《化工工艺与设备设计》大作业三

大作业三

第十组：张圣夫、蒋浩、易横、陈其乐

一、乙二醇分离塔精福段具体设计

设计依据

《F1型浮阀》JB/T1118-2001

《钢制压力容器》GB150-1998

1工艺参数

乙二醇分离塔T105的操作条件及工艺参数见表lo

表1：乙二醇分离塔T105操作条件工艺参数一览表

操作压力蒸出比进料状态理论板数进料位置

0.3MPa5.25液体进料2111

2设备选型

精镭塔主要有板式塔和填料塔两大类，二者各有优缺点，要根据具体情况进

行选择。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔

设备的制造、安装、运转和维修等。乙二醇分离塔的液相负荷不大，但气相负荷

较大，因而导致塔径较大，同时这里要求操作弹性，因而最终选择了板式塔。

3乙二醇分离塔精储段详细设计

3.1基本水力学数据

根据AspenPlus模拟的结果，将精储段各理论板上的气液负荷及物性数据列

于表2o

表2：AspenPlus模拟得到的各理论板上的气液负荷及物性数据

液相体积气相体积液相密气相密液体表面

液相粘度

塔板流率流率度度张力

/Pas

/(m3/hr)/(m3/hr)/(kg/m3)/(kg/m3)/(N/m)

160.53875.2785845.09410.30120.0011210.025641

246.345816273.9241704.29733.14380.0002650.016109

346.335319085.6392704.33783.14450.0002650.016110

446.327219083.1163704.37053.14460.0002650.016112

546.321619081.2627704.39303.14470.0002650.016113

646.317819079.9900704.40853.14480.0002650.016113

746.315219079.1127704.41933.14480.0002650.016114

846.313319078.5099704.42723.14490.0002650.016114

946.311819078.0986704.43883.14490.0002650.016114

1046.539619077.8391704.52203.14490.0002650.016116

3.2塔径初选

为了确定塔径，首先要确定适宜的操作气速，而适宜的操作气速的选择一般

根据泛点气速选择，所以，估算塔径的关键就是泛点气速的求解。

以精微段水力学数据的平均值作为设计和校核的依据，计算所用数据如表3：

表3：精储段水力学数据平均值

液相体积流率m3/h气相体积流率m3/h液相密度kg/m3气相密度kg/m3液相粘度Pas液体表面张力N/m

46.347518768.6103704.40163.14470.0002650.016113

在估算塔径时，板上清液层高度hL的经验值可在50〜100mm选取，根据经

验，小塔板间距HT为0.2〜0.4m,大塔HT为0.4〜0.6m,初选塔板间距HT=0.6m,

板上清液层高度hL=01m,则

查Smith泛点关联图得：C20=0.113

则泛点气速:

塔的适宜操作气速应比泛点气速低，根据经验，适宜气速%,=(0.6~0.8)uf。

本设计中，取安全系数为0.75,则适宜的操作气速%=0.75%=1.212m/s

则塔径：D=———=2.34m

TC

4%

圆整后取塔径D=2.4m。则实际的空塔气速为1.152m/so

3.3塔盘结构设计

3.3.1液流型式

常用的液流型式主要有单溢流、双溢流、U型流和多溢流，液流型式主要根

据塔径和液体流量进行选择。本项目设计的乙二醇分离塔，塔径为2400mm,平

均液体流量为46.3475m3/h,液体流量较小，因而可以选择单溢流形式。

3.3.2塔盘型式

塔盘是精储塔内部的主要构件，塔盘由塔盘板、气液接触元件(如浮阀、筛

孔、泡罩等)、受液盘、溢流堰、降液管、塔盘支持件与紧固件等部分组成。塔

盘按结构特点可分为整块式和分块式两种类型，一般塔径在300〜900mm时，采

用整块式塔盘，当塔径在800mm以上时，能在塔内进行装拆，可用分块式塔盘。

乙二醇分离塔塔径为2400mm,因而可以选用分块式塔盘。

3.3.3塔盘板

塔盘板分为平板式、槽式和自身梁式三种，平板式塔盘板需在塔内设置支撑

梁，由于塔内设梁，减小了有效面积，且紧固件的装拆件增多，增加了材料消耗。

槽式塔盘板和自身梁式塔盘板可用通用模具冲压制成不同长度的塔盘板，由于支

承梁直接从塔盘板上压成，既简化了塔盘结构，有增大了塔盘板的刚性，耗材也

少。自身梁式塔盘板缺点是自身梁部位不能开孔，槽式塔盘板的开孔率比平板式

和自身梁式都高，但当塔盘板的制造有偏差时，梁上的螺栓孔眼不易对齐，给安

装带来困难，止匕外，焊上的梁板在运输过程中容易掉下，且易产生焊接变形。综

合考虑三种塔盘板的特点，虽然自身梁式塔盘板存在开孔率低的缺点，但其加工、

运输及安装都比较简单，这里使用自身梁式塔盘板。

3.3.4气液接触元件

气液接触元件主要分为浮阀、泡罩、筛孔等。浮阀塔盘由于制造方便及性能

上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘，它适用于一切情况，在较宽的气体负荷

变动范围内，均能保持稳定操作。综合考虑这里选用浮阀塔盘。

浮阀的种类很多，V-1型浮阀是目前使用最为广泛的形式，其结构简单，制

造方便，性能良好，相当于标准中的F1型浮阀，又分为轻阀和重阀两种，为了

使操作比较稳定，一般选用重阀。本项目中的乙二醇分离塔采用V-1型重阀。

按照《F1型浮阀》标准。这里将乙二醇分离塔采用的V-1型重阀的主要参数

列于表40

表4：V-1型重阀主要参数

阀径/mm起始开度最大开度/mm阀孔直径/mm阀重/g材料

/mm

482.58.538.4330Grl3

3.3.5溢流堰

由于乙二醇分离塔采用凹形受液盘(见本说明书337),所以不用入口堰,

只需要设计出口堰。

对于单溢流的弓形降液管，溢流堰的长度一般为0.6〜0.8D,这里取0.75D,

则溢流堰的长度为4=0.752=1.8/，堰上液流强度为£,=，=25.75"/(htti),一

W

般堰上液流强度<60m3/(h-m),所以设计的溢流堰的长度满足要求。

最常用的溢流堰是平堰，其堰上液头高h°w可用弗朗西斯公式计算，从图中

查得收缩系数E=L02.

zy/3

hOW=0.00284£—1=25mm

\WJ

满足how>13mm,因而可以采用平堰，不需要使用齿形堰。

所以，溢流堰高度为用-4.=75mm。

3.3.6降液管

降液管是塔板间液体流动的通道，也是使溢流液中夹带气体得以分离的场所。

降液管有圆形和弓形之分，圆形降液管只适用于小直径塔，对于直径较大的塔，

常用弓形降液管，本项目中的乙二醇分离塔属于较大的塔，因而这里选用弓形降

液管。

3.3.6.1降液管的结构设计

下面计算乙二醇分离塔的弓形降液管的主要结构参数。

对应于堰长的圆心角：0=2arcsin0.75=97.18°

弓形降液管截面积：A「黑彳产不。.5071

4A

降液管面积占塔盘总面积的百分比为TxlOO%=lL2M对于浮阀塔，降液

管面积占塔盘总面积不小于10%,这里设计的降液管满足要求。

用于分块式塔盘的降液管分为可拆式和焊接固定式两种，形式又分为垂直式、

倾斜式和阶梯式，垂直式降液管主要用于小直径塔盘和负荷很小的塔盘，当降液

管面积占塔盘总面积12%以上时，应选用倾斜式降液管，可以扩大塔盘的有效面

积。这里弓形降液管面积占塔盘总面积的11.2%,因而可以采用结构较简单的可

拆式垂直降液管。

336.2降液管的液层高度校核

为了防止液泛，我国的设计规定，控制降液管内清液层高度Hd为塔板间距

与堰高之和的一半，即＜%+上，实际上降液管内是充气的液体，降液管内

的实际液层高度为。是充气液体与清夜的重度比值，对于一般物质。

,

=0.5,这里HT=0.6DI,hw=0.75m,故叫＜0.675m0降液管中清液层高度可按下

式计算：%+为〃+4+&+△

其中，hd为液流通过降液管的压头损失，不设进口堰时可按下式计算：

%为降液管底边至受液盘的距离，可以根据公式h厂工其中，乙为降液

1产b

管底边出口处的液体流速，一般取＜0.4m/s,这里取为0.3m/s,可以得到降液管

底边到受液盘的距离为\=0.024〃，计算得到4=0.014加。

为为与气体通过一块塔板的总压降，对于浮阀塔板4=々+也，其中，々为干

板压降，在浮阀全开后，可按如下公式计算：々=5.34=0.056加

2g0

4为液层压力，可按下式计算：/?7=0.5(hw+hOT)=0.05m

所以，力。=0.106加。

液面落差A一般很小，这里将其忽略。

最终得到，*+4+4+力。，+△=().22m,满足小于等于0.675m的要求，因而

不会发生液泛。

3.3.6.3液体越堰时的抛射距离校核

液体越堰时的抛射距离可按下式计算：片0.8“*产「％)=0.085m

w

则：x100%=21%

其中，Wd为弓形降液管宽度，计算得%=0.4067,为了能充分分离气泡，液

流的最大抛射距离不应超过降液管宽度Wd的60%。上述降液管的设计满足要求。

3.3.7受液盘

为保证降液管出口处液封，在塔盘上设置受液盘。受液盘有平型和凹型两种,

当液体通过降液管与受液盘的压力降大于25mm时，应采用凹型受液盘，可对液

体流向有缓冲作用，降低塔盘入口处的液峰，使得液流平稳。乙二醇分离塔采用

凹型受液盘，根据经验，受液盘深度为50mm。

3.3.8塔盘排布

取阀孔动能因数Fo=12,则阀孔气速为：

F

uQ=4=6.77m/s

PG

可以计算得到浮阀数：

V

N=-------。665

/7\2

阀孔开孔率可按下式计算：忏N」=0.17

对于分块式塔盘，由于塔盘板分块的宽度是相同的，所以采用等腰三角形排

列。在垂直于液流的方向上，浮阀的中心距t定为75mm,在平行于液流的方向

上，排中心间距F即等腰三角形的高可在65〜110mm之间选取，下面通过计算确

定排中心间距。

首先需要计算总鼓泡面积4,对于单溢流，可以根据下式确定：

A=2xylr2-x2+r2sin-1—

a、

其中，尸段-匹+也），r=1-WcoWd为弓形降液管宽度，计算得Wd=0.406〃；

W,为外堰侧安定区，一般取《；=70~100瞬，这里取WS=0.08R；W,为边缘区宽度,

一般取W°=40~60必加，这里取W°=0.05勿。计算得到，x=0.714/，r=l.15/。最后

得到，总鼓泡区面积为4=3.06加2。

当浮阀按照等腰三角形排布时，排中心距/可以根据下式确定：

4

t'=a=0.061/

Nt

图1：乙二醇分离塔塔盘浮阀排布方式

3.4乙二醇分离塔设计参数汇总

将乙二醇分离塔精储段的所有参数汇总见附录表A-1.

对于提储段可以使用相同的方法计算，这里就不再重复。

4整体结构设计

4.1塔高估算

4.1.1主体高度

使用奥康纳尔效率关联图估计全塔效率，乙二醇分离塔的轻关键组分为甲醇,

重关键组分为碳酸二甲酯，甲醇-碳酸二甲酯体系的相对挥发度为2.75,塔顶、

塔底液体平均粘度为0.3mPa-s,查图得乙二醇分离塔全塔效率：ET=50%o

则实际板数=40,进料位置为第22块塔板，精储段共22块塔板，

ET

提储段共18块塔板。计算主体高度时还应该考虑人孔和加料板的存在使板间距

增大，乙二醇分离塔为液相进料，因而加料板间距可以与塔板间距相同。所以总

塔高为：Z=(40-1)*0.6=23.4mo

4.1.2塔顶部空间高度

为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2〜1.5m,这里取

塔顶部空间高度：Hi=1.5mo

4.1.3塔底部空间高度

当进料系统有15min的缓冲容量时，釜液的停留时间可取3〜5min,这里取

4八

停留时间为4min,则塔底部空间高度为:二0.84勿

兀D?

4.1.4裙座高度

=2+1.5—=3.8m

32

故乙二醇分离塔总高为：H=23.4+l.5+0.84+3.8=29.54m

4.2塔体选材及壁厚

4.2.1塔体选材

乙二醇分离塔操作温度在95〜233℃之间，压力为0.3MPa,属于常温低压容

器，虽然精微塔中存在氢气，但是其量较少，并且所处的温度不高，氢脆现象不

明显，这里可选用普通的16MnR压力容器用钢板。

4.2.2塔体壁厚

查得16MnR钢在设计温度下的许用应力[crF=170MPa,取焊接系数。=0.85,

取设计压力为最大压力的1.15倍，则塔体壁厚：S=PR=2.9mm

2㈤V-Pc

取钢材厚度负偏差为0.5mm,腐蚀裕量3mm,并圆整,实际可取塔体壁厚为8mm。

4.2.3封头

采用标准椭圆形封头，材料同样为16MnR钢，封头厚度为：S=

2口了介0.5R

其中，^=-[2+

对于标准椭圆形封头，a=2,封头形状系数K=l,可得到厚度S=2.9mm

24

考虑负偏差和腐蚀裕量，可取厚度与壁厚相同，为8mm。

二、T106再沸器设计

1再沸器的热负荷

AspenPlus模拟给出了再沸器的热负荷为：。=1890.34卬

2计算传热温度差

设壳程再生NMP进出口温度分别为7；,T2,管程塔釜液进出口温度小t2,

则传热平均温度：△*=山孝卬=117.4K

In支”

3传热面积初估

初步假设总传热K=2520kJ/(h-m2-K)=700W/(m2-K),则传热面积

A=———=23.Q0m2

\KM,,

4初选换热器

初选再沸器如附录B中所示，选择的换热器面积已经为可选之中的最小的了,

不过由于所需面积实在太小，因此仍然余量很大。

三、草酸酯加氢反应器详细设计

草酸酯加氢反应器R104内所发生的反应为：

DMO+2H2=MG+CH30H+54.98kJ(1)

MG+2H2=EG+CH30H+46.24kJ(2)

其中EG是主产物，MG是副产物。

反应器相关设计参数列举如表5所示：

表5：反应器相关设计参数汇总

反应器设备参列管式换热器

数

列管数n5000

每根管长/m6

管径/mm032x3

壳体直径/m3.53

列管材质16MnR

催化齐U催化剂用量/t16.67

催化剂总填装体积16.03

/m3

操作条件温度/OC205

压力/MPa2.0

进料液相空速/九一13.0

列管气速/租,S-17.2

(H2/DMO)/(mol/mol)80.4

物料信息进料信息见表2

DM0转化率/%100

EG选择率4.05

=EG/MG(mol/mol)

所有操作条件、催化剂用量、反应器设备参数的计算过程等，请参见附录C

相关内容。

附录A：

表A-1：乙二醇分离塔精储段设计参数汇总

项目名称符号单位精储段

气相负荷Vm3/h18768.6103

液相负荷Lm3/h46.3475

设计参气相密度Pvkg/m33.1447

数液相密度PLkg/m3704.4016

表面张力(5N/m0.016113

液相粘度Pas0.000265

塔型板式塔

塔盘浮阀塔盘

基本参塔径Dm2.4

数空塔气速Um/s1.152

板间距HTm0.6

单板压降hpm0.106

类型F1(V1)型重阀

阀径m

dv0.048

起始开度m

hvo0.0025

最大开度hymaxm0.0085

浮阀

阀孔直径dom0.0384

阀重mvkg0.032

材料0Grl3

阀孔气速Uom/s6.77

溢流型式单溢流

堰型平直堰

堰长lwm1.8

溢流堰堰高hwm0.075

堰上液头度h°wm0.025

板上清液高m

hL0.1

溢流强度Lim3/(m*h)25.75

型式可拆式垂直降液管

降液管宽wdm0.406

降液管面积Am20.507

降液管d

降液管底隙高度

h0m0.024

降液管内清液高度

Hdm0.22

降液管内液体流速Wom/s0.03

受液盘形式凹型受液盘

深度m0.05

浮阀数N665

浮阀中心距tm0.075

塔盘排

浮阀排间距t'm0.061

布

开孔率(p17%

开孔区面积Apm20.77

A.1设计校核

A.1.1液沫夹带校核

气速增加，液沫夹带增加，过量液沫夹带将造成液体返混使板效率下降，故

生产中必须将气速控制在一定值以下。浮阀塔板的液沫夹带可按下式计算：

_2.14（8严（0.073V'2

V洲737rL5610J

其中K=-5(h+0.35h)1(h+0.35h)=0.0176,

1owwJoww

A

E=—2=1.126,最终计算得到e「0.047kg（液体）/kg（气体），正常操作时的液

4一4

体夹带量气应不大于0.1kg（液体）kg/（气体），计算出的结果满足要求。

气泡夹带和停留时间的校核已经在降液管的设计中完成，这里不再赘述。

A.L2漏液点气速的校核

把基本不漏时的气速称为漏液点，相对漏液量10%时的气速为

u。漏=（==2.82〃/s,对于浮阀塔，孔的动能因子片=5m/s乂kg/n?严，实际操

1'A

作中的孔速为6.77m/s,因而不会发生严重的漏夜现象。

A.2塔板的负荷性能图

A.2.1漏液线（气体流量下限线）

对于F1型（VI型）浮阀，在漏液点处，阀孔的动能因数为5m/s-（kg/m3）1/2,

则气体流速的下限为4漏==2.82必/$,阀孔直径为38.4mm,则气相负荷下

限：JNd-u。,漏=2.172,3/s

A.2.2液沫夹带限制线（气体流量上限线）

以e「0.1kg（液体）/kg（干气体）为限，使用的计算公式为

2

214("产2(0.Q73Y'

40.73*1.56c

其中：67=z/J—=0.067z7,E-—=1.126

\^P4Td

2/32/3

K=[，厂5(h°w+0.35hj](how+0.35hw)=(0.46875-2.2992Z)(0.02625+0.4598Z)

当ejO.1kg(液体)/kg(干气体)时，将液相负荷与气相负荷的关系列于表A-2：

表A-2：液沫夹带时液相负荷与气相负荷的关系

L/(m3/s)00.010.020.030.040.050.060.070.08

V/(m3/s)5.526.446.576.476.2215.835.34.583.55

A.2.3液相流量下限线

液体流量应使溢流堰上的液头高/>6〃加，液相流量下限线是根据%=6加加

Z、2/3

确定的，计算公式为：如=0.00284£—

一般情况下，E可取为L02,当%=6曲/时，计算得液体负荷下限为

4in=0-0015®3/5。

A.2.4液体流量上限线

根据经验，液相在降液管内至少要停留3〜5s,以3s作为停留时间的下限,

贝IJ：片牛>3

AU

所以，/W匕=0.1014勿3/s,得到液体负荷上限为£皿=0.1014/3/6。

QIllclX

A.2.5液泛线

降液管液泛时取极限值：Hd=0.5(HT+HW)=0.675m.

22

最终得i-*至-*U,aHp=A+wAo+wh+h+A=81.98L+0.000122un+0.15=0.25,其中

4K

=--------=1.2981,带入得81.9813+0.002057V2=0.1,将V-L关系整理为表A-3。

N7ld；

表A-3：液泛时V-L关系表

L/(m3/s)00.010.020.03

V/(m3/s)6.976.685.723.57

A.2.6精馈段塔板的负荷性能图

根据上面得到的结果，可以得到精微段塔板的负荷性能图，见图2.

从负荷性能图中可以看出，操作点位于稳定操作区内，说明设计合理。

L/(m3/s)

图2：乙二醇分离塔精储段负荷性能图

附录B：

名称乙二醇精制塔再沸器型式固定管板

面积90m2规格(p800><4000mm

结构数据

压力MPaG(kPaA)|设计|试验1.60.80

设计温度-C340151

程数II

平均金属温度-C184.1166.8

腐蚀裕量mm30

隔热保温/保冷mm100100

数量204根4000mm厚度3.0mm

管子管中心距48mm—>正

型式无缝规格炉

8三角

数量8/壳间距400mm

型式单弓型42%切割率方向

程

折流板mm

防冲挡板mm:四板距入口管高度

mm

壳体&封头(壳

程/管程)C.S/S.S

材料

管子S.S

管板S.S

垫片(壳程/管程)

附件

铭牌N膨胀节

静电接地板q密封条

支座密封带

说明：

(1)管程蒸汽吹扫操作条件：185℃,O.lOMPaGo

(2)停车时，管程、壳程真空工况-O.IMPaG。

(3)换热管排满。

(4)管程焊缝打磨光滑。

附录c

C.l.反应器的操作条件

由于这是一个气相夹带液相的有催化剂的反应器，故采用列管式固定床反应

器，根据计算取5000根列管（将在下面进行核算）。

C.1.1处理能力及进出物料

处理能力：上游反应器气相进料为72068.3kg/h,液相进料为51432.3kg/h。

对草酸醋加氢合成乙二醇的反应，原料采用上游处理过的草酸酯（DMO）、

来自氢多储罐的氢气（氏）、以及循环气甲醇（CH3OH）和氢气。进料条件如表

C-1所示。

表C-1：原料进料条件及组成

来自组成摩尔流量kmol/h质量流量kg/h

DMO储罐DMO435.5351432

氢气储罐

H217193437

循环气

H23328266563

CH3OH64.662069

进料温度FC205

进料压力/MPa2.0

结合AspenPlus的模拟结果，反应器原料进料组成如表C-2所示:

表C-2：反应器进料组成

物料名称质量流量/（kg/h）质量分数/%

DMO5143241.6

H27000056.7

CH3OH20691.67

总质量流量：123500kg/h

总摩尔流量：35501kmol/h

总体积流量：69208m3/h

C.L2操作温度、压力、进料比和操作空速的选择

根据文献，该反应在管式反应器中发生时，反应温度在205-210。（2为宜，既

保证了反应的速率，又减少了副产物的生成。因此我们确定反应温度为205。£

反应压力为2.0MPa。

这篇文献也研究了空时和反应进料比对反应转化率和选择性的影响。根据其

研究结果，反应进料比应为H2/DMO8O〜100。表2中的进料组成中，

H2/DMO=80.4,符合最优的条件。同时根据文献得到最优的液相质量空速

LHSV=3.0h-1（DMO）o

C.2.催化剂用量的确定

C.2.1催化剂物性（Cu/Si（）2催化剂）

Cu/SiO2催化剂是以SiO2为载体的负载型催化剂，Cu质量分数为20%,通

常SiO2载体密度为1.2〜1.5g/cnAg为8.9g/cm3,故催化剂密度取1.6g/cm3o

负载型催化剂为球形颗粒，床层空隙率取0.35,比表面积取30m2/g。

C.2.2催化剂的填装量

根据反应动力学确定催化剂用量。

反应的动力学遵循Langmuir-Hinshelwood模型(L-H模型)［错误味定义书签。表

达式如下：

^DMO(.PDMOPH-,：黑。)

q=--------------------------------------------------------------------------

(1+KDMOPDMO+KHPH+KMGPMG+^MePMe+^EGPEG)2

^2^MG(PMGPH_隼

丫2=---------------------------------------------------------------------------------------------------

(1+KDMOPDMO+KHPH+KMGPMG+^MePMe+^EGVEGY

式中各参数的物理意义和取值为：

表C-3：动力学表达式中各参数的意义和取值

吸附常数KDMOKHKMGKM。KEG

取值/MPa540,9940.0048145.56064.021157.903

反应速率常数七々2

取值/(mol■gT-468.670550.088

L)

反应平衡常数%