环氧丙烷板式精馏塔

1、装订线 毕业设计（论文）报告纸设计总说明环氧丙烷（PO）是除聚丙烯和丙烯腈外的第三大丙烯衍生物，是重要的基本有机化工合成原料，主要用于生产聚醚、丙二醇等，它也是合成聚氨酯不可或缺的。它也是第四代洗涤剂非离子表面活性剂、油田破乳剂、农药乳化剂等的主要原料。作为一种重要的有机化学中间产物，环氧丙烷（PO）每年全球会制造400万吨以上的环氧丙烷。然而，在两种传统的制造环氧丙烷的方法中，氯醇法会产生严重的环境污染，而共氧化法会制造出大量联产物。因此，我们需要开发一种快速且清洁的制造环氧丙烷的办法来取代现有的工业方法。丙烯的直接环氧化法通过利用催化剂，使用过氧化氢（）作为氧化剂来制造环氧丙烷，这种方法被

2、认为是环氧丙烷清洁生产工艺的重要发展趋势。这种方法具有较易实现的反应条件，高催化剂活性和高原子经济性，并且无污染问题。作为化工合成原料，环氧丙烷的纯度直接影响着后续产品的质量，在聚氨酯生产工艺中要求环氧丙烷的纯度要高于99%。在环氧丙烷的生产过程中，精馏工段的设计将直接影响到产品的纯度。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，它是化工企业进行连续化生产的主要生产装置之一，在化工生产过程中起着十分重要的作用，精馏塔是运用精馏的原理，将沸点不同的两种或者两种以上的混合液体进行分离的装置，其主要作用是为气液两相接触进行相际传质提供空间1。本设计旨在完成高纯度（大于99%）环氧丙烷生产精馏工段的设计，

3、进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识，做到能独立进行初步设计；掌握精馏工艺设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图表表达设计结果；用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。关键词：环氧丙烷，HPPO法，精馏塔第 V 页 共 45 页DESIGN EXPLANATIONOxygen propane(PO)is the third largest propylene derivative in addition to polypropylene and acrylonitrile , is an impor

4、tant basic organic chemical raw materials , it is mainly used for the production of polyether, propylene glycol and so on , it is also an integral part of the synthesis of polyurethane . It is also the main raw material for the fourth generation of detergent nonionic surfactant, oil field, and pesti

5、cide emulsifie . As an important organic chemical intermediate, propylene oxide (PO) can produce more than 4 million tons of propylene oxide every year. However, in the two traditional methods of producing propylene oxide, It can cause serious environmental pollution, and the CO oxidation process wi

6、ll produce a large number of products .so , we need to develop a fast and clean method of producing propylene oxide to replace the existing industrial methods. Direct ep-oxidation of propylene by using catalyst, Use of hydrogen peroxide () as an oxidant to produce propylene oxide, This method is con

7、sidered to be an important development trend in the process of clean production of propylene oxide. This method has the advantages of easy realization of the reaction conditions, high catalytic activity and high atomic economy, and has no pollution problem. As a chemical raw material, the purity of

8、propylene oxide directly affects the quality of the products. In the process of polyurethane production, the purity of propylene oxide is higher than 99%. In the production process of epoxy propane purity, distillation design will directly affect the product.Distillation is a distillation of a tower

9、 vapor-liquid contact apparatus, it is chemical enterprises are one of the main production unit in continuous production and plays a very important role in the process of chemical production, distillation tower is using distillation principle, the boiling point of two or more than two mixed liquid s

10、eparation device, its main role is inter phase mass transfer provides space for gas-liquid contact.This design to completion of high purity (more than 99 percent) of Epoxy Propane Production distillation section in the design, for the purpose of the course design is to cultivate the integrated use o

11、f the knowledge, do preliminary design independently; master the basic procedure and method of distillation process design; learn to consult technical data, selecting formula and data; use simple words and graphics expression design results; CAD drawing and computer aided calculation ability to get

12、a basic training, the design work to lay a solid foundation for the future career.Key Words：stochastic structure, Markov process, nonlinear configuration state目录第1章 绪论11.1 环氧丙烷概述11.2 环氧丙烷制备方法11.2.1 氯醇法11.2.2 共氧化法21.2.3 直接氧化法21.3 HPPO法发展趋势314 精馏塔31.4.1精馏原理31.4.2精馏塔的设计41.4.3精馏塔结构41.5 设计目的及意义5第2章 设计任务及

13、方案62.1 筛板精馏塔的工艺条件62.2 设计的基本内容和要求6第3章 精馏塔的工艺设计73.1 计算依据73.2 精馏塔的物料衡算73.3 理论板数的求解83.3.1 回流比的计算83.3.2 气相及液相负荷93.3.3 操作线方程的确定103.3.4 理论塔板数计算103.4 全塔效率的求解123.5 塔的工艺条件及物性数据计算143.5.1 操作压强143.5.2 操作温度143.5.3平均摩尔质量的计算153.5.4 平均密度153.5.5 液相表面张力计算163.6 塔体主要工艺尺寸的设计计算163.6.1 塔径D173.6.2 精馏塔的有效塔高183.6.3 溢流装置193.6.

14、4 塔板布置203.7 塔板的流体力学验算233.7.1 气体通过筛板压降和验算233.7.2 液体表面张力的阻力计算243.7.3 雾沫夹带量的计算243.7.4 漏液的验算253.7.5 液泛验算253.8 塔板负荷性能图263.8.1 液沫夹带线263.8.2 液泛线273.8.3 漏液线283.8.4 液相负荷上限线283.8.5 液相负荷下限线283.9 本章小结29第四章 精馏塔辅助设备的设计和选型324.1 精馏塔接管尺寸计算324.1.1 进料管道324.2 换热器设计334.2.1 冷凝器334.2.2 再沸器344.3 本章小结35参考文献37谢辞38第1章 绪论1.1 环

15、氧丙烷概述环氧丙烷(Propylene Oxide，简称PO)，又名甲基环氧乙烷或氧化丙烯，是无色、具有醚类气味的易燃液体。分子式：，分子量：58.08；熔点-112.1；沸点34.2；相对密度0.859折射率1.3664；闪点-37。与水部分互溶，与乙醇、乙醚等互溶。化学性质活泼，其蒸气在空气中能自燃或爆炸。环氧丙烷是除了聚丙烯和丙烯腈以外的第三大丙烯衍生物，是重要的基本有机化工原料，是精细化工产品的重要原料，广泛应用于汽车、建筑、食品、烟草、医药及化妆品等行业。275%的环氧丙烷用于生产聚醚多元醇，聚醚多元醇与异氰酸酯反应生成聚氨酯，聚氨酯是生产保温材料、弹性体、粘接剂、涂料等的重要原料。

16、20%的环氧丙烷用于生产丙二醇，作为不饱和聚酯树脂建筑材料、工业用防冻液、润滑油添加剂、化妆品、保湿剂等的原料。道化学、Lyondellbasell、壳牌等大型企业居于环氧丙烷生产的垄断地位。节能环保的环氧丙烷生产新工艺的开发极为迅速3。作为丙烯系的第三大衍生物，可生产丙二醇及非离子型表面活性剂。PO还广泛用于合成碳酸二甲酯、二氧化碳聚合物等绿色产品。环氧丙烷(PO)主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇和各类非离子表面活性剂等，其中聚醚多元醇是生产聚氨酯泡沫、保温材料、弹性体、胶粘剂和涂料等的重要原料， 近年来PO还广泛用于合成碳酸二甲酯、二氧化碳聚合物等绿色产品。各类非离子型表面活性剂在石油、化工

17、、农药、纺织、日化等行业得到广泛应用。同时，环氧丙烷也是重要的基础化工原料。41.2 环氧丙烷制备方法目前国外已工业化的PO生产方法有：氯醇法、共氧化法和过氧化氢直接氧化法。1.2.1 氯醇法氯醇法以丙烯和氯气为原料，经氯醇化-皂化-精制过程后，得到PO产品。我国早期引进的装置均采用氯醇法。该法存在生产规模较小，资源消耗量大，废水、废渣污染大，能耗高和技术落后，经济效益低等问题。每生产1tPO需耗用和分别为1.5t和1.14t，同时产生约40t含氯废水和2t废渣，该废水具有温度高、pH值高、氯根含量高、COD含量高和悬浮物含量高的“五高”特点，难以处理；另外，生产过程中产生的次氯酸严重腐蚀设备

18、，导致生产效率低，维护修理成本高。51.2.2 共氧化法共氧化法根据原料不同分为乙苯共氧化法(PO/SM)和异丁烷共氧化法（PO/TBA）。除PO外，联产苯乙烯和叔丁醇，每吨PO联产2.22.5t 苯乙烯或2.3t叔丁醇。该法克服了氯醇法三废污染严重，腐蚀性强和需要氯资源的缺点，不利之处在于工艺流程长，防爆要求严，操作条件苛刻，对原料规格要求高，副产品产量远大于主产品PO产量，并且投资额较大，只有PO和联产品市场需求匹配时才能显示其优越性，需要上下游完整产业链配置，比较适合大型炼化一体化企业。61.2.3 直接氧化法由于传统的PO生产路线存在很多弊端，科研人员一直致力于安全环保、清洁高效、副产

19、物少的PO生产新工艺的研究。随着行业的进一步发展，工业上正在努力寻找一种绿色无污染、流程简单、无副产物的新工艺。以氧气和空气为代表的直接氧化法开始得到了大家的关注，经过多年的研究发现，氧气和空气直接氧化法用于环氧丙烷的生产，反应转化率和目的产物的选择性不高，目前尚在研究阶段未实现工业化。作为一种常见的绿色氧化剂在烯烃环氧化反应中体现出独到的优势，但由于催化剂的限制，长时间来发展也受到很大制约，直到钛硅分子筛TS-1的发现，其最大的优势是对以为氧化剂的有机物择形氧化有很高的活性和选择性，反应条件温和而且环境友好，目前直接氧化法（也称为HPPO法）已实现工业化生产。7直接氧化法是以钛硅分子筛TS-

20、1为催化剂，以甲醇为溶剂，在适当的反应条件下，丙烯和过氧化氢在液相体系中进入催化剂床层发生氧化反应，生产环氧丙烷和水，该方法主要包括环氧化、环氧丙烷分离、环氧丙烷精制、溶剂分离、丙烯循环等几个单元。该工艺流程相对简单，无副产品生成，减少了产品后续处理设备和设施，整个生产过程基本没有污染，属于新型的环保生产工艺，废水排放量能够降低70%80%，能耗也减少35%，所以该方法的发展前景被大家普遍看好。目前工业化的HPPO方法有两种工艺最为成熟，一是由巴斯夫公司（BASF）和陶氏化学（Dow）共同开发的技术，另一种是由赢创集团（原德固赛，Degussa）和伍德公司（Uhde）共同开发的技术。两种技术的

21、区别主要是环氧化反应的反应器类型，本质上没有太大的差别，二者都是在催化技术特别是TS-1的发展背景下逐渐走向成熟的。81.3 HPPO法发展趋势与氯醇法和共氧化法相比，HPPO环氧丙烷技术在经济、环境以及未来的发展机会等方面均具有独特的竞争优势。氯醇法因为氯气消耗量大，废水和废渣产生量大，难以处理，对环境有较大的污染，国外新建装置已经不再采用该方法，技术正在逐渐被淘汰。尽管开发并应用了烧碱皂化废水回用于电解槽或采盐的改进氯醇法工艺，但无法从根本上解决资源利用和环保问题，且大大增加了生产成本。9共氧化法可以大幅度提高单套装置的生产规模，在一定程度上克服了氯醇法“三废”污染严重、腐蚀大和需要氯资源

22、等缺点，但联产品苯乙烯或叔丁醇(或者甲基叔丁基醚( MTBE)的量大，只有环氧丙烷和联产品市场需求匹配时才能显现出该工艺的优势。HPPO法由于生产过程中只生成环氧丙烷和水，没有联产品，“三废”排放少，属于环境友好的清洁生产系统，是环氧丙烷工业化生产的发展方向。10纵观我国PO产业，落后的氯醇法产能占比高达60%以上，代表PO产业发展方向的HPPO法产能占比仅15%，产业升级任务迫切。在过去的几年时间里，全球新增的环氧丙烷产能主要集中在亚太地区，尤其以中国为主，截至到2015年底，我国环氧丙烷产能达303.6万t，占全球产能约30%。目前我国的环氧丙烷装置氯醇法仍占据较大市场，但随着国家政策和全

23、球聚氨酯行业的推动，环氧丙烷也面临着转型升级，节能减排、环境友好以及优质产品是未来发展的主要方向。氯醇法的一系列弊端在当今大背景下更加明显，逐渐失去了市场的竞争力和发展动力；共氧化法又面临着巨大产能的联产产品，只有解决好联产产品的市场销售才能凸显出共氧化法的优势；H2O2直接氧化法在环境保护和副产品方面都有一定的优势，但是需要H2O2的稳定供应。1114 精馏塔精馏是石油加工中使用最广泛的分离单元之一，而石油化工行业又是整个化工行业中能耗最大的。由于精馏过程高能耗，热力学效率较低的特点，该过程一直是化工领域中重要的研究课题。精馏塔设计的好坏，对于能耗的节省，公用工程的节约起着至关重要的作用，因

24、此精馏塔设计一直是化工设计中的重要环节。121.4.1精馏原理精馏的基本原理就是根据物料的不同物理性质将其进行分离，一般来讲在精馏塔中完成，由底部蒸汽热量造成的塔釜汽化物料在不同性质的塔板上进行传热和传质反应，最终根据塔板上汽化组分的自身轻重将其分离，多余的塔釜汽化物料在塔顶被冷凝水冷却并回收循环。塔顶的蒸汽损耗过大时造成普通蒸馏过程中能耗过大的主要原因，精馏过程就是将此部分的热量进行合理利用，已达到增效节能的目的。131.4.2精馏塔的设计在进行精馏塔设计时，首先需要考虑的是：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用等内容；其次要根据化工厂所使用的原料中各类物质的组分含量以及对精馏塔的生产

25、要求进行物料衡算，以确定精馏塔塔板数量和进料板位置；然后再根据所要完成的精馏段的工艺参数及有关的物料性质数据，通过计算来确定塔径、塔高、塔板溢流装置和塔板布置等的计算，还要通过筛板的流体力学进行验算，以确定所设计的精馏塔是否会出现液沫夹带、漏液和液泛等情况；最后还要对其他辅助设备进行设计计算。1.4.3精馏塔结构精馏塔的组成示意图如图1 所示。精馏塔进料入口以下至塔底部分称为提馏段，进料口以上至塔顶称为精馏段。塔内有若干层塔板，每块塔板上有适当高度的液层，回流液经溢流管由上一级塔板流到下一级塔板， 蒸汽则由底部上升，通过塔板上的小孔由下一塔板进入上一塔板，与塔板上的液体接触。在每一块塔板上同时

26、发生上升蒸汽部分冷凝和回流液体部分汽化的转热过程，更重要的是还同时发生易挥发组分不断汽化，从液相转入汽相，难挥发组分不断冷凝，由汽相转入液相的传质过程。整个塔内，易挥发组分浓度由下而上逐渐增加，而难挥发组分浓度则由上而下逐渐增加。适当控制好塔内的温度和压力，则可在塔顶或塔底获取人们所期望的物质成分。14图1-1 精馏塔结构图1.5 设计目的及意义本实验设计在于给我们4年大学知识的一个总结和归纳，为我们步入社会提前上了一节生动的课，通过4年的学习自己独立的完成一个设计，考验我们的设计思路跟动手能力，不再是一味地讲授课本知识，而是在于让我们有能力独自完成老师布置的课题，设计的目的有两个，一是验证已

27、有的理论，二是通过合理的实验设计，证实自己合理的推断并得出相应的结论。通过这一次的毕业设计，我觉得这次的毕业设计代表了我四年来学的知识的一个总结，每一步计算，每一张图纸都代表了自己的心血，让我真正知道了以后的路该怎么走，虽然这次设计是大学最后一个设计，但我相信这不是一个终点而是一个全新的开始。 第 40 页 共 45 页第2章 设计任务及方案2.1 筛板精馏塔的工艺条件（1）进料组成：65%(质量分数，下同)，塔底产品组成99%，产品组成1；（2）连续操作，原料连续加入精馏塔中，塔顶、塔底连续收集馏分和釜液；（3）操作压强：塔顶压力为101.3 kPa（常压精馏）；（4）进料热状态：泡点进料（

28、q=1）；（5）回流比：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比R为最小回流比的2倍；（6）塔底再沸器加热；（7）塔板类型：筛板塔；（8）年操作时间：每年300天，每天24小时连续运行。2.2 设计的基本内容和要求（1）完成塔设备主体部分的物料衡算，热量衡算，最小回流比及操作回流比的计算，精流塔的气液相负荷， 操作线方程的求算，塔板数的确定，精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算(平均摩尔质量的计算，平均密度计算，液相平均表面张力计算，液相平均粘度计算，塔径、有效塔高计算)；（2）完成溢流装置的计算，塔板布置计算，筛板的流体力学验算，塔板负荷性能图的绘制；（3）完成辅助设备的设计，包括各种接

29、管、冷凝器和再沸器；（4）画出工艺流程图以及塔体装配图；第3章 精馏塔的工艺设计3.1 计算依据（1）设计任务：纯度大于99的环氧丙烷年产量为25万吨，进料组成62环氧丙烷38甲醇。塔顶产品环氧丙烷质量分数大于99，塔釜产品环氧丙烷质量分数小于1，塔顶压力为101.3Kpa。（2）塔体设计：精馏塔物料衡算、操作线方程计算、塔板数的求取、相关物性参数的计算、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算、筛板的流体力学计算以及塔板负荷性能图；（3）辅助设备的设计：主要是主要接管尺寸的选取、再沸器和冷凝器的设计计算。（4）生产能力：年产250000吨的环氧丙烷，连续操作，原料连续加入精馏塔中，塔顶、塔底连续收集馏分

30、和釜液；（5）操作压强：塔顶压力为101.3KPa（常压精馏）；（6）进料热状态：泡点进料（q=1）；（7）回流比：求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比R为最小回流比的2倍；（8）塔板类型：筛板塔；塔底再沸器加热；（9）年操作时间：每年300天，每天24小时连续运行3.2 精馏塔的物料衡算环氧丙烷的摩尔质量：甲醇的摩尔质量：进料组成：62的环氧丙烷、38甲醇塔顶产品环氧丙烷质量分数：大于99原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量、，二分别计算结果如下。原料中环氧丙烷的摩尔分数塔顶产品中环氧丙烷的摩尔分数塔釜产品中环氧丙烷的摩尔分数平均摩尔质量：原料塔顶塔釜进料产品流量总物料衡算： (3-

31、1) (3-2)F、D、W分别为进料，塔顶产品，塔底馏出液的摩尔质量联立得出D=375.66103kmol/h W=407.836kmol/h3.3 理论板数的求解3.3.1 回流比的计算表3-1相对挥发度的计算查表可得Antoine常数值化合物ABC温度范围环氧丙烷5.7795915.31208.28-48-67甲醇7.197361574.99238.86-1691由上表可知温度t的共用区间为-16t67，又因为甲醇的正常沸点为 64，环氧丙烷的沸点为 34，所以 34t67。因此取 5个温度点：36、42、48、54、60。由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式：将 A

32、、B、C 分别代入上式： 因为甲醇-环氧丙烷可以看做为理想物系，所以由拉乌尔定律可得 (3-3)则计算可的： 与的确定本精馏分离工艺的进料方式为泡点进料，故进料热状态参数q=1根据以上数据可得相平衡方程为： (3-4)又可得q线方程为：q=1 (3-5)带入上式可得出 回流比确定最小回流比：操作回流比：3.3.2 气相及液相负荷精馏段的气相以及液相负荷：提馏段的气相及液相负荷：上述式中 L、L分别为精馏段、提馏段下降液体的流量；V、V分别为精馏段、提馏段上升蒸汽流量。3.3.3 操作线方程的确定精馏段操作线方程： (3-6)提馏段操作线方程： (3-7)相平衡方程为： (3-8)3.3.4 理

33、论塔板数计算(或)为精馏段（或提馏段）内第层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分数；（或）为精馏段（或提馏段）内第层板下降液体中易挥发组分的摩尔分数。采用逐板计算法确定理论塔板数：首先，确定塔顶第一块板上升蒸汽中易挥发组分（环氧丙烷）的摩尔分数（塔顶为全凝器）由相平衡方程， (3-9)可以求得将所求得的带入精馏段操作线方程 (3-10)求出接下来交替使用相平衡方程及操作线方程，继续求算和理论塔板数的计算直到且 ，那么第块板即为加料板，前面的块板为精馏段，从第块板开始上升的气相组成由提馏段操作线方程计算： (3-11)继续交替应用相平衡方程和提馏段操作线方程，直到计算到，提馏段理论塔板数（再沸器相当于

34、一块理论塔板）精馏段：第一块板由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，因为，则第六块板为加料板，前五块为精馏段。提馏段： 代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，代入得由相平衡方程得，因为，所以总理论板数为13块（包括塔釜）。3.4 全塔效率的求解全塔效率的求解：塔效率为在指定分离要求与回流比下所需要理论板数与实际板数的比值，即 (3-12)设全塔效率（0.5左右）由此，分别计算出精馏段实际塔板数（包含加料板），实际上

35、第几块塔板为加料板，提馏段（不加再沸器）实际塔板数，以及实际总塔板数（不包括再沸器）。得，精馏段实际为13块，提馏段实际为14块。操作压强：已知塔顶操作压强常压，每层塔板压降，故塔顶压强；塔底压强为。操作温度：利用安托因方程计算塔顶及塔底泡点温度。环氧丙烷和甲醇的安托因方程分别为：环氧丙烷： (3-13)甲醇： (3-14)试差法计算塔顶泡点温度：塔顶压强和已知，假设塔顶泡点温度，根据安托因方程分别求出该温度下环氧丙烷和甲醇的饱和蒸气压和。计算出x，如果则假设成立，所设的温度即为塔顶泡点温度。根据公式 (3-15)已知塔顶压强，泡点回流，故。设塔顶泡点温度，则甲醇和环氧丙烷的饱和蒸气压分别为：

36、，代入公式得因此塔顶泡点温度为35.39。试差法计算塔底泡点温度：已知塔底压强，塔底环氧丙烷的摩尔分数设泡点温度为，则甲醇和环氧丙烷的饱和蒸汽压分别为：，代入公式得设泡点温度为，则甲醇和环氧丙烷的饱和蒸汽压分别为：，代入公式得设泡点温度为，则甲醇和环氧丙烷的饱和蒸汽压分别为：，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得设泡点温度为，代入公式得因此塔底泡点温度为。全塔平均温度：黏度计算：由全塔平均温度，查黏度共线图

37、15分别得到该温度下环氧丙烷黏度以及甲醇黏度，由公式 (3-16)计算求出。，代入上式得全塔效率估算公式：，所以为27块按照求得的全塔效率0.48262计算实际塔板数，精馏段塔板数为13，提馏段塔板数为14；总塔板层数为： N=27（不含塔釜）。3.5 塔的工艺条件及物性数据计算3.5.1 操作压强单板压降D塔顶压强进料板压力塔底操作压强精馏段平均压力提馏段平均压力3.5.2 操作温度塔顶泡点温度为，塔釜温度为进料板的压强109.1kPa，进料板上环氧丙烷的摩尔分数用试差法计算进料板泡点温度。环氧丙烷：甲醇：设进料板泡点温度，则甲醇和环氧丙烷的饱和蒸气压分别为 。代入因此，进料板温度为，由此，

38、计算精馏段和提馏段的平均温度：精馏段：提馏段：3.5.3平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量 塔顶气相平均摩尔质量：塔顶液相平均摩尔质量：进料板平均摩尔质量计算第6块理论塔板为进料板， 进料板气相平均摩尔质量：进料板液相平均摩尔质量：塔釜平均摩尔质量计算塔釜气相平均摩尔质量：塔釜液相平均摩尔质量：精馏段平均摩尔质量气相：= +液相：= = +提馏段平均摩尔质量气相： +液相：3.5.4 平均密度（1）气相平均密度计算精馏段平均密度：提馏段平均密度（2）液相平均密度计算液相平均密度由下式计算，即：（w质量分数） (3-17)塔顶：由，查手册15得：环氧丙烷的密度 甲醇的密度代入 得塔釜：由，查手

39、册15得：环氧丙烷的密度 甲醇的密度代入 得加料板：由，查手册15得：环氧丙烷的密度 甲醇的密度代入 得精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：3.5.5 液相表面张力计算塔顶：由塔顶操作温度，查手册15得该温度下环氧丙烷的表面张力，甲醇的表面张力，由此可以求出塔顶液相平均表面张力：塔釜：由塔釜操作温度，查手册15得该温度下环氧丙烷的表面张力，甲醇的表面张力，由此可以求出塔釜液相平均表面张力：加料板：由加料板操作温度，查手册15得该温度下环氧丙烷的表面张，甲醇的表面张力。，由此可以求出加料板处液相平均表面张力：精馏段液相平均表面张力的计算：提馏段液相平均表面张力的计算：3.6 塔体主要工艺

40、尺寸的设计计算3.6.1 塔径D板式塔的塔径依据流量公式计算，即 （3-18）式中D代表塔径（单位为m ）；为气体体积流量（单位为/s）；u为空塔气速（单位为m/s）精馏段气相及液相的流量分别为： 初选塔板间距，及板上液层高度，根据史密斯法求出允许的空塔速：，表3-1 史密斯关联图查表3-1得计算得负荷因子，最大允气速：一般适宜的空塔气速为最大允许气速的0.60.8倍，本设计取0.7则操作气速取值：，精馏段的塔径：。精馏段气相及液相的流量分别为： 根据史密斯法求出允许的空塔速：，查表得，计算得负荷因子，最大允气速：操作气速取值：，提馏段的塔径：。3.6.2 精馏塔的有效塔高塔的有效高度Z精馏段

41、的有效高度：=提馏段的有效高度：故精馏塔的有效高度：塔高计算（1）精馏塔的有效高度：Z=12.15m；（2）塔顶空间高：塔顶空间高度的作用时安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.01.5m，这里取；（3）开设人孔的板间距：设有人孔的上下两塔板间距应大于等于500mm，这里取；（4）人孔数：取10块板设置一个人孔，实际塔板27块，所以开2个人孔；（5）进料段空间高度进料段高度取决于进料口结构形式和物料状态，一般要比大，取；（6）塔底空间高度：塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不至排完，

42、同时考虑气相空间等其他因素，故取=2m；（7）封头高度：封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002；上封头：直边高度h=40mm，曲面高度H=550mm；下封头：直边高度 h=40mm，曲面高度 H=550mm；（8）裙座高度：筒体高度大于10m，塔径2.0m>1m，所以采用圆柱形裙座：4。4m；（9） 实际高度： （3-19）3.6.3 溢流装置板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几个部分，其结构和尺寸对塔的性能有着重要的影响。本设计采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长的计算本设计为单溢流堰，根据经验公式得：，D为塔径

43、。精馏段：取则提馏段：取则（2）出口堰高的计算堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系式为：公式中，为溢流堰高度，为板上液层高度，为堰上液层高度。对平直堰，堰上液层高度可由弗兰西斯（Francis）公式计算，即式中为液相流量，单位为/h；为溢流堰堰长，单位为m；E为液流收缩系数。根据设计经验，E=1 时所引起的误差能够满足工程设计的要求，因此，近似取 E=1。精馏段：取板上液层高度为 0.06m，则溢流堰高度提馏段：取板上液层高度为 0.07m，则溢流堰高度 （3）弓星降液管的宽度及降液管的截面面积精馏段：由查弓形降液管道截面的尺寸参数比例图，如下图3-2所示，液体在降液管中的停留时间为：（满

44、足设计要求，精馏段降液管设计合理）提馏段：由查弓形降液管道截面的尺寸参数比例图得，液体在降液管中的停留时间为：（满足设计要求，精馏段降液管设计合理）图3-1 弓形降液管道截面的尺寸参数比例图D降液管的低隙高度降液管底端与下一块塔板间的距离为降液管低隙高度。为了保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，应低于溢流堰高度，且此高度差不应低于6mm，一般为612mm。一般液体通过降液管底隙的流速为0.07-0.25m/s。精馏段：本设计取精馏段液体通过降液管底隙的流速为=0.2m/s ，则（满足设计要求） 提馏段：本设计取精馏段液体通过降液管底隙的流速为=0.23m/s ，则（满足设计要求）3.6.4

45、塔板布置塔径大于800mm，故采用分块式塔板塔板分块，塔板板面根据所起作用不同分为四个区域（开孔区，溢流区，安定区，边缘区），如图3-3所示。(1)边缘区宽度与安定区宽度边缘区又称为无效区，在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边缘之用。其宽度视需要选定，对于塔径在2.5m以下的塔，可取为3075mm， 对于塔径在2.5m以上的塔，可取为5075mm。为防止液体经边缘区流过而产生短路现象，可在塔板上沿塔壁设置旁流挡板。图3-2 塔盘分区示意图开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管。其宽度指堰与它最近一排孔中心之

46、间的距离，可参考下列经验值选定：溢流堰前的安定区；进口堰后的安定区；直径小于1m的塔可适当减小。本设计取边缘区宽度；安定区宽度，(2)开孔区面积开孔区面积可用下列公式计算： (3-20)式中 （3-21) （3-22)为以角度表示的反正弦函数精馏段：；提馏段：； (3) 筛孔数n与开孔率孔径的选取与塔的操作性能要求、物系性质、塔板厚度、材质及加工费等有关。工业上常用，推荐46mm。筛板厚度：一般碳钢，不锈钢筛孔在筛板上一般按正三角形排列，常用孔心距，推荐。t/过小易形成气流相互扰动，过大则鼓泡不均匀，影响塔板传质效率。取筛孔孔径=4mm ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其筛板厚度=4mm，取t/

47、=2.5，故孔心距10mm。精馏段筛孔数及开孔率分别为：每层塔板的开孔数个每层塔板的开孔率每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速提馏段筛孔数及开孔率分别为：每层塔板的开孔数个每层塔板的开孔率每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速3.7 塔板的流体力学验算塔板流体力学验算目的是为了检验以上初算塔径及各项工艺尺寸的计算是否合理，塔板能否正常操作。3.7.1 气体通过筛板压降和验算为流量系数，可从图中查，得精馏段： (m液柱)提馏段：(m液柱)气体通过液层的阻力 (3-23)为充气系数，可由图3-4查取。图3-3 充气系数关联图图中横坐标为气相动能因子 (3-24)，式中为以塔截面面积与降液区面积之差为

48、基准计算的气体速度，即 (3-25)精馏段：；动能因子查图 3.5 充气系数关联图可得则液柱提馏段：动能因子查图 3.5 充气系数关联图可得则液柱3.7.2 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力计算式为 (3-26)精馏段：液柱提馏段：液柱由以上各项可分别计算的精馏段和提馏段的塔板压降：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 精馏段：（m液柱）提馏段：（m液柱）气体通过每层塔板的压降：精馏段：提馏段：故满足设计任务书给定的设计要求。3.7.3 雾沫夹带量的计算 雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。过多的雾沫夹带将导 致塔板效率严重下降。为了保证板式塔能维持正常的操

49、作效果，应使每千克气体 夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量0.1kg(液)/kg(气)。 雾沫夹带量的计算公式如下： (3-28)式中为鼓泡层高度，一般取鼓泡层高度为板上清液层高度的2.5倍，即=2.5精馏段：；液/kg气0.1，满足要求，故在本设计中精馏段液沫夹带量在允许范围内。提馏段：；液/kg气0.1，满足要求，故在本设计中提馏段液沫夹带量在允许范围内。3.7.4 漏液的验算当气速逐渐减小至某值时，塔板将发生明显的漏夜现象，该气速称为漏液点气速，若气速继续降低，更严重的漏夜将使筛板不能积液而破坏正常操作，故漏液点气速为筛板的下限气速。为使筛板具有足够的操作弹性，应

50、保持稳定性系数对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算： (3-28)精馏段：筛板的稳定性系数故在本设计中精馏段无明显漏液。提馏段：筛板的稳定性系数故在本设计中提馏段无明显漏液。3.7.5 液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从关系式 (3-29)环氧丙烷-甲醇物系属一般物系，取。当降液管液体在板上分布均匀，且溢流堰高度满足液封要求时，板上可不设入口堰。精馏段：而板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱液柱，故在本设计中精馏段不会发生液泛现象。提馏段：而板上不设进口堰，由下式计算，即液柱液柱，故在本设计中精馏段不会发生液泛现象。3.8 塔板负荷性能图3.8.1 液沫夹带线精馏段：以液/kg气

51、为限，求气相流量和液相流量之间的函数关系如下：由 (3-30)由，故整理得：表3-2 精馏段液沫夹带取点0.00070.0050.010.0150.020.0250.035.67075.49615.10384.72824.11333.513222.7547提馏段：由由，故整理得：表3-3 提馏段液沫夹带取点0.00070.010.020.0350.050.0650.0856.3465.83515.03584.65824.12433.513222.85373.8.2 液泛线令，由；联立得忽略，将与，与，与的关系式带入上式，整理得 (3-30)式中，分别将精馏段和提馏段的有关数据代入，即可得到气相流量和液相流量之间的函数关系。精馏段： 故表3-4 精馏段液泛线取