 12.83 49.39,2 =31.11mN/m塔底液相平均表面張力的計(jì)算由 tW=108.5C得二A =11.47mN/m- B =58.62mN/mCwm =0.008 11.47 0.992 58.62 = 58.24mN/m 提餾段液相平均表面張力；Lm h49.39 58.24 2 =53.82mN/m全塔平均表面張力；m 二 12.83 58.24 2= 35.54mN /m4.3.6液體平均粘度的計(jì)算6液相平均粘度用Iguim -7

29、Xjlguj計(jì)算塔頂液相平均粘度的計(jì)算由 tD =100.8 C 得=0.141mPa s% = 0.2834mPa slg 仏=0.976lg 0.1410.024lg 0.2834所以-LDm =0.143 mPa s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由 tF =104.2 C 得% =0.138mPa sJ0.2820mPa slg JLFm =0.198lg 0.1380.802lg 0.2820所以LFm =0.245 mPa s精餾段液相平均粘度%m h0.143 0.245 2 =0.194 mPa s塔底液相平均粘度由tW =108.5 C,同理計(jì)算得% =0.132mPa s% =0.

30、2809 mPa slg JLWm =0.008lg 0.1320.992lg 0.2809所以-LWm =0.279mPa s提餾段液相平均粘度%m = 0.245 0.279 2 = 0.262mPa s全塔液相平均粘度m = 0.143 0.279 . 2 = 0.211mPa s第五章塔的主要工藝尺寸計(jì)算問5.1塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為V _ VMvm _815.89x35.31 一需川心s 一3600 心 一 3600 1.80 一.山 SLs =VM Lm3600 ?Lm815.89 32.573600 807.9370091 m /s提餾段的氣液相體積流率為VsVMvm

31、3600 6m815.89 22.663600 1.57= 3.27m3/sVM Lm 815.89X20.643LsLm0.0051m /s3600 ?Lm3600 910.3板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計(jì)算即比較精餾段與提餾段可知，兩段塔徑可取為一樣，即都按精餾段的標(biāo)準(zhǔn)計(jì)算。計(jì)算塔徑關(guān)鍵是計(jì)算空塔氣速u,而u=(0.6-0.8)U maxU maxV負(fù)荷因子與氣液負(fù)荷、物性及塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般由實(shí)驗(yàn)確定查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標(biāo)為Vs0.0091 3600 807.924.45 36001.80二 0.0433取板間距Ht = 0.45m，板上液層高度h =0.06m，則Ht - hL = 0

32、.45 - 0.06 = 0.39m由史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C20 =0.081 0.081 W.0885V 20丿Umax =0.0885. 807.9一1.80 = 1.873m/s1.80取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為U =0.75Jmax =0.75 1.873 = 1.405m/s3.44T4Q2.009m常用地標(biāo)準(zhǔn)塔徑為 400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm。按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為2000mm塔截面積為At =二 2-D2：:.222.0 = 3.14m4實(shí)際塔氣速為Vs4.45u s1.417 m/ sA 3.145.2

33、精餾段地有效高度計(jì)算精餾段的有效高度為乙二 N1 -1 HT 二 154-1 0.4 68.85m提餾段的有效高度為Z2 二 N2 -1 HT 二 17-1 0.45 = 7.2m因D1000mm,為安裝、檢修的需要，一般每隔 10層設(shè)一個(gè)人孔。人孔直徑 一般為500mm,其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200mm，人孔距操作平臺(tái)1000mm，故 此塔需開三個(gè)人孔，開人孔的塔板間距為 600mm。所以此精餾塔的有效高度為Z =Z1 乙 18 0.6 =68.85 7.2 10.8= 86.85m而實(shí)際塔板高度還應(yīng)加上塔底空間、塔頂空間和裙座高度。塔過高可以串聯(lián)幾 個(gè)低塔進(jìn)行蒸餾。第六章塔板的主要工藝尺寸計(jì)

34、算問一.對(duì)于精餾段6.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=2.0m5 s故降液管設(shè)計(jì)合理6.1.4降液管底隙高度hoLs3600lwUo根據(jù)經(jīng)驗(yàn)Uo 一般取在此取0.070.25m/s在此取uj = 0.24m/sho=0.0296 m0.0091 36003600 1.28 0.24hw -h0 =0.04-0.039 =0.01040.006m故降液管底隙高度合理。選用凹型受液盤，深度 心=50mm 6.2塔板布置6.2.1塔板的分塊因故塔板采用分塊式查下表表-4塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔塊分塊數(shù)3456由上表可知塔板分為5塊。6.2.2 安定 區(qū)

35、與邊緣區(qū)的確定安定區(qū)也稱邊緣區(qū)，溢流堰前的安定區(qū)作用是在液體進(jìn)入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進(jìn)入降液管，寬度定為ws進(jìn)口堰后的安定區(qū)的寬度為Ws ,其作用是在液體入口處由于板上液面落差，液層比 較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量，安定區(qū)范圍在塔徑大于1m時(shí)，取Ws二Ws =0.08m，所以邊緣區(qū)的寬度 Wl = 0.040m6.3開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算，即：/ 2 Aa=2 xjr x +sin 、180 r yD2.0其中 xWd Ws0.22 0.08 =0.70D2.0rWc0.04 = 0.96m22r 2、故 Aa=2 0.70 J0

36、.962 -0.702 +71 0.96 sin00 = 2.43m2、1800.96 /6.4閥孔計(jì)算及排列本設(shè)計(jì)處理的物系屬無腐蝕性，可選用碳鋼Q235 （A3鋼），板的厚度S=3mm,塔盤升氣孔為叮39mm,浮閥一般按正三角形排列，閥數(shù)的確定用F11u。= 其中 F0取 11，則 u0= 8.20m/s,匚1.80閥數(shù) N=837沽837需=455 （個(gè)） 按JB1206-71標(biāo)準(zhǔn)，取t=80mm,作圖排列，得到N=457個(gè)（按21排計(jì)，中間排27個(gè)，最外側(cè)排17個(gè)）1.155Q1.155 2.43457-0.0061則 t=0.078m則孔速為837VSU N837 4.45457二

37、8.15m/ sF。=5廠=8.15 1.80=10.93入=Vs =4.45 丸昴口2u08.15開孔率 亠907二 0.907需100%的 15%故符合設(shè)計(jì)要求.對(duì)于提餾段6.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=2.0m5s故降液管設(shè)計(jì)合理6.1.4降液管底隙高度hoLs3600lwU根據(jù)經(jīng)驗(yàn)Uo 一般取在此取0.070.25m/s在此取u0 =0.24m/s= 0.017m,0.0051x36003600 1.28 0.24hw - h。二 0.035 - 0.017 二 0.018 0.006m故降液管底隙高度合理。選用凹型受液盤，深度hw =50mm6.2塔板布置6.2.1塔板的分塊因故塔板采用

38、分塊式查下表表-4塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔塊分塊數(shù)3456由上表可知塔板分為5塊。6.2.2 安定 區(qū)與邊緣區(qū)的確定安定區(qū)也稱邊緣區(qū)，溢流堰前的安定區(qū)作用是在液體進(jìn)入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進(jìn)入降液管，寬度定為ws進(jìn)口堰后的安定區(qū)的寬度為Ws ,其作用是在液體入口處由于板上液面落差，液層比 較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量，安定區(qū)范圍在塔徑大于1m時(shí)，取Ws = Ws = 0.08m，所以邊緣區(qū)的寬度 w 0.040m6.3開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算，即：Aa = 2 xjr2 _x22

39、 r . 1 x其中DxwdWs 二晉- 0.22 0.08 二 0.70I二 D 譏二空一 0.04 = 0.96m2 2/2x2 兀 X 0.96 J 0.70Aa=2 0.70J0.962 0.702 +sin、1800.96 y-2.43m26.4閥孔計(jì)算及排列sin_ 180 r本設(shè)計(jì)處理的物系屬無腐蝕性，可選用碳鋼 Q235 （A3鋼），板的厚度S=3mm,塔盤升氣孔為叮39mm,浮閥一般按正三角形排列，閥數(shù)的確定用uoFo11,一其中 Fo取 11， 則 u = = 8.78m/ sv1.57V3 27閥數(shù) N =837=837=312 （個(gè)）u08.78按JB1206-71標(biāo)準(zhǔn)，取t=80mm,作圖排列，得到N=334個(gè)（按15排計(jì)，中間排26個(gè)，最外側(cè)排19個(gè)）155Aa 1