【筛板精馏塔设计及工艺数据的计算6800字（论文）】

筛板精馏塔设计及工艺数据的计算摘要： 环氧丙烷筛板精馏塔设计选定在以直接氧化法制备环氧丙烷背景下进行，直接氧化法制备的环氧丙烷精馏时段进料组分为环氧丙烷和水。精馏塔是将反应生成得含环氧丙烷混合物分离得到环氧丙烷，而筛板精馏塔同时可以将混合物分离得到环氧丙烷并提纯。通过筛板精馏塔分离提纯可以得到预想中纯度更高的产品，有利于提高产品的质量从而进一步提高以环氧丙烷为原料生产的物质的质量。本设计内容主要有设计精馏塔理论塔板数；确定塔的操作压强、温度等物性数据；确定精馏塔塔径、塔高、塔板分布概况；以及计算合适的辅助设备尺寸，即计算塔接管规格、换热器设计。关键词：环氧丙烷；HPPO；精馏塔目录摘要 1目录 21绪论 42设计方案 52.1设计条件 52.2设计内容 53筛板精馏塔各项数据具体设计 53.1筛板精馏塔的物料衡算 53.2理论板书求解 63.2.1回流比计算 63.2.2气相和液相负荷 73.2.3精馏塔操作线方程 83.2.4理论塔板数计算 83.2.5各项平均摩尔质量 93.3全塔效率计算 103.4精馏塔工艺参数 123.4.1操作压强 123.4.2平均密度 123.4.3两段平均表面张力计算 133.5塔体主要工艺尺寸的设计 133.5.1塔径D 133.5.2精馏塔的有效塔高 143.5.3精馏塔全塔高 143.5.4溢流装置 153.5.5塔板布置 163.6塔板设计数据计算 183.6.1压降验算 183.6.2雾沫夹带量eV的验算 193.6.3液沫夹带 193.6.4液泛线 203.6.5漏液线 213.6.6液相负荷上限线 223.6.7液相负荷下限线 224精馏塔辅助设备的设计和选型 224.1精馏塔接管尺寸计算 224.1.1各种无缝钢管管道选取及各数据计算 224.2换热器选取设计 234.2.1冷凝器 234.2.2再沸器 245总结 25参考文献 29

1绪论环氧丙烷(PO)，是没有颜色的通透醚味有毒液体，并且沸点低、便于燃烧。PO是重要有机生产原料，是第四代非离子表面活性剂，它的衍生物可用于多种行业的生产。氯醇法、苯乙烯共氧化法、叔丁醇共氧化法和过氧化氢异丙苯法以及过氧化氢直接氧化法(HPPO)都可用于生产环氧丙烷。传统氯丙醇法是丙烯与氯气、水发生反应生成氯丙醇，后再与石灰乳反应生成含PO的混合物，此过程中伴随着五个副反应发生。共氧化法中PO/SM法是乙苯氧化后与丙烯反应生成含PO混合物；而PO/TBA法是将异丁烷氧化后产物与丙烯反应生成PO。过氧化氢氧化法是丙烯与H2O2反应得到PO。HPPO氯醇法生产流程简单、副产物少，废水等较多，会严重污染环境。共氧化法生产流程长、副产品多而杂，废水较少，对环境污染相对不大。随着工业中环境保护要求的日益增加，氯醇法面临着淘汰。而共氧化技术投资率高、工艺复杂、对原料要求高。随着环氧丙烷生产工艺的不断发展，化工业对环境保护要求的不断提高等，直接氧化法建设将成为此行业重点，我国许多科学研究院以及相关企业单位相继进行了HPPO法合成环氧丙烷的研发，然而现如今我国的HPPO生产技术还不是很成熟任然有很大的发展空间，但可以肯定的是HPPO法将在未来有极大的发展与研究。精馏塔可以得到纯度高的产品，精馏塔工作是分离挥发度不同的混合物，低沸物先存在于液相中而后转移到气相中，高沸物先存在于气相中而后转移到液相中，从而完成分离。精馏过程可以得到想要的产品系列。精馏塔的常见类型有反应型、分离型以及常规型等。对流塔、环流塔是筛板精馏塔的主要类型，对流塔也可分为单溢流、双溢流和四溢流。筛板精馏塔是用于气体与液体或者液体与液体之间分离的传质设备，不仅可以实现混合物分离还可以获得定量纯度高的所需产品。筛板精馏塔塔板结构有筛板、泡罩板、浮筏板、网孔板、舌型板、穿流塔板等。其原理为液体由于重力，液体自上而下由降液管流到受液盘，平行流过本层塔板后，再以相同方式流到下一层塔板，依次形式不断进行直到液体由塔板底部排除；气体上移是根据压力差的作用，以上升形式不断穿过各层塔板，最终到达塔顶而排出。在热能推动作用下，容挥发的混合物成分进入气相中，不容易挥发的混合物成分返回液相，进行热量和质量的转换，使混合液形成适当的分离。因每层塔板上都有液体存在，所以气体上升时两相不断接触不断进行传热过程。2设计方案2.1设计根据a.筛板塔精馏塔b.进料比例：环氧丙烷：甲醇=3：2，塔底产品组成≥99%,塔釜产品组成c.进料热状态：泡点进料（q=1）d.操作状态：持续操作e.操作压强：0.1f.操作时间：7200小时/年g.回流比：h.再沸器加热2.2设计内容本设计年产5万吨环氧丙烷筛板精馏塔设计，设计主要内容包括：精馏塔主体设计：有设计精馏塔理论塔板数，确定进料口塔板所在板书、精馏段提馏段所占的塔板数；计算整个塔的效率；确定塔的操作压强、温度等物性数据；确定精馏塔塔径、塔高、塔板的布置；精馏塔辅助设备设计；计算合适的辅助设备尺寸，即计算塔接管规格、换热器设计。3筛板精馏塔各项数据具体设计3.1筛板精馏塔的物料衡算环氧丙烷的摩尔质量：MA甲醇的摩尔质量：M原料、塔顶、塔釜环氧丙烷平均摩尔分数为xFxxx平均摩尔质量原料：M塔顶：M塔釜：M进料产品流量：F总物料衡算计算如下：F=D+WF由上式，可得D=72.66935，W=85.975303.2理论板书求解3.2.1回流比计算表1Antoine值物质环氧丙烷甲醇A5.77957.19736B915.311574.99C208.28238.86温度-48℃~67℃-16℃~91℃沸点34℃64℃从而选5个温度点：38℃、44℃、50℃、56℃、62℃.lg代入数据：lgplgpA20==2.15135lgpA30==2.23563lgpA40==2.31609lgpA50==2.39297lgpB10==1.50860lgpB20==1.62927lgpB30==1.74493lgpB40==1.85588lgpB50==1.96240α（拉乌尔定律）=p于是可得α1=3.58338α2=3.32684α3α5从而α=5α1α2α3α4α5xe与yy（相平衡方程）=y（从而根据上述计算所得数据及q=1可得：xe=0.45283ye=0.71963从而得：Rmin=3.2.2气相和液相负荷精馏段：L（气相）=DR=142.69499V（液相）=(R+1)D=215.36434提馏段：L'V'3.2.3精馏塔操作线方程精馏段：yn+1=提馏段：y3.2.4理论塔板数计算yn+1xm+1为精(提)馏段上升蒸汽第n+1(m+1)层板容易挥发成分的摩尔分采用逐板计算法：令yy可得x1=0.94627,将x1带入yn+1=再代入（Ι）求出x2，依次进行下去求算出xn、yn，若得到xn<xF而后将xn+1ym+1=L与精馏段方法相同，直到计算出xm<x精馏段：第一块板y由相平衡方程求得x1=0.94627，将x同理得x2=0.86370，由x同理得x3=0.73712，由x同理得x4=0.58365，由x同理得x5=0.44274，由x因x5<xF,x4>x提馏段：由相平衡方程求得x6=0.34277，将x同理得x7=0.23066，由x同理得x8=0.13436，由x同理得x9=0.07040，由x同理得x10=0.03485，由x同理得x11=0.01702，由x同理得x12=0.00854，由x同理得x13=0.00461，由x因x13<xw3.2.5各项平均摩尔质量(1)塔顶：y1=气相：M液相：M(2)进料板：x5=0.44274气相：M液相：M（3）塔底：xW=0.00554气相：M液相：M（4）精馏段:气相：M液相：M（5）提馏段：气相：M液相：M3.3全塔效率计算操作压强：塔顶是常压pD=101.3kPa，由于∆p=0.6kPa操作温度：方程分别如下所示：环氧丙烷：log甲醇：log（1）塔顶温度：假定该条件下环氧丙烷和甲醇的饱和蒸汽压分别为pA0和pB0。计算出x，若x已知pD=101.3kPa，设塔顶温度tD=34.62℃，则：pA0=102.62223kPa，（2）塔底温度：运用塔顶相同方法x=设tw=67.95℃，则pA0=292.60420kPa，pB从而精馏塔平均温度：t=（3）进料板：运用上述相同方法xx=设tF=49.5℃，则pA0=169.33981kPa,从而t（4）精（提）馏段分别平均温度：精馏段：t提馏段：t（5）粘度计算：查粘度共线图得塔温度下：μA=0.33784mpa.s，μBμ计算出μμ（6）全塔效率公式：ET'=ENP从而现实塔板数26，其中精馏段为10块（包括进料塔），进料板为第10块，提馏段为16块（不包括再沸器）。3.4精馏塔工艺参数3.4.1各项操作压力单板：∆塔顶：P进料板：P塔底：P精馏段平均：P提馏段平均：P3.4.2各项平均密度（1）气相：精馏段：ρ提馏段：ρ（2）液相：公式：1ρw=塔顶：由tD=34.62℃，查[9]得：ρ代入：1ρD塔釜：由tw=67.95℃，查[9]得：ρ代入1ρw加料板：由tF=49.5℃，查[9]得：ρ代入1ρF精馏段：ρ提馏段：ρ3.4.3两段平均表面张力计算塔顶：由塔顶操作温度tD=34.62℃，查数据[9]得σA=19.9塔釜：由塔釜操作温度tw=67.95℃，同理查数据[9]得σA=16.1加料板：由加料板操作温度tF=49.5℃，同理查数据[9]得σA=18.1精馏段：σ提馏段：σ3.5塔体主要工艺尺寸的设计3.5.1塔径D精馏段气液相流量：VL则VL提馏段气液相流量：VL则VL取HT=0.40m图1史密斯关联图查图1得C20=0.075计算得负荷因子取u（空塔气速）=0.7u3.5.2精馏塔的有效塔高精馏段：Z提馏段：Z从而总有效高度：Z3.5.3精馏塔全塔高（1）塔顶高HD：（2）开设人孔板间距HT'：规定人孔上下两塔板距离要≥0.5（3）人孔数：间隔10块设一个人孔，因实际塔板数26块，所以设2个人孔；（4）进料段高度HF：一般进料段高度HF要比HT大，从而（5）塔底的空间高度HB：塔底空间可作为储存槽，而塔底釜要在塔底有10~15min（6）封头高度：椭圆封头DN=900，直边高度h=25mm、曲面高度（7）裙座高度：筒体高度小于25m,塔径0.92083m，所以采用圆筒形裙座:H'实际高度：Z=3.5.4溢流装置（1）LWL精馏段：L提馏段：L（2）hwh其中，堰上液层高度公式how=0.00284E(LhLW)23，其中Lh精馏段：how=0.00284E(L提馏段：how'=0.00284E(L（3）Wd及A精馏段：由LWD=0.65WAT=0.785τ（液体停留时间）提馏段：由LW'DWAT'τ'图2弓形降液管截面尺寸参数图（4）降液管的低隙高度h为拥有良好的液封条件，同时不会导致液流阻力过大，h0应低于hW，但此高度又不能低于6mm，hW-h0=6~12mm，且精馏段：uc=0.1m/s提馏段：uc'3.5.5塔板布置 塔径大于800mm，用分块式塔板。(1)WC与WC（边缘区域），塔径<2.5m，WC可取30~75mmWS（安定区宽度）溢流堰前WS=70~100mmWC=60mm；（2）Aa计算公式：Axr=精馏段：x=D2-A 提馏段：x'=D2- (3)每层塔板n与∅和A0 孔径d0 δ 筛孔心距离：筛孔为正三角形，常规范围t=(2.5~5)d0，通常选取(3~4)d0 取正d0 精馏段： n（ φ A u 提馏段： n' φ= A u3.6塔板设计数据计算3.6.1气体压降验算（1）气体hf和pf验算 流量系数精馏段：h提馏段：hhFu精馏段：ua=V查找资料数据库可得β=0.59；则h提馏段：ua'=查找资料数据库可得β'=0.56（2）液体hσ计算hσ精馏段：h提馏段：h（3）每层塔板ℎp精馏段：h提馏段：h（4）压降：精馏塔：V提馏塔：V从而满足设计要求。3.6.2雾沫夹带量eV的验算令eVe式中hf表示鼓泡层高度，一般常取 精馏段：hf=2.5 提馏段：hf'从而满足设计要求。3.6.3液沫夹带 精馏段：eeuahf=2.5hhow故hHTeV整理得：VS表2精馏段液沫夹带取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V1.156991.130541.108361.088561.070361.053341.03725提馏段：euahf'=2.5how故hHTeV整理得：VS表3提馏段液沫夹带取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V1.004740.983170.965070.948920.934080.920200.907073.6.4液泛线 令Hd=φHT+hw以及φ整理得：a式中a=0.051(A0C0精馏段：a=0.051b=0.5×0.45+0.5-0.59-1c=0.153d=0.00284×(1+0.59)×(3600从而V表4精馏段液泛线取点L0.00040.00080.00120.00160.0020.00240.0028V2.157582.140652.125832.112002.098692.085642.07268提馏段：a'b'c'd'从而V表5提馏段液泛线取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V0.469660.51980.56110.597410.630340.660760.689213.6.5漏液线精馏段：V可得V表6精馏段漏液线取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V0.469660.51980.56110.597410.630340.660760.68921提馏段：V可得V表7提馏段漏液线取点L0.00040.00080.00120.00160.00200.00240.0028V0.838760.907310.963901.013731.059001.100861.140073.6.6液相负荷上限精馏段：L提馏段：L3.6.7液相负荷下限精馏段：L提馏段：L4精馏塔辅助设备设计4.1各项接管尺寸计算4.1.1各种无缝钢管管道的选型及各数据计算 （1）进料管道 q取u=2.0m/s。因qv=从而选规格ϕ45mm×3 （2）塔顶回流液管道 q 取u=2.0m/s，d=从而选规格ϕ48mm×3 （3）塔底料液排出管道q 取u=0.8m/s，d=从而选规格ϕ89mm×3.5mm，现实流量：u= （4）塔顶蒸汽出口管道q 取u=20m/s；d=从而规格选ϕ159mm×7mm，最终流量：u=（5）塔底蒸汽进口管道 ρ q取u=20m/s；从而选规格ϕ133mm×7mm，最终流量：u=4.2换热器选取设计 选用管壳式换热器4.2.1冷凝器（1）Q0e查找资料数据得PD，tD下汽化替热数据：γγQ （2）qme t=t1 则为q （3）Ae K 加热介质为水，进口温度t1=10℃ ∆t A （4）N计算及换热管各项规格排列确定 选用ϕ25mm×2.5 N（ 取t=1.25nc b D （5）折流板：弓形折流板 缺口弦高h=0.25D=0.068 取折流板间距B=0.4D=0.1088 折流板数NB4.2.2再沸器 （1）QPw和tw下汽化替热数据：γQ0h （2）qmh的 t=t1 则q （3）Ah K 进口温度t1=90℃ ∆t A （4）N计算及换热管各项规格排列确定 选用ϕ25mm×2.5mm碳钢换热管，L=5m N=A nc b=1.1N D=t5总结 本设计主要内容有筛板精馏塔主题设计和辅助设备以及各项管道规格数据设计。先计算出精馏塔进料物质的物质量衡算；再通过计算出精馏塔回流比和各项方程最终计算出所设计的条件下的精馏塔理论塔板数，其中包括确定了精馏提馏段的理论塔板数、进料口理论所在位置；通过计算塔体的实际效率求出设计精馏塔现实塔板数，包括最终所做出来的精馏塔的现实进料口所处方位、精馏提馏现实需要的塔板数；计算理论塔板数的同时也确定了各塔板不同位置的平均摩尔质量、密度，确定塔的操作压强、温度等物性数据；后根据所取设计条件下求得的液体流量、气体气速确定了精馏塔塔径、有效以及实际塔高，最终得以确定塔板的布置；最后通过计算确定了精馏塔所有需要使用的管道合适的尺寸，确定了辅助设备的适宜规格即精馏塔换热器合适尺寸。表8数据结果汇总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均温度t℃42.0258.725平均压强pkPa104.3106.1流量气相V0.355010.37378液相L0.002250．00365实际塔板数N块26实际塔板数N块1016塔板间距Hm0.40塔高Hm19.45塔径Dm0.92083空塔气速um∙0.623070.73887溢流装置弓形溢流堰、降液管、弓形溢流堰、降液管、溢流堰堰长Lm0.598540.69062溢流堰高度hm0.043880.04856溢流堰宽度Wm0.11050.17496堰上液层高度hm0.016120.02027降液管底隙高度hm0.037590.02506板上液层高度hm0.03540.03854筛孔直径dmm44孔中心距tm0.010.01筛孔数n68138146开孔率φ%14.51214.512开孔区面积Am0.589880.70536筛孔气速um∙4.147313.50037单板压降∆kPa0.60.6液体在降液管中停留时间τs8.519118.75288液沫夹带量ekg0.001970.00391液相负荷上限Lm0.002250.00365液相负荷下限Lm0.000510.00059表9数据结果汇总表精馏塔接管分类选用尺寸进料管45mm×3mm塔顶回流液管48mm×3mm塔底料液排出管89mm×3.5mm塔顶蒸汽出口管159mm×7mm冷凝器符号单位计算数据热负荷QkJ/s2217传热面积Am143用量qKg/h95410换热管管径25mm×2.5mm换热管管长Lm5换热管数N根2278换热管排列管心距tmm0.005横过管中心线管数n根57壳体内径Dm0.272折流板间距Bm0.1折流板数N块45再沸器符号单位计算数据热负荷QkJ/s2217传热面积Am226用量qKg/h95524换热管管径25mm×2.5mm换热管管长Lm5换热管数N根3595换热管排列管心距tmm0.005横过管中心线管数n根74壳体内径Dm0.337参考文献[1]胡立峰,陈彬,王凤.我国环氧丙烷生产工艺现状分析及进展[J].吉神化学工业.2018,04(47):39-42[2]李明威.国内环氧丙烷工艺技术进展及市场分析[J].广州化工.2020,47(11):112-114[3]李春耕,凌世明.环氧丙烷生产工艺研究[J].中国氯碱.2019,(05):23-28[4]崔小明.过氧化氢直接氧化法制备环氧丙烷技术进展.化学推进剂与高分子材料[J].2017,15(02):22-26[5]林杰赐,陈炳耀,陈明毅.空气净化涂料的研究进展[J].山东化工.2021,50(03):93-98[6]郑大锋,陈宇,钟定明,等.板式精馏塔塔板