化工工艺学课程设计

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：80000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计  

（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

第一章  前言

1.1  环氧乙烷概述…………………………………………………………….6

1.2  环氧乙烷生产方法概述…………………………………………………..7

1.3  环氧乙烷生产原理………………………………………………………..8

1.3  环氧乙烷工艺流程……………………………………………………….10

第二章  塔设备的概述

2.1  概述………………………………………………………………………13

2.2  板式塔与填料塔的比较…………………………………………………13

2.3  塔板选择…………………………………………………………………13

第三章  设计方案简介

3.1  装置流程的确定…………………………………………………………15

3.2  操作压力的选择…………………………………………………………15

3.3  浮阀标准…………………………………………………………………15

3.4  设计草图…………………………………………………………………16

第四章 物性计算

4.1  塔的物料衡算……………………………………………………………17

4.2  塔板数的确定……………………………………………………………17

4.3  精馏塔的工艺条件及有关数据的计算…………………………………19

第五章 塔的主要工艺尺寸计算

5.1  塔径的计算………………………………………………………………24

5.2  精馏段地有效高度计算…………………………………………………25

第六章 塔板的主要工艺尺寸计算

6.1  溢流装置计算…………………………………………………………….26

6.2  塔板布置………………………………………………………………….27

6.3  开孔区面积计算………………………………………………………….27

6.4  阀孔计算及排列………………………………………………………….28

第七章 塔板的流体力学验证

7.1  塔板压降………………………………………………………………….32

7.2  液面落差………………………………………………………………32

7.3  液末夹带及泛点率……………………………………………………32

7.4  漏液点…………………………………………………………………33

7.5 液泛（淹塔）情况…………………………………………………….33

第八章 塔板负荷性能图

8.1  漏液线…………………………………………………………………36

8.2  液相负荷下限线………………………………………………………36

8.3  液相负荷上限线………………………………………………………36

8.4  液末夹带线……………………………………………………………36

8.5  液泛线………………………………………………………………....37

第九章 塔的结构与附属设备

9.1  塔体结构……………………………………………………………...42

9 附属设备计算及选型…………………………………………………...42

附录：

1 浮阀塔设计计算结果…………………………………………………..44

2 主要符号说明…………………………………………………………..47

3 设计小结……………………………………………………………….48

4 参考文献……………………………………………………………….49

板式精馏塔设计任务书

一、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

1、设计任务：

生产能力（进料量）  80000   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%

2、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：

1、设计方案的选择及流程说明

2、塔的工艺计算

3、主要设备工艺尺寸设计

（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定

（2）塔板的流体力学校核

（3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定

4、辅助设备选型与计算

5、设计结果汇总

6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图

7、设计评述

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

温度

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，工业装置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，直至50年代才开始建造大型工业生产装置。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置，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/年环氧乙烷生产装置。

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，空气分离装置愈建愈多，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，工厂不需建空分装置，则氧气法的投资比空气法明显降低；若工厂自建空分装置时，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

    主要副反应有：

还有生成二氯二乙醚的副反应：

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

副反应为：

   当有氧化镁存在时，还可能生成少量醛类：

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：

（1）

      副反应有：

（2）

（3）

（4）

（5）

（6）

在实际生产条件下，乙醛很快被氧化生成CO2和水：

（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。

1.4　环氧乙烷工艺流程[10]

1.3.1　空气氧化法制环氧乙烷工艺流程简图

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

1.4.1　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

X

X

X

X

X

X

X

X

X

X

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，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，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。

第三章   设计方案简介

3.1  装置流程的确定[9]

       精馏装置包括精馏塔，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，在确定装置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 冷凝装置也可采用全凝器、分凝器—全凝器两种不同的装置，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

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4,冷却介质用自来水，单板压降小于0.7。

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=44.05kg/mol

        水的摩尔质量                                 MB=18.02kg/mol

  根据设计任务书给定条件算得：

4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量

4.1.3 物料衡算

产品产量        

总物料衡算     F=D+W

环氧乙烷物料衡算     

联立解得        F=973.30kmol/h           W=763.02kmol/h

4.2  塔板数的确定

4.2.1    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

故回流比为

取操作回流比为  

求精馏塔的气液相负荷

求操作线方程为

对于精馏段         

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）

      进料板位置    NF=87

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                       

提馏段实际板层数            = 

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                         

每层板压降                       △P=0.7k        

进料板压力                      

精馏段平均压力              

塔底操作压力                 

提馏段平均压力              

全塔平均压力                  

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：

℃

℃

℃

精馏段平均温度     ℃

提馏段平均温度         ℃

全塔平均温度             ℃

4.3.3   平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由         查平衡曲线得                   

        进料板的平均摩尔质量

由平衡关系图得                   

得     

塔底平均摩尔质量

由图得                           

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

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

提馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得

液相平均密度的计算

液相平均密度依下式计算，即：

塔顶液相平均密度 的计算      

由     ℃     得：

进料板的液相平均密度 的计算

由         ℃       得：

进料板液相的质量分率

精馏段的液相平均密度为

塔底的液相密度 的计算

由          ℃       得：

塔底液相的质量分率

提馏段的液相平均密度           

全塔液相平均密度    

4.3.5  液体平均表面张力的计算[6]

液相平均表面张力依计算

塔顶液相平均表面张力计算

由℃      得

进料板液相平均表面张力的计算

由   ℃        得

精馏段液相平均表面张力为

塔底液相平均表面张力的计算

由t=108.5℃       得

提馏段液相平均表面张力

全塔平均表面张力

4.3.6   液体平均粘度的计算[6]

液相平均粘度用计算

塔顶液相平均粘度的计算

由℃   得

所以   =0.143 

进料板液相平均粘度的计算

由℃      得

所以        

精馏段液相平均粘度  

塔底液相平均粘度由℃, 同理计算得

所以        

提馏段液相平均粘度 

全塔液相平均粘度      

第五章    塔的主要工艺尺寸计算[8]

5.1  塔径的计算

精馏段的气液相体积流率为

提馏段的气液相体积流率为

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) 

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

取板间距，板上液层高度=0.06，则

由史密斯关联图[1]得      

取安全系数为0.75，则空塔气速为

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

实际塔气速为 

5.2  精馏段地有效高度计算

精馏段的有效高度为

提馏段的有效高度为

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

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   溢流装置计算

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

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，

单溢流         

双溢流          

故查手册得         

6.1.2  溢流堰高度

由

选用平直堰，堰上高度由弗兰西斯公式计算，即

对于正常系统近似取E=1，则

因板上层清液为0.06m，    

6.1.3   弓型降液管的宽度和截面积

由  

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：

     >5

故降液管设计合理

6.1.4   降液管底隙高度

根据经验一般取在此取0.07~0.25m/s,在此取

则    

        >0.006m

故降液管底隙高度合理。

选用凹型受液盘，深度

6.2   塔板布置

6.2.1   塔板的分块

因故塔板采用分块式查下表

                                                            表-4

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  进口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时，取， 所以边缘区的宽度

6.3   开孔区面积计算

  开孔区面积Aa按下式计算，即：

其中  0

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               其中取11，      则

阀数           （个）

按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=457个（按21排计，中间排27个，最外侧排17个）

则t=0.078m

则孔速为      

开孔率   <15%

故符合设计要求。

二．对于提馏段

6.1  溢流装置计算

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

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，

单溢流         

双溢流          

故查手册得         =1.28m

6.1.2   溢流堰高度

由

选用平直堰，堰上高度由弗兰西斯公式计算，即

对于正常系统近似取E=1，则

因板上层清液为0.06m，    

6.1.3   弓型降液管的宽度和截面积

由  

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：

>5s

故降液管设计合理

6.1.4    降液管底隙高度

根据经验一般取在此取0.07~0.25m/s,在此取

则    

>0.006m

故降液管底隙高度合理。

选用凹型受液盘，深度

6.2   塔板布置

6.2.1   塔板的分块

因故塔板采用分块式查下表

                                                            表-4

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  进口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时，取， 所以边缘区的宽度

6.3  开孔区面积计算

  开孔区面积Aa按下式计算，即：

其中       

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               其中FO取11，      则

阀数           （个）

按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=334个（按15排计，中间排26个，最外侧排19个）

则t=0.092m

则孔速为      

开孔率      <15%

故符合设计要求。

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]

通过塔板上的气相压降，可由于干板压降及板上液层有效阻力表示。

，液层有效阻力

故液柱

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

故<0.1

故在本设计中液沫夹带在允许范围内。

查手册得                                

由另一公式求得

即泛点率位78 %<80%，符合要求。

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

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

=5—6作为漏夜点，此时气速为

而实际孔速u=8.15m/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]

按公式液柱

为了防止出现淹塔，降液管内液面高度

液柱，对于环氧乙烷—水体系取0.5，即液柱

即0.1423<0.243，故不会产生淹塔。

二．对于提馏段

7.1  塔板压降[1]

通过塔板上的气相压降，可由于干板压降及板上液层有效阻力表示。

，液层有效阻力

故液柱。

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

故<0.1kg液/kg气

符合要求。

查手册得                                

由另一公式求得

即泛点率为50.44%<70%，符合要求。

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

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

=5—6作为漏夜点，此时气速为

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]

按公式液柱

为了防止出现淹塔，降液管内液面高度

液柱，对于环氧乙烷—水体系取0.5，即液柱

即0.129<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

8.2液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，由公式得： 

取，则： 

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

以作为液体在降液管中停留时间的下限，由公式得：

，则

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

在操作范围内，任取几个值，用上式计算出值，列于下表：

液沫夹带线数据表：

8.5   液泛线

将有关数据代入得

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

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：

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=5.02m3/s

故操作弹性为

二．对于提馏段

8.1  漏液线

8.2    液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，由公式得

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

以作为液体在降液管中停留时间的下限，由公式得：

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

在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，列如下表：

液沫夹带线数据表：

8.5   液泛线

将有关数据代入得

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

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：

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

第九章  塔的结构与附属设备

9.1  塔体结构[5]

1）塔顶空间

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），故本塔设计取为0.8m.

2）塔底空间

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

=

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

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：℃，℃

℃

环氧乙烷每小时蒸发量

环氧乙烷的蒸发潜热为

初步选顶尺寸为:外径,内径,长度为2.5的黄铜管,

传热面积： 

需要的管子根数

   根

设备型号：G500I-16-40[8]

浮阀塔设计计算结果（精馏段）

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.19.

[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.下载本文