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

1、化工工藝課程設(shè)計 1 化工工藝學(xué)課程設(shè)計 設(shè)計題目 80000 噸/年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計 系 別 化學(xué)與材料工程系 專業(yè)/班級 化學(xué)工程與工藝/xxx 學(xué) 號 姓 名 xxx 指導(dǎo)老師 xxx 化工工藝課程設(shè)計 2 化工工藝學(xué)課程設(shè)計 課程設(shè)計目的： 是對學(xué)生所學(xué)的專業(yè)理論知識及某些專業(yè)技能的綜合利用與實踐，使學(xué)生能理論聯(lián)系實際，也是進行化工開發(fā)和過程研究的必要準(zhǔn)備。培養(yǎng)學(xué)生綜合運用各方面的知識與技能解決實際工程問題的創(chuàng)新能力。 課程設(shè)計內(nèi)容： 針對性地選擇“乙烯氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝”，從工藝角度出發(fā)對其生產(chǎn)過程和主要設(shè)備進行物料衡算、熱量衡算、塔設(shè)備簡捷法計算、換熱器設(shè)計等工藝計算；

2、對乙烯氧化固定床列管反應(yīng)器進行計算；對吸收塔中各組分的吸收情況進行計算；并繪制乙烯直接環(huán)氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的帶控制點的工藝流程圖，書寫設(shè)計任務(wù)書。 設(shè)計題目：80000噸/年環(huán)氧乙烷反應(yīng)系統(tǒng)工藝設(shè)計 （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 化工工藝課程設(shè)計 3 目錄 第一章 前言 1.1 環(huán)氧乙烷概述.6 1.2 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法概述.7 1.3 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)原理.8 1.3 環(huán)氧乙烷工藝流程.10 第二章 塔設(shè)備的概述 2.1 概述13 2.

3、2 板式塔與填料塔的比較13 2.3 塔板選擇13 第三章 設(shè)計方案簡介 3.1 裝置流程的確定15 3.2 操作壓力的選擇15 3.3 浮閥標(biāo)準(zhǔn)15 3.4 設(shè)計草圖16 第四章 物性計算 4.1 塔的物料衡算17 4.2 塔板數(shù)的確定17 4.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計算19 第五章 塔的主要工藝尺寸計算 5.1 塔徑的計算24 5.2 精餾段地有效高度計算25 第六章 塔板的主要工藝尺寸計算 6.1 溢流裝置計算.26 6.2 塔板布置.27 6.3 開孔區(qū)面積計算.27 6.4 閥孔計算及排列.28 第七章 塔板的流體力學(xué)驗證 7.1 塔板壓降.32 化工工藝課程設(shè)計 4 7.

4、2 液面落差32 7.3 液末夾帶及泛點率32 7.4 漏液點33 7.5 液泛（淹塔）情況.33 第八章 塔板負荷性能圖 8.1 漏液線36 8.2 液相負荷下限線36 8.3 液相負荷上限線36 8.4 液末夾帶線36 8.5 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).42 9 附屬設(shè)備計算及選型.42 附錄： 1 浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果.44 2 主要符號說明.47 3 設(shè)計小結(jié).48 4 參考文獻.49 化工工藝課程設(shè)計 5 板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書 一、設(shè)計題目：環(huán)氧乙烷-水精餾分離板式塔設(shè)計 二、設(shè)計任務(wù)及操作條件 1、設(shè)計任務(wù)： 生產(chǎn)能力（進料量） 80000 噸/年

5、操作周期 xxxx 小時/年 進料組成 40% （質(zhì)量分率，下同） 塔頂產(chǎn)品組成 99% 塔底產(chǎn)品組成 1% 2、操作條件 操作壓力 4kpa （表壓） 進料熱狀態(tài) 自 選 單板壓降 0.7 kpa 全塔效率 et=56 回流比 自 選 3、設(shè)備型式 篩板塔板 4、廠 址 安徽地區(qū) 三、設(shè)計內(nèi)容： 1、設(shè)計方案的選擇及流程說明 2、塔的工藝計算 3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 （1） 塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2） 塔板的流體力學(xué)校核 （3） 塔板的負荷性能圖 （4） 總塔高、總壓降及接管尺寸的確定 4、輔助設(shè)備選型與計算 5、設(shè)計結(jié)果匯總 6、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 7、設(shè)計評述 化

6、工工藝課程設(shè)計 6 第一章 前言 1.1 環(huán)氧乙烷概述3 低級烯烴的氣相氧化都屬非均相催化氧化范疇。催化劑為毫米級或微米級微粒，它們分別用于固定床或流化床反應(yīng)器。 烯烴氣相氧化可制得很多有用的有機化合物，其中比較重要的有乙烯環(huán)氧化制環(huán)氧乙烷、丙烯氧化偶聯(lián)制丙烯腈、丙烯環(huán)氧化制環(huán)氧丙烷以及丁烯氧化制順丁烯酸酐（俗稱順酐）等。 環(huán)氧乙烷是乙烯工業(yè)衍生物中僅次于聚乙烯而占第二位的重要有機化工產(chǎn)品。它除部分用于制造非離子表面活性劑、氨基醇、乙二醇醚外，主要用來生產(chǎn)乙二醇，后者是制造聚酯樹脂的主要原料，也大量用作抗凍劑?，F(xiàn)在幾乎所有的環(huán)氧乙烷都與乙二醇生產(chǎn)相結(jié)合在一起，大部分或全部環(huán)氧乙烷用于生產(chǎn)乙二醇

7、，少部分用于生產(chǎn)其他化工產(chǎn)品。 表1.1 環(huán)氧乙烷的物性數(shù)據(jù) 項目 數(shù)值 項目 數(shù)值 沸點（101.325kpa）,k 283.6 生成熱,kj/mol 熔點,k 160.65 蒸汽 71.13 密度(20),g/cm3 0.8711 液體 97.49 折射率nd7 1.3597 熔融熱,kj/(g.mol) 5.17 臨界壓力,mpa 7.23 水中熔解熱（橫壓）,kj/mol 6.3 臨界溫度,k 468.9 (283.6k),kj/(g.mol) 25.543 爆炸極限（空氣中），%（體積） 2.6-100 著火溫度,k 702 閃點，tag 法,開杯，k 255 自燃溫度,k 644

8、介電常數(shù) 13.71 表面張力（293k),mn/m 24.3 電偶極矩，c.m 6.34*10-80 導(dǎo)熱率（蒸汽25），j/(cm.s.k) 0.0001239 比熱容(298k),kj/(kg.k) 1.96 黏度，mpa.s 273k 0.31 燃燒熱 (298k,101.3kpa),kj/mol 1.304 283k 0.28 表1.2 不同溫度下環(huán)氧乙烷蒸汽壓 溫度，k 蒸汽?，kpa 溫度，k 蒸汽壓，kpa 溫度，k 蒸汽壓，kpa 233 833 293 015 393 201 246 1501 303 021 413 302 253 2528 313 029 433 422

9、263 4193 333 052 453 576 273 6575 353 87793 468 729 283 10132 373 139 表1.3 環(huán)氧乙烷水溶液閃點 環(huán)氧乙烷，%（質(zhì)量） 閃點（閉杯），k 環(huán)氧乙烷，%（質(zhì)量） 閃點（閉杯），k 1 304 5 271 3 276 化工工藝課程設(shè)計 7 表1.4 環(huán)氧乙烷水溶液的物理性質(zhì) 環(huán)氧乙烷，%（摩爾） 相對 密度 凝固點， k 沸點， k 環(huán)氧乙烷，%（摩爾） 凝固點，k 沸點， k 0 1000 273 373 214 2836 294 10 09993 2723 343 290 2824 292 21 09986 2716 （低

10、共熔點） 331 380 281 289 44 09973 2788 3156 488 2791 288 67 09959 2821 311 621 2769 286 93 2836 305 786 273 285 149 2843 （最高） 300 100 1607 2836 表1.5 環(huán)氧乙烷在水中的溶解度 壓力 溶解度，ml/mol 壓力 溶解度，ml/mol kpa 278k 283k 293k kpa 278k 283k 293k 20 45 33 20 667 240 178 101 267 60 46 29 80 294 134 40 105 76 49 933 170 533

11、162 120 74 1013 195 表1.6 環(huán)氧乙烷-水體系汽-液平衡數(shù)據(jù)（101.3kpa） 溫度 k 環(huán)氧乙烷，%（摩爾） 溫度 k 環(huán)氧乙烷，%（摩爾） 液相 汽相 液相 汽相 3731 0 0 2895 210 9816 3231 40 8600 2731 432 9853 3107 65 937 2851 875 9888 3046 82 9595 2846 951 7927 3041 95 9648 2835 1000 1000 1.2 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法概述10 工業(yè)上生產(chǎn)環(huán)氧乙烷有兩種生產(chǎn)方法：氯醇法和直接氧化法。直接氧化法氛圍空氣法和氧氣法，工業(yè)裝置目前基本上均用直接氧化

12、法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷。 （1） 氯醇法 本法于1925 年由美國聯(lián)碳公司（ucc）首先實現(xiàn)工業(yè)化。生產(chǎn)過程包括兩個基本反應(yīng)：乙烯與次氯酸反應(yīng)（俗稱次氯酸化）和氯乙醇脫氯化氫反應(yīng)（俗稱環(huán)化或皂化）。 本法可以采用低濃度乙烯w（乙烯）50%為原料，乙烯單耗低、設(shè)備簡單、操作容易控制，有時還可聯(lián)產(chǎn)環(huán)氧乙烷。但生產(chǎn)成本高生產(chǎn)1t（產(chǎn)品），需消耗0.9t（乙烯）、2t（氯氣）和2t（石灰），產(chǎn)品只能用來生產(chǎn)表面活性化工工藝課程設(shè)計 8 劑。氯氣和氫氧化鈣沒有進入產(chǎn)品分子中，而是變成工業(yè)廢渣，不僅浪費了氯氣和石灰資源，而且還會嚴(yán)重污染環(huán)境。此外，氯氣、次氯酸和hcl 等都會造成設(shè)備腐蝕和環(huán)境污染。因此本法從20

13、 世紀(jì)50 年代起，已被直接氧化法取代。 （2） 直接氧化法 本法于1938 年也由美國聯(lián)碳公司開發(fā)成功。由于受當(dāng)時工業(yè)技術(shù)水平的限制，直至50 年代才開始建造大型工業(yè)生產(chǎn)裝置。1953 年美國科學(xué)設(shè)計公司（sd公司）建成年產(chǎn)2.7 萬噸直接空氣氧化法制環(huán)氧乙烷生產(chǎn)裝置，1958 年美國殼牌化學(xué)開發(fā)公司（shell 公司）首先建成以氧氣為氧化劑的2 萬噸/年環(huán)氧乙烷生產(chǎn)裝置。 由于鋼鐵工業(yè)和其他工業(yè)大量使用氧氣，而化學(xué)工業(yè)、玻璃和食品工業(yè)愈來愈多地使用氮氣作惰性保護氣體，空氣分離裝置愈建愈多，規(guī)模也愈來愈大，氧氣來源渠道多，價格低廉，因此，近25 年來，建造的絕大多數(shù)生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的工廠采用純氧

14、直接氧化技術(shù)。純氧直接氧化技術(shù)的優(yōu)點是由排放氣體帶走的乙烯量比空氣法少，乙烯的消耗定額比空氣法小，設(shè)備和管道比空氣法少。就新建工廠的投資而言，若氧氣從外面輸入，工廠不需建空分裝置，則氧氣法的投資比空氣法明顯降低；若工廠自建空分裝置時，經(jīng)測算，生產(chǎn)能力達到20 萬噸/年以上時，氧氣法的投資仍可比空氣法低。中國直接氧化法中絕大多數(shù)亦為氧氣法，用該法生產(chǎn)的環(huán)氧乙烷產(chǎn)量約達40 萬噸/年。 1.3 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)原理10 1.3.1 生產(chǎn)過程中的主要化學(xué)反應(yīng) 1. 氯醇法 （1） 次氯酸化反應(yīng) oh ch clch hocl ch chhcl hocl cl hoh2 2 2 22 主要副反應(yīng)有： cl

15、 ch clch cl ch ch2 2 2 2 2 還有生成二氯二乙醚的副反應(yīng)： hcl cl ch och ch clch oh ch clch cl ch ch 2 2 2 2 2 2 2 2 2 化工工藝課程設(shè)計 9 次氯酸化反應(yīng)溫度為4060，n（c2h4）：n（cl2）=(1.11.2):1,即乙烯是過量的。壓力對反應(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) o h cacl och ch oh ca oh ch clch2 2 2 2 2 2 22 2 2 副反應(yīng)為： 2 2 2 2 2 22 2 cacl oh ch hoch oh ca oh c

16、h clch 當(dāng)有氧化鎂存在時，還可能生成少量醛類： o h cacl cho ch oh ca oh ch clch2 2 3 2 2 22 2 2 工業(yè)上除用ca（oh）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)氧乙烷會大量水解生成乙二醇。皂化反應(yīng)壓力為0.12mpa，溫度為102105，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10.7），避免環(huán)氧乙烷的水解。 2. 直接氧化法 主反應(yīng)為： ) ( / 3 . 105 2 22 2 2 2 2 2 c mol kj och ch o ch ch（1） 副反應(yīng)有： ) (

17、 / 5 . 1320 2 2 3 22 2 2 2 2 2 c mol kj o h co o ch ch（2） o h co o och ch2 2 2 2 22 2212 （3） cho ch o ch ch3 2 2 221 （4） o ch o ch ch2 2 2 22 （5） cho ch och ch3 2 2（6） 在實際生產(chǎn)條件下，乙醛很快被氧化生成co2和水： o h co o cho ch2 2 2 32 2 （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。但它們對環(huán)氧乙烷產(chǎn)品質(zhì)量影響很大，會嚴(yán)重妨害環(huán)氧乙

18、烷的深度加工。因此，在工藝流程中，有專門的脫醛設(shè)化工工藝課程設(shè)計 10 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（其中對選擇性的控制尤為重要），使（2）反應(yīng)不會太激烈。否則，若反應(yīng)（2）進行較快，釋放出的熱量又來不及傳出系統(tǒng)，就會導(dǎo)致反應(yīng)溫度迅速上升，產(chǎn)生“飛溫”現(xiàn)象，這不僅會使催化劑因燒結(jié)而失活，甚至還會釀成爆炸事故。這一點也是為什么直接氧化法遲遲不能進行大規(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10 1.3.1 空氣氧化法制環(huán)氧乙烷工藝流程簡圖 圖1.

19、1 空氣氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷流程圖 1空氣壓縮機； 2空氣洗滌塔； 3混合器； 4換熱器； 5循環(huán)氣體壓縮機； 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、壓縮后進入空氣洗滌塔，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，再在另一個混合器中與原料乙烯混合，經(jīng)循環(huán)壓縮機壓縮至2.3mpa 左右，再經(jīng)熱交換器與反應(yīng)器氣熱交換后，溫

20、度升至230，然后進入第二反應(yīng)器。入反應(yīng)器的進料組成為：乙烯約為（乙烯）=4.3%，氧約為化工工藝課程設(shè)計 11 （氧）=6%，co2約為（co2）=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240290，反應(yīng)熱通過列管外的水移走，空速7000h-1，乙烯轉(zhuǎn)化率約35%，選擇性約68%，單程收率約24%。 在大型工廠里有兩個副反應(yīng)器，可使乙烯轉(zhuǎn)化率達到95%，在經(jīng)濟上更為合理。 反應(yīng)氣經(jīng)過換熱降溫后，進入第一吸收塔，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（

21、乙烯）=3%，氧約為（o2）=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)換熱降溫后進入第二吸收塔，用w（乙二醇）=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/不銹鋼作催化劑進行催化燃燒，產(chǎn)生650，1.61,8mpa 的氣體，進入廢氣透平發(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c

22、o2（co2）0.13%及少量乙烯，氧氣和氮氣等，送入環(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)氧乙烷進入精餾塔，塔釜為w（乙二醇）=7%的水溶液，經(jīng)降溫后用作第一、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10g.g-1的高純環(huán)氧乙烷商品。 1.4.2 主要設(shè)備的介紹及論述 x x x x 化工工藝課程設(shè)計 12 x x x x x

23、 x 第二章 塔設(shè)備概述1 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實現(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，每個板的理論級壓降在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

24、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，板式塔的每個理論級壓降約在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費用，節(jié)約能耗。對于精餾過程，可使塔釜溫度降低，有利于熱敏性物系的分離。 （4）操作彈性 化工工藝課程設(shè)計 13 填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計，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) ，制造及造價等 一般來說，填料塔的

25、結(jié)構(gòu)較板式塔簡單，故制造，維修也較為方面，但填料塔的造價通常高于板式塔。 2.3 塔板選擇 塔板是板式塔的主要物件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)上以錯流塔板為主，常用有泡罩塔板、篩孔塔板、浮閥塔板。本次設(shè)計采用浮閥塔，其吸收了前兩種塔的優(yōu)點，具有生產(chǎn)能力大，操作彈性大及塔板效率高等優(yōu)點。目前在工業(yè)應(yīng)用中，因f1 型浮閥已有系列化標(biāo)準(zhǔn)，故常普遍采用f1 型浮閥。 化工工藝課程設(shè)計 14 第三章 設(shè)計方案簡介 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，

26、產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定的特點，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)性強的優(yōu)點，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 冷凝裝置也可采用全凝器、分凝器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。 總之，本此任務(wù)是分離環(huán)氧乙烷水混合物，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精

27、餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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)品冷卻后送至儲罐 3.2 操作壓力的選擇5 化工工藝課程設(shè)計 15 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)水將餾出物冷卻下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾，對熱敏性物系或者混合物泡點過高的物1 系，則宜采用常壓蒸餾，對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。對于乙

28、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4akp ,冷卻介質(zhì)用自來水，單板壓降小于0.7akp 。 3.3 浮閥標(biāo)準(zhǔn)7 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。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔安裝有一個可以上下浮動的閥片，氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可以根據(jù)氣流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有f1 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)計以f1 型浮閥為標(biāo)準(zhǔn)浮閥。 3.4 設(shè)計草圖8 化工工藝課程設(shè)計 16 第四章 物性計算 4.1 塔的物料衡算 4.1.1

29、 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)計任務(wù)書給定條件算得： 0.4044.050.2140.40 0.6044.05 18.02fx 0.9944.050.9760.99 0.0144.05 18.02dx 0.0144.050.0040.01 0.9944.05 18.02wx 4.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量 0.150 44.05 1 0.15 18.02 21.92 /fm kg kmol 0.976 44.05 1 0.976 18.02 43.43 /dm kg kmol

30、 0.004 44.05 1 0.004 18.02 18.12 /wm kg kmol 4.1.3 物料衡算 產(chǎn)品產(chǎn)量 380000 10210.28 /365 24 43.43d kmol h 總物料衡算 f=d+w 化工工藝課程設(shè)計 17 環(huán)氧乙烷物料衡算 0.214 210.28 0.976 0.004 f w 聯(lián)立解得 f=973.30kmol/h w=763.02kmol/h 4.2 塔板數(shù)的確定 4.2.1 理論塔板數(shù)tn 的求取 環(huán)氧乙烷水物系屬非理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)，有手冊查得環(huán)氧乙烷水物系的汽液平衡數(shù)據(jù)，并繪出x-y 圖6 繪制x-y 關(guān)系圖如下一頁 采用作圖

31、法求得最小回流比，在圖中對角線上自點e（0.214，0.214)作垂線ef 即為進料線(q 線) ，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為 xq=0.214 , yq=0.526 故回流比為min0.976 0.5261.440.526 0.214d qq dx yry x 取操作回流比為 2 2 1.44 2.88 r r 求精餾塔的氣液相負荷 /2.88 210.28 605.61 /605.61 973.30 815.89 /1 2.88 1 210.28 1578.91 /l r d kmol hl l f kmol hv v r d kmol h 求操作線方程為 對于精餾段 605.61 210.

32、280.976 0.742 0.252815.89 815.89dl dy x x x xv v 對于提餾段 / / / / /1578.91 763.020.004 1.935 0.004815.89 815.89wl wy x x x xv v 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） 進料板位置 nf=87 化工工藝課程設(shè)計 18 0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.00.00.20.40.60.81.0y x 4.2.2 實際塔板數(shù)的求取4 全塔效率 et=56 精餾段實際板層數(shù) 86153.6 1540.56n 精 提餾段實際板層數(shù)

33、 n提= 916.1 170.56 4.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計算 4.3.1 操作壓力計算 塔頂操作壓力 a dkp p 3 . 105 4 3 . 101 每層板壓降 p=0.7kap 進料板壓力 105.3 154 0.7 213.1fp kpa 精餾段平均壓力 105.3 213.1159.22mp kpa 塔底操作壓力 105.3 171 0.7 225wp kpa 提餾段平均壓力 213.1 225219.052mp kpa 全塔平均壓力 105.3 225165.152mp kpa 4.3.2 操作溫度計算 化工工藝課程設(shè)計 19 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算

34、出泡點溫度，其中環(huán)氧乙烷和水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算6。計算過程略，計算結(jié)果如下： 100.8dt 104.2ft 108.5wt 精餾段平均溫度 100.8 104.2 2 102.5mt 提餾段平均溫度 /104.2 108.5106.352mt 全塔平均溫度 /100.8 108.5 2 104.65mt 4.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 10.976dx y 查平衡曲線得 10.920 x 0.976 44.05 1 0.976 18.02 43.43 /vdmm kg kmol 0.920 44.05 1 0.920 18.02 41.97 /ldmm kg

35、 kmol 進料板的平均摩爾質(zhì)量 由平衡關(guān)系圖得 0.352fy 0.198fx 得 0.352 44.05 1 0.352 18.02 27.18 /vfmm kg kmol 0.198 44.05 1 0.198 18.02 23.17 /lfmm kg kmol 塔底平均摩爾質(zhì)量 由圖得 0.0045wy 0.0032wx 0.0045 44.05 1 0.0045 18.02 18.14 /vwmm kg kmol 0.0032 44.05 1 0.0032 18.02 18.10 /lwmm kg kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量 143.43 27.18 2 35.31 /vmm kg kmol 141.97 23.17 2 32.57 /lmm kg kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量 227.18 18.14 2 22.66 /vmm kg kmol 化工工藝課程設(shè)計 20 223