化工工艺学课程设计

合 肥 学 院

化工工艺学课程设计

设计题目 系 别 专业/班级 学 号 姓 名 指导老师

30000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计化学与材料工程系

化学工程与工艺/10化工（1）班

1003021022 刘克峰 刘俊生

目 录

化工工艺课程设计

目 录................................................................................................................. 1 化工工艺学课程设计............................................................................................ 4 板式精馏塔设计任务书........................................................................................ 5 第一章 前言................................................................................................................ 6

1.1 环氧乙烷概述[3] .......................................................................................... 6 1.2 环氧乙烷生产方法概述[10] ........................................................................ 8 1.3 环氧乙烷生产原理[10] ................................................................................ 9

1.3.1 生产过程中的主要化学反应............................................................ 9 1.4 环氧乙烷工艺流程[10] .............................................................................. 11

1.4.1 工艺流程说明.................................................................................. 11 1.4.2 主要设备的介绍及论述.................................................................. 11

第二章 塔设备概述[1] ............................................................................................... 12

2.1 概述................................................................................................................ 12 2.2 板式塔与填料塔的比较............................................................................... 12 2.3 塔板选择....................................................................................................... 12 第三章 设计方案简介............................................................................................... 13

3.1 装置流程的确定[9] ...................................................................................... 13 3.2 操作压力的选择[5] ...................................................................................... 13 3.3 浮阀标准[7] .................................................................................................. 13 3.4 设计草图[8] .................................................................................................. 14 第四章 物性计算....................................................................................................... 14

4.1 塔的物料衡算............................................................................................... 14

4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率............................................ 14 4.2 塔板数的确定............................................................................................... 15

4.2.1 理论塔板数的求取.......................................................................... 15 4.2.2 实际塔板数的求取[4] ........................................................................ 16 4.3 精馏塔的工艺条件及有关数据的计算....................................................... 16

4.3.1 操作压力计算.................................................................................... 16 4.3.2 操作温度计算..................................................................................... 17 4.3.4 平均密度的计算[6] ........................................................................... 17 4.3.5 液体平均表面张力的计算[6] ........................................................... 19

第五章 塔的主要工艺尺寸计算[8] ......................................................................... 20

5.1 塔径的计算................................................................................................... 20 5.2 精馏段地有效高度计算............................................................................... 21 第六章 塔板的主要工艺尺寸计算[8] ....................................................................... 21

一．对于精馏段.................................................................................................. 21 6.1 溢流装置计算.............................................................................................. 21

6.1.1 堰长.................................................................................................... 21 6.1.2 溢流堰高度........................................................................................ 22 6.1.3 弓型降液管的宽度和截面积........................................................... 22 6.1.4 降液管底隙高度............................................................................... 22 6.2 塔板布置...................................................................................................... 23

6.2.1 塔板的分块....................................................................................... 23

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6.2.2 安定区与边缘区的确定.................................................................... 23 6.3 阀孔计算及排列.......................................................................................... 23 二．对于提馏段.................................................................................................. 24 6.1 溢流装置计算............................................................................................... 24

6.1.1 堰长.................................................................................................. 24 6.1.2 溢流堰高度....................................................................................... 24 6.1.3 弓型降液管的宽度和截面积........................................................... 25 6.1.4 降液管底隙高度.............................................................................. 25 6.2 塔板布置...................................................................................................... 25

6.2.1 塔板的分块....................................................................................... 25 6.2.2 安定区与边缘区的确定................................................................... 26 6.3 开孔区面积计算........................................................................................... 26 6.4 阀孔计算及排列......................................................................................... 26 第七章 塔板的流体力学验证................................................................................... 27

一．对于精馏段.................................................................................................. 27 7.1 塔板压降[1] .................................................................................................. 27 7.2 液面落差[1] .................................................................................................. 27 7.3 液沫夹带及泛点率[1] .................................................................................. 27 7.4 漏液点[1] ..................................................................................................... 28 7.5 液泛（淹塔）情况[1] ................................................................................. 28 二．对于提馏段.................................................................................................. 29 7.1 塔板压降[1] .................................................................................................. 29 7.2 液面落差[1] ................................................................................................. 29 7.3 液沫夹带及泛点率[1] ................................................................................. 29 7.4 漏液点[1] ..................................................................................................... 30 7.5 液泛（淹塔）情况[1] ................................................................................. 30 第八章 塔板负荷性能图[2] ...................................................................................... 30

一．对于精馏段.................................................................................................. 30 8.1 漏液线........................................................................................................... 30 8.2液相负荷下限线 ............................................................................................ 31 8.3 液相负荷上限线.......................................................................................... 31 8.4 液沫夹带线.................................................................................................. 31 8.5 液泛线.......................................................................................................... 32 二．对于提馏段.................................................................................................. 33 8.1 漏液线........................................................................................................... 33 8.2 液相负荷下限线......................................................................................... 34 8.3 液相负荷上限线.......................................................................................... 34 8.4 液泛线.......................................................................................................... 35 第九章 塔的结构与附属设备.................................................................................... 36

9.1 塔体结构[5] .................................................................................................. 36 9.2 附属设备计算及选型[8] .............................................................................. 37 设计小结...................................................................................................................... 41 参考文献...................................................................................................................... 42

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课程设计目的：

是对学生所学的专业理论知识及某些专业技能的综合利用与实践，使学生能理论联系实际，也是进行化工开发和过程研究的必要准备。培养学生综合运用各方面的知识与技能解决实际工程问题的创新能力。

课程设计内容：

针对性地选择“乙烯氧化法生产环氧乙烷工艺”，从工艺角度出发对其生产过程和主要设备进行物料衡算、热量衡算、塔设备简捷法计算、换热器设计等工艺计算；对乙烯氧化固定床列管反应器进行计算；对吸收塔中各组分的吸收情况进行计算；并绘制乙烯直接环氧化生产环氧乙烷的带控制点的工艺流程图，书写设计任务书。

设计题目：30000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计 ——设计精馏塔（空气氧化法） （1）空气氧化法

包括：制气（吸收塔）、合成(固定床列管反应器)、精制（精馏塔） （2）氧气直接氧化法

包括：合成(固定床列管反应器)、精制（精馏塔）

要求：至少画一张工艺流程图，一张主设备图

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板式精馏塔设计任务书

设计题目：环氧乙烷--水精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 设计任务：

生产能力（进料量） 30000 吨/年 操作周期 XXXX 小时/年

进料组成 40% （质量分率，下同） 塔顶产品组成 ?99% 塔底产品组成 ?1% 操作条件

操作压力 4kPa （表压）进料热状态 自 选 单板压降 ?0.7 kPa 全塔效率 ET=56％ 回流比 自 选 3、设备型式 筛板塔板 4、厂 址 安徽地区 三、设计内容：

设计方案的选择及流程说明 塔的工艺计算

主要设备工艺尺寸设计

塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定 塔板的流体力学校核 塔板的负荷性能图

总塔高、总压降及接管尺寸的确定 辅助设备选型与计算 设计结果汇总

工艺流程图及精馏塔工艺条件图 设计评述

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第一章 前言

1.1 环氧乙烷概述[3]

低级烯烃的气相氧化都属非均相催化氧化范畴。催化剂为毫米级或微米级微粒，它们分别用于固定床或流化床反应器。

烯烃气相氧化可制得很多有用的有机化合物，其中比较重要的有乙烯环氧化制环氧乙烷、丙烯氧化偶联制丙烯腈、丙烯环氧化制环氧丙烷以及丁烯氧化制顺丁烯酸酐（俗称顺酐）等。

环氧乙烷是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯而占第二位的重要有机化工产品。它除部分用于制造非离子表面活性剂、氨基醇、乙二醇醚外，主要用来生产乙二醇，后者是制造聚酯树脂的主要原料，也大量用作抗冻剂。现在几乎所有的环氧乙烷都与乙二醇生产相结合在一起，大部分或全部环氧乙烷用于生产乙二醇，少部分用于生产其他化工产品。

表1.1 环氧乙烷的物性数据 项目 数项目 数值 值 沸点283.生成热,kJ/mol （101.325kPa）,K 6 熔点,K 160.蒸汽 71.13 65 密度(20℃),g/cm3 0.87液体 97.49 11 折射率nD7 1.35熔融热,kJ/(g.mol) 5.17 97 临界压力,MPa 7.23 水中熔解热（横6.3 压）,kJ/mol 临界温度,K 468.(283.6K),kJ/(g.mol) 25.549 3 爆炸极限（空气2.6-着火温度,K 702 中），%（体积） 100 闪点，Tag法,开杯，K ＜自燃温度,K 644 255 介电常数 13.7表面张力24.3 1 （293K),mN/m 电偶极矩，c.m 6.34导热率（蒸汽0.000*10-80 25℃），[J/(cm.s.K)] 1239 比热容1.96 黏度，mPa.s 273K 0.31 (298K),kJ/(kg.K) 燃烧热 1.30283K 0.28 (298K,101.3kPa),kJ/4

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mol

表1.2 不同温度下环氧乙烷蒸汽压 温蒸汽温蒸汽温蒸汽度，K 压，kPa 度，K 压，kPa 度，K 压，kPa 233 8．33 293 0．15 393 2．01 246 15．01 303 0．21 413 3．02 253 25．28 313 0．29 433 4．22 263 41．93 333 0．52 453 5．76 273 65．75 353 877．9468 7．29 3 283 101．3373 1．39 2

表1.3 环氧乙烷水溶液闪点 环氧乙烷，%闪点（闭环氧乙烷，%闪点（闭（质量） 杯），K （质量） 杯），K 1 304 5 271 3 276

表1.4 环氧乙烷水溶液的物理性质 环氧相凝固沸环氧凝固沸乙烷，%对 点， 点， 乙烷，%点，K 点， （摩尔） 密K K （摩尔） K 度 0 1．273 373 21．283294 000 4 ．6 1．0 0．272．343 29．282292 9993 3 0 ．4 2．1 0．271．331 38．281 289 9986 6 0 （低共熔点） 4．4 0．278．31548．279288 9973 8 ．6 8 ．1 6．7 0．282．311 62．276286 9959 1 1 ．9 9．3 283．305 78．273 285 6 6

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14．9 3 284．（最高） 300 100 ．7 160．6 283

表1.5 环氧乙烷在水中的溶解度 压溶解度，ml/mol 力 KPa 8K 20 26．7 40 5 53．3 2 160 1274 ．3 1076 49 ．3 45 60 273K 33 46 283K 20 ．7 29 29力 压KPa 8K 660 80 93101溶解度，ml/mol 273K 248 4 0 5 19294 17171 13283K 1029

表1.6 环氧乙烷-水体系汽-液平衡数据（101.3kPa） 温度 环氧乙烷，%（摩温度 环氧乙烷，%（摩K 尔） K 尔） 液相 汽相 液相 汽相 373．1 323．1 310．7 304．6 304．1 0 4．0 6．5 8．2 9．5 0 86．00 93．7 95．95 96．48 289．5 273．1 285．1 284．6 283．5 21．0 43．2 87．5 95．1 100．0 98．16 98．53 98．88 79．27 100．0 1.2 环氧乙烷生产方法概述[10]

工业上生产环氧乙烷有两种生产方法：氯醇法和直接氧化法。直接氧化法氛围空气法和氧气法，工业装臵目前基本上均用直接氧化法生产环氧乙烷。

（1） 氯醇法

本法于1925年由美国联碳公司（UCC）首先实现工业化。生产过程包括两个基本反应：乙烯与次氯酸反应（俗称次氯酸化）和氯乙醇脱氯化氢反应（俗称环化或皂化）。

本法可以采用低浓度乙烯[W（乙烯）≈50%]为原料，乙烯单耗低、设备简单、操作容易控制，有时还可联产环氧乙烷。但生产成本高[生产1t（产

品），需消耗0.9t（乙烯）、2t（氯气）和2t（石灰）]，产品只能用来生产

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表面活性剂。氯气和氢氧化钙没有进入产品分子中，而是变成工业废渣，不仅浪费了氯气和石灰资源，而且还会严重污染环境。此外，氯气、次氯酸和HCl等都会造成设备腐蚀和环境污染。因此本法从20世纪50年代起，已被直接氧化法取代。

（2） 直接氧化法

本法于1938年也由美国联碳公司开发成功。由于受当时工业技术水平的限制，直至50年代才开始建造大型工业生产装臵。1953年美国科学设计公司（SD公司）建成年产2.7万吨直接空气氧化法制环氧乙烷生产装臵，1958年美国壳牌化学开发公司（Shell公司）首先建成以氧气为氧化剂的2万吨/年环氧乙烷生产装臵。

由于钢铁工业和其他工业大量使用氧气，而化学工业、玻璃和食品工业愈来愈多地使用氮气作惰性保护气体，空气分离装臵愈建愈多，规模也愈来愈大，氧气来源渠道多，价格低廉，因此，近25年来，建造的绝大多数生产环氧乙烷的工厂采用纯氧直接氧化技术。纯氧直接氧化技术的优点是由排放气体带走的乙烯量比空气法少，乙烯的消耗定额比空气法小，设备和管道比空气法少。就新建工厂的投资而言，若氧气从外面输入，工厂不需建空分装臵，则氧气法的投资比空气法明显降低；若工厂自建空分装臵时，经测算，生产能力达到20万吨/年以上时，氧气法的投资仍可比空气法低。中国直接氧化法中绝大多数亦为氧气法，用该法生产的环氧乙烷产量约达40万吨/年。 1.3 环氧乙烷生产原理[10] 1.3.1 生产过程中的主要化学反应

1. 氯醇法

（1） 次氯酸化反应 HOH?Cl2?HOCl?HClCH2?CH2?HOCl?ClCH2CH2OH 主要副反应有：

CH2?CH2?Cl2?ClCH2CH2Cl 还有生成二氯二乙醚的副反应：

CH2?CH2?Cl2?ClCH2CH2OH?ClCH2CH2OCH2CH2Cl?HCl

次氯酸化反应温度为40—60℃，n（C2H4）：n（Cl2）=(1.1~1.2):1,即乙烯是过量的。压力对反应没有影响，只需满足克服系统阻力就行。

（2） 氯乙醇的皂化（环化）反应

2ClCH2CH2OH?Ca?OH?2?2CH2OCH2?CaCl2?2H2O

副反应为：

2ClCH2CH2OH?Ca?OH?2?2HOCH2CH2OH?CaCl2

当有氧化镁存在时，还可能生成少量醛类：

2ClCH2CH2OH?Ca?OH?2?2CH3CHO?CaCl2?2H2O

工业上除用Ca（OH）2作皂化剂外，还采用NaOH溶液。操作中应将皂化剂缓慢加入氯乙醇中，否则，在碱性介质中生成的环氧乙烷会大量水解生成乙二

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醇。皂化反应压力为0.12MPa，温度为102~105℃，在此条件下，可保证生成的环氧乙烷立即从液相溢出（环氧乙烷沸点10.7℃），避免环氧乙烷的水解。

2. 直接氧化法 主反应为：

?2CH2?CH2?O2?2CH2OCH2?105.3kJ/mol(C2)（1）

副反应有：

?2CH2?CH2?3O2?2CO2?2H2O?1320.5kJ/mol(C2)（2）

1CH2OCH2?2O2?2CO2?2H2O2（3） 1CH2?CH2?O2?CH3CHO2（4） CH2?CH2?O2?2CH2O（5）

（6）

在实际生产条件下，乙醛很快被氧化生成CO2和水： CH3CHO?2O2?2CO2?H2O（7）

因此所得反应产物主要是环氧乙烷、二氧化碳和水，生成的乙醛量小于环氧乙烷量的0.1%，生成的甲醛量则更少。但它们对环氧乙烷产品质量影响很大，会严重妨害环氧乙烷的深度加工。因此，在工艺流程中，有专门的脱醛设备将醛脱至符合产品质量要求。从反应（1）和（2）可知，它们虽都是放热反应，但反应（2）释放出的能量是反应（1）的12.5倍。因此必须采用优良催化剂和严格控制操作条件（其中对选择性的控制尤为重要），使（2）反应不会太激烈。否则，若反应（2）进行较快，释放出的热量又来不及传出系统，就会导致反应温度迅速上升，产生“飞温”现象，这不仅会使催化剂因烧结而失活，甚至还会酿成爆炸事故。这一点也是为什么直接氧化法迟迟不能进行大规模工业生产的重要原因之一。

1.3.1 空气氧化法制环氧乙烷工艺流程简图

CH2OCH2?CH3CHO

图1.1 空气氧化法生产环氧乙烷流程图

1．空气压缩机； 2．空气洗涤塔； 3．混合器； 4．换热器； 5．循环气体压缩机； 6．第一反应器； 7．第一吸收塔； 8．环氧乙烷解析槽； 9．第

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二反应器； 10．第二吸收塔； 11．尾气洗涤塔； 12．泵； 13．环氧乙烷精馏塔； 14．贮槽

1.4 环氧乙烷工艺流程[10] 1.4.1 工艺流程说明

空气经除尘、压缩后进入空气洗涤塔，在塔中部喷下W（NaOH）=10%~15%的氢氧化钠水溶液以除去空气中的硫化物和卤化物。经碱洗后的空气在塔上部用清水洗去夹带的碱沫，然后在混合器中与来自第一吸收塔顶来的循环气混合，再在另一个混合器中与原料乙烯混合，经循环压缩机压缩至2.3MPa左右，再经热交换器与反应器气热交换后，温度升至230℃，然后进入第二反应器。入反应器的进料组成为：乙烯约为φ（乙烯）=4.3%，氧约为φ（氧）=6%，CO2约为φ（CO2）=11%，氮约为φ（N2）=78%，其余为少量水和乙烷。反应后的物料（反应气）为240~290℃，反应热通过列管外的水移走，空速7000h-1，乙烯转化率约35%，选择性约68%，单程收率约24%。

在大型工厂里有两个副反应器，可使乙烯转化率达到95%，在经济上更为合理。

反应气经过换热降温后，进入第一吸收塔，在2.0MPa压力作用下用含乙二醇约为W（乙二醇）=7%的水吸收环氧乙烷。吸收塔釜液含环氧乙烷约为W（环氧乙烷）=1.6%。搭顶排出的气体约为φ（乙烯）=3%，氧约为φ（O2）=6%。第二反应器的结构与第一反应器相同，都是固定床列管式反应器，也用水移走反应热。为最大限度的利用乙烯，采用降低空速（3500h-1）的办法，乙烯转化率约为60%，选择性约60%，即单程收率为36%，反应气经换热降温后进入第二吸收塔，用W（乙二醇）=7%的水吸收环痒乙烷，塔釜液约为W（环氧乙烷）

=1.25%，与第一吸收塔釜液合并。搭顶排出的气体约为φ（乙烯）=1%，经预热后与空气混合，用铂-钯/不锈钢作催化剂进行催化燃烧，产生650℃，1.6~1,8MPa的气体，进入废气透平发电，废气经降温后放空。

抑制剂常用二氯乙烷，分别在第二和第三混合器加入。

吸收液含有溶解的CO2[φ（CO2）≈0.13%]及少量乙烯，氧气和氮气等，送入环氧乙烷解吸槽减压解吸，释放出的气体中含有环氧乙烷，在尾气洗涤塔中用W（乙二醇）=7%的乙二醇溶液吸收，未被吸收的气体放空。

除去CO2等气体后的环氧乙烷进入精馏塔，塔釜为W（乙二醇）=7%的水溶液，经降温后用作第一、第二吸收塔以及尾气洗涤塔的吸收液，多余者送乙二醇工段蒸发回收乙二醇。搭顶蒸出物经冷凝、冷却为产品环氧乙烷，纯度为98.5%以上。若再经精馏和脱醛可得到环氧乙烷为W（环氧乙烷）=99.99%，醛含量小于10μg.g-1的高纯环氧乙烷商品。 1.4.2 主要设备的介绍及论述

见上设计计算。

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第二章 塔设备概述[1]

2.1 概述

塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产中广泛采用的优质设备。蒸馏过程常采用板式塔，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。板式塔的传质是通过上升气体穿过板上的液层来实现，塔板开孔率一般占塔截面积的7%-10%，分离效率一般每米理论板最多不超过2级，每个板的理论级压降在0.4-1.1KPa，由于板式塔的操纵弹性受到塔板液泛、液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。 2.2 板式塔与填料塔的比较

（1） 生产能力

单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。 （2 ）分离效率

研究表明，在减压，常压和低压操作下，填料塔的分离效率明显低于办事塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔的。

（3 ）压力降

一般情况下，板式塔的每个理论级压降约在0.4~1.1kPa，填料塔约为0.01~0.27kPa，通常，板式塔的压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温度降低，有利于热敏性物系的分离。

（4）操作弹性

填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。

（5）结构 ，制造及造价等

一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造，维修也较为方面，但填料塔的造价通常高于板式塔。 2.3 塔板选择

塔板是板式塔的主要物件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业上以错流塔板为主，常用有泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板。本次设计采用浮阀塔，其吸收了前两种塔的优点，具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点。目前在工业应用中，因F1型浮阀已有系列化标准，故常普遍采用F1型浮阀。

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第三章 设计方案简介

3.1 装臵流程的确定[9]

精馏装臵包括精馏塔，原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、釜液冷凝器 和产品冷凝器等设备，蒸馏过程按操作形式分为连续蒸馏和间歇蒸馏多种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定的特点，工业中以连续蒸馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强的优点，适用于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。

精馏是通过物料在塔内多次部分汽化与多次部分冷凝实现的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装臵过程时应考虑余热的利用。

另外为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，塔顶 冷凝装臵也可采用全凝器、分凝器—全凝器两种不同的装臵，工业上以采用全凝器为主，以便于准确的控制回流比。

总之，本此任务是分离环氧乙烷—水混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器后送至储罐，该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的两倍，塔采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐

3.2 操作压力的选择[5]

精馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏，一般除热敏性物质外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求的，并能用江河水和循环水将馏出物冷却下来的物系，都应采用常压蒸馏，对热敏性物系或者混合物泡点过高的物1

系，则宜采用常压蒸馏，对于馏出物的冷凝温度过低的物系，需要提高塔压或用深井水、冷冻盐水作为冷却剂，而常压下的物系必须采用加热蒸馏。对

kp于乙醇-水二元混合物的分离加压蒸汽用低压蒸汽，精馏塔塔顶压降4a,冷却

kp介质用自来水，单板压降小于0.7a。 3.3 浮阀标准[7]

浮阀塔是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔安装有一个可以上下浮动的阀片，气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可以根据气流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型。V-4型及T

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型，其中以F1型（相当于国外V-1型）浮阀应用最为普遍，本次设计以F1型浮阀为标准浮阀。

3.4 设计草图[8]

第四章 物性计算

4.1 塔的物料衡算

4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

环氧乙烷的摩尔质量 MA=44.05g/mol 水的摩尔质量 MB=18.02g/mol

根据设计任务书给定条件算得：

0.4044.05xF??0.2140.400.60?44.0518.02 0.9944.05xD??0.9760.990.01?44.0518.02 0.0144.05xW??0.0040.010.99?44.0518.02

14

化工工艺课程设计

4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 MF?0.214?44.05?（1-0.214）?18.02?23.59kg/kmol MD?0.976?44.05??1?0.976??18.02?43.43kg/kmol

MW?0.004?44.05??1?0.004??18.02?18.12kg/kmol

4.1.3 物料衡算

30000?103D??78.85kmol/h365?24?43.43产品产量

总物料衡算 F=D+W

环氧乙烷物料衡算 F?0.214?78.85?0.976?W?0.004 联立解得 F=364.96kmol/h W=286.11kmol/h 4.2 塔板数的确定

Nt4.2.1 理论塔板数的求取

环氧乙烷—水物系属非理想物系，可采用图解法求理论板层数，有手册查得环氧乙烷—水物系的汽液平衡数据，并绘出x-y图[6]

绘制x-y关系图如下一页

采用作图法求得最小回流比，在图中对角线上自点e（0.214，0.214)作垂线ef即为进料线(q线) ，该线与平衡线的交点坐标为 xq=0.214 , yq=0.526

xD?yq0.976?0.526Rmin???1.44yq?xD0.526?0.214故回流比为 取操作回流比为 R?2R?2?1.44?2.88 求精馏塔的气液相负荷

L?R?D?2.88?78.85?227.09kmol/hL??L?F?227.09?364.96?592.05kmol/hV??V?(R?1)?D?(2.88?1)?78.85?305.94kmol/h 求操作线方程为： 对于精馏段 LD227.0978.85y?x?xD?x??0.976?0.742x?0.252VV305.94305.94

L?W592.05286.11y??x??xW?x???0.004?1.935x?0.004??VV305.94305.94对于提馏段

用图解法求理论板层数，如图所示，求解结果为

总理论板数 NT =95 （包括再沸器） 进料板位臵 NF=87

15

化工工艺课程设计

1.0 0.80.6 Y 0.40.20.00.00.20.40.60.81.0X

4.2.2 实际塔板数的求取[4]

全塔效率 ET=56％

精馏段实际板层数 N精?（87-1）/0.56?153.6?154

提馏段实际板层数 N提?（95-86）/0.56?16.1?17 4.3 精馏塔的工艺条件及有关数据的计算 4.3.1 操作压力计算

塔顶操作压力

PD?101.3?4?105.3kpa

每层板压降 △P=0.7kpa

进料板压力 PF?105.3?154?0.7?213.1kPa精馏段平均压力 P105.3?213.1m?2?159.2kPa

塔底操作压力 Pw?105.3?171?0.7?225kPa

提馏段平均压力 P213.1?225m??2?219.05kPa P?105.3?225全塔平均压力 m??2?165.15KPa

16

化工工艺课程设计

4.3.2 操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中环氧乙烷和水的饱和蒸气压由安托尼方程计算[6]。计算过程略，计算结果如下：

tD?100.8℃

tF?104.2℃

tW?108.5℃

精馏段平均温度 tm??100.8?104.2?2?102.5℃

?104.2?108.5?提馏段平均温度 t/m?2?106.35℃

全塔平均温度 t//m??100.8?108.5?2?104.65℃ 4.3.3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由 xD?y1?0.976 查平衡曲线得 x1?0.920

MvDm?0.976?44.05??1?0.976??18.02?43.43kg/kmol

MlDm?0.920?44.05??1?0.920??18.02?41.97kg/kmol 进料板的平均摩尔质量

由平衡关系图得 yF?0.352 xF?0.198

得 MvFm?0.352?44.05??1?0.352??18.02?27.18kg/kmol

MlFm?0.198?44.05??1?0.198??18.02?23.17kg/kmol 塔底平均摩尔质量

由图得 yW?0.0045 xW?0.0032 MvWm?0.0045?44.05??1?0.0045??18.02?18.14kg/kmol?

MlWm?0.0032?44.05??1?0.0032?18.02?18.10kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

Mvm1??43.43?27.18?2?35.31kg/kmol

Mlm1??41.97?23.17?2?32.57kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

Mvm2??27.18?18.14?2?22.66kg/kmol

Mlm2??23.17?18.10?2?20.64kg/kmol 4.3.4 平均密度的计算[6]

精馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得

?PmMvm159.2?35.31vm?RT??1.80kg/m3m8.314??273.15?102.5?

提馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得

17

化工工艺课程设计

?mMvm?219.05?22.66vm?P?1.57kg/m3RTm8.314??273.15?106.35?

液相平均密度的计算

液相平均密度依下式计算，即：

1???aiLm?i

塔顶液相平均密度 的计算

由 tD?100.8℃ 得：

?A?746.3kg/m3 ?B?958.5kg/m3?1

LDm???750.3kg/m3?0.976?746.3??1?0.976??958.5??

进料板的液相平均密度 的计算

由 tF?104.2 ℃ 得：

??745.9kg/m3 ?B?958.1kg/m3A

进料板液相的质量分率

a0.198?44.05A?0.198?44.05?0.802?18.02?0.376

?1LFm??865.5kg/m3 0.376745.9?0.624958.1

精馏段的液相平均密度为

?3Lm??750.3?865.5?2?807.9kg/m

塔底的液相密度 的计算

由 tW?108.5 ℃ 得：

??745.1kg/m3 ?B?957.3kg/m3A

塔底液相的质量分率

a0.0032?44.05A?0.0032?44.05?0.9968?18.02?0.008

?13LWm?0.008?955.1kg/m 745.1?0.992957.3

提馏段的液相平均密度

?Lm??865.5?955.1?2?910.3kg/m3 全塔液相平均密度

?Lm??750.3?955.1?2?852.7kg/m3

18

化工工艺课程设计

4.3.5 液体平均表面张力的计算[6]

液相平均表面张力依?Lm??xi?i计算

塔顶液相平均表面张力计算 由tD?100.8℃ 得

?A?11.70mN/m ?B?58.85mN/m ? LDm?0.976?11.70?0.024?58.85?12.83mN/m 进料板液相平均表面张力的计算

由 tF?104.2℃ 得

?A?11.56mN/m ?B?58.73mN/m? LFm?0.198?11.56?0.802?58.73?49.39mN/m 精馏段液相平均表面张力为

?Lm??12.83?49.39?2?31.11mN/m

塔底液相平均表面张力的计算

由tW=108.5℃ 得

?A?11.47mN/m? ?B?58.62mN/m

LWm?0.008?11.47?0.992?58.62?58.24mN/m 提馏段液相平均表面张力

?Lm??49.39?58.24?2?53.82mN/m

全塔平均表面张力

?m??12.83?58.24?2?35.54mN/m

4.3.6 液体平均粘度的计算[6]

液相平均粘度用 lgulm??xilgui计算 塔顶液相平均粘度的计算 由tD?100.8℃ 得

?A?0.141mPa?s ?B?0.2834mPa?s lg?LDm?0.976lg?0.141??0.024lg?0.2834? 所以 ?LDm=0.143 mPa?s

进料板液相平均粘度的计算 由tF?104.2℃ 得

?A?0.138mPa?s ?B?0.2820mPa?s lg?LFm?0.198lg?0.138??0.802lg?0.2820?所以 ?LFm?0.245

mPa?s

精馏段液相平均粘度

?Lm??0.143?0.245?2?0.194mPa?s塔底液相平均粘度由tW?108.5

℃, 同理计算得

?A?0.132mPa?s ?B?0.2809mPa?s

19

化工工艺课程设计

lg?LWm?0.008lg?0.132??0.992lg?0.2809???0.279mPa?s所以 LWm 提馏段液相平均粘度

???0.245?0.279?2?0.262mPa?s Lm 全塔液相平均粘度

???0.143?0.279?2?0.211mPa?s m 5.1 塔径的计算

第五章 塔的主要工艺尺寸计算[8]

精馏段的气液相体积流率为

VMvm305.94?35.31Vs???1.67m3/s3600?vm3600?1.80 VMLm305.94?32.57Ls???0.0034m3/s3600?Lm3600?807.9 提馏段的气液相体积流率为

VMvm305.94?22.66Vs???1.23m3/s3600?vm3600?1.57 VMLm305.94?20.64Ls???0.0019m3/s3600?Lm3600?910.3

板式塔的塔径依据流量公式计算即 比较精馏段与提馏段可知，两段塔径可取为一样，即都按精馏段的标准计算。

计算塔径关键是计算空塔气速u,而u=(0.6--0.8)Umax

?L??VUmax?C?V

负荷因子与气液负荷、物性及塔板结构有关，一般由实验确定 查史密斯关联图，图的横坐标为

0.0034?3600?807.9?????0.04311.67?3600?1.80?

H?0.45mh取板间距T，板上液层高度L=0.06m，则 HT?hL?0.45?0.06?0.39m

C?0.081由史密斯关联图[1]得 20 LsVs??L????V????1/21/2???C?C20?L??20?

0.2?31.11??0.081???20?0.2?0.0885

807.9?1.80?1.873m/s1.80

取安全系数为0.75，则空塔气速为 U?0.75Umax?0.75?1.873?1.405m/s

Umax?0.0885

20

化工工艺课程设计

?u3.14?1.405

常用地标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm。

按标准塔径圆整后为2000mm 塔截面积为

44

实际塔气速为

V1.67u?s??0.532m/sA3.14

AT?D?4Vs?4?1.67?1.231m?D2???2.02?3.14m2

5.2 精馏段地有效高度计算

精馏段的有效高度为

Z1??N1?1??HT??154?1??0.45?68.85m提馏段的有效高度为

Z2??N2?1??HT??17?1??0.45?7.2m

因D》1000mm，为安装、检修的需要，一般每隔10层设一个人孔。人孔直径一般为500mm,其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔距操作平台1000mm，故此塔需开三个人孔，开人孔的塔板间距为600mm。

所以此精馏塔的有效高度为

Z?Z1?Z2?18?0.6?68.85?7.2?10.8?86.85m

而实际塔板高度还应加上塔底空间、塔顶空间和裙座高度。塔过高可以串联几个低塔进行蒸馏。

第六章 塔板的主要工艺尺寸计算[8]

一．对于精馏段 6.1 溢流装臵计算

因塔径D=2.0m<2.2m,可选用单溢流弓型降液管，采用凹型受液盘，各项计算如下： 6.1.1 堰长

lw

弓型降液管的弦长称为堰长，一般根据经验确定，对于常用的弓型降液管，

l?(0.6~0.8)D单溢流 w

l?(0.5~0.6)D双溢流 w

21

化工工艺课程设计

故查手册得 6.1.2 溢流堰高度

hwlW?2.0?0.64?1.28m

h?hL?how由w

选用平直堰，堰上高度由弗兰西斯公式计算，即

?Ls?E??l???w?

对于正常系统近似取E=1，则 how?2.8410002.84?0.0034?3600?3how??1????0.013m10001.28??

h?0.06?0.013?0.047m因板上层清液为0.06m， w

2236.1.3 弓型降液管的宽度

wd和截面积

Af

lW?0.64由 D

Afwd?0.07?0.11A T D

2Af?0.07?3.14?0.220m

wd?0.11?2.0?0.22m

为使液体中夹带得气泡得以分离，液体在降液管内有足够的停留时间，有经验知，液体在降液管内停留的时间应不小于3~5S，为此，在确定降液管尺寸后，应按下式验算：

3600?0.220?0.453600AH??LsfT??29.12?5s0.0034?3600

故降液管设计合理

6.1.4 降液管底隙高度

Ls'3600lwuo 'uou0/?0.24m/s根据经验一般取在此取0.07~0.25m/s,在此取

0.0034?3600h0??0.0111m3600?1.28?0.24则 ho?h?h?0.047?0.0111?0.0359?0.006m w0 故降液管底隙高度合理。

22

化工工艺课程设计

选用凹型受液盘，深度6.2 塔板布臵 6.2.1 塔板的分块

'hw?50mm

因故塔板采用分块式查下表

表-4 塔径mm 800-1400-1800-2200-1200 1600 2000 2400 塔块分3 4 5 6 块数 由上表可知塔板分为5块。 6.2.2 安定区与边缘区的确定

安定区也称边缘区，溢流堰前的安定区作用是在液体进入降液管之前有一

w段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管，宽度定为s 进口

ws'堰后的安定区的宽度为 ，其作用是在液体入口处由于板上液面落差，液层比较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量，安定区范围在塔径大于1m

ws?ws'?0.08m时，取 ， 所以边缘区的宽度wL?0.040m

6.3 开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下式计算，即：

??r2?1x?22Aa?2?xr?x?sin?180r??

D2.0x???wd?ws????0.22?0.08??0.722其中 0

D2.0r??wc??0.04?0.96m22 ???0.962?10.70?222Aa?2?0.700.96?0.70?sin??2.43m1800.96??故 6.3 阀孔计算及排列

本设计处理的物系属无腐蚀性，可选用碳钢Q235（A3钢），板的厚度δ

=3mm,塔盘升气孔为?39mm，浮阀一般按正三角形排列， 阀数的确定用

F11uo?ou0??8.20m/s?vF01.80 其中取11， 则

23

化工工艺课程设计

阀数

按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=173个（按21排计，中间排27个，最外侧排17个）

2 t?1.155?2.43/173?0.0162 则t=0.127m

u?837Vs/N?837?1.67/173?8.08m/s则孔速为 0 F0?u0?v?8.081.80?10.84 2A0?Vs/u0?1.67/8.08?0.21m 2?0.026???0.907????100%?3.80%?15%?0.127?开孔率

故符合设计要求。 二．对于提馏段 6.1 溢流装臵计算

因塔径D=2.0m<2.2m,可选用单溢流弓型降液管，采用凹型受液盘，各项计

算如下： 6.1.1 堰长

lwN?837?Vsu0?170.46?171个

弓型降液管的弦长称为堰长，一般根据经验确定，对于常用的弓型降液管，

l?(0.6~0.8)D单溢流 w

l?(0.5~0.6)D双溢流 w

l?2.0?0.64故查手册得 w=1.28m 6.1.2 溢流堰高度

hw

h?hL?how由w

选用平直堰，堰上高度由弗兰西斯公式计算，即

?Ls?E??l???w?

对于正常系统近似取E=1，则

how?2.84/1000?1?(0.0019?3600/1.28)2/3?0.00868mhow?2.84100023

因板上层清液为0.06m， hw=0.06-0.00868=0.0513m

24

化工工艺课程设计

6.1.3 弓型降液管的宽度wd和截面积

Af

lw?0.64D由 Afwd?0.070?0.11AT D

2Af?0.070?3.14?0.22m

wd?0.11?2.0?0.22m

为使液体中夹带得气泡得以分离，液体在降液管内有足够的停留时间，有经验知，液体在降液管内停留的时间应不小于3~5S，为此，在确定降液管尺寸后，应按下式验算：

??3600AfHT/Ls?3600*0.22*0.45/(0.0019*3600)?52.11?5s

故降液管设计合理

6.1.4 降液管底隙高度

Ls'3600lwuo '/uou0?0.24m/s根据经验一般取在此取0.07~0.25m/s,在此取

h?0.0019*3600/(3600*1.28*0.24)?0.00618m则 0 ho?hw-h0=0.0513-0.00618=0.04512>0.006m 故降液管底隙高度合理。

'hw?50mm选用凹型受液盘，深度 6.2 塔板布臵 6.2.1 塔板的分块

因故塔板采用分块式查下表

表-4 塔径mm 800-1400-1800-2200-1200 1600 2000 2400 塔块分3 4 5 6 块数 由上表可知塔板分为5块。 25

化工工艺课程设计

6.2.2 安定区与边缘区的确定

安定区也称边缘区，溢流堰前的安定区作用是在液体进入降液管之前有一

w段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管，宽度定为s 进口

ws'堰后的安定区的宽度为 ，其作用是在液体入口处由于板上液面落差，液层比较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量，安定区范围在塔径大于1m

ws?ws'?0.08m时，取 ， 所以边缘区的宽度wL?0.040m 6.3 开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下式计算，即：

??r2?1x?22Aa?2?xr?x?sin?180r?? D2.0x???wd?ws????0.22?0.08??0.7022其中

D2.0r??wc??0.04?0.96m22

2???0.960.70?2Aa?2?0.700.962?0.702?sin?1??2.43m1800.96??故 6.4 阀孔计算及排列

本设计处理的物系属无腐蚀性，可选用碳钢Q235（A3钢），板的厚度δ

=3mm,塔盘升气孔为?39mm，浮阀一般按正三角形排列， 阀数的确定用

F11uo?ou0??8.78m/s?v1.57 其中FO取11， 则

V1.23N?837?s?837??117.25?118u8.780阀数 （个） 按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=120个（按15排计，中

间排26个，最外侧排19个）

1.155Aa1.155?2.43t2???0.0234n120

则t=0.153m

837Vs837?1.23u0???8.58m/sN120则孔速为

F0?u0?V?8.191.57?10.26A0?

Vs1.23??0.14m2u08.58

26

化工工艺课程设计

?d??0.031???0.907??0?100%?0.907????100%?3.72%?0.153??t?开孔率 <15%

故符合设计要求。

22第七章 塔板的流体力学验证

一．对于精馏段 7.1 塔板压降[1]

hh通过塔板上的气相压降p，可由于干板压降e 及板上液层有效阻力h1 表示。

hp?he?h1，液层有效阻力h1?0.5hL?0.5?0.06?0.03m液柱 u02?V8.5821.8he?5.34?5.34???0.04462g?L2?9.81807.9 h?he?hl?0.0446?0.03?0.0746m故p液柱

7.2 液面落差[1]

当液体横向流过塔板时，为克服板上的磨檫力和板上构件的局部阻力，需要一定的液位差，由于浮阀塔板上的接触构件在正常的液体流量范围内，对于D?

1600mm的塔板，液面落差可以忽略不计。

7.3 液沫夹带及泛点率[1]

液沫夹带由以下公式

5.7?10?ua?eV???H?h???Lf??T hf?2.5hL?2.5?0.06?0.15m?63.2ua?VS1.67??0.57m/sAT?Af3.14?0.223.2

5.7?10?6?0.57?eV???0.00144kg液/kg气?3?31.11?100.45?0.15??故<0.1kg液/kg气

e故在本设计中液沫夹带V在允许范围内。

27

化工工艺课程设计

Cg?Vs?g?L??g?1.67

查手册得 KCF?1*0.11?0.11 由另一公式求得

100Cg100?0.2103F1?%?%?78%0.78ATKCF0.78?3.14?0.11 即泛点率位78 %<80%，符合要求。

1.8?0.0789m3/s807.9?1.87.4 漏液点[1]

当气相负荷减少至阀孔中的气速压头不足以克服液层阻力时将产生液体泄露现象，泄露量随着阀重的增加，孔速的增加，开度减少，板上液层高度的降低而减少，试验表明，当阀重大于30g时，阀重对泄露量影响不大，一般均采用F1

重阀，由于漏液会降低塔板效率。为使其影响减少，保证塔板正常工作，可取阀孔动能因数

F0=5—6作为漏夜点，此时气速为

F5umin?0??3.73m/s?g1.80

u08.58K???2.3u0，min3.73而实际孔速u=8.58m/s>3.73m/s,故稳定系数>1.5

故本设计无明显漏液。

7.5 液泛（淹塔）情况[1]

?L??0.0034?hd?0.153?s??0.153???0.0017m?1.28?0.025??Lwh0?按公式液柱

H应满足Hd???HT?hw?为了防止出现淹塔，降液管内液面高度d

Hd?hw?how???hd?h（?0.035?0.025?0.0017?0.0703?0.1320mp?一般可忽略）22液柱，对于环氧乙烷—水体系?取0.5，即即0.1320<0.243，故不会产生淹塔。

Hd?0.5?0.45?0.035??0.243m液柱

28

化工工艺课程设计

二．对于提馏段 7.1 塔板压降[1]

h通过塔板上的气相压降p，可由于干板压降he 及板上液层有效阻力h1 表示。

hp?he?h1，液层有效阻力h1?0.5hL?0.5?0.06?0.03m液柱 u02?V8.1921.57he?5.34?5.34???0.0312g?L2?9.81910.3 h?he?hl?0.031?0.03?0.061m故p液柱。

7.2 液面落差[1]

当液体横向流过塔板时，为克服板上的磨檫力和板上构件的局部阻力，需要一定的液位差，由于浮阀塔板上的接触构件在正常的液体流量范围内，对于D?

1600mm的塔板，液面落差可以忽略不计。

7.3 液沫夹带及泛点率[1]

液沫夹带由以下公式

5.7?10?6?ua?eV???H?h???Lf??T

VS1.23ua???0.42m/sAT?Af3.14?0.22eV?5.7?10?0.42???53.82?10?3?0.45?0.15??63.23.2

<0.1kg液/kg气

?0.000314kg液/kg气故

符合要求。

?g1.57Cg?Vs?1.23?0.05113m3/s?L??g910.3?1.57

查手册得 KCF?1*0.11?0.11 由另一公式求得

100Cg100?0.1359F1?%?%?50.44%0.78ATKCF0.78?3.14?0.11 即泛点率为50.44%<70%，符合要求。

29

化工工艺课程设计

7.4 漏液点[1]

当气相负荷减少至阀孔中的气速压头不足以克服液层阻力时将产生液体泄露现象，泄露量随着阀重的增加，孔速的增加，开度减少，板上液层高度的降低而减少，试验表明，当阀重大于30g时，阀重对泄露量影响不大，一般均采用F1

重阀，由于漏液会降低塔板效率。为使其影响减少，保证塔板正常工作，可取阀孔动能因数

F0=5—6作为漏夜点，此时气速为

F5umin?0??4.00m/s?g1.57

u08.19K???2.0u4.000，min而实际孔速u=8.78m/s>4.00m/s,故稳定系数>1.5

故本设计无明显漏液。

7.5 液泛（淹塔）情况[1]

?L??0.0019?hd?0.153?s??0.153???0.00166mLh1.28?0.017???w0?按公式液柱

H应满足Hd???HT?hw?为了防止出现淹塔，降液管内液面高度d

Hd?hw?how???hd?h（p?一般可忽略）=0.043+0.017+0.00166+0.061=0.12266m22H?0.5?0.45?0.043??0.247m液柱，对于环氧乙烷—水体系?取0.5，即d液柱

即0.12266<0.247，故不会产生淹塔。

第八章 塔板负荷性能图[2]

一．对于精馏段 8.1 漏液线

F0，min5??100%?45.7e10.93 VS，min?0.457?4.45?2.03m/s

30

化工工艺课程设计

8.2液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how?0.006m,作为最小液体负荷标准，由公

23h2.84?3600Ls?ow?E?0.006式得：

1000??l?w?

L???0.006?1000?321.28取E?1，则：

s，min?2.84???3600?0.0010m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

8.3 液相负荷上限线

以??4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由公式得：

??Af?HTAf?HT0.22?0.45L?4，则Ls，??4?0.025m3/smax4s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。

8.4 液沫夹带线

以ev?0.1kg液/kg气为限，求Vs?Ls关系如下：?63.2由e?5.7?10?ua?v???L??HT?hf??

u?VsA?A?Vsa0.22?0.34VsTf3.14?

hf?2.5hL?2.5?hw?how?

hw?0.035

h?2.84?3600L2s?32ow1000?1???1.28???0.57Ls3故hf?2.5?0.035?0.66L2s3?H2T?hf?0.45?2.5?0.035?0.57Ls3??0.36?1.43L2s3?6e5.7?10?0.34Vs?3.2V?31.11?10?3?????0.36?1.43L2s3??0.1?整理得 V2S?7.5?30.2Ls3

在操作范围内，任取几个Ls值，用上式计算出VS值，列于下表：

31

化工工艺课程设计

液沫夹带线数据表： 0.001 0.005 Ls,m3/s0.008 0.010 Vs,m3/s 7.20 6.62 6.27 6.10 由上表数据可作出液沫夹带线。 8.5 液泛线

令Hd???HT?hw?

由Hd?hp?hL?hd;hp?hc?h1?h?;h1??hL;hL?hw?how联立得：?HT??????1?hw????1?how?hL?hd?h?忽略h?,将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系代入上式，并整理得2a'V2?b'?c'L2'ss?dL3s

式中：a'?0.051?(A2??oCo)??v???L??b'??HT??????1?hwc'?0.153?l2who?2'?2.84*10?3E?1??????3600?3dl??w??

将有关数据代入得

a??0.051?0.55?0.43?0.702?2?1.8807.9?0.0043b??0.5?0.45??0.5?0.57?1??0.035?0.19c??0.153?1.28?0.025?2?149.42d??2.84?10?3?1??1?0.57???3?3600??1.28???1.25

故0.0043V2?0.19?149.4L2s?1.25L2s3或V2?44.2?67909.1L22s?568.2Ls3

在操作范围内，任选几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

液泛数据表 Ls，0.001 0.005 0.008 0.010 m3s Vs， 6.1 5.1 4.1 3.3 m3s

32

化工工艺课程设计

由上表可作出液泛县，

根据以上各线方程及数值，可作出浮阀塔的负荷性能图如下：

765)4/s3m(sV3210.00000.0020.0040.0060.0080.0100.012L3s(m/s)

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，该浮阀塔的操作线上限为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得 Vs.min=2.03m3/s

Vs.max=5.02m3/s

故操作弹性为 Vs,max5.02V?2.03?2.47s,min

二．对于提馏段 8.1 漏液线

漏夜控制：F0min?5，则F0minF?5?100%?48.7
0.26Vs，min?0.487?3.27?1.59m3s

33

化工工艺课程设计

8.2 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how?0.006m,作为最小液体负荷标准，由公式得

2.84?3600Ls?how?E??1000?Lw?23?0.0062?0.006?1000?31.28m3取E?1，Ls，???0.0010min??s2.843600??

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

8.3 液相负荷上限线

以??4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由公式得：

AHAH30.22?0.45??fT?4，则Ls，max?fT??0.025msLsLs4

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。 液沫夹带线

ev?0.1kg液/kg气为限，求Vs?Ls关系如下：

3.25.7?10?6?ua?由ev?????L?H?hf??T

VsVsua???0.34VsAT?Af3.14?0.22

hf?2.5hL?2.5??hw?how? hw?0.043m

222.84?3600Ls?33how??1???0.57Ls?1000?1.28?

故hf?2.5?0.043?0.57Ls?23HT?hf?0.45?2.5?0.043?0.57Ls0.34Vs5.7?10??eV?53.82?10?3?0.34?1.43L23s??6??

23??0.34?1.43L2s3????3.2?0.1

LV在操作范围内，任取几个s值，由上式计算出s值，列如下表： 液沫夹带线数据表： 0.001 0.005 0.008 0.010 Ls,m3/s

34

整理得：Vs?8.5?35.78Ls23

化工工艺课程设计

8.10 7.45 由上表数据可作出液沫夹带线。 Vs,m3/s7.07 6.84 8.4 液泛线

由Hd?hp?hL?hd;hp?hc?h1?h?;h1??hL;hL?hw?how联立得：?HT??????1?hw????1?how?hL?hd?h?忽略h?,将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系代入上式，并整理得aV?b?cL?dL'2s''2s'23s令Hd???HT?hw?

??v????Lb'??HT??????1?hw式中：a'?0.051(AoCo)222

????c'?0.153?lwho??3600?3'?3d?2.84*10E?1?????l???w?

将有关数据代入得

0.0511.57a?=??0.00252910.3?0.40?0.61?0.772?b??0.5?0.45??0.5?0.57?1??0.043?0.18c??0.153?1.28?0.017??32?323.123?3600?d??2.84?10?1??1?0.57?????1.28?222?0.888故0.0025V?0.18?323.1Ls?0.888Ls或V2?72?129240Ls2?355.2Ls323

在操作范围内，任选几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表 液泛数据表 Ls30.001 0.005 0.008 0.010 ,m/s Vs,m38.47 8.18 7.04 6.53 /s 由上表可作出液泛县， 根据以上各线方程及数值，可作出浮阀塔的负荷性能图如下：

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化工工艺课程设计

876Vs(m/s)5432310.0000.0020.0040.0060.0080.010LS(m/s)3

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，该浮阀塔的操作线上限为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得 Vs.min=2.03m/s

Vs.max=6.78m3/s

故操作弹性为2.03-6.78m3/s

3第九章 塔的结构与附属设备

9.1 塔体结构[5]

1）塔顶空间HD

塔顶空间是指塔内最上层与塔板的间距，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5~2.0）HT，故本塔设计取为0.8m.

2）塔底空间HB

塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距,其值由如下因素决定:1.塔底储液空间依塔底储存液量停留3~8min而定;2.再沸器的安装方式及安装高度;3塔底底面至最下层塔板之间要有1~2m的间距。综合以上因素，此塔的塔底空间为3.0m

3） 塔高

裙座高度H2?3m

H?(n?nF?nP?1)HT?nFHF?npHp?HD?HB?H1?H2 ?154?14?3?1??0.45?17?0.8?3?0.8?3?0.5?3?83.7m =

36

化工工艺课程设计

9.2 附属设备计算及选型[8]

1）进料泵的选用

进料泵：选用离心泵，泵入口温度为常温，取为25℃，特点为流量稳定，扬程较高；

料液泵的计算：

常温为25℃，进料液中，环氧乙烷的摩尔分率为0.214，摩尔质量为44.05kg/kmol,故质量流量为

Q=F?MF?973.3?44.05?42873.87kg/h25?C时?A?865.7kg/m3，?B?997.08kg/m31?965.72kg/m30.2141?0.214?865.7997.08Q42873.87所以体积流量为Q/????44.40m3/h965.72????又泵距塔底至少为?8-1??0.45?3?6.15m

2）冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500～1500 kcal/(m2〃h〃℃)

本设计取K=700 kcal/(m2〃h〃℃)= 2926 J/(m2〃h〃℃)

出料液温度：100.8℃（饱和气） 100.8℃ （饱和液） 冷却水温度: 20℃ 35℃ 逆流操作：?t?80.8℃，?t?65.8℃

?t??t280.8?65.8?tm?1??73.04?t180.8lnln65.8?t2℃

环氧乙烷每小时蒸发量25.61?44.05?0.976?1101.05kg/h 环氧乙烷的蒸发潜热为r?380.5kJ/kg

Q?1101.05?380.5?418949.5kJ/kg

D?25.4mmD?20.8mm初步选顶尺寸为:外径0,内径1,长度为2.5m的黄铜管,

Q418949.5A???8.19m3K?tm700?73.04传热面积：

需要的管子根数 A8.19N???41.1?42?DL3.14?0.0254?2.50 根 设备型号：G500I-16-40[8]

浮阀塔设计计算结果（精馏段）

37

化工工艺课程设计

序号 项目 数值 序号 项目 数值 1 平均102.5 15 平均31.11 温度t℃ 表面张力mNm 2 平均159.2 16 平均0.194 压力粘度mps pmkpa 3 气相1.67 17 降液0.176 流量管宽度m vm3s 4 液相0.00318 降液0.141 流量4 管截面积L3sms m2 5 实际154 19 降液0.025 塔板数 管底隙高度m 6 有效68.85 20 安定0.08 高度m 区宽度m 7 塔径2.0 21 开孔1.50 m 区面积m2 8 板间0.45 22 阀孔457 距m 数目 9 溢流单溢23 边缘0.04 形式 流 区宽度m 10 降液弓形 24 阀孔8.15 管形式 m气速s 11 堰长1.28 25 塔板0.070m 压降m液3 柱 12 堰高0.035 26 泛点78 m 率% 13 稳定2.2 27 液相0.025 系数 负荷上限

38

化工工艺课程设计

14 操作弹性 2.47 28 s 液相负荷下限m3s m30.0010 浮阀塔设计计算结果（提馏段） 序号 项目 数值 序号 项目 数值 1 平均温度t℃ 平均压力pmkpa106.35 219.05 1.23 15 2 16 平均表面张力mNm 平均粘度mps 降液管宽度m 降液管截面积m2 降液管底隙高度m 安定区宽度m 开孔2区面积m 阀孔数目 边缘区宽度m 阀孔m气速s 53.82 0.262 3 流量3vm4 气相17 0.176 s 液相9 0.00118 0.141 流量3Lms5 s 实际塔板数 有效高度m 塔径m 17 19 0.017 6 7.2 20 0.08 7 2.0 21 1.50 8 板间距m 溢流形式 降液管形式 0.45 22 334 9 单溢流 弓形 23 0.04 10 24 8.19 39

化工工艺课程设计

11 堰长m 1.28 25 塔板压降m液柱 泛点率% 0.070 12 堰高m 0.035 26 50.44 13 稳定系数 操作弹性 2.0 27 14 3.34 28 液相负荷上限m3s 液相负荷下限m3s 0.025 0.0010 主要符号说明 英名称 文字母 2Aa 塔板开孔区面积. m Af Ao AT Co C Cs do D ev E ET F FO g hl hc 降液管截面积m 阀孔总面积m 2塔截面积m 流量系数 无因次 负荷系数m/s 气相负荷因子m/s 阀孔直径m 塔径m 液沫夹带量kg液/kg气 液流收缩系数 无因次 总板效率 无因次 气相动能因子kg1/2/(s.m1/2) 阀孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2) 重力加速度9.81m/s2 进口堰与降液管的水平距离m 与干板压降相当的液柱高度m 22英文字母 hw Hd m HT K lw Ls N P t u uo m/s uo.min Vs Wd Ws 希腊字母 β 名称 出口堰高度m 降液管内清液层高度塔板间距m 稳定系数 无因次 堰长m 液体体积流量m3/s 阀拢数目 操作压力Pa 阀孔中心距m 空塔气速m/s 气体通过阀孔的速度漏液点m/s 气体体积流量m3/s 弓形降液管宽度m 安定区宽度m 名称 充气系数 无因次 40

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hd hf hL ho how 与流体流过降液管的压降相当的液柱高度m 塔板上鼓泡层高度m 板上清液层高度m 降液管底隙高度m 堰上液层高度m δ θ 塔板厚度m 液体在降液管停留时间s μ 粘度mPa.s ρ 密度kg/m3 σ 表面张力N/m 设计小结

本次化学工艺学课程设计历时半月，估计是大学里最后一次同学合作的

工业化设计。从刘老师那里了解到化学工艺学课程设计是培养我们化工工艺设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工工艺设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。

由于这是初次接触化学工艺学课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为我们自认为在大学里学到的东西已经很扎实了。可是当老师把任务书发到手里时却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的半月里，从开始的一无所知，到同学讨论，结合老师的模板再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。

我们的课程设计题目是30000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计。在开始时，我们不知道如何下手，虽然有课程设计书作为参考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工工艺学课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程。

在这半月中给我们印象最深的是我们在分析模板是发现了不少错误，并在自己的设计中避免且进行改正。还有就是我们在设计精馏提馏段塔板数时的艰难。

通过本次课程设计的练习，让我们组对自己的专业有了更加感性和理性的认识，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工工艺设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。

最后，我还要感谢我的指导老师——刘俊生博士对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持，与他们一起对一些问题的探讨和交流让我们开拓了思路，也让我们在课程设计时多了些轻松、愉快。

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化工工艺课程设计

参考文献

[1] 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津大学出版社. 2002. [2] 冯伯华.化学工程手册[M].化学工业出版社.1989.

[3] 中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册（第三版）.化学工业出版社.2003.

[4] 谭天恩.化工原理（下册）[M].化学工业出版社.1998. [5] 余国综.化学机械手册[M].天津大学出版社.1991.

[6] [美]R.H.Perry.化学工程手册（第六版）[M].化学工业出版社.1993. [7]袁一.化学工程师手册[M].机械工业出版社.2000.

[8] 余国综.化工机械工程手册[M].化学工业出版社.2003. [9] 汤善甫.化工设备机械基础[M].华东理工出版社.1991.

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