《化工工藝與設(shè)備設(shè)計(jì)》大作業(yè)三

大作業(yè)三

第十組：張圣夫、蔣浩、易橫、陳其樂(lè)

一、乙二醇分離塔精福段具體設(shè)計(jì)

設(shè)計(jì)依據(jù)

《F1型浮閥》JB/T1118-2001

《鋼制壓力容器》GB150-1998

1工藝參數(shù)

乙二醇分離塔T105的操作條件及工藝參數(shù)見(jiàn)表lo

表1：乙二醇分離塔T105操作條件工藝參數(shù)一覽表

操作壓力蒸出比進(jìn)料狀態(tài)理論板數(shù)進(jìn)料位置

0.3MPa5.25液體進(jìn)料2111

2設(shè)備選型

精鐳塔主要有板式塔和填料塔兩大類，二者各有優(yōu)缺點(diǎn)，要根據(jù)具體情況進(jìn)

行選擇。選擇時(shí)應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔

設(shè)備的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。乙二醇分離塔的液相負(fù)荷不大，但氣相負(fù)荷

較大，因而導(dǎo)致塔徑較大，同時(shí)這里要求操作彈性，因而最終選擇了板式塔。

3乙二醇分離塔精儲(chǔ)段詳細(xì)設(shè)計(jì)

3.1基本水力學(xué)數(shù)據(jù)

根據(jù)AspenPlus模擬的結(jié)果，將精儲(chǔ)段各理論板上的氣液負(fù)荷及物性數(shù)據(jù)列

于表2o

表2：AspenPlus模擬得到的各理論板上的氣液負(fù)荷及物性數(shù)據(jù)

液相體積氣相體積液相密氣相密液體表面

液相粘度

塔板流率流率度度張力

/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塔徑初選

為了確定塔徑，首先要確定適宜的操作氣速，而適宜的操作氣速的選擇一般

根據(jù)泛點(diǎn)氣速選擇，所以，估算塔徑的關(guān)鍵就是泛點(diǎn)氣速的求解。

以精微段水力學(xué)數(shù)據(jù)的平均值作為設(shè)計(jì)和校核的依據(jù)，計(jì)算所用數(shù)據(jù)如表3：

表3：精儲(chǔ)段水力學(xué)數(shù)據(jù)平均值

液相體積流率m3/h氣相體積流率m3/h液相密度kg/m3氣相密度kg/m3液相粘度Pas液體表面張力N/m

46.347518768.6103704.40163.14470.0002650.016113

在估算塔徑時(shí)，板上清液層高度hL的經(jīng)驗(yàn)值可在50?100mm選取，根據(jù)經(jīng)

驗(yàn)，小塔板間距HT為0.2?0.4m,大塔HT為0.4?0.6m,初選塔板間距HT=0.6m,

板上清液層高度hL=01m,則

查Smith泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.113

則泛點(diǎn)氣速:

塔的適宜操作氣速應(yīng)比泛點(diǎn)氣速低，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，適宜氣速%,=(0.6~0.8)uf。

本設(shè)計(jì)中，取安全系數(shù)為0.75,則適宜的操作氣速%=0.75%=1.212m/s

則塔徑：D=———=2.34m

TC

4%

圓整后取塔徑D=2.4m。則實(shí)際的空塔氣速為1.152m/so

3.3塔盤結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)

3.3.1液流型式

常用的液流型式主要有單溢流、雙溢流、U型流和多溢流，液流型式主要根

據(jù)塔徑和液體流量進(jìn)行選擇。本項(xiàng)目設(shè)計(jì)的乙二醇分離塔，塔徑為2400mm,平

均液體流量為46.3475m3/h,液體流量較小，因而可以選擇單溢流形式。

3.3.2塔盤型式

塔盤是精儲(chǔ)塔內(nèi)部的主要構(gòu)件，塔盤由塔盤板、氣液接觸元件(如浮閥、篩

孔、泡罩等)、受液盤、溢流堰、降液管、塔盤支持件與緊固件等部分組成。塔

盤按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式和分塊式兩種類型，一般塔徑在300?900mm時(shí)，采

用整塊式塔盤，當(dāng)塔徑在800mm以上時(shí)，能在塔內(nèi)進(jìn)行裝拆，可用分塊式塔盤。

乙二醇分離塔塔徑為2400mm,因而可以選用分塊式塔盤。

3.3.3塔盤板

塔盤板分為平板式、槽式和自身梁式三種，平板式塔盤板需在塔內(nèi)設(shè)置支撐

梁，由于塔內(nèi)設(shè)梁，減小了有效面積，且緊固件的裝拆件增多，增加了材料消耗。

槽式塔盤板和自身梁式塔盤板可用通用模具沖壓制成不同長(zhǎng)度的塔盤板，由于支

承梁直接從塔盤板上壓成，既簡(jiǎn)化了塔盤結(jié)構(gòu)，有增大了塔盤板的剛性，耗材也

少。自身梁式塔盤板缺點(diǎn)是自身梁部位不能開(kāi)孔，槽式塔盤板的開(kāi)孔率比平板式

和自身梁式都高，但當(dāng)塔盤板的制造有偏差時(shí)，梁上的螺栓孔眼不易對(duì)齊，給安

裝帶來(lái)困難，止匕外，焊上的梁板在運(yùn)輸過(guò)程中容易掉下，且易產(chǎn)生焊接變形。綜

合考慮三種塔盤板的特點(diǎn)，雖然自身梁式塔盤板存在開(kāi)孔率低的缺點(diǎn)，但其加工、

運(yùn)輸及安裝都比較簡(jiǎn)單，這里使用自身梁式塔盤板。

3.3.4氣液接觸元件

氣液接觸元件主要分為浮閥、泡罩、篩孔等。浮閥塔盤由于制造方便及性能

上的優(yōu)點(diǎn)，很多場(chǎng)合已取代了泡罩塔盤，它適用于一切情況，在較寬的氣體負(fù)荷

變動(dòng)范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。綜合考慮這里選用浮閥塔盤。

浮閥的種類很多，V-1型浮閥是目前使用最為廣泛的形式，其結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制

造方便，性能良好，相當(dāng)于標(biāo)準(zhǔn)中的F1型浮閥，又分為輕閥和重閥兩種，為了

使操作比較穩(wěn)定，一般選用重閥。本項(xiàng)目中的乙二醇分離塔采用V-1型重閥。

按照《F1型浮閥》標(biāo)準(zhǔn)。這里將乙二醇分離塔采用的V-1型重閥的主要參數(shù)

列于表40

表4：V-1型重閥主要參數(shù)

閥徑/mm起始開(kāi)度最大開(kāi)度/mm閥孔直徑/mm閥重/g材料

/mm

482.58.538.4330Grl3

3.3.5溢流堰

由于乙二醇分離塔采用凹形受液盤(見(jiàn)本說(shuō)明書337),所以不用入口堰,

只需要設(shè)計(jì)出口堰。

對(duì)于單溢流的弓形降液管，溢流堰的長(zhǎng)度一般為0.6?0.8D,這里取0.75D,

則溢流堰的長(zhǎng)度為4=0.752=1.8/，堰上液流強(qiáng)度為￡,=，=25.75"/(htti),一

W

般堰上液流強(qiáng)度<60m3/(h-m),所以設(shè)計(jì)的溢流堰的長(zhǎng)度滿足要求。

最常用的溢流堰是平堰，其堰上液頭高h(yuǎn)°w可用弗朗西斯公式計(jì)算，從圖中

查得收縮系數(shù)E=L02.

zy/3

hOW=0.00284￡—1=25mm

\WJ

滿足how>13mm,因而可以采用平堰，不需要使用齒形堰。

所以，溢流堰高度為用-4.=75mm。

3.3.6降液管

降液管是塔板間液體流動(dòng)的通道，也是使溢流液中夾帶氣體得以分離的場(chǎng)所。

降液管有圓形和弓形之分，圓形降液管只適用于小直徑塔，對(duì)于直徑較大的塔，

常用弓形降液管，本項(xiàng)目中的乙二醇分離塔屬于較大的塔，因而這里選用弓形降

液管。

3.3.6.1降液管的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)

下面計(jì)算乙二醇分離塔的弓形降液管的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)。

對(duì)應(yīng)于堰長(zhǎng)的圓心角：0=2arcsin0.75=97.18°

弓形降液管截面積：A「黑彳產(chǎn)不。.5071

4A

降液管面積占塔盤總面積的百分比為TxlOO%=lL2M對(duì)于浮閥塔，降液

管面積占塔盤總面積不小于10%,這里設(shè)計(jì)的降液管滿足要求。

用于分塊式塔盤的降液管分為可拆式和焊接固定式兩種，形式又分為垂直式、

傾斜式和階梯式，垂直式降液管主要用于小直徑塔盤和負(fù)荷很小的塔盤，當(dāng)降液

管面積占塔盤總面積12%以上時(shí)，應(yīng)選用傾斜式降液管，可以擴(kuò)大塔盤的有效面

積。這里弓形降液管面積占塔盤總面積的11.2%,因而可以采用結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單的可

拆式垂直降液管。

336.2降液管的液層高度校核

為了防止液泛，我國(guó)的設(shè)計(jì)規(guī)定，控制降液管內(nèi)清液層高度Hd為塔板間距

與堰高之和的一半，即＜%+上，實(shí)際上降液管內(nèi)是充氣的液體，降液管內(nèi)

的實(shí)際液層高度為。是充氣液體與清夜的重度比值，對(duì)于一般物質(zhì)。

,

=0.5,這里HT=0.6DI,hw=0.75m,故叫＜0.675m0降液管中清液層高度可按下

式計(jì)算：%+為〃+4+&+△

其中，hd為液流通過(guò)降液管的壓頭損失，不設(shè)進(jìn)口堰時(shí)可按下式計(jì)算：

%為降液管底邊至受液盤的距離，可以根據(jù)公式h廠工其中，乙為降液

1產(chǎn)b

管底邊出口處的液體流速，一般?。?.4m/s,這里取為0.3m/s,可以得到降液管

底邊到受液盤的距離為\=0.024〃，計(jì)算得到4=0.014加。

為為與氣體通過(guò)一塊塔板的總壓降，對(duì)于浮閥塔板4=々+也，其中，々為干

板壓降，在浮閥全開(kāi)后，可按如下公式計(jì)算：々=5.34=0.056加

2g0

4為液層壓力，可按下式計(jì)算：/?7=0.5(hw+hOT)=0.05m

所以，力。=0.106加。

液面落差A(yù)一般很小，這里將其忽略。

最終得到，*+4+4+力。，+△=().22m,滿足小于等于0.675m的要求，因而

不會(huì)發(fā)生液泛。

3.3.6.3液體越堰時(shí)的拋射距離校核

液體越堰時(shí)的拋射距離可按下式計(jì)算：片0.8“*產(chǎn)「％)=0.085m

w

則：x100%=21%

其中，Wd為弓形降液管寬度，計(jì)算得%=0.4067,為了能充分分離氣泡，液

流的最大拋射距離不應(yīng)超過(guò)降液管寬度Wd的60%。上述降液管的設(shè)計(jì)滿足要求。

3.3.7受液盤

為保證降液管出口處液封，在塔盤上設(shè)置受液盤。受液盤有平型和凹型兩種,

當(dāng)液體通過(guò)降液管與受液盤的壓力降大于25mm時(shí)，應(yīng)采用凹型受液盤，可對(duì)液

體流向有緩沖作用，降低塔盤入口處的液峰，使得液流平穩(wěn)。乙二醇分離塔采用

凹型受液盤，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，受液盤深度為50mm。

3.3.8塔盤排布

取閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo=12,則閥孔氣速為：

F

uQ=4=6.77m/s

PG

可以計(jì)算得到浮閥數(shù)：

V

N=-------。665

/7\2

閥孔開(kāi)孔率可按下式計(jì)算：懺N」=0.17

對(duì)于分塊式塔盤，由于塔盤板分塊的寬度是相同的，所以采用等腰三角形排

列。在垂直于液流的方向上，浮閥的中心距t定為75mm,在平行于液流的方向

上，排中心間距F即等腰三角形的高可在65?110mm之間選取，下面通過(guò)計(jì)算確

定排中心間距。

首先需要計(jì)算總鼓泡面積4,對(duì)于單溢流，可以根據(jù)下式確定：

A=2xylr2-x2+r2sin-1—

a、

其中，尸段-匹+也），r=1-WcoWd為弓形降液管寬度，計(jì)算得Wd=0.406〃；

W,為外堰側(cè)安定區(qū)，一般取《；=70~100瞬，這里取WS=0.08R；W,為邊緣區(qū)寬度,

一般取W°=40~60必加，這里取W°=0.05勿。計(jì)算得到，x=0.714/，r=l.15/。最后

得到，總鼓泡區(qū)面積為4=3.06加2。

當(dāng)浮閥按照等腰三角形排布時(shí)，排中心距/可以根據(jù)下式確定：

4

t'=a=0.061/

Nt

圖1：乙二醇分離塔塔盤浮閥排布方式

3.4乙二醇分離塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總

將乙二醇分離塔精儲(chǔ)段的所有參數(shù)匯總見(jiàn)附錄表A-1.

對(duì)于提儲(chǔ)段可以使用相同的方法計(jì)算，這里就不再重復(fù)。

4整體結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)

4.1塔高估算

4.1.1主體高度

使用奧康納爾效率關(guān)聯(lián)圖估計(jì)全塔效率，乙二醇分離塔的輕關(guān)鍵組分為甲醇,

重關(guān)鍵組分為碳酸二甲酯，甲醇-碳酸二甲酯體系的相對(duì)揮發(fā)度為2.75,塔頂、

塔底液體平均粘度為0.3mPa-s,查圖得乙二醇分離塔全塔效率：ET=50%o

則實(shí)際板數(shù)=40,進(jìn)料位置為第22塊塔板，精儲(chǔ)段共22塊塔板，

ET

提儲(chǔ)段共18塊塔板。計(jì)算主體高度時(shí)還應(yīng)該考慮人孔和加料板的存在使板間距

增大，乙二醇分離塔為液相進(jìn)料，因而加料板間距可以與塔板間距相同。所以總

塔高為：Z=(40-1)*0.6=23.4mo

4.1.2塔頂部空間高度

為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取1.2?1.5m,這里取

塔頂部空間高度：Hi=1.5mo

4.1.3塔底部空間高度

當(dāng)進(jìn)料系統(tǒng)有15min的緩沖容量時(shí)，釜液的停留時(shí)間可取3?5min,這里取

4八

停留時(shí)間為4min,則塔底部空間高度為:二0.84勿

兀D?

4.1.4裙座高度

=2+1.5—=3.8m

32

故乙二醇分離塔總高為：H=23.4+l.5+0.84+3.8=29.54m

4.2塔體選材及壁厚

4.2.1塔體選材

乙二醇分離塔操作溫度在95?233℃之間，壓力為0.3MPa,屬于常溫低壓容

器，雖然精微塔中存在氫氣，但是其量較少，并且所處的溫度不高，氫脆現(xiàn)象不

明顯，這里可選用普通的16MnR壓力容器用鋼板。

4.2.2塔體壁厚

查得16MnR鋼在設(shè)計(jì)溫度下的許用應(yīng)力[crF=170MPa,取焊接系數(shù)。=0.85,

取設(shè)計(jì)壓力為最大壓力的1.15倍，則塔體壁厚：S=PR=2.9mm

2㈤V-Pc

取鋼材厚度負(fù)偏差為0.5mm,腐蝕裕量3mm,并圓整,實(shí)際可取塔體壁厚為8mm。

4.2.3封頭

采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，材料同樣為16MnR鋼，封頭厚度為：S=

2口了介0.5R

其中，^=-[2+

對(duì)于標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，a=2,封頭形狀系數(shù)K=l,可得到厚度S=2.9mm

24

考慮負(fù)偏差和腐蝕裕量，可取厚度與壁厚相同，為8mm。

二、T106再沸器設(shè)計(jì)

1再沸器的熱負(fù)荷

AspenPlus模擬給出了再沸器的熱負(fù)荷為：。=1890.34卬

2計(jì)算傳熱溫度差

設(shè)殼程再生NMP進(jìn)出口溫度分別為7；,T2,管程塔釜液進(jìn)出口溫度小t2,

則傳熱平均溫度：△*=山孝卬=117.4K

In支”

3傳熱面積初估

初步假設(shè)總傳熱K=2520kJ/(h-m2-K)=700W/(m2-K),則傳熱面積

A=———=23.Q0m2

\KM,,

4初選換熱器

初選再沸器如附錄B中所示，選擇的換熱器面積已經(jīng)為可選之中的最小的了,

不過(guò)由于所需面積實(shí)在太小，因此仍然余量很大。

三、草酸酯加氫反應(yīng)器詳細(xì)設(shè)計(jì)

草酸酯加氫反應(yīng)器R104內(nèi)所發(fā)生的反應(yīng)為：

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

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

其中EG是主產(chǎn)物，MG是副產(chǎn)物。

反應(yīng)器相關(guān)設(shè)計(jì)參數(shù)列舉如表5所示：

表5：反應(yīng)器相關(guān)設(shè)計(jì)參數(shù)匯總

反應(yīng)器設(shè)備參列管式換熱器

數(shù)

列管數(shù)n5000

每根管長(zhǎng)/m6

管徑/mm032x3

殼體直徑/m3.53

列管材質(zhì)16MnR

催化齊U催化劑用量/t16.67

催化劑總填裝體積16.03

/m3

操作條件溫度/OC205

壓力/MPa2.0

進(jìn)料液相空速/九一13.0

列管氣速/租,S-17.2

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

物料信息進(jìn)料信息見(jiàn)表2

DM0轉(zhuǎn)化率/%100

EG選擇率4.05

=EG/MG(mol/mol)

所有操作條件、催化劑用量、反應(yīng)器設(shè)備參數(shù)的計(jì)算過(guò)程等，請(qǐng)參見(jiàn)附錄C

相關(guān)內(nèi)容。

附錄A：

表A-1：乙二醇分離塔精儲(chǔ)段設(shè)計(jì)參數(shù)匯總

項(xiàng)目名稱符號(hào)單位精儲(chǔ)段

氣相負(fù)荷Vm3/h18768.6103

液相負(fù)荷Lm3/h46.3475

設(shè)計(jì)參氣相密度Pvkg/m33.1447

數(shù)液相密度PLkg/m3704.4016

表面張力(5N/m0.016113

液相粘度Pas0.000265

塔型板式塔

塔盤浮閥塔盤

基本參塔徑Dm2.4

數(shù)空塔氣速Um/s1.152

板間距HTm0.6

單板壓降hpm0.106

類型F1(V1)型重閥

閥徑m

dv0.048

起始開(kāi)度m

hvo0.0025

最大開(kāi)度hymaxm0.0085

浮閥

閥孔直徑dom0.0384

閥重mvkg0.032

材料0Grl3

閥孔氣速Uom/s6.77

溢流型式單溢流

堰型平直堰

堰長(zhǎng)lwm1.8

溢流堰堰高h(yuǎn)wm0.075

堰上液頭度h°wm0.025

板上清液高m

hL0.1

溢流強(qiáng)度Lim3/(m*h)25.75

型式可拆式垂直降液管

降液管寬wdm0.406

降液管面積Am20.507

降液管d

降液管底隙高度

h0m0.024

降液管內(nèi)清液高度

Hdm0.22

降液管內(nèi)液體流速Wom/s0.03

受液盤形式凹型受液盤

深度m0.05

浮閥數(shù)N665

浮閥中心距tm0.075

塔盤排

浮閥排間距t'm0.061

布

開(kāi)孔率(p17%

開(kāi)孔區(qū)面積Apm20.77

A.1設(shè)計(jì)校核

A.1.1液沫夾帶校核

氣速增加，液沫夾帶增加，過(guò)量液沫夾帶將造成液體返混使板效率下降，故

生產(chǎn)中必須將氣速控制在一定值以下。浮閥塔板的液沫夾帶可按下式計(jì)算：

_2.14（8嚴(yán)（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,最終計(jì)算得到e「0.047kg（液體）/kg（氣體），正常操作時(shí)的液

4一4

體夾帶量氣應(yīng)不大于0.1kg（液體）kg/（氣體），計(jì)算出的結(jié)果滿足要求。

氣泡夾帶和停留時(shí)間的校核已經(jīng)在降液管的設(shè)計(jì)中完成，這里不再贅述。

A.L2漏液點(diǎn)氣速的校核

把基本不漏時(shí)的氣速稱為漏液點(diǎn)，相對(duì)漏液量10%時(shí)的氣速為

u。漏=（==2.82〃/s,對(duì)于浮閥塔，孔的動(dòng)能因子片=5m/s乂kg/n?嚴(yán)，實(shí)際操

1'A

作中的孔速為6.77m/s,因而不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的漏夜現(xiàn)象。

A.2塔板的負(fù)荷性能圖

A.2.1漏液線（氣體流量下限線）

對(duì)于F1型（VI型）浮閥，在漏液點(diǎn)處，閥孔的動(dòng)能因數(shù)為5m/s-（kg/m3）1/2,

則氣體流速的下限為4漏==2.82必/$,閥孔直徑為38.4mm,則氣相負(fù)荷下

限：JNd-u。,漏=2.172,3/s

A.2.2液沫夾帶限制線（氣體流量上限線）

以e「0.1kg（液體）/kg（干氣體）為限，使用的計(jì)算公式為

2

214("產(chǎn)2(0.Q73Y'

40.73*1.56c

其中：67=z/J—=0.067z7,E-—=1.126

\^P4Td

2/32/3

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

當(dāng)ejO.1kg(液體)/kg(干氣體)時(shí)，將液相負(fù)荷與氣相負(fù)荷的關(guān)系列于表A-2：

表A-2：液沫夾帶時(shí)液相負(fù)荷與氣相負(fù)荷的關(guān)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液相流量下限線

液體流量應(yīng)使溢流堰上的液頭高/>6〃加，液相流量下限線是根據(jù)%=6加加

Z、2/3

確定的，計(jì)算公式為：如=0.00284￡—

一般情況下，E可取為L(zhǎng)02,當(dāng)%=6曲/時(shí)，計(jì)算得液體負(fù)荷下限為

4in=0-0015?3/5。

A.2.4液體流量上限線

根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，液相在降液管內(nèi)至少要停留3?5s,以3s作為停留時(shí)間的下限,

貝IJ：片牛>3

AU

所以，/W匕=0.1014勿3/s,得到液體負(fù)荷上限為￡皿=0.1014/3/6。

QIllclX

A.2.5液泛線

降液管液泛時(shí)取極限值：Hd=0.5(HT+HW)=0.675m.

22

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

4K

=--------=1.2981,帶入得81.9813+0.002057V2=0.1,將V-L關(guān)系整理為表A-3。

N7ld；

表A-3：液泛時(shí)V-L關(guān)系表

L/(m3/s)00.010.020.03

V/(m3/s)6.976.685.723.57

A.2.6精饋段塔板的負(fù)荷性能圖

根據(jù)上面得到的結(jié)果，可以得到精微段塔板的負(fù)荷性能圖，見(jiàn)圖2.

從負(fù)荷性能圖中可以看出，操作點(diǎn)位于穩(wěn)定操作區(qū)內(nèi)，說(shuō)明設(shè)計(jì)合理。

L/(m3/s)

圖2：乙二醇分離塔精儲(chǔ)段負(fù)荷性能圖

附錄B：

名稱乙二醇精制塔再沸器型式固定管板

面積90m2規(guī)格(p800><4000mm

結(jié)構(gòu)數(shù)據(jù)

壓力MPaG(kPaA)|設(shè)計(jì)|試驗(yàn)1.60.80

設(shè)計(jì)溫度-C340151

程數(shù)II

平均金屬溫度-C184.1166.8

腐蝕裕量mm30

隔熱保溫/保冷mm100100

數(shù)量204根4000mm厚度3.0mm

管子管中心距48mm—>正

型式無(wú)縫規(guī)格爐

8三角

數(shù)量8/殼間距400mm

型式單弓型42%切割率方向

程

折流板mm

防沖擋板mm:四板距入口管高度

mm

殼體&封頭(殼

程/管程)C.S/S.S

材料

管子S.S

管板S.S

墊片(殼程/管程)

附件

銘牌N膨脹節(jié)

靜電接地板q密封條

支座密封帶

說(shuō)明：

(1)管程蒸汽吹掃操作條件：185℃,O.lOMPaGo

(2)停車時(shí)，管程、殼程真空工況-O.IMPaG。

(3)換熱管排滿。

(4)管程焊縫打磨光滑。

附錄c

C.l.反應(yīng)器的操作條件

由于這是一個(gè)氣相夾帶液相的有催化劑的反應(yīng)器，故采用列管式固定床反應(yīng)

器，根據(jù)計(jì)算取5000根列管（將在下面進(jìn)行核算）。

C.1.1處理能力及進(jìn)出物料

處理能力：上游反應(yīng)器氣相進(jìn)料為72068.3kg/h,液相進(jìn)料為51432.3kg/h。

對(duì)草酸醋加氫合成乙二醇的反應(yīng)，原料采用上游處理過(guò)的草酸酯（DMO）、

來(lái)自氫多儲(chǔ)罐的氫氣（氏）、以及循環(huán)氣甲醇（CH3OH）和氫氣。進(jìn)料條件如表

C-1所示。

表C-1：原料進(jìn)料條件及組成

來(lái)自組成摩爾流量kmol/h質(zhì)量流量kg/h

DMO儲(chǔ)罐D(zhuǎn)MO435.5351432

氫氣儲(chǔ)罐

H217193437

循環(huán)氣

H23328266563

CH3OH64.662069

進(jìn)料溫度FC205

進(jìn)料壓力/MPa2.0

結(jié)合AspenPlus的模擬結(jié)果，反應(yīng)器原料進(jìn)料組成如表C-2所示:

表C-2：反應(yīng)器進(jìn)料組成

物料名稱質(zhì)量流量/（kg/h）質(zhì)量分?jǐn)?shù)/%

DMO5143241.6

H27000056.7

CH3OH20691.67

總質(zhì)量流量：123500kg/h

總摩爾流量：35501kmol/h

總體積流量：69208m3/h

C.L2操作溫度、壓力、進(jìn)料比和操作空速的選擇

根據(jù)文獻(xiàn)，該反應(yīng)在管式反應(yīng)器中發(fā)生時(shí)，反應(yīng)溫度在205-210。（2為宜，既

保證了反應(yīng)的速率，又減少了副產(chǎn)物的生成。因此我們確定反應(yīng)溫度為205?！?/p>

反應(yīng)壓力為2.0MPa。

這篇文獻(xiàn)也研究了空時(shí)和反應(yīng)進(jìn)料比對(duì)反應(yīng)轉(zhuǎn)化率和選擇性的影響。根據(jù)其

研究結(jié)果，反應(yīng)進(jìn)料比應(yīng)為H2/DMO8O?100。表2中的進(jìn)料組成中，

H2/DMO=80.4,符合最優(yōu)的條件。同時(shí)根據(jù)文獻(xiàn)得到最優(yōu)的液相質(zhì)量空速

LHSV=3.0h-1（DMO）o

C.2.催化劑用量的確定

C.2.1催化劑物性（Cu/Si（）2催化劑）

Cu/SiO2催化劑是以SiO2為載體的負(fù)載型催化劑，Cu質(zhì)量分?jǐn)?shù)為20%,通

常SiO2載體密度為1.2?1.5g/cnAg為8.9g/cm3,故催化劑密度取1.6g/cm3o

負(fù)載型催化劑為球形顆粒，床層空隙率取0.35,比表面積取30m2/g。

C.2.2催化劑的填裝量

根據(jù)反應(yīng)動(dòng)力學(xué)確定催化劑用量。

反應(yīng)的動(dòng)力學(xué)遵循Langmuir-Hinshelwood模型(L-H模型)［錯(cuò)誤味定義書簽。表

達(dá)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

式中各參數(shù)的物理意義和取值為：

表C-3：動(dòng)力學(xué)表達(dá)式中各參數(shù)的意義和取值

吸附常數(shù)KDMOKHKMGKM。KEG

取值/MPa540,9940.0048145.56064.021157.903

反應(yīng)速率常數(shù)七々2

取值/(mol■gT-468.670550.088

L)

反應(yīng)平衡常數(shù)%