1、年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計摘 要36本設計中以丙烯，甲醇以及雙氧水為原料，合成濃度為 99.7%的環氧丙烷（PO）。其工藝流程是：用甲醇溶解原料 C H ，通過萃取精餾和普通精餾兩個塔的聯用得到優等品（質量分數99.7%）的環氧丙烷；除此通過甲醇對丙烯進行回收利用，達到高效節能的生產要求。設計首先對生產流程進行了科學合理的物料衡算與熱量衡算，同時采用Aspen Plus 對精餾塔和換熱器進行模擬；并對生產設備如精餾塔、換熱器設備等重要設備進行了設計，其中精餾段的工藝設計包括：精餾塔的物料衡算、塔板數的確定、物性估算、塔體工藝尺寸設計、流體力學驗算、精餾塔的熱量衡算與塔附件的設計；換

2、熱器的設計包括：換熱器的選型，換熱器工藝設計，壓力強度的校核，最后對工藝的三廢處理和經濟效益進行了分析。關鍵詞：環氧丙烷; 換熱器; 工藝設計I年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計23Design of Epoxy Propane Refining Section with AnnualOutput of 200000 TonsAbstract36In this design, propylene oxide (PO) with 99.7% purity was produced, using methanol and hydrogen peroxide as raw m

3、aterial. The production process flow was as followed. Firstly, materials C Hwas dissolved by methanol. Then an excellent products (mass fraction more than 99.7%) of the propylene oxide was gained by combining with distillation and conventional distillation tower. Finally, the propylene was recycled

4、by absorption of methanol, according to the requirement of high efficiency and energy saving production.The whole process design included the material balance, heat balance of the production process. Meanwhile, rectification tower and heat exchanger were simulated using Aspen Plus. Furthermore, the

5、important production equipment, such as distillation tower and heat exchanger were designed. The distillation tower of the process design include: material balance calculation, determination of the number of plates, estimation of properties, dimension of tower body design and calculation of fluid me

6、chanics. The design of heat exchanger comprised with selecting and designing of the heat exchanger. The stress intensity was also checked. Finally, the three waste treatment and economic benefit of the process are analyzed.Keywords:Propylene oxide;Heat exchanger;Process design目 錄引言7綜述8環氧丙烷的性質及應用8環氧丙

7、烷的性質8環氧丙烷的應用8環氧丙烷的市場生產情況8設計依據8原料的選擇及工藝參數的選擇9換熱器9工藝設計與計算10工藝原理10工藝路線的選擇10丙烷脫氫制丙烯工藝10丙烯生產環氧丙烷（PO）工藝11工藝流程的確定14丙烷脫氫車間流程模擬19丙烷脫氫反應、預分離工段模擬19壓縮、深冷分離工段模擬19丙烯提純分離工段模擬20環氧化車間流程模擬20PO 分離、精制工段模擬21萃取劑回收工段模擬21丙二醇分離、精制工段模擬22物料衡算22物料衡算基本原理22精餾塔的物料平衡23能量衡算24年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 8 PAGE 9基本原理24冷凝劑25焓值衡

8、算25設備設計計算28設計原則283.1.1 概述283.1.2 設計依據28塔的選擇29塔體工藝尺寸設計31塔徑的計算31塔板流體力學實驗35塔板負荷性能圖35塔附屬設備計算38設計結果41熱器設計43設計任務43換熱器概述43換熱器機械設計43換熱器工藝設計44車間設備布置設計50車間布置設計原則50車間設備布置的要求50車間設備布置依據50車間設備布置50車間設備布置圖的內容50車間設備布置50車間布置概述51自動控制52設計依據52生產安全保護52環境特征及儀表選型52環境特征52儀表選型原則52動力供應52儀表用壓縮空氣52儀表用電源52設備控制方案53控制基本原理53泵的控制方案5

9、3換熱器的控制方案54塔的控制方案54控制器54安全與環境保護56環境保護56設計依據56設計標準56各工段污染物566.1.3 污染物治理方法566.2.1 廢氣576.2.2 廢水576.2.3 廢渣576.2.4 噪聲576.3 綠化58公用工程59供水系統59循環冷卻水系統59生產、生活用水59消防給水系統59供電系統59供電工程概述59供電設計原則59繼電保護的選擇與整定60供暖系統60設計概述60采暖管道設計原則60通風系統60總結61參考文獻62致謝63引言環氧丙烷（PO）是一種重要的基本有機化工原料，是丙烯衍生物中產量僅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大有機化工產品為滿足國內對環氧丙烷

10、的需求量，本設計中采用丙烯，甲醇以及雙氧水，合成濃度為 99.7%的環氧丙烷（PO）。 其工藝流程是：采用甲醇溶解原料 C3H6，通過萃取精餾和普通精餾兩個塔的聯用得到優等品（質量分數99.7%）的環氧丙烷；除此通過甲醇對丙烯進行回收利用，達到高效節能的生產要求。本項目是以全球最大原油出口商沙特阿美液化石油氣（ LPG）年度供應的丙烷作為原料，采用 Oleflex 工藝經氧化脫氫得到中間產物丙烯進而采用直接環氧化法（HPPO）生產環氧丙烷，該工藝路線具有產品純度高、工藝路線短、能耗低和無污染排放等特點。對于廢氣，廢水，廢渣，本設計妥善處理處置，不會造成二次污染，對環境影響不大。本設計在結合所學

11、的知識，通過物料衡算和熱量衡算等，設計出合適的環氧丙烷精餾塔，換熱器等，并運用 Aspen Plus、CAD 這兩款軟件對工藝流程進行擬合優化；最后對工藝流程進行經濟分析、工廠布置等。1綜述環氧丙烷的性質及應用環氧丙烷的性質中文名稱：環氧丙烷英文名稱：Epoxy propaneCAS No：75-56-9分子式：C3H6O分子量：58外觀與性狀：無色醚味液體表 1.1 設計中所需物質的基本物性物質名稱分子量CAS沸點/丙烷44.1074-98-6-42.09丙烯42.08115-07-1-47.4甲醇32.0467-56-164.7環氧丙烷58.0875-56-934環氧丙烷的應用環氧丙烷（P

12、O）是一種重要的基本有機化工原料，是丙烯衍生物中產量僅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大有機化工產品。它主要用于生產聚醚多元醇、丙二醇和聚氨酯等，也是第 4 代洗滌劑用非離子表面活性劑、油田破乳劑及農藥乳化劑的主要原料，發展前景廣闊1。環氧丙烷的市場生產情況我國 PO 生產始于上世紀 60 年代, 目前國內已擁有生產企業近 20 家, 產能約500 kt /a, 均用氯醇法 ,其中生產能力 10 kt 以上的生產企業有中國石化高橋石化三廠 、金陵石化化工二廠 、ft東濱州化工集團 、江西九江化工廠、福建東南電化股份有限公司等 , 沈陽化工集團 40 kt/a PO 裝置已于 2004 年 8 月建成投

13、產。隨著聚氨酯工業的飛速發展 , 我國對 PO 的消費量也快速增長2。設計依據中華人民共和國國民經濟和社會發展第十三個五年規劃綱要;中華人民共和國環境保護法和中華人民共和國勞動安全法等相關的國家法律、法規;2014-2015 年化工建設項目可行性研究報告內容和深度的規定；化工工廠初步設計文件內容深度規定HG/T20688-2000。原料的選擇及工藝參數的選擇環氧丙烷的精餾：原料：丙烷，甲醇，雙氧水處理量：20 萬 t/a原料組成：環氧丙烷 60%料液初溫：80 塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板自選：操作壓力、回流比、單板壓降等生產時間：每年開工時間為 300 天，工作時間為

14、每天三班 8 小時冷卻水溫度：25 1.4 換熱器操作條件表 1.2換熱器操作參數殼程參數管程介質冷卻水甲醇質量流量/(kg/s)298.992415.3889進口溫度/2567.2出口溫度/4060.0進口壓力/MPa0.100.11出口壓力/MPa0.0980.10年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 12 PAGE 132工藝設計與計算工藝原理反應方程式溶解在甲醇中的丙烯與雙氧水在催化劑的表面上，于一定溫度和壓力下，直接氧化生成環氧丙烷（PO），反應方程式可以表示為：CH CH CH H O PO H O23222反應機理以 TS-1 分子篩為催化劑，和雙

15、氧水在一定條件下可高選擇性高轉化率地進行丙烯環氧化反應。TS-1 分子篩上烯烴與過氧化氫的環氧化反應機理如圖 2.1 所示，在反應過程中甲醇既能作為溶劑，又可與活性鈦原子位結合從而參與催化反應。22圖 2.1 烯烴與 H O 的環氧化反應機理工藝模擬見圖 2.2 所示：圖 2.2 工藝模擬圖工藝路線的選擇丙烷脫氫制丙烯工藝（1）Oleflex工藝丙烷脫氫治丙烯Oleflex 工藝采用鉑-氧化鋁催化劑和 4 臺串聯的絕熱式移動床反應器,在壓力大于 0.1MPa、溫度范圍 550650條件下進行丙烷脫氫反應,經過分離和精餾，得到聚合級丙烯產品。分為反應、催化劑再生和產品回收三部分，工藝流程示于圖

16、2.3。該工藝丙烯單程轉化率達到 3540，總收率在 86左右，氫氣收率為 3.6%。（2） Catofin 工藝丙烷脫氫治丙烯Catofin 工藝分為反應、壓縮、回收和精制 4 部分，工藝流程示于圖 2.4。該工藝丙烷單程轉化率約為 45，總轉化率在 90%左右。圖 2.3 Lummus 公司 Catofin 工藝流程圖（3）Oleflex 與 Catofin 的工藝比較Catofin 工藝技術的主要特點是：采用循環固定床反應器，無催化劑損失，具有很高的選擇性；單程轉化率高，設備尺寸減小，能耗降低；不需要循環氫，循環量較少，降低能耗和操作費用；反應器中少量注入硫化物使金屬鈍化。缺點是催化劑反

17、應裝置多，至少需要兩個反應器輪換操作；產品回收部分需加壓操作，導致能耗增加；催化劑壽命短，使用鉻催化劑會對環境造成不良影響。Oleflex 工藝設計的主要特點是：唯一的連續丙烷脫氫工藝，采用移動床反應器，反應均勻穩定，催化劑活性長久，催化劑循環再生；裝置占地較少，總投資費用低； 三廢排放少，公用工程消耗低，工藝在線可靠性高。缺點是對原料純度要求較高（丙烷含量 95%以上，且對硫含量有嚴格限制），單程轉化率和選擇性略低3。綜上所述，本設計采用美國 Oleflex 工藝。丙烯生產環氧丙烷（PO）工藝（1）氯醇法氯醇法生產PO技術的核心是氯醇化反應器技術，目前世界上比較有代表的反應器技術為美國陶氏化

18、學管式反應器技術、日本旭硝子公司的管塔型反應器技術，國內主要采用的是日本塔式管塔式反應器技術和自行開發的氯醇反應器技術。圖 2.4 氯醇法制備 PO 工藝流程圖PO/SM 法共氧化法的基本生產原理是：首先，在一定溫度和壓力下使用氧氣或空氣氧化乙苯或者異丁烷，生成相應的有機氫過氧化物。然后，丙烯與有機氫過氧化物反應生成環氧丙烷，同時聯產 -甲基苯甲醇或叔丁醇。-甲基苯甲醇脫水成為苯乙烯， 叔丁醇脫水可制得異丁烯4。圖 2.5 Shell 公司 PO/SM 工藝流程圖過氧化氫氧化法（HPPO）過氧化氫直接氧化法的基本生產原理是在相對比較溫和的條件下，丙烯（C3H6）和過氧化氫（H2O2）在甲醇/水

19、混合液中,使用特殊的鈦硅分子篩催化劑（TS-1）在固定床反應器中發生直接氧化反應的工藝。圖 2.7 陶氏-巴斯夫的 HPPO 工藝流程三種工藝對比表 2.1 工藝對比表年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 22 PAGE 21項目氯醇法共氧化法異丁烷乙苯法HPPO 法投資：億元/萬噸2.102.774.691.1產品成本相對比例11.050.86原材料丙烯0.780.850.800.78/t異丁烷2.77乙苯2.90氫氣2.73氯氣1.351.50生石灰1.00過氧化氫0.72要求不嚴格較嚴格無特殊副產物二氯丙烷0.10.27t/t二氯異丙醚0.022有機物廢水

20、4080氯化鈣廢渣2叔丁醇2.36苯乙烯2.6能源動電耗/KW.h.t-1100385385比傳統工藝降力消耗低 35%40%冷卻水耗/t.t-1200500503蒸汽(4MPa)/ t.t-16.013.012工藝流程的確定本項目從環保經濟方面考慮，結合 HPPO 法的生產成本為氯醇法的 0.85，除此之外，PO/SM 法必須要有相應的聯產經濟，確定以丙烷為原料采用Oleflex 工藝制得丙烯作為中間產物進而將其直接環氧化（HPPO）生產環氧丙烷。丙烷脫氫車間丙烷脫氫反應工段在這個工段中包括一個混合器、4 臺串聯的平推流（PFR）反應器和 4 臺物料加熱器，原料丙烷和氫氣經混合器 M0101

21、 M0102 混合后進入物料加熱器 E0101 中被加熱至反應溫度后進入反應器 R0101 中反應，反應后的物料因為溫度降低進入加熱器E0102 繼續加熱至反應溫度后進入下一級反應器。圖 2.8 丙烷脫氫氧化反應與與分離工段壓縮、深冷分離工段在丙烷脫氫分離工藝中，反應器R0104出口的高溫反應氣進入急冷塔0201被快速降溫，以避免反應氣在金屬管道內發生裂解反應而降低目的產物的收率。急冷單元使用直接水急冷，該急冷方式設備簡單，操作方便被廣泛應用。急冷后的反應氣依然具有較高的溫度，可用來加熱進入反應器前的液態丙烷原料，提高分離過程的能量利用率，換熱后的反應氣繼續被冷卻到常溫后進入冷凝罐0201中回

22、收冷凝水。圖 2.9 壓縮深冷工段丙烯提純分離工段在脫乙烷塔塔頂分離出物料中的殘留的H2、CH4和乙烯，塔釜液則進入丙烯精餾塔0302，丙烷和丙烯在丙烯精餾塔中被分離，塔頂得到聚合級丙烯產品，塔釜丙烯作為原料返回至多級脫氫反應器。丙烯環氧化車間圖 2.10 脫乙烷塔和丙烯精餾塔在丙烯生產環氧丙烷車間中包括物料混合器，和一個環氧化反應器，第一車間的產物丙烯經分離提純的預處理后和雙氧水以及甲醇分別儲罐中進入混合器 M0101 和 M0102，后進入液固固定床反應器中，并流通入丙烯氣體進行反應得到主產物環氧丙烷及水、丙二醇及少量乙醛等副產物，經過產物粗分離塔分離溶劑甲醇前往溶劑甲醇回收工段，粗分塔塔

23、頂的氣相出料冷卻后進入環氧丙烷精制部分。PO 分離、精制工段圖 2.11 環氧化反應與預分離工段在經過粗分塔分離處理后，塔頂出料進入丙烯回收塔，在丙烯回收塔塔頂分凝器回收未反應的丙烯，提高了丙烯的轉化率，同時丙烯被分出，降低了后段體系壓力。丙烯回收塔塔底出料進入環氧丙烷萃取精餾塔的下部。萃取劑回收工段圖 2.12 PO 分離、精制工段粗分塔塔底出料在進入熱耦合精餾塔前分成兩股：第一股物流直接從低壓塔塔頂進入低壓塔。低壓塔為一提餾塔，在低壓塔塔頂氣相采出得到合格的甲醇溶劑冷凝后加至常壓回用。低壓塔塔底得到含丙二醇及少量甲醇等雜質的廢水與高壓塔塔底出料混合后進入丙二醇分離塔。低壓塔塔底再沸器由高壓

24、塔塔頂蒸汽加熱。第二股物流加壓后進入高壓塔，高壓塔塔頂氣相加熱低壓塔再沸器后的出料為合格的甲醇溶劑，冷卻后直接回用。高壓塔塔底出料冷卻后分出一定量的萃取用水至環氧丙烷精制工段的萃取精餾塔，剩余的塔底出料與低壓塔塔底出料混合后通入丙二醇分離塔。丙二醇分離、精制工段進入丙二醇精餾塔的物料中含有大量水經精餾塔分離提純后丙二醇的提純都能夠達到質量分數為 99.99%，大量的水在塔頂排出。圖 2.13 丙二醇分離、精餾工段丙烷脫氫車間流程模擬利用 Aspen Plus 進行了流程的模擬優化，其中有丙烷脫氫治丙烯工段、深冷壓縮工段，丙烯精制工段。丙烷脫氫反應、預分離工段模擬丙烷脫氫預分離工段，物料在經過混

25、合氣混合后經物料加熱器進入4臺串聯平推 流反應器。氫氧化反應式為： H 0.5O H O; H 248kJ / mol222R反應中氧氣與氫氣反應的選擇性為99.0。圖 2.14 丙烷脫氫反應、預分離工段模擬圖壓縮、深冷分離工段模擬在急冷單元，利用循環水與高溫反應氣直接接觸，在短時間內降低反應氣溫度。對于急冷溫度的選擇，參照丙院脫氫反應物料在金屬空管中的反應性能，在300C 以下基本不會發生裂解或結焦反應，故而采用的急冷溫度為300C 。圖 2.15 壓縮、深冷分離工段模擬丙烯提純分離工段模擬與丙烷脫氫分離工藝脫單元一樣，脫乙烷塔頂乙烯回收率為 99.5，塔釜丙烯組分回收率 99。圖 2.16

26、 丙烯提純分離工段環氧化車間流程模擬環氧化工段中第一車間的丙烯和雙氧水以及甲醇分別由儲罐中進入混合器，混合后進入液固固定床反應器中，并通入丙烯氣體進行反應得到主產物環氧丙烷及水、丙二醇，經過產物粗分離塔分離溶劑甲醇通入溶劑甲醇回收工段，粗分塔塔頂的氣相出料冷卻后進入環氧丙烷精制部分。H 2O2 C3 H 6 C3 H 6O H 2OH 2O2 C3 H 6 C3 H8O2H O C H CH O C HO H O2236441022圖 2.17 環氧化工段流程模擬圖PO 分離、精制工段模擬PO 分離塔的模擬，其目的是使物料不含丙烯氣體，另外分離后的丙烯再進一步進行膜分離（反應器）脫除雜物得到純

27、度更高的產物并回收利用，該塔塔底出料進入環氧丙烷萃取精餾塔，結合設計規定，達到很好的分離效果，為后續提純環氧丙烷提供了較好的條件。圖 2.18 PO 分離模擬圖萃取劑回收工段模擬粗分塔的兩股物流一股由塔頂進入低壓塔（提餾塔）采出合格甲醇產品冷凝后回用；另一股物流加壓后進入高壓塔亦可獲得合格甲醇，冷卻后回用，其目的均是提純甲醇后回用。其中高壓塔塔底部分萃取用水可循環至 PO 的精制工段的萃取塔， 剩余部分流入丙二醇分離塔。圖 2.19 萃取劑回收工段丙二醇分離、精制工段模擬已知物質的沸點為丙二醇 188，水 100，嚴格控制采出量，采出量對兩種產物的分離具有很大的影響。得到達標的副產物丙二醇。圖

28、 2.20 丙二醇分離、精制工段模擬物料衡算物料衡算基本原理當系統無化學反應發生時：年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 26 PAGE 25在穩定狀態下：dF / dt FINFOUTdF / dt FINFOUT 0F，IN FOUT注： FF進入系統的物料流率；IN流出系統的物料流率；OUTG反應產生物料速率；RC反應消耗物料速率。R精餾塔的物料平衡系統物料衡算表 2.2 物料衡算表C3HH2FRESFRESHPH2O2丙二醇廢水量環氧丙8HMEE烷15.830.2555555PGOUTPGWAPOOUTTER997101.25077.3200101010

29、.636280010015.2542.7343514.20004352201.545222849.0272007.47.6413530.76472.24177998371.0281.50.5871480.76668.2863625.2367134.027402.254733Temperature CPressure bar Vapor FracMole Flowkmol/hrMass Flowkg/hrVolume Flow cum/hr續表 2.2EnthalpyGcal/hr-920.015-0.882.729-225.53.61471.12833.058Mass Flowkg/hrO23

30、5277-5.508-240.218-13.834N2H2O45.253516.5H2O218491.3trace62320.910.004POMETHANOL201.59能量衡算406.8trace trace0.914trace27361.66基本原理注： Q 設備的熱負荷；Q W HOUTHINW 輸入系統的機械能；HOUT離開設備的各物料焓之和；H進入設備的各物料焓之和。IN2 2表 2.3 能量衡算表C HH3 82FRES HMEFRESHPEH O丙二醇廢水量環氧丙烷Temperature C15.830.2555555PGOUTPGWATERPOOUTPressure bar9

31、97101.25077.320Vapor Frac0101010.6362Mole Flowkmol/hr80010015.2542.7343514.2000Mass Flowkg/hr3527201.545222849.02972007.847.6413530.763472.24179Volume Flowcum/hr71.05281.50.5871480.76668.2863625.23767134.0327402.234EnthalpyGcal/hr-92.60.015-0.882.729-225.593.61471.12833.058總量（Gcal/hr）-316.281107.8冷凝

32、劑選冷卻水，溫度 20，溫升 16。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小， 傳熱面積大，綜合考慮選擇 16。焓值衡算由前面的計算過程及結果可知：塔頂溫度tD 98.9，塔底溫度tw 118.3，進料溫度t 108.6。FT 98.9 273.15 372.05KC C xpPAD C(1 x )PBD 102.9 0.9837 130.044(1 0.9837) 130.34J/(molK)T 118.3 273.15 391.45KWC C xpPAW C(1 x)PBW106.750.003673135.285(10.003673)135.18kJ/ (

33、kmol C)T 97.51 C時，D1 691.1KJ / kg 2 607.7KJ / kg x1 D (1 x )2D 691.1 0.9755 607.7(1 0.9755) 689.0KJ / kgM 60.22kg / kmolD（1）0時塔頂氣體上升的焓 QV塔頂以 0為基準。Q =qVn,VC tPD+qn,VMD 103.3354130.34 98.9 106.6654 689.0 60.22 5.7577106KJ/h回流液的焓回流液組成與塔頂組成相同。Q qCRn,LPt D 85.71130.34 98.9 1.1106KJ/h塔頂餾出液的焓Q q C tDn,DDD

34、20.96 130.34 98.9 2.7 105KJ/h冷凝器消耗的焓QCQ QCVQ QRD 5.7577106 1.1106 2.7 105 4.38106 kJ/h進料口的焓tF 30下：CP CP1 xF CP 2 (1 xF ) 178.8 0.3457 240 (1 0.3457) 218.8KJ/(kmol oC)年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 28 PAGE 27所以Q qFn,F C tPF 60.25 218.8 30 3.95 105 KJ / h塔底殘液的焓Q qWn,w CtWW 39.29 207.1118.3 9.6 105

35、 KJ/h再沸器損B若塔釜熱損失為 10%，則 =0.9，設再沸器熱量損失Q=0.1 Q，則Q QBF Q QCwQ Q損b所以，加熱器實際熱負荷為：0.9 Q Q Q Q QBCwDF 4.35 106 9.6 105 2.7 105 3.95 105 5.18 105 kJ/hQ 5.75 105 kJ/hB3 設備設計計算設計原則概述塔設備是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一，塔設備內可進行氣液或液液兩相 間的充分接觸，實施相間傳質，在生產過程中塔設備常用來進行精餾、吸收、解吸、氣體的增濕及冷卻用以使氣體與液體、氣體與固體、液體與液體或液體與固體密切接觸，并促進其相互作用，以完

36、成化學工業中熱量傳遞和質量傳遞過程。3.1.2 設計依據鋼制壓力容器壓力容器用鋼板化工設備設計基礎規定鋼制化工容器強度計算規定剛制壓力容器焊接規章GB150 GB6654 HG/T20643 HG20582JB/T4709化工容器設計王志文 蔡仁良第三版化學工業出版社化工設計概論李國庭等著化學工業出版社化工工藝設計手冊第二版化學工業出版社根據塔結構可分為 ：板式塔和 填料塔，常用的有：泡罩塔、填料塔、篩板塔、 淋降板塔、浮閥塔、凱特爾塔、槽形塔、舌型塔、穿流柵板塔、轉盤塔以及導向篩板塔等。年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 30 PAGE 31塔的選擇塔的選擇

37、表 3.1 填料塔與板式塔的比較塔型填料塔板式塔塔效率塔徑 1.5m 以下塔效率高，塔徑增大，效率下降穩定，效率高氣液比對液體噴淋量有要求適用范圍大空塔氣速小尺寸填料氣速較小，而大尺寸填料及規整填料，則氣速可較大較大壓降小尺寸填料，壓降大，而大尺寸填料及規整填料，則壓降較小較大材質金屬或非金屬材料均可一般金屬材料檢修較難較容易持液量較小較大造價新型填料塔，投資較大大直徑造價低表 3.2 幾種主要塔板性能的能量化比較塔盤類型塔板效率處理能力操作彈性壓降結構成本泡罩板1.01.051復雜1篩板1.2-1.41.430.5簡單0.4-0.5浮閥板1.2-1.31.590.6一般0.7-0.9蛇型板1

38、.1-1.21.530.8簡單0.5-0.6從上表中可以得出以下幾條結論： 浮閥塔在蒸汽負荷、操作彈性、效率和價格方面都比泡罩塔優越，這也是浮閥塔被廣泛應用的原因。 篩板塔造價低、壓降小，但是操作彈性較差。對于本次的設計采用的是浮閥塔，主要是由于處理量比較大，因此處理能力大、操作效率高。精餾塔的物料衡算原料液A丙二醇的摩爾質量： M =76kg/kmolB環氧丙烷的摩爾質量： M =58kg/kmol塔頂產品： xD塔底產品： xW=0.975 / 58= 0.9770.975 / 58 + 0.03 / 76=0.03 / 76= 0.0230.03 / 76 + 0.975 / 58原料液

39、進料： xF=0.60 / 58= 0.660.60 / 58 + 0.40 / 76平均摩爾質量的計算塔頂產品:M 0.975 58 (1-0.975) 76 58.45kg / kmolD塔底產品： MW 0.03 76 (1- 0.03) 58 58.54kg / kmol塔頂產品的摩爾流率的計算塔底總流量：M 0.60 58 (1 0.60) 76 65.2kg / kmol D F20 104 103 478.93kmol / h300 24 58FDF全塔物料衡算：F=D+W 輕組分：FX =DX +WX 聯立方程式解得：原料流量： F 238.34 + 478.93 = 717.

40、26kmol / h餾出液流量：W=238.34kmol/h 塔頂餾出液：D=478.93kmol/h丙二醇的回收率： ADxD 100%=FxF478.93 0.977717.26 0.66 98.8%W(1 x)238.34(1 0.023)環氧丙烷的回收率： W100%= 95.5%BF(1 xF)717.26 (1 0.66)式中：F原料液的流量 kmol/h D流出液的流量 kmol/h W釜殘液的流量 kmol/hX 原料液中易揮發組分的摩爾分數FXD流出液中易揮發組分的摩爾分數W釜殘液中易揮發組分的摩爾分數塔體工藝尺寸設計塔徑的計算塔徑的計算適宜空塔速度u 一般取最大允許氣速u的

41、 0.60.8 倍，即FL VVu （0.60.8） u式中： u CFF0.2C CL 20 20 式中C可由書中查得。20浮閥塔板間距取 H 0.6m ， hTL 0.2m,則 H hTL 400mm查得C 0.086 ，則：20C 0.086 6 0.2 LVV630.61 24.9524.95 20 0.068 ；u CF 0.068 0.873m/s ；4VuS48533.683 0.664 3600取安全系數為 0.8，則空塔氣速為u 0.8 0.873 0.664m/sD 2.133m按GB9019-2001T， D 3.5m霧沫夾帶：所以， ATD2 9.6211m24取l 0

42、.6D 0.6 3.5 2.1m 錯誤!未找到引用源。， AwT 9.6211m2 ，年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 34 PAGE 33A查得fAT 0.052圖 3.1 弓形降液管的寬度與面積故 A 0.5003m2fV8199SGW A ATf 0.2503600(9.6211 0.5003)h 2.5hfL 2.5 0.2 0.5m 73W3.2730.2503.2e 0.22G 0.22 0.018kg/kgV12 H hTf6120.6 0.5 e 0.1kg / kg 。V停留時間：A H0.5003 0.6 fT 12.4s 3sL86.8

43、16 / 3600S根據以上結果，初步認定塔徑取 3.5m 是合理的。塔板主要工藝尺寸計算溢流裝置在化工工藝設計手冊中液體負荷和板上流行的關系可知板上的流動類為雙流行堰及降堰管的設計5：溢流堰長l 0.6 3.5 2.1m ，采用平直堰，堰上液w層高度可依下式計算，式中 E 近似取 1。22.84 L 3圖 3.2 液流收縮系數計算圖即： how 1000 E l Sw=0.0713m溢流堰高 hw h hLow 0.1287mu =0.4m/s，則降液管底隙高度：0LhS =0.0873m0l uw0篩孔孔徑取d 4 6mm 的孔徑。本設計取d 5mm 為宜。00篩孔中心距t 和開孔率00開

44、孔一般采用正三角形排列，篩孔中心距t0一般（2.55） d ，t00t、d 過小，易0相互干擾，過大則鼓泡不均勻，都會影響傳質效率，實際設計時， 0d宜取3 4 范圍內。本設計取0t0 3.5 為宜。d0 d2 1 2 0 0.9069 t 0 0.9069 0.0743.50所以開孔率0為 7.4%，小于 10%，大于 5%，符合要求。篩板厚度tp厚度的選取范圍為tp 0.4 0.8d0，本設計采取tp 0.6d0為宜，即：浮閥數及排列方式浮閥數t 0.6d 0.6 5 3.00mmp0F0uF0 12 ：0V 5.55m/s837V每層塔板上浮閥個數 N s 794 個。u0浮閥的安排已知

45、Wd 0.35 m，選取無效邊緣區寬度Wc 0.06m 、Ws 0.095m ，選擇的是雙流型塔板：r 2 x2 x x A 2xr 2 arcsin 2xr 2 arcsinar 2 x2其中W 取 0.35m；1800 r 1800 r dx D (W W ) 1.305m；2Sdr D W 1.69m ；2cWx d W2S 0.27m代入上式可得 Aa 6.025m。浮閥的排列方式采用等腰三角形叉排。其高固定為 0.075m。閥孔氣速u V0SN d 204 2.4001m/s動能因數vF u00 11.9859在 9 到 12 之間，合適。塔板開孔率A d20N 0 0.0987 ；

46、A D T年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 38 PAGE 39由于設計的是加壓浮閥塔，故開孔率小于 10%，合適。塔板流體力學實驗塔板壓降氣相通過浮閥塔的壓強降hp板阻力： h h hc1u 1.825oc73.1V1.82573.14.677 1.80m/s因u u0oc，故： 5.34 u 2 5.34 24.95 2.40012 0.062m 液柱hc板上充氣液層阻力：2V0g2 630.61 9.81L本設備分離液相為雙氧水、甲醇、環氧丙烷，可取充氣系數為錯誤!未找到引用源。，h h10 L 0.5 0.2 0.1m 液柱。液體表面張力所造成的阻力

47、： 此阻力很小，忽略不計。因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當的液柱高度為：h hpch h1 0.062 0.1 0.162m 液柱單板壓降：pp淹塔 h pg 0.162 630.61 9.81 1002.18PaL為了防止淹塔現象的產生，要求控制降液管中清液層高度，H hdph hLd與氣體通過塔板的壓強降所相當的液柱高度hp 0.162m 液柱。塔板負荷性能圖（1）過量液沫夾帶線圖 3.3 泛點負荷系數圖過量液沫夾帶量ev 0.1，故取ev 0.15.7 103 uen3.2 0.1v H HTfV其中： unk；3600AnH 2.5(hfw h) ；ow2 L 3owlh 2

48、.84 103 kw2 1 L 3 所以 Vk 8.81103 A 3.2HT 2.5h 7.1103kw2 lw 32 1 L 3 V 8.81103 9.6211 63.20.6 2.5 0.1287 7.110 3kk2 2.13 V 4.129 104k 642.419L 2k 3液量下限線 當堰上液頭高how 6mm，塔板效率急劇下降，則不宜再減了，是平直堰最小溢流強度，即液相流量的下限。令：how L3 0.0062 2.84 103klw則：Lk 3.07lw 3.07 2.1 6.447m3/h嚴重漏液線2g L h 0當氣相流量降到一定程度時，塔將產生嚴重漏液，由漏液點氣速：

49、V/ 3600u Ck， h 中含有h，00A0owV0故關聯不同工況下漏液的氣、 液兩相流量關系：VkLV630.6124.95式中: A u 00a bcLk2 213 a 1.594104 A C00 1.594104 0.5003 0.725 2.907104b 0.0056 0.13h h其中h 4 103 4 103 6 775.9 gdL0630.61 9.81 0.005所以b 0.0056 0.13 0.1287 775.9 775.88c 3.69 1042/ lw 3 3.69 1042/ 2.13 2.251042312則V 2.907 104 775.88 2.25

50、104 LkkA H液量上限線 dT 5LS A HL 3600 dT 720 A H 720 0.5003 0.6 216.13m3/hk5dT降液管液泛線H H hdTwdH Hd全部代入前式整理之，可得aV 2k bc L 2kd L 224.950.5003 0.7252630.613kV式中： a 3.934 109/ A C00L2 3.934 109 1.183 109b HT 1how 0.5 0.6 0.5 0.56 1 0.0713 0.224c 1.18108 /l h 2w 0 1.18108 /2.1 0.08732 3.511071d 2.84 10 3 1 / l

51、w 23 2.84 10 3 1 0.56/ 2.123 2.702 10 3所以：Vk 1.893108 296.703L 2k 2.284 106 L 232k綜上，負荷性能圖如下所示：圖 3.4 板式塔塔板性能負荷圖由圖中我們可以看出：規定的氣液相負荷下的操作點 F，處在適宜操作區內的適中位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。在固定的氣液比下，塔板的氣相負荷上限VSmax 26000m3 / h ，氣相負荷下限V S min 6000m3 / h ，所以操作彈性=260006000 4.33 。塔附屬設備計算塔高計算實際塔板數 N：根據工業經驗值 E0取 55%，

52、N理=60（包冷凝器、再沸器），進料板為第 28 塊。=N 2N理 60 2 105 塊實E0.550進料板位置為塔頂空間高度 H：D15 1 E0140.55 26 塊。塔頂空間高度的作用是安裝塔板和開人孔的需要，也使氣體中的液體自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，空間高度一般取 1.01.5 m，這里取 H=1 m。D塔板間距 H：T取 H=0.6 mT開有人孔的板間距 H ：T設有人孔的上下兩塔板間距應該大于等于 600 mm，這里取 HT人孔數： =800 mm。取 15 塊板設置一個人孔，實際塔板 60 塊，所以開設 4 個人孔（不包括塔頂和塔底人孔數）。進料段空間高度 H：F進料

53、段高度取決與進料口的結構形式和物料狀態，一般 H比 H大，FT取 H 1000mm 。F 塔底空間高度 H：B塔底料液出口體積流量 V=339.397 m3 / h ，塔徑 D=3.5 m，t=2 min，所以：HV tB0.785 D2 1.2m綜上可知塔筒體高度 H HD裙座高度： N 1 S HTSH H HTFB 39.4m 。筒體高度大于 10m，塔徑 D 3.5m 1m ，所以采用圓柱形裙座，H 2 1.5 D2 4.625m封頭高度：封頭選取標準橢圓形封頭，參考JB/T473795取直邊段h1 50m ，曲邊高度h 875mm 。2所以封頭高度： H h h12 925mm 。塔

54、的實際高度： H 39.4 4.625 2 0.925 45.875m 。接管的計算年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 44 PAGE 43頂氣體接管：取塔頂氣體流速u 15m / s ，數據 V=8207.103 m3 / h ，vV0.785 u 3600v則：管徑： d1 440mm圓整后選取管子規格為 457 14mm 。實際流速： u 進料管：V 13.9055m / s 。0.785 d 2 3600取進料液體流速u 2m / s ，液相體積流量 V=201.5781 m3/hvV0.785 u 3600v則:進料管徑： d2 188.85mm；圓

55、整后選取管子規格為 194 11mm。實際流速： u 流管徑：V 1.8953m/s 。0.785 d 2 3600取回流液流速u 2m / s ，液相體積流量V 276.977m3 /h 。V0.785 u 3600vv則回流管徑： d3 221.371mm ；圓整后選取管子規格為245 14mm 。實際流速： u 塔底出料管徑：V 1.6328m/s 。0.785 d 2 3600取出料液體流速u 2m / s ，液相體積流量V 339.397m3 /hV0.785 u 3600vv則出料管徑： d4 245.049mm ；圓整后選取管子規格為245 14mm 。實際流速： u 再沸器入口

56、管徑：V 2m / s 。0.785 d 2 3600取氣體入口速度uv 15m / s ，氣體體積流量V 10683.15m3/h ，則管徑： d5 502.0165mm ；V0.785 u 3600v圓整后選取管子規格為 530 14mm 。實際流速： u V 13.4578m/s 。0.785 d 2 3600筒體、封頭和裙座選材選擇 16MnR 做為塔體和封頭的材料。裙座材料的選擇 Q235A。筒體和封頭壁厚計算采用雙面焊或相當于雙面焊的全焊透對接接頭，局部無損探傷要求，故 0.85 。計算厚度為： t p cDi=18.2 mm2 取腐蝕裕量量為 2 mmt pc則設計厚度： td

57、20.2mm參考 16MnR 鋼板標準規格的厚度，即tn 22mm采用標準橢圓形封頭，則： t p D ci=18.1mm取腐蝕裕量為 2 mm2 t 0.5 pc則設計厚度： td 20.1 mm。參考 16MnR 鋼板標準規格的厚度，即tn裙座壁厚的計算 22mm。通過 SW6-98 校核可知裙座壁厚tn設計結果 22mm。表 3.3 塔設計結果塔徑 D板間距 HTu3500mm600mm板上清液層高度 hl 塔板型式堰型式受堰盤型式50雙溢流型平頂堰凹形受液盤mm堰長 lw2100mm降液管底隙高度 ho87.3mm堰高 hw128.7mm泡沫區寬度 W95mm無效區寬度 W堰上液流高度

58、 how6071.3mmmm降液管寬度 W350mm降液管總面積 Af0.5003m2塔板截面積 At9.6211m2浮閥型式F1 型重閥閥孔動能因子 Fo11.9859閥孔速度2.4001m/s閥孔直徑 do50mm閥孔數目n795個閥孔總面積 Ao0.950m2鼓泡區面積 Aa6.025m2開孔率9.87%孔中心距 t75mm排間距 t104mms cd單板壓降P137.44Pa續表 3.3降液管內清液層高度H d0.6555mm泛點率0.7998操作彈性4.33塔高36m熱器設計設計任務用 25的冷卻水將甲醇分離塔塔頂部溫度較高的甲醇冷卻到工藝要求的溫度，以便丙烯吸收塔中丙烯的吸收。換熱

59、器概述換熱器在節能技術改造中具有很重要的作用，表現在兩方面：一是在生產工藝流程中使用著大量的換熱器，提高這些換熱器效率，顯然可以減少能源的消耗；另一方面，用換熱器來回收工業余熱，可以顯著地提高設備的熱效率6。3.4.3 換熱器機械設計（1）操作條件表 3.4 操作參數操作參數條件殼程管程介質冷卻水甲醇質量流量/(kg/s)298.992415.3889進口溫度/2567.2出口溫度/4060.0進口壓力/MPa0.100.11出口壓力/MPa0.0980.10年產 20 萬噸環氧丙烷精制工段的設計濱州學院學士學位設計 PAGE 44 PAGE 45圖標呢換熱器結構示意圖：圖 3.5 換熱器結構

60、圖3.4.4 換熱器工藝設計物性數據定性溫度：對于一般的低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值7。 故殼程流體的定性溫度為T= 67.2 60 63.6 2管程流體的定性溫度為t= 25 40 32 2兩流體在定性溫度下的有關物性數據如下：表 3.6 冷熱流體在定性溫度下的物性數據密度溫度（）（kg/m）定壓比熱容（J/mol k）熱導率（ W m ）黏度（mPa s）甲醇63.6887.927310.2670.434水31994.342400.6180.818估算傳熱面積熱流量Q qmhctpoo 138891.558 67.2 60 155801.6 kJ/ h 43.278kW