毕业设计7万吨年环氧乙烷精馏塔设计
7万吨/年环氧乙烷精馏塔设计
摘要
根据北京化工大学毕业设计要求,并结合生产实际，选择浮阀塔精馏分离环氧乙烷水溶液为设计课题。选用F1型单溢流浮阀塔为分离设备，以质量守恒定律、物料衡算和热力学定律为依据，对精馏塔及其辅助设备进行了工艺和设备的设计参数计算，得出精馏塔采用F1型单溢流浮阀塔，溢流管为弓形降液管，设计确定全塔高度21m，塔板总数为31块，塔顶温度可设为45℃，塔釜温度可设为146℃，精馏段塔径为4m，塔板堰长2.8m，板上液层高度0.064m, 阀孔数为1403个，相邻的两排中心孔距0.08m；提馏段塔径为3.2m，塔板堰长2.24m，板上液层高度0.083m, 阀孔数为809个，相邻的两排中心孔距0.087m。并通过塔板校核验算，认为设计的精馏塔符合要求；气液负荷性能图也说明该装置操作弹性合理。
关键词：环氧乙烷；精馏；回流比；工艺设计；校核
目录
第1章前言 (4)
第1.1节环氧乙烷概述 (4)
第1.2节环氧乙烷生产方法 (5)
1.2.1 氯醇法 (5)
1.2.2 直接氧化法 (5)
第1.3节设计任务及目标 (6)
第2章设计内容框架 (7)
第3章设计简介 (8)
第3.1节精馏原理 (8)
第3.2节装置流程的确定 (8)
第3.3节操作压力的选择 (8)
第3.4节浮阀标准 (9)
第4章精馏塔设计参数确定 (10)
第4.1节物料衡算 (10)
4.1.1 精馏塔的物料衡算 (10)
4.1.2 精馏塔塔顶、塔釜、进料板温度的计算 (11)
4.1.3 塔顶温度的求取 (12)
4.1.4 塔釜温度的求取 (12)
4.1.5 进料板温度的确定 (13)
第4.2节回流比、操作线方程、实际板数的确定 (14)
4.2.1 相对挥发度 (14)
4.2.2 最小回流比的求取 (14)
4.2.3 适宜回流比 (14)
4.2.4 操作线方程 (14)
4.2.5 理论板的计算和实际塔板数的确定 (14)
4.2.6 实际塔板数的确定 (16)
第4.3节塔径的计算 (16)
4.3.1 精馏段 (16)
4.3.2 提馏段 (17)
第4.4节塔高的计算 (19)
第4.5节塔板结构尺寸及溢流装置的确定 (19)
4.5.1 堰长 (19)
4.5.2 溢流堰高 (19)
4.5.3 弓形降液管的宽度和面积：W
d 和A
f
(20)
4.5.4 降液管底隙高度:ho ........................................... 21 第4.6节 塔板的布置 ................................................. 21 4.6.1 塔板分布 .................................................... 21 4.6.2 浮阀的数目与排列 ............................................ 22 4.6.3 鼓泡区面积 .................................................. 22 4.6.4 阀孔分布 .................................................... 23 4.6.5 孔速及动能因数：0u 和0F ...................................... 23 4.6.6 开孔面积和开孔率 ............................................ 23 第4.7节 塔板校核 ................................................... 24 4.7.1 气体通过浮阀塔板的压降：hp ................................. 24 4.7.2 液泛 ........................................................ 24 4.7.3 雾沫夹带 .................................................... 25 第4.8节 负荷性能图的计算 ........................................... 26 4.8.1 雾沫夹带线 .................................................. 26 4.8.2 液泛线 ...................................................... 27 4.8.3 液相负荷上限线 .............................................. 28 4.8.4 漏液线 ...................................................... 28 4.8.5 液相负荷下限线 .............................................. 28 4.8.6 操作弹性 .................................................... 29 第4.9节 热量衡算 ................................................... 29 4.9.1 塔顶冷凝器换热面积的确定 .................................... 29 4.9.2 冷却水消耗量 ................................................ 29 4.9.3 冷凝器 ...................................................... 29 4.9.4 再沸器 ...................................................... 30 第5章 辅助设备及选型与计算 .......................................... 31 第5.1节 管道尺寸的确定 ............................................. 31 5.1.1 塔顶蒸汽馏出管线 ............................................ 31 5.1.2 塔顶冷凝液管线 ............................................. 31 5.1.3 原料入口管尺寸 ............................................. 31 5.1.4 再沸器升气管 ............................................... 32 第5.2节 回流罐的确定 ............................................... 32 第5.3节 回流泵的选择 ............................................... 32 第5.4节 安全附件 ................................................... 33 第6章 结 论 ....................................................... 35 重要符号一览表 ....................................................... 37 参考文献 ............................................................. 39 致 谢 .. (40)
第1章前言
第1.1节环氧乙烷概述
环氧乙烷是重要的石油化工产品，是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯和聚氯乙烯的重要有机化工原料。2009年，全世界环氧乙烷产能已达到2200万吨，产量约为2000万吨。由于近年来对环氧乙烷的需求旺盛，每年环氧乙烷产能的增长量都在100万吨左右。
环氧乙烷常温常压下为无色气体，气味似醚，在低于10.7℃时是无色易流动的液体，其蒸汽对眼和鼻粘膜有刺激性，与水、酒精、乙醚相互混溶，化学性质非常活泼，能与许多化合物起加成反应。环氧乙烷为易燃、易爆、有毒液体，沸点在10.5℃，闪点-17.8℃，易溶于水和有机溶剂，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限为2.6%-100%（体积），爆炸危险性极大。环氧乙烷特殊的三元环结构决定了环氧乙烷的特殊反应活性，能与许多物质发生开环反应，遇水则缓慢反应生成乙二醇，在精馏过程中会发生聚合反应，异构化反应和水合反应，高温下发生分解反应。在生产、储存、运输、使用过程中，防火防爆工作极为重要，必须进行全面危害识别、风险评估，制定并落实可靠安全措施，确保安全生产。
表1-1 环氧乙烷的物性数据
项目数值项目数值
沸点（101.325kPa）, K 283.6 燃烧热, (298K,101.3kPa), kJ/mol 1.304
熔点, K 160.65 生成热,kJ/mol
密度(20℃), g/cm30.8711 蒸汽71.13
折射率, n D7 1.3597 液体97.49
临界压力, MPa 7.23 着火温度, K 702
临界温度, K 468.9 自燃温度, K 644
爆炸极限（空气中）, %（体积） 2.6-100 表面张力（293K), mN/m 24.3
闪点，Tag法,开杯，K ＜255 黏度，mPa.s 273K 0.31
比热容(298K), kJ/(kg.K) 1.96 283K 0.28
环氧乙烷是一种重要的有机合成原料，主要用于生产乙二醇；其次也用于生产非离子型表面活性剂、聚醚多元醇、乙醇胺类、环氧乙烷醚类、多胺类、羟乙基纤维素、氯化胆碱和具有特殊功能的液体等，主要应用于洗涤、印染、电子、医药、农药、纺织、造纸、汽车、石油开采与炼制等众多领域。近年来，在需求持续增加的带动下，国内环氧乙烷新项目不断上马，环氧乙烷生产能力稳步增加。
第1.2节环氧乙烷生产方法
环氧乙烷的工业化生产已经有近1个世纪的历史，在其生产发展过程中，生产技术和工艺过程都有不断的改进和革新最早的工业化生产方法是氯醇法，由于其存在产量低、质量差、腐蚀设备、污染环境和耗氯量大等一系列问题，现在己基本上被淘汰了，取而代之的是直接氧化法。到目前为止，世界上几乎所有的环氧乙烷都是用乙烯直接氧化法生产的。直接氧化法中，首先出现的是空气氧化法，而后氧气氧化法问世，二者并行，其主要区别在于乙烯的氧化剂各不相同。
1.2.1 氯醇法
环氧乙烷氯醇法生产分两步进行：首先氯气与水反应生成次氯酸，再与乙烯反应生成氯乙醇；然后氯乙醇用石灰乳皂化生成环氧乙烷。氯醇法生产环氧乙烷，由于装置小、产量少、质量差、消耗高，因而成本也高，与大装置氧化法生产的高质量产品相比已失去了市场竞争能力。
1.2.2 直接氧化法
乙烯直接氧化法，分为空气直接氧化法和氧气直接氧化法。这两种氧化方法均采用列管式固定床反应器。反应器是关键性设备，与反应效果密切相关，其反应过程基本相同，都包括反应、吸收、汽提和蒸馏精制等工序。
（1）空气氧化法
此方法用空气为氧化剂，因此必须有空气净化装置，以防止空气中有害杂质带入反应器而影响催化剂的活性。空气法的特点是有两台或多台反应器串联，即主反应器和副反应器，为使主反应器催化剂的活性保持在较高水平(63~75％)，通常以低转化率进行操作，保持在20~50％范围内。
（2）氧气氧化法
氧气法不需要空气净化系统，而需要空气分离装置或有其它氧源。由于用纯氧作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可完全循环使用。从吸收塔顶出来的气体必须经过脱碳以除去二氧化碳，然后循环返回反应器，二氧化碳的摩尔分数超过15％，将严重影响催化剂的活性。
氧气氧化法无论是在生产工艺、生产设备、产品收率、反应条件上都具有明显的优越性，因此目前世界上的环氧乙烷/乙二醇装置普遍采用氧气氧化法生产。但是由于氧气氧化法采用纯氧作原料，因此在氧气价格上涨时，对氧气法生产环氧乙烷的生产总费用会有一定的影响，而空气法就不存在氧气价格变动带来的总费用变动问题，而且氧气法对原料的纯度要求很高，如氧气纯度低，就会显著增加含烃放空气体的数量，造成乙烯单耗提高。尽管如此，通常氧气氧化法的生产成本要比空气氧化法低10%左右
近几十年来，许多厂家都采用氧气氧化法生产环氧乙烷，因为氧气氧化法不需要空气净化系统，并且氧气氧化法的环氧乙烷收率高于空气氧化法，乙烯单耗较低。由于用纯氧作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可完全循环使用。
国内环氧乙烷的生产始于20世纪60年代，采用以乙醇为原料的氯醇法工艺生产环氧乙烷。20世纪70年代后期，随着北京燕山石油化工公司和辽阳石油化纤公司分别引进了美国SD公司和美国UCC公司的两套环氧乙烷/乙二醇联产生产装置的建成投产，国内环氧乙烷的生产改为以乙烯为原料进行生产。
第1.3节设计任务及目标
本毕业设计是依据北京化工大学成人教育学院毕业设计大纲和设计任务书，选择6.1万吨/年环氧乙烷精馏塔设计为课题，采用氧气直接氧化法生产环氧乙烷，以操作简单、能耗低、操作弹性大的浮阀塔为分离设备，确定环氧乙烷提纯单元工艺流程，并进行物料衡算、热量衡算及相关设备工艺计算，力求使精馏塔塔顶温度、塔釜、进料板及泡点温度，塔顶、塔釜物料流量，塔板数、操作回流比等相关设计参数达到最佳理想操作状态。
第2章设计内容框架
本设计的年产6.1万吨环氧乙烷精馏塔设计内容框架如下：
(1) 精馏塔的物料衡算；
(2) 塔板数的确定；
(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；
(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；
(6) 塔板的流体力学验算；
(7) 塔板负荷性能图；
(8) 精馏塔接管尺寸计算；
(9) 绘制生产工艺流程图；
(10)总结。
第3章设计简介
第3.1节精馏原理
精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。
精馏装置包括精馏塔、原料预热器、釜液冷凝器、蒸馏釜（再沸器）和产品冷凝器等设备，蒸馏过程按操作形式分为间歇蒸馏和连续蒸馏多种流程，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；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。
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。
第3.2节装置流程的确定
本次设计是提纯环氧乙烷，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。设计中原料气来的环氧乙烷水溶液进入精馏塔后，自精馏塔中部进入塔内进行精馏。在塔内经过充分的热交换后精馏塔塔顶的饱和环氧乙烷蒸汽经塔顶冷凝器冷凝后回收至精馏塔回流罐建立回流。经回流罐缓冲处理后经回流泵一部分回塔本体，进行回流操作，使之纯度可调，另一部分与塔体外采混合直接采出为产品。其中可通过塔体液位，回流罐液位，采出量对整个工艺流程进行定量控制，达到完整精馏的目的，其工艺流程图见附图3-1
第3.3节操作压力的选择
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，则宜采用减压蒸馏；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压蒸馏。本设计采用加压蒸馏，以节省操作费用。塔顶压设计压力为表压0.3Mpa，精馏塔塔顶压降4kPa，冷却介质用自来水，单板压降小于0.74kPa。
第3.4节浮阀标准
塔板是精馏塔的主要物件，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。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。
第4章精馏塔设计参数确定
设计参数包括物料衡算和热量衡算两部分。物料衡算以质量守恒定律为基础，主要计算所需物料量和产品量，还可以算出物料的组成，确定物料中各组分在化学反应过程中的定量转化关系，并通过衡算求得原料的定额消耗。
热量衡算以能量守恒定律及热力学定律为基础，计算传入、传出的热量，从而确定公用工程的能耗以及传热面积。其计算依据与物料衡算相同。
第4.1节物料衡算
4.1.1 精馏塔的物料衡算
根据设计要求原料为环氧乙烷水溶液，其中环氧乙烷含量为11%（重量，下同）。要求塔顶产品环氧乙烷纯度为98.5%，塔釜残液中环氧乙烷含量在1.1%以下，泡点进料方式，进料温度91.5℃，年提纯环氧乙烷6.1万吨，年开工8000小时，操作方式为连续操作。进行物料衡算如下：
每小时采出量：
D=61000/8000=7625kg/h
原料中环氧乙烷摩尔分率：
x f=a f/M EO/(a f/M EO+(1-a f)/M H2O)=0.0481
馏出液环氧乙烷摩尔分率：
x d=a d/M EO/(a d/M EO+(1-a d)/M H2O)=0.9642
釜液环氧乙烷摩尔分率：
x w=a w/M EO/(a w/M EO+(1-a w)/M H2O)=0.00452
总物料衡算：F=D+W
易挥发组分：F*x f=D*x d+W*x w
原料液质量流量：
F=D*(x d-x w)/(x f-x w)= 167910.96kg/h
釜液质量流量：
W=F-D=183631.22-7625＝160285.96kg/h
原料液平均分子量：
M f=x f*M EO+(1-x f)*M H2O=19.25
原料液摩尔流量：
F=质量流量/M f =167910.96/19.25＝8722.64kmol/h
馏出液平均分子量：
M d =x d *M EO +(1-x d )*M H2O =43.0692
馏出液摩尔流量：
D=质量流量/M d =8722.64/43.0692＝202.52kmol/h
釜液平均分子量：
M w =x w *M EO +(1-x w )*M H2O =18.11
釜液摩尔流量：
W=质量流量/M w =167910.96/18.11＝9271.72 kmol/h
表4-1 各股物料组成及流量
4.1.2 精馏塔塔顶、塔釜、进料板温度的计算 相平衡常数：*/Ki i Pi p γ=
已知：塔顶操作绝对压强： P 顶 =2280mmHg ＝304Kpa
塔釜操作绝对压强： P 釜 =3830mmHg=510.5 Kpa 查表得常压下两组分的沸点：EO ：10.5 ℃；H 2O ：100 ℃ 设环氧乙烷，水分别以B,T 表示。 根据Antoine 方程,C
T B
A mmHg Ps Lg +-
=)/(, 项目
摩尔流量 摩尔组成 质量流量 质量组成 平均分子量 kmol/h
% kg/h % g/mol
原料 F
8722.64 167910.96 19.25
环氧乙烷
441.956
4.81
19446.064 11 水 8280.684 95.19 149052.312 89 釜液 W
9271.72 176006.22 18.11
环氧乙烷
43.0692
0.452
1895.0448 1 水
9228.65 99.548 166115.7 99 馏出液
D 202.52 7625 43.0692
环氧乙烷 195.269 96.42 8591.836 98.5 水
7.2502
3.58
130.503
1.5
查《化工热力学》附表
表4-2 Antoine常数
组分 A B C 环氧乙烷7.264178116.7003244.2552水7.9524641660.67827.4433
4.1.3 塔顶温度的求取
预设塔顶温度为t d=45℃试差
代入公式求得：P B S=2571.758mmHg
P T S=73.8125mmHg
查资料此浓度下：γb=1,γt=13
K B=P B S*γb/P=2571.758*1/2280＝1.1280
X B=X DB/K B=0.9525/1.1280＝0.8444
K T=P T S*γt/P=73.8125*13/2280＝0.4209
X T=X DT/K T=0.0475/0.4209＝0.1517
ΣXi=X B+X T =0.9961≈1
塔顶温度:t d=45℃
4.1.4 塔釜温度的求取
（1）设塔釜温度为120℃
代入公式求得：
P T S=911.10 mmHg
P B S=2100.51 mmHg
K T=P T S×γt/P釜=2.2472
K B=P B S×γb/P釜=0.9792
y T=K T×Xw T =0.9837
y B=K B×Xw B =0.08957
则：∑yi= y T+ y B =1.0733>1该温度不符合要求.
（2）预设塔釜温度 tw w=146 ℃
所以P B S=25148.609mmHg
P T S=3176.531mmHg
查此浓度下：γb=0.5 γt=1.2
K B=P B S*γb/P=3.2831
y B=K B* Xw B =0.0135
K T=P T S*γt/P=0.9953
y T=K T* Xw T =0.9812
Σyi=y B+y T=0.9947≈1
所以，塔釜温度tw w=146℃
4.1.5 进料板温度的确定
进料板压力P F=(P顶+P釜)/2 =（2280+3830）/2＝3055mmHg
(1)设进料板温度为92℃代入公式求得：
P T S=1160.42 mmHg
P B S=471.14 mmHg
K T=P T S×γt/P =0.3798
K B=P B S×γb/P =0.2313
y T=K T×X FT=0.7406
y B=K B×X FB=0.1549
则：∑yi=y T+y B=0.8955<1 该温度不符合要求，所设温度偏低
(2)预设进料板温度t f =95 ℃
代入公式求得：P B S=9663.169 mmHg
P T S=665.044 mmHg
查资料此浓度下：γb=0.8，γt=4.3
K B=P B S×γb/P=2.530453421 y B=K B×X FB=0.1101
K T= P T S×γt/P=0.936068478 y T=K T×X FT=0.8911
Σyi=y B+y T=1.0012≈1
所以，可取进料板温度t f =95℃
第4.2节 回流比、操作线方程、实际板数的确定
4.2.1 相对挥发度
塔顶相对挥发度a ↑= P B S *γb /(P T S *γt ) =2.6801 塔釜相对挥发度a ↓= P B S *γb /(P T S *γt ) =3.2988 全塔相对挥发度 2.6801*3.2988 2.9734α==
4.2.2 最小回流比的求取
本设计采用泡点进料，所以，q=1 xq=x F =0.0435
2.9734*0.0435
0.11911(1)1(2.97341)*0.0435q
q q
x y a x α=
=
=+-+-
0.95250.1191
min 11.020.11910.0435
D q q q
x y R y x --=
=
=--
4.2.3 适宜回流比
适宜回流比选用最小回流比的1.5倍，即：1.5 1.5min 11.02*1.516.53R R === 4.2.4 操作线方程
(1) 精馏段操作线方程：
10.94300.054311
D n n n x R
y x x R R +=
+=+++ (2) 提馏段操作线方程：
因本设计的进料方式采用泡点进料，
'12546.09/L L F RD F kmol h =+=+=
1' 4.4370.0142''m m W m L w
y x x x L W L W
+=-=---
4.2.5 理论板的计算和实际塔板数的确定
(1) 精馏段操作线方程:
Y n =[R/(R+1)]*X （n-1）+x d /(R+1)=0.9430X n-1+0.0543
L=R*D=178.28*16.53=3227.647kmol/h V=(R+1)*D=3260.54kmol/h (2)提馏段操作线方程:
Ym+1=[L ′/(L ′-W) ]*Xm-[W/(L ′-W)]*Xw=4.437Xm-0.0142
L ′=L+F=11950.28kmol/h V ′= V =3260.54kmol/h
该设计中有塔顶冷凝器，从塔顶最上层的第一块塔板上升的蒸汽全部被冷凝，即
D x y =1，离开第一块理论塔板的液相组成x 1与该塔板上升的蒸汽组成y 1达到平衡，由汽液相平衡方程式(1)n
n n
y x a a y =--求的x 1。
因为塔板间的汽液组成能够满足操作线方程，因此，第二块理论板上升的蒸汽组成2y 与第一块板下降的液体组成x 1满足精馏段操作方程：11
(1)1
n n Rx y xD R R +=+++；依此公式，按逐板计算法计算出该塔的理论塔板数。
计算过程如下所示： x 1=0.8709
则由精馏段操作线方程求出 y 2=0.9430×0.8709+0.0543=0.8756 同理 x 2=0.8756/(2.9734-1.9734×0.8756)=0.7030
y 3=0.7030×0.9430+0.0543=0.7172
x 3=0.7172/(2.9734-1.9734×0.7172)=0.4603
y 4=0.9430×0.4603+0.0543 =0.4884 x 4=0.4884/(2.9734-1.9734×0.4884)=0.2430
y 5=0.9430×0.2430+0.0543 =0.2834
x 5=0.2834/(2.9734-1.9734×0.2834)=0.1174 y 6=0.9430×0.1174+0.0543 =0.1650 x 6=0.1650/(2.9734-1.9734×0.1650)=0.06232 y 7=0.9430×0.06232+0.0543 =0.1131 x 7=0.1131/(2.9734-1.9734×0.1131)=0.04112
x 7≦x f 说明进料板为第七块板，精馏段理论板数为（7-1）=6块 改用提馏段操作线方程
x 1′=x 7=0.04112
y 2′=4.437×0.04112-0.0142 =0.16825 由相平衡方程求出：
x 2=0.16825/(2.9734-1.9734×0.16825)=0.06370 y 3′=4.437×0.06370-0.0142 =0.26843 x 3′=0.26843/(2.9734-1.9734×0.26843)=0.10985 y 4′=4.437×0.10985-0.0142=0.47318 x 4′=0.47318/(2.9734-1.9734×0.47318)=0.23200 y 5′=4.437×0.23200-0.0142=1.01516 x 5′=1.01516/(2.9734-1.9734×1.01516)=1.04647 y 6′=4.437×1.04647-0.0142=4.62897 x 6′=4.62897/(2.9734-1.9734×4.62897)=-0.75128
x 6′≦x w ，说明再沸器为第六块板， 精馏段理论塔板数为N T =6块 提馏段理论板数为（6-1）=5块
经计算总的理论板数为11块（不包括再沸器）
4.2.6 实际塔板数的确定
0100%T
P
N E N =
? /2(45146)/295.5t t t =+=+=均（顶底）℃
查《化工原理》精馏塔全塔效率关联图得E 。=0.354，则实际塔板数为：
011
100%100%310.354
T P N N E =
?=?=块
第4.3节 塔径的计算
计算塔径，首先要计算塔内气、液的体积流量，根据空塔速度分别进行能力计算。 4.3.1 精馏段
1) 回流液、上升气体的计算：
L=3227.647kmol/h=0.8965 kmol/s V=3260.54kmol/h=0.9057 kmol/s
塔顶物料的千摩尔质量和上升气体密度为：
3
42.77/303.942.77
4.916/8.314(27345)
D D g M xaMa xbMb kg kmol
pM kg m RT ρ=+=?=
==?+
2) 塔顶液相密度的计算 按设计，塔顶水含量相当低，所以塔顶液相密度及表面张力近似于环氧乙烷。 查表得:3848.9/L kg m ρ=
3) 精馏段上升的气体与下降的液体量为：
37.87/D
g g
VM V m s ρ=
==
30.041/D
L L
LM V m s ρ=
=
4) 精馏段塔板间距的选取
设板间距H T =0.45m ，H L =0.1m 则可分离空间为：
m H H L T 35.01.045.0=-=- 5) 精馏段气液动能参数：
0.0709L
L
g
g
V V ρρ= 查史密斯关联图（《化工原理》）得200.1C =，由于表面张力的差异，表面张力取0.0807/N m σ=，气体负荷因子校正为：
200.20.2
0.1
0.07(0.020/)(0.020/0.0807)C C σ=
==
则该塔精馏段的最大允许气速为：
max 0.9172/L g
g
u C
m s ρρρ-== 取空塔气速为最大气速的0.7倍，则：
0.70.6420/n man u u m s ==
3.950.785g T n
V D m u =
=
圆整为：4.0米
4.3.2 提馏段
1) 回流液及上升气体的计算：
L ′=L+F=11950.28kmol/h =3.319 kmol/s V ′= V =3260.54kmol/h=0.9057 kmol/s
塔釜物料的千摩尔质量和上升气体密度为：
3
18.11/2.654/D D
g M xaMa xbMb kg kmol
pM kg m RT
ρ=+==
=
2) 提馏段中环氧乙烷含量相当少，可忽略不计。提馏段液相密度近似于水的密度:3923.6/L kg m ρ=
3) 提馏段上升的气体与下降的液体量为：
3'' 6.487/D
g g
V M V m s ρ=
=
3''
'0.068/D L L
L M V m s ρ=
=
4) 提馏段塔板间距的选取。设提馏段板间距H T 为0.45m ，H L =0.1m
则可分离空间为0.45-0.1=0.35m 5) 提馏段气液动能参数：
''
0.2141''
L L g g V V ρρ=
查史密斯关联图得200.1C =，因水在146℃时其表面张力为m N /0505.0=σ，由于表面张力的差异，气体负荷因子校正为：
06.0)0505.0/020.0(1
.0)/020.0(2
.02.020===
σC C
计算塔提馏段的最大允许气速为：
max
1.1177/L g g
u C m s ρρρ-==
取空塔气速为最大气速的0.7倍，则：
0.70.7824/n man u u m s ==
'' 3.110.785g T n
V D m u =
=
圆整得设计塔径：3.2米
第4.4节 塔高的计算
精馏塔的总高度是有效高度、底部、顶部、裙座以及人孔高度、进料层高度等之和。即：
(1)p F R T F F R R D B q Z N N N H N H N H H H H =---+++++
设计中由计算可得：精馏段塔径T D = 4m ，提馏段塔径'T D = 3.2m ，塔板间距H T 取0.45m 。为安装、检修方便的需要，全塔开设2个人孔。此外，塔板间距H T 为0.45m ，塔高度计算时对人孔高度和进料板高度不再单独做计算。为减少塔顶出气口中夹带液体，塔顶第一块板距顶部距离B H 设计为1.5m ，以利于气体中液滴沉降；塔底外设再沸器，为使塔底馏出液能够在釜中停留10~15分钟的停留时间及塔底气相回流设置足够的空间，设计塔底第一块板到塔底馏出液出口的高度为D H =3.5m 。塔裙高度q H 为2.5m 。则全塔的高度为：
(1)(311)0.45 3.5 1.5 2.521P T D B q Z N H H H H m =-+++=-+++=
第4.5节 塔板结构尺寸及溢流装置的确定
由于本设计精馏段塔径为4m ，提馏段塔径为3.2m 。根据精馏塔降液管系统设计原则，本设计采用单溢流型，溢流管为弓形降液管。 4.5.1 堰长
本设计采用单溢流平直堰溢流设计，取w L 为塔径的0.7倍，即：
精馏段堰长 4.00.7 2.8Lw m =?= 提馏段堰长 3.20.7 2.24Lw m =?= 4.5.2 溢流堰高
液层L h 高度为堰高hw 与堰上液层how 高度之和，即how hw hl +=，堰高应由板上液层高度及堰上液层高度而定。
1) 精馏段
2
30.00284()0.03434L w V how E m mm L ==≈。
取溢流堰高度0.03 m ，则板上液层高度：
0.030.0340.064L h m =+= 2) 提馏段
2
3'0.00284()0.05353L w V how E m mm L ==≈。
取溢流堰高度为0.03m ，则板上液层高度为：
0.030.0540.083L h =+=m
如果堰上液层高度太小，会造成液体在堰上分布不均，影响传质效果；但堰上液层高度也不宜过大，否则会增大塔板压降及雾沫夹带量。 4.5.3 弓形降液管的宽度和面积：W d 和A f
降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体夹带的气泡得以分离。
1) 精馏段： 由
2.8
0.74
T Lw D ==，查《弓形降液管的宽度与面积图》及《化工原理》得：
0.2,0.2 4.00.8d
d T
W W m D ==?=； 在同一图上查得降液管的横截面积A f 即
16.0=T
A Af
2
212.564
T T D A m π=
=
20.1612.56 2.0Af m =?=
2.00.45
2250.041
f T L
A H s s V θ?=
=
=>
降液管尺寸可用。 2) 提馏段：
由
2.24
0.73.2
T Lw D ==，查《弓形降液管的宽度与面积图》得： 0.2,0.2 3.20.64d
d T
W W m D ==?=
乙醇精馏塔设计毕业论文
乙醇精馏塔设计毕业论文 目录 摘要................................................................. I Abstract............................................................. II 第一章绪论 (1) 1.1 设计的目的和意义 (1) 1.2 产品的性质及用途 (1) 1.2.1 物理性质 (1) 1.2.2 化学性质 (2) 1.2.3 乙醇的用途 (2) 第二章工艺流程的选择和确定 (3) 2.1 粗乙醇的精馏 (3) 2.1.1 精馏原理 (3) 2.1.2 精馏工艺和精馏塔的选择 (3) 2.2 乙醇精馏流程 (5) 第三章物料和能量衡算 (7) 3.1 物料衡算 (7) 3.1.1 粗乙醇精馏的物料平衡计算 (7) 3.1.2 主塔的物料平衡计算 (8) 3.2 主精馏塔能量衡算 (9) 3.2.1 带入热量计算 (9) 3.2.2 带出热量计算 (10) 3.2.3 冷却水用量计算 (10) 第四章精馏塔的设计 (11) 4.1 主精馏塔的设计 (11) 4.1.1 精馏塔全塔物料衡算及塔板数的确定 (11) 4.1.2 求最小回流比及操作回流比 (12) 4.1.3 气液相负荷 (12) 4.2 求操作线方程 (12) 4.3 图解法求理论板 (13) 4.3.1 塔板、气液平衡相图 (13) 4.3.2 板效率及实际塔板数 (14) 4.4 操作条件 (14) 4.4.1 操作压力 (14) 4.4.2 混合液气相密度 (15) 4.4.3 混合液液相密度 (16) 4.4.4 表面力 (16)
课程设计 环氧乙烷生产工艺设计
化工工艺学课程设计设计题目：环氧乙烷生产工艺设计
目录 一、设计方案简介 (2) 二、工艺流程草图及说明 (6) 三、物料衡算 (8) 四、计算结果概要 (15) 五、工艺流程说明 (15) 六、工艺流程图 (21) 七、参考文献 (22) 一、设计方案简介 环氧乙烷（沸点10.5℃）是最简单也是最重要的环氧化合物，其用途是制取生产聚酯树脂和聚酯纤维的单体、制备表面活性剂，此外还用于制备乙醇胺类、乙二醇醚类等。 1、反应过程分析：
工业上生产环氧乙烷的方法是乙烯氧化法，在银催化剂上乙烯用空气或纯氧氧化。乙烯在Ag/α-Al2O3催化剂存在下直接氧化制取环氧乙烷的工艺，可用空气氧化也可以用氧气氧化，氧气氧化法虽然安全性不如空气氧化法好，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低，催化剂的生产能力较大，故大规模生产采用氧气氧化法由乙烯环氧化反应的动力学图示可知乙烯完全氧化生成二氧化碳和水，该反应是强放热反应，其反应热效应要比乙烯环氧化反应大 十多倍。 副反应的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反应热效应也有很大的影响。选择性下降热效应明显增加，故反应过程中选择性的控制十分重要。如选择性下降移热慢，反应温度就会迅速上升，甚至产生飞温。 2、催化剂的选择： 由于选择性在反应过程中的重要性，所以要选择选择性好的催化剂，银催化剂对乙烯环氧化反应较好的选择性，强度、热稳定性、寿命符合要求，所以用银催化剂。催化剂由活性组分银、载体和助催
化剂组成。助催化剂主要有碱金属、碱土金属、稀土金属化合物等。其作用是提高活性、增大稳定性、延长寿命。抑制剂的作用是抑制非目标产物的形成，主要有硒、碲、氯、溴等。载体的主要功能是负载、分散活性组分，提高稳定性。载体的结构（特别是孔结构）对助剂活性的发挥、选择性控制有极大的影响（乙烯氧化制环氧乙烷的特殊性要求载体比表面积低并且以大孔为主）。 3、反应压力： 加压对氧化反应的选择性无显著影响，但可提高反应器的生产能力且有利于环氧乙烷的回收，故采用加压氧化法，但压力高对设备的要求高费用增加催化剂易损坏。故采用操作压力为2Mpa左右。 4、反应温度及空速的影响： 影响转化率和选择性的主要因素是温度。温度过高，反应速度快、转化率高、选择性下降、催化剂活性衰退快、易造成飞温；温度过低，速度慢、生产能力小。所以要控制适宜温度，其与催化剂的选择性有关，一般控制的适宜温度在200-260℃。 另一个因素是空速，与温度相比次因素是次要的，但空速减小，转化率增高，选择性也要降低，而且空速不仅影响转化率和选择性，也影响催化剂得空时收率和单位时间的放热量，故必须全面衡量，现工业上采用的混合起空速一般为7000/h左右，也有更高。以氧气作氧化剂单程转化率控制在12-15%，选择性可达75-80%后更高。 5、原料纯度及配比： 原料其中的杂质可能给反应带来不利影响：使催化剂中毒而活
乙醇水溶液提纯精馏塔设计毕业设计
乙醇水溶液提纯精馏塔设计毕业设计 目录 1.绪论 (1) 1.1.设计背景 (1) 1.2.设计意义 (1) 1.3.设计步骤 (1) 2.精馏塔设计计算 (2) 2.1.精馏流程的确定 (2) 2.2.塔的物料衡算 (2) 2.2.1.查阅文献，整理有关物性数据 (2) 2.2.2.料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (3) 2.2.3. 平均摩尔质量 (3) 2.2.4. 物料衡算 (3) 2.3. 塔板数的确定 (3) 2.3.1. 乙醇—水物系的气液平衡数据 (4) 2.3.2. 求最小回流比及操作回流比 (4) 2.3.3. 求精馏塔的气液相负荷 (4) 2.3.4. 求操作线方程 (4) 2.3.5. 图解法求理论塔板层数 (4) 2.3.6. 求实际塔板数 (5) 2.4 塔的工艺条件及物性数据计算 (6) 2.4.1. 操作压力 (6) 2.4.2. 平均摩尔质量 (7) 2.4.3. 平均密度 (7) 2.4. 3.1 .....................................................气相密度7 2.4. 3.2 ................................................. 液相平均密度7 2.4.4. 液体表面力 (8) 2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9) 2.5.1. 塔径的计算 (9) 2.5.2. 精馏塔有效高度的计算 (9) 2.6 塔板主要工艺尺寸的计算 (9) 2.6.1. 堰长 (9) 2.6.2. 溢流堰高度 (10) 2.6.3. 弓形降液管宽度和截面积 (10) 2.6.4. 降液管底隙高度 (11) 2.7 塔板布置 (11) 2.7.1. 塔板的分块 (12) 2.7.2. 边缘区宽度确定 (12)
乙醇精馏塔-毕业设计
摘要 乙醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，在国民经济中占有十分重要的地位。随着乙醇工业的迅速成熟，各种制乙醇的方法相继产生。由于乙醇与水混合物的特殊性，即相对挥发度的不同且在一定浓度时生成共沸物，精馏操作一直是乙醇生产不可缺少的工序。 本设计的主要内容是根据20万吨乙醇生产工艺的需求，通过物料衡算和热量衡算以及板式浮阀塔设计的理论知识来设计浮阀塔，并由负荷性能图来进行校验。此外，本设计遵循经济、资源综合利用、环保的原则，严格控制工业三废的排放，充分利用废热，降低能耗，提高工艺的可行性。 关键词：乙醇精馏；浮阀塔；塔附件设计
Abstract Ethanol is a very important organic chemical raw material, but also a fuel, in the national economy occupied a very important position. With the rapid ethanol industry matures, various methods have been found. As a characteristic of a mixture of ethanol and water, the difference of the relative volatility and is generated in a certain concentration azeotrope, distillation operation has been indispensable step of ethanol production. The design of the main content is based on 200,000 tons of ethanol production technology，which needs through material balance and energy balance and the plate valve column design theory to design the float valve column by load performance diagrams for verification. In addition, the design follows the economy, resource utilization, environmental protection principles, strictly control industrial waste emissions, the full use of waste heat, reduce energy consumption and improve the feasibility of the process. Keywords: Ethanol distillation，Valve column，Design
化工设计说明书格式
《化工工艺设计》课程设计说明书 乙烯制取环氧乙烷生产工艺设计 姓 名： 学科、 专业： 学 号： 指 导 教 师： 完 成 日 期： 苏州科技学院 Suzhou University of Science and Technology 注：题目，居中，字体：华文细黑，加黑，字号：二号，行距：多倍行距1.25，间距：前段、后段均为0行，取消网格对齐选项。 注：宋体，小三 注：居中，宋体， 小一号，加黑。
注：标题“目录”，字体：黑体，字号： 小三。章、节标题和页码，字体：宋体， 字号：小四。 目录 1 总论 (1) 1.1 概述 (1) 1.2 设计产品的性能、用途及市场需求 (1) 1.3 设计任务 (1) 2 设计方案简介............................................................................ 错误！未定义书签。 2.1 生产工艺的选择............................................................. 错误！未定义书签。 2.1.1 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 2.1.2 XXXX (1) 2.2 原料及催化剂的选择 (2) 2.2.1 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 2.2.2 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 2.3 物料衡算......................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.1 XXX ..................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.2 XXX ..................................................................... 错误！未定义书签。 2.4 热量衡算 (2) 2.4.1 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 2.4.2 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 2.4.3 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 2.4.4 XXXX .................................................................. 错误！未定义书签。 3 生产流程简述............................................................................ 错误！未定义书签。 3.1 环氧乙烷反应系统的工艺流程............................ 错误！未定义书签。 3.1.1 XX ........................................................................ 错误！未定义书签。 3.1.2 XX ........................................................................ 错误！未定义书签。 3.1.3 XX ........................................................................ 错误！未定义书签。 3.2 二氧化碳脱除系统的工艺流程............................ 错误！未定义书签。 3.2.1 XXX ..................................................................... 错误！未定义书签。 3.2.2 XXX ..................................................................... 错误！未定义书签。 3.3 XXX ................................................................................ 错误！未定义书签。 3.4 XXX ................................................................................ 错误！未定义书签。 4 主要设备.................................................................................... 错误！未定义书签。 4.1 XXXX ............................................................................. 错误！未定义书签。
环氧乙烷工艺概述(经典)
环氧乙烷情况概述 1.1. 装置概况及特点 1.1.1.装置建设规模(反应初期) EO/EG装置能力为20.89万吨/年当量环氧乙烷（EOE）。 工况1： 10万吨/年高纯环氧乙烷(EO)，13.89万吨/年一乙二醇(MEG)，1.15万吨/年二乙二醇(DEG)，0.06万吨/年三乙二醇(TEG)。 工况2： 5.21万吨/年高纯环氧乙烷(EO)， 20万吨/年一乙二醇(MEG)，1.65万吨/年二乙二醇(DEG)，0.087万吨/年三乙二醇(TEG)。 装置乙烯各工况下的反应初期与反应末期年消耗均为150000吨。 1.1. 2.建设性质 本项目属于新建项目。 1.1.3编制依据 美国科学设计公司（SD）为辽宁北方化学工业有限公司环氧工程项目编制的EO/EG装置工艺包； 《石油化工装置基础工程设计内容规定》 SHSG-033-2003 其他设计依据参见总说明的编制依据。 1.1.4装置的组成、设计范围和设计分工 EO/EG装置分为环氧乙烷反应和吸收系统、二氧化碳脱除系统、环氧乙烷解吸和再吸收系统、环氧乙烷精制系统、乙二醇反应和蒸发系统、乙二醇脱水和精制系统、多乙二醇分离系统、公用工程蒸汽和凝液系统等单元组成。SD公司负责装置的工艺包设计，中国寰球工程公司负责初步设计与施工图设计。 1.1.5装置的年运行时数、操作班次和装置的定员 1.1.5.1年操作小时数 装置年操作小时数为7560小时。 1.1.5.2操作班次 本装置工作制度为四班三倒。 1.1.5.3装置的定员 装置定员为103人。
1.2 原料、产品及副产品 1.2.1原料的规格、用量、运输方式及来源 EO/EG装置主要原料为乙烯、氧气、甲烷等，其规格见工艺说明部分，乙烯年消耗在各工况下均为150000吨，其余原料用量根据催化剂的活性调整。各原料用量、运输方式及来源情况见表1.2-1。 表1.2-1 原料规格、用量及来源 1.2.2产品和副产品产量、运输方式 装置的主要产品为高纯环氧乙烷、一乙二醇，副产品为二乙二醇、三乙二醇，其规格见工艺说明部分，产量与运输方式见表1.2-2。 表1.2-2 产品和副产品产量、运输方式 注：以上表格中的产量为反应初期产量。
精馏塔的设计(毕业设计)讲义
精馏塔尺寸设计计算 初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。 由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。 4.2.1 操作理论板数和操作回流比 初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。 （1）最少理论板数N m 系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。 式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数； x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数； αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度； N m——系统最少平衡级（理论板）数。 塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度： 由式（4－9）得最少理论板数： 初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。 （2）最小回流比 最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数θ。 求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。
式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数； c——组分个数； αi——i组分的相对挥发度； θ——Underwood参数； ——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。 进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则 在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以 利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得 （3）操作回流比R和操作理论板数N0 操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。 取R/R m=1.2，得R=26.34，则有： 查Gilliland图得 解得操作理论板数N0=51。 4.2.2 实际塔板数 （1）进料板位置的确定 对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。
精馏塔毕业设计论文
第一章概论 1.1塔设备在化工生产中的作用和地位 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。 在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。 1.2塔设备的分类及一般构造 塔设备经过长期发展，形成了型式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要。为了便于研究和比较，人们从不同的角度对塔设备进行分类。例如：按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际接触界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔；也有按塔釜型式分类的。但是长期以来，最常用的分类是按塔的内件结构分为板式塔和填料塔两大类，还有几种装有机械运动构件的塔。 在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。 在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。 人们又按板式塔的塔盘结构和填料塔所用的填料，细分为多种塔型。
环氧乙烷工艺参数及主要设备
（二）CO2脱除及EO吸收(200#单元) 一、反应产品冷却和EO吸收 反应产品气体经过二次冷却后，温度降到135（138）℃，然后与K-301来的气体混合。这股气流在产品第二冷却器E-203中，与从EO吸收塔C-203中来的富吸收液进行交换，进一步冷却到51(53)℃；富吸收液从41(42)℃被加热到67（69)℃。 冷却后的反应产品气体进到EO吸收塔C-203(在2000年扩能改造中此塔内件改为规整填料)的急冷部分。气体中的一些杂质，如少量有机酸、微量分解的抑制剂被碱性急冷循环液吸收（部分EO反应器生成的甲醛也在这里脱除）。 急冷液离开塔釜的温度为47℃。为脱除反应产品气冷却时产生的水，将一小股物流引到急冷排放解吸塔C-205中，用泵P-205把急冷液打到急冷冷却器E-205，冷却到42℃，再回到EO吸收塔的急冷段。 依靠五层减震浮阀塔塔板上的两级热传递实现急冷段的热平衡。急冷液的循环速率为160m3/hr。 离开急冷段的气体在35℃下用贫吸收液洗涤以回收E0，苛性碱连续加到贫吸收液中维持PH值在7.3～7.5之间，以确保脱除气体中残余的少量酸性化合物。
为保证在有33块塔板（采出板上面）的EO吸收塔中，EO的吸收率达到99.6%（包括急冷排放和乙二醇的生成），吸收剂的流量定为258.8 m3/hr（EOC），塔的内径定为3000mm。系统需要消泡，因此把消泡剂加到贫吸收液中(消泡剂应为无硅的)。 富吸收液从第六层塔板（采出板）引出，温度为41℃。为防止高压循环气串入压力较低的EO解吸塔，并由此排至大气，在富吸收液管道上安装了一个开关阀，低液位开关会引起此阀动作。同样，如果进塔的贫吸收液中断，贫吸收液管道上的开关阀亦可通过回流保护系统关闭。低压差同样会引起氧气停车系统联锁（延时3分钟）。 EO吸收塔的压力，以及循环气管道（从反应器进料到循环气体压缩机入口）的压力是通过排放少量（0.18%）EO吸收塔塔顶气体，从而降低惰性组分含量来控制的。设计排放速率为299（301）kg/hr。此外，循环压缩机密封点处、法兰接头、采样点、排放阀和仪器取样等都会造成少量损失，从而减少所需的正常排放量。 二、EO解吸和乙二醇脱除 在EO吸塔中吸收的E0，在EO解吸塔C-204内从富吸收液中解吸出来。 富吸收液离开EO吸收塔的温度为41℃，预热到103℃后进入EO汽提塔顶部，塔顶出料(EO/H20)进入轻组分脱除和
毕业设计--精馏塔的工艺和机械设计
毕业设计（论文） 2013 届 题目CS2和CCl4精馏塔的工艺和机械设计专业化工设备与维修技术
毕业论文（设计）任务书 1、论文（设计）题目：CS2和CCl4精馏塔的工艺 和机械设计 2、论文（设计）要求： （1）学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量，最好是独立完成。 （2）选题有一定的理论意义与实践价值，必须与所学专业相关。（3）主题明确，思路清晰。 （4）文献工作扎实，能够较为全面地反映论文研究领域内的成果及其最新进展。 （5）格式规范，严格按系部制定的论文格式模板调整格式。 （6）所有学生必须在5月15日之前交论文初稿。 3、论文（设计）日期：任务下达日期 2013.3.4 完成日期 2013.4.10 4、指导教师签字：
CS2和CCl4精馏塔的工艺和机械设计 摘要：本次设计的目的是通过精馏操作来完成二硫化碳和四氯化碳混合溶液的分离，从而获得较高浓度的轻组分二硫化碳。精馏是利用混合液中各组分挥发度不同而达到分离要求的一种单元操作。本设计详细阐述了设计的各部分内容，计算贯穿在整个设计中。本设计包括蒸馏技术的概述、精馏塔工艺尺寸的计算、塔板校核、精馏塔结构的设计、筒体及各部件材料的选择、筒体各处开孔补强的设计、塔体机械强度的校核及精馏塔装配图的绘制等主要内容。 关键字：精馏塔，塔板校核，开孔补强，机械强度。
目录 1.概论 (1) 1.1蒸馏技术背景、基本概念和分类 (1) 1.1.1蒸馏技术背景 (1) 1.1.3蒸馏技术分类 (1) 1.2塔设备的作用和类型 (2) 1.2.1塔设备的作用 (2) 1.2.2塔设备的类型 (2) 1.3蒸馏技术节能 (3) 1.4现在蒸馏技术面临的机遇和挑战 (3) 1.5本设计中的方案选择 (4) 2.精馏塔设计任务书 (6) 2.1设计题目：二硫化碳—四氯化碳精馏塔设计 (6) 2.2设计任务及操作条件 (6) 2.3设计内容 (6) 2.4设计基础数据 (7) 3．各部分结构尺寸的确定和设计计算 (8) 3.1.物料衡算 (8) 3.2全塔物料衡算 (8) 3.3塔板数的确定 (8) 3.4塔工艺条件及物性数据计算 (11) 3.4.1操作压强的计算P m (11) 3.4.3精馏塔气相密度 (11) 3.4.4精馏塔液相密度 (11) 3.5精馏塔气液负荷计算 (12) 3.6精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (13) 3.6.1塔径的计算 (13) 3.6.2塔高计算 (14)
环氧乙烷课程设计任务书
《化工工艺学》课程设计任务书 一、课程设计的目的 通过课程设计，旨在使学生了解化工工艺基本原理、重要工艺过程、设备的构造及工程设计基本内容，初步掌握化工工艺设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力、收集和查阅文献资料的能力、分析和解决工程实际问题的能力、独立工作和创新能力。课程设计的任务是：学生能综合运用所学理论知识和所掌握的各种技能，通过独立思考和锐意创新，在规定的时间内完成指定的化工工艺的设计任务，并通过设计说明书及设计图形式正确表述。 二、设计任务及要求 1、设计题目 4.2/7.2/ 9.2万吨/年环氧烷生产工艺设计 2、设计条件 用N2作为惰性致稳气时的原料气组成 反应器的单程转化率： 12.3% 选择性：73.8% 环氧乙烷的吸收率：99.5% O2中夹带Ar 0.00856 mol/mol，循环排放气中含Ar为12.85%（10～15%，可自行调配），产品环氧乙烷中含Ar 0.00631 mol/mol。 年生产7440小时。 3、设计任务 1）设计方案简介：对给定或选定的工艺流程进行简要的论述。 2）主要设备的工艺设计计算：包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计。对反应器和环氧乙烷精馏塔做详细设计计算(包括工艺参数和设备参数)。3）典型辅助设备的选型和计算：包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。 4）工艺流程简图：以单线图的形式绘制，标出主要设备和辅助设备的物流量、能流量和主要化工参数测量点。 5）主要设备工艺条件图：包括设备的主要工艺尺寸。 6）编写设计说明书：包括设计任务书、目录、设计方案简介与评述、工艺设计及计算、主要设备设计、设计结果汇总表、参考资料等内容，并附带控制点的工艺流程图。 三、设计时间进程表 时间：2周（11-12周），时间分配大致如下：
甲醇精馏塔设计说明书
设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。 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2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
化工工艺学课程设计书--环氧乙烷的制取
设计题目：环氧乙烷的制取
目录 一、设计任务书 2 二、设计方案简介 3 三、工艺流程草图及说明 6 四、物料衡算9 五、计算结果一览表16 六、工艺流程说明17 七、附图20 八、参考文献22
设计任务书 一、基本数据 用 N2 作为惰性致稳气时的原料气组成 反应器的单程转化率：12. 3% 选择性：73.8% 环氧乙烷的吸收率：99.5% O2中夹带的0.00856mol，循环排放气中含Ar为12.85%，产品环氧乙烷中含 Ar0. 00631mol 。 二、课程设计内容及要求 （一）内容1、对环氧乙烷反应系统的物料衡算； 2、绘制环氧乙烷反应系统的工艺流程图（一张）； 3、绘制二氧化碳脱除系统的工艺流程图（一张）； 4、编制课程设计说明书（一份）。 （二）具体要求1、环氧乙烷反应系统的物料衡算方法参考《基本有机化工工艺学》 （吴指南主编）一书。2、绘制的带控制点的工艺流程图必须符合化工制图的规范，并且字 体必须工整。3、编制的课程设计说明书应对计算过程与工艺流程的选择以及控点 的确定进行详细的说明和解释。
设计方案简介 环氧乙烷（简称EO）是最简单也是最重要的环氧化合物， 在常温下为气体，沸点10. 5℃。可以与水、醇、醚及大多数有机溶剂 以任意比混合。有毒，易自聚，尤其当有铁，酸，碱，醛等杂质或高 温下更是如此，自聚时放出大量热，甚至发生爆炸，因此存放环氧乙 烷的贮槽必须清洁，并保持在0℃以下。 环氧乙烷是以乙烯为原料产品中的第三大品种，仅次于聚乙烯和苯乙烯。它的用途是制取生产聚酯树脂和聚酯纤维的单体、制备表面活性剂，此外还用于制备乙醇胺类、乙二醇醚类等。一、反应过程分析：工业上生产环氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，该法分两步进行，第一步将乙烯和氯通入水中反应生成2- 氯乙醇，2- 氯乙醇水溶液浓度控制在6%- 7%（质量）; 第二步使2- 氯乙醇与Ca ( O H)2反应，生成环氧乙烷。该法的优点是对乙烯的浓度要求不高，反应条件较缓和，其主要缺点是要消耗大量氯气和石灰，反应介质有强腐蚀性，且有大量含氯化钙 的污水要排放。因此开发了乙烯直接氧化法，取代氯醇法。 工业上生产环氧乙烷的方法是乙烯直接氧化法，在银催化剂上乙 烯用空气或纯氧氧化。乙烯在Ag/α-Al2O3催化剂存在下直接氧化制取环 氧乙烷的工艺，可用空气氧化也可以用氧气氧化，氧气氧化法虽然安 全性不如空气氧化法好，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低， 催化剂的生产能力较大，故大规模生产采用氧气氧化法。主要反应方 程式如下： 主反应 副反应由乙烯环氧化反应的动力学可知，乙烯完全氧化生成二氧 化碳和 水，该反应是强放热反应，其反应热效应要比乙烯环氧化反应大十多倍。故副反应的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反映热效 应也有很大的影响。选择性下降，热效应就明显增加，如选择性下降 移热慢，反应温度就会迅速上升，甚至产生飞温。所以反应过程中选 择性的控制十分重要。
年产10万吨甲醇精馏工段设计毕业设计
毕业设计设计题目：年产10万吨甲醇精馏工段工艺设计
毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明 原创性声明 本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。 作者签名：日期： 指导教师签名：日期： 使用授权说明 本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。 作者签名：日期：
学位论文原创性声明 本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。 作者签名：日期：年月日 学位论文版权使用授权书 本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅。本人授权大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。 涉密论文按学校规定处理。 作者签名：日期：年月日 导师签名：日期：年月日
年产5万吨环氧乙烷工艺设计说明
年产5.5万吨环氧乙烷工艺设计 摘要 本文是对年产5.5万吨环氧乙烷合成工段的工艺设计。本设计依据环氧乙烷生产工段的工艺过程，在生产理论的基础上，制定合理可行的设计方案。 本文主要阐述了环氧乙烷在国民经济中的地位和作用、工业生产方法、生产原理、工艺流程。对主要设备如：混合器、反应器、环氧乙烷吸收塔、二氧化碳吸收系统，等进行物料衡算，对环氧乙烷反应器设备进行热量衡算，并对环氧乙烷反应器进行详细的设备计算和校核，确定操作参数、设备类型和材质，使用CAD绘制相应的工艺流程图，最后得出设备参数。 关键词：环氧乙烷；工艺流程；反应器；物料衡算。
PROCESS DESIGN OF ETHYLENE OXIDE WITH ANNUAL OUTPUT OF 55,000 TONS ABSTRACT The process of ethylene oxide with annual output of 5,5000 tons was designed in this paper. Based on the actual production process and production theory reasonable design scheme was developed. The status and role of ethylene oxide in the national economy was discussed in this paper. Furthermore, the produce methods, the principle of produce and process were also interpred. Material balance of the main equipments, such as: the mixer, the reactor, the absorb tower of epoxyethane, and the absorb system of carbon dioxide have been calculated. Calculation of energy balance for the epoxyethane reactor were also carried out. Equipment calculations and checking of the reactor were carried on detail. The parameters, types and materials of the equipments were confirmed. Based upon, the high purity epoxyethane rectifier was draw using CAD. Finally, correspond measures for the production process were given. KEY WORDS：epoxyethane；process；reactor；material balance。
苯-氯苯连续精馏塔设计毕业论文外文翻译
学号： HEBEI UNITED UNIVERSITY 毕业设计外文翻译 G RADUATE D ESIGN F OREIGN L ANGUAGE T RANSLATION 设计题目：苯-氯苯连续精馏塔设计 学生姓名： 专业班级： 学院：机械工程学院 指导教师： 2012年5月26日
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。 在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广、量大。据统计，塔设备无论其投资费还是所有消耗的钢材重量，在整个过程装备中所占的比例都相当高。 精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 本设计是笨-氯苯连续分离精馏塔，而氯苯是一种重要的基本有机合成原料，用作染料、医药、农药、有机合成中间体。用于制造苯酚、硝基氯苯、二硝基氯苯、苯胺、硝基酚及杀虫剂滴滴涕等，也用作乙基纤维素和许多树脂的溶剂。氯苯的下游产品中，硝基氯化苯是氯苯的主要消费用户，对硝基氯化苯是重要的染料、农药、医药的中间体。以对硝基氯化苯为原料可以生产对硝基苯酚、对硝基苯胺、对氨基苯酚、对苯二胺、对氨基苯甲醚和对氨基苯乙醚等一系列有机化工产品。但由于用苯氯化法制氯苯后，苯和氯苯互溶，因此需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。 首先，苯和氯苯的原料在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下
环氧乙烷的制取
《化工工艺设计》课程设计说明书乙烯制取环氧乙烷生产工艺设计 姓名：张正元 学科、专业：应用化学0911 学号： 0920109124 指导教师：刘垚 完成日期： 2012年7月1日 苏州科技学院 Suzhou University of Science and Technolog
目录 1、设计任务书 (1) 1.1基本数据 (1) 1.2课程设计内容及要求 (1) 1.2.1内容 (1) 1.2.2具体要求 (1) 2、设计方案简介 (1) 2.1反应过程分析 (2) 2.2催化剂的选择 (2) 2.3反应器及混合器的选择： (3) 2.4影响因素（反应条件）的分析 (3) 3、工艺流程草图及说明 (5) 3.1 氧化反应部分 (5) 3.1.1 工艺流程草图 (5) 3.1.2 流程草图说明 (5) 3.2 环氧乙烷回收和精制部分 (6) 4、物料衡算 (6) 4.1 由设计任务书已知数据 (6) 4.2乙烯催化氧化制取环氧乙烷得物料衡算框图 (7) 4.3衡算过程 (7) 4.3.1确定反应混合气(RP)组成 (8) 4.3.2确定混合分离气(SP)的组成 (8) 4.3.3确定新鲜原料(FF)和循环气(RC)组成 (9) 的循环气SPC的组成 (10) 4.4.4确定未脱CO 2 4.4.5确定SRC的组成 (11) 5、数据校核及结果评价 (12) 5.1数据校核 (12) 5.2结果评价 (12) 6、计算结果一览表 (13)
7、工艺流程及控制点说明 (13) 7.1工艺流程说明 (13) 7.1.1环氧乙烷反应系统工艺流程 (13) 7.1.2二氧化碳脱除系统工艺流程 (14) 7.2控制点说明 (15) 7.2.1环氧乙烷反应系统控制点 (15) 7.2.2二氧化碳脱除系统控制点 (15) 参考文献 (16)