乙二醇溶剂汽提塔设计
年产一万吨乙二醇的车间设计
第一章总论1.1项目概况1.1.1设计目标本设计项目为设讣年产1万吨的乙二醇生产车间，年工作时间为8000小时，产品流量为1250kg/h,产品纯度大于99.8%,产品回收率为95%。
本车间采用草酸酯合成乙二醇工艺流程，考虑到产品的市场需求、原料来源情况以及所用工艺技术的情况，生产车间设计的生产规模为1万吨。
1. 1. 2设计特点本项目采用煤制乙二醇（MEG）合成技术，即气相催化合成草酸酯和草酸酯催化加氢合成乙二醇（草酸酯合成法），主要原料为NO、CO、H2、醇类等。
反应原理是NO与02 生成N2O3,再利用甲醇与N2O3反应生成亚硝酸甲酯，在Pd催化剂作用下CO与亚硝酸酯氧化偶联得到草酸二酯，草酸二酯再经催化加氢制取乙二醇。
这一过程实际并不消耗醇类和亚硝酸，只是CO、02和H2O合成草酸。
以CO为原料，经按化、加氢两步间接合成，取代目前的石油路线，按基化和加氢工艺压力约0.5 MPa,温度150〜200C。
该条件对设备材质要求低，制造容易，盯省投资，能耗低。
该工艺具有原料来源丰富、成本低、无污染、反应条件温和、工艺紧凑、选择性高、产品纯度髙、生产连续化等优点，是洁净生产、环境友好的先进绿色化学工艺。
1.1.3设计背景及意义1.13.1背景乙二醇是大宗化工原料，我国又是乙二醇消费大国，2003年表观消费量达到346. 2万吨，超过美国成为世界第一大乙二醇消费国家，2006年消费量更是达到560万吨。
但2006年国内产能仅有184万吨/年，产量远不能满足国内需要，只能依靠大虽:进口来满足需要。
2007年我国进口乙二醇480万吨，2008年进口522万吨，进口量近年在逐步上升。
世界上乙二醇生产方法主要为石油-乙烯-环氧乙烷路线，而我国石油资源有限，因此利用我国丰富的煤炭资源，走出一条经济合理的利用煤炭资源合成合成气，再利用合成气合成乙二醇路线是我国乙二醇工业的当务之急。
2009年12月7日由中国科学院福建物质结构研究所联合江苏丹化集团和上海金煤化工公司开展技术攻关的世界首创20万吨煤制乙二醇工业示范项目打通了全流程，试车成功并生产岀合格的乙二醇产品。
乙二醇萃取精馏制取无水乙醇的模拟和优化
乙二醇萃取精馏制取无水乙醇的模拟和优化作者：王明赵兴科冯立品阳杰来源：《赤峰学院学报·自然科学版》2018年第12期摘要：以乙二醇为萃取剂，用Aspen Plus 在NRTL-RK 的物性条件下，来模拟乙醇和水的萃取精馏分离.并对萃取精馏塔和溶剂回收塔进行设计与优化，得到了两塔最佳的操作条件如下：萃取精馏塔最佳的塔顶馏出比为0.52，最佳的理论板数为27块，原料液进料位置为第23块板，乙二醇进料位置为第4块板，操作回流比为1.3，溶剂比为1.0;溶剂回收塔最佳的馏出比为0.15，最佳的理论板数为13块，进料位置为第10块板，操作回流比为1.6.在最佳操作条件下，萃取精馏塔顶无水乙醇的含量高达99.97%，萃取精馏塔再沸器的热负荷为2392.26kW ，溶剂回收塔再沸器的热负荷为591.67kW.关键词：Aspen Plus;萃取精馏;模拟;设计中图分类号：O658;TQ028; 文献标识码：A; 文章编号：1673-260X（2018）12-0033-04无水乙醇是工业生产中一种重要的有机化工原料，它广泛应用于医药、农药、食品、电子、汽油醇和取代抗爆剂四乙基铅等行业中[1].另外，随着新型汽车环保燃料的发展，乙醇汽油的需求越来越大，这就更加大了对无水乙醇的市场需求[2-3].但是，由于常压下，乙醇与水存在共沸组成，工业上乙醇的含量（质量分数，下同）多为95%，继续进行常规精馏分离时，无法得到无水乙醇.当前，工业上生产无水乙醇的方法主要有共沸精馏法、膜分离法、分子筛吸附脱水法、加盐萃取精馏法，以及萃取精馏法[4-7].其中，由于萃取精馏法具有能耗低，无污染、设备简单等优点[8]而备受关注.本次萃取精馏在是在Aspen Plus软件中模拟进行的.Aspen Plus是大型化工流程模拟软件，该软件具有丰富的数据库，可以处理非理想、极性高的复杂物系.本文以乙二醇为萃取剂，在Aspen Plus软件中模拟萃取精馏法制取无水乙醇的过程优化.1 萃取精馏模型建立1.1 工艺流程乙二醇萃取精馏分离乙醇和水的工艺流程如图1所示.工业乙醇从萃取塔（T1，下同）的下部进入塔内，萃取剂乙二醇从T1的上部进入塔内.在T1的顶部获得无水乙醇，水和乙二醇由塔釜进入萃取剂回收塔（T2，下同）.然后在T2顶部得到废水，塔釜得到高浓度乙二醇.塔釜得到的萃取剂乙二醇与新鲜补充的乙二醇混合后进入T1中循环使用.1.2 热力学模型Aspen Plus在进行模拟计算时，最重要的是选取合适的热力学模型，它直接决定着计算结果物理性能的准确程度.其中NRTL能够模拟极性和非极性化合物的混合物，甚至很强的非理想的VLE和LLE[9-11]，另，软件中的RK方程能够计算汽相中的逸度系数.因此在本文中，Aspen Plus选择既包含有活度系数NRTL方程，又包含有逸度系数RK方程的热力学模型NRTL-RK.1.3 进料组成本设计条件为：原料为乙醇含量95%（质量分数，下同），水含量为5%的混合溶液，进料流率为5000kg/h，萃取剂为乙二醇，原料和萃取剂均为泡点进料，两塔均在常压下操作，产品为无水乙醇，要求纯度大于99.5%.2 设计与优化方法本文设计的思路是依次对萃取精馏塔T1和溶剂回收塔T2进行模拟和优化，分别获取两塔最佳操作参数，最后在两塔最优的条件下加上循环物流进行全流程运算.本文使用Aspen Plus 中的RadFRac模块对两塔进行严格设计计算.而RadFRac模块运算时，需要塔顶馏出比，理论塔板数，回流比，进料位置，以及溶剂比等参数.对于初始运算，可以根据经验，赋予两塔运算初值如下表1所示.3 结果及讨论在表1的初始参数下，使用Aspen Plus中的RadFRac模块对两塔进行初始运算，所得结果如下表2所示.从表2可以看出，T1塔顶乙醇的含量仅为99.4%，并且T2塔顶也夹带着大量的乙醇和少量的乙二醇馏出，整个过程没有达到分离要求.因此，为了提高萃取精馏的分离效率，就需要对T1和T2依次进行优化.3.1 萃取精馏塔的优化萃取精馏塔的作用主要是在塔顶蒸出乙醇，塔底分出萃取剂乙二醇和水的混合物.因此，可以在Aspen Plus中对T1塔顶乙醇含量，T2塔顶水含量做灵敏度分析，依次考察塔顶馏出比，理论板数，原料进料位置，萃取剂进料位置，回流比，溶剂比等参数对T1塔顶乙醇含量和T2塔顶水含量的影响.3.1.1 T1塔顶馏出比的影响T1塔顶馏出比对T1塔顶乙醇含量和T2塔顶水含量的影响如图2所示.由图2可知，当T1塔顶馏出比在0.1～0.52时，随着馏出比的增大，T1塔顶乙醇含量有增大趋势，但是变化不大;T2塔顶水含量逐渐增大.当馏出比大于0.52时，两塔塔顶产品含量均顯著下降.因此，T1塔适宜的馏出比是0.52.3.1.2 理论板数的影响在T1塔顶馏出比0.52，其他条件不变，理论板数对两塔塔顶产品含量的影响如图3所示.从图3可以看出，两塔塔顶产品含量均随着T1塔塔板数的增大而逐渐增大，当塔板数大于27时，T1塔顶乙醇含量和T2塔顶水含量均几乎保持不变，因此T1塔较适宜的理论板数为27块.3.1.3 原料液进料位置的影响T1塔馏出比0.52，理论板数为27，其他参数不变，原料液进料位置对两塔塔顶产品含量的影响如下图4所示.由图4可知，在进料板数1～26块板时，随着进料板的下移，T1塔顶乙醇含量和T2塔顶水含量均逐渐增大，并当进料位置大于23块板时，两塔塔顶产品含量几乎不变.因此，原料液较适宜的进料位置为第23块板.3.1.4 萃取剂进料位置的影响T1塔馏出比0.52，理论板数为27，原料液进料位置为第23块板，其他参数不变，萃取剂乙二醇的进料位置对两塔塔顶产品含量的影响如图5所示.由图5可知，两塔塔顶产品含量随着萃取剂进料位置的下移，先增大而后减小，并在第4块板时，T1塔顶乙醇含量取得最大值.因此，萃取剂较适宜的进料位置为第4块板.3.1.5 回流比的影响T1塔馏出比0.52，理论板数为27，原料液进料位置为第23块板，萃取剂进料位置为第4块板，其他参数不变，T1塔回流比对两塔塔顶产品含量的影响如图6所示.由图6可知，随着回流比的增大，T1塔顶乙醇含量和T2塔顶水含量均逐渐增大，当回流比大于1.3时，两塔塔顶产品含量均几乎没有变化.因此，萃取精馏塔较适宜的回流比为1.3.3.1.6 溶剂比的影响T1塔馏出比0.52，理论板数为27，原料液进料位置为第23块板，萃取剂进料位置为第4块板，回流比为1.3，其他参数不变，溶剂比（萃取剂与原料液的质量流率之比）对两塔塔顶产品含量的影响如图7所示.由图7可知，在溶剂比0.1～1.0时，随着溶剂比的增大，两塔塔顶产品含量均增大，但当溶剂比大于1时，两塔塔顶产品含量均降低，这是由于萃取剂流量增大到一定程度之后，进入到了T2塔的塔顶，影响了T2塔的分离效率.因此，综合考虑，较适宜的溶剂比为1.0.3.2 溶剂回收塔的优化溶剂塔的优化主要对T2塔顶水含量作灵敏度分析.分别对T2塔顶馏出比，理论板数，进料位置，操作回流比等参数对T2塔顶水含量的影响，从而获取最优的操作参数.3.2.1 馏出比的影响在T1塔最优操作参数下，考察T2塔顶馏出比对T2塔顶水含量的影响，其结果如下图8所示.当馏出比在0.1～0.15时，塔顶水含量随着馏出比的增大而逐渐增大，但当馏出比大于0.15时，塔顶水含量显著降低，因此，T2塔较适宜的馏出比为0.15.3.2.2 理论板数的影响在T1塔最优操作参数下，T2塔馏出比0.15，考察T2塔理论板数对T2塔顶水含量的影响，其结果如下图9所示.从图9可以看出，T2塔顶水含量随着T2塔理论塔板数增大而逐渐增大，当塔板数为13块时，塔顶水浓度几乎没有变化.因此，T2塔较适宜的理论塔板数为13.3.2.3 进料位置的影响在T1塔最优操作参数下，T2塔馏出比0.15，理论塔板数13，其他操作参数不变的情况下，考察T2塔进料位置对塔顶水含量的影响，其结果如下图10所示.从图10可以看出，在第一块板进料时候，塔顶水含量最低，当进料位置在2～13时，塔顶水含量先增大而后减小，并在第10块板取得最大值.因此，T2塔选择第10块板进料.3.2.4 回流比的影响在T1塔最优操作参数下，T2塔馏出比0.15，理论塔板数13，进料位置为第10块板，其他操作参数不变的情况下，回流比为对塔顶水含量的影响如图11所示.由图11可知，当回流比在1～1.6时，随着回流比的增大，塔顶水含量逐渐增大，当回流比大于1.6时，塔顶水含量几乎没有变化.因此T2塔适宜的回流比为1.6.3.3 全流程运算通过上述设计与优化，两塔最优的操作参数如下表3所示.在最优操作参数下进行全流程运算，所得结果如表4所示，T1塔顶乙醇的的质量分数高达99.97%，T2塔顶水的的质量分数达92.7%，满足分离要求.整个萃取精馏过程中，萃取精馏塔再沸器的热负荷为2392.26kW，溶剂回收塔再沸器的热负荷为591.67kW.4 结论以乙二醇为萃取剂，用Aspen Plus在NRTL-RK物性条件下，对含量95%的乙醇水溶液的萃取精馏分离进行模拟和优化，得到两塔最优的操作条件如下：萃取精馏塔最佳的馏出比为0.52，最佳的理论板数27块，原料液进料位置为第23块板，乙二醇进料位置为第4块板，操作回流比为1.3，溶剂比为1.0;溶剂回收塔最佳的馏出比为0.15，最佳的理论板数为13块，进料位置为第10块板，操作回流比为1.6.在最佳操作条件下，萃取精馏塔顶无水乙醇的含量高龙源期刊网 达99.97%，萃取精馏塔再沸器的热负荷为2392.26kW，溶剂回收塔再沸器的热负荷为591.67kW.参考文献：〔1〕胡晖，邬慧雄，徐世民，等.分批萃取精馏回收无水乙醇的新工艺[J].现代化工，2006，26（6）：53-57.〔2〕马晓建，吴勇，牛青川.无水乙醇制备的研究进展[J].现代化工，2005，25（1）：26-29.〔3〕方凯，吴淑晶.盐效应制取无水乙醇的研究现状及发展前景[J].广东化工，2014，41（7）：97-99.〔4〕FIGUEROA J J，LUNELLI B H，FILHO R M.Improvements on anhydrous ethanol production by extractive distillation using ionic liquid as solvent[J].Procedia Engineering，2012，42：1016-1026.〔5〕LI Qunsheng ，ZHU Wei ，WANG Haichuan ， et al . Isobaric vapor-liquid equilibrium for the ethanol+water+1，3-dimethylimidazolium dimethyl-phosphate system at 101.3 kPa[J]. Journal of Chemical Engineering Data，2012，57：696-700.〔6〕ALCANTARA-AVILA J R， KANO M，HASEBE S.Environmental and economic optimization of distillation structures to produce anhydrous ethanol[J].Computer Aided Chemical Engineering，2012，30：712-716.〔7〕夏珊珊，裘兆蓉，葉青.隔离壁精馏塔萃取精馏制无水乙醇[J].江苏工业学院学报，2009，21（1）：34-37.〔8〕王洪海，李春利，方静，等.加盐萃取精馏制取无水乙醇过程的模拟[J].石油化工，2008，37（1）：258-261.〔9〕付勇.醋酸乙酯生产装置中精馏分离系统的模拟和优化[J].现代化工，2015，35（2）：162.〔10〕沈冬平.萃取精馏分离水-乙腈二元共沸物[D].浙江工业大学，2017.〔11〕梁燕.加盐萃取-精馏耦合分离乙醇-甲苯恒沸物的研究[D].烟台大学，2017.。
乙二醇生产装置的工艺设计
乙二醇生产装置的工艺设计前言乙二醇在国民经济中有着极其重要的地位，是大宗有机化工产品。
广泛用于生产聚酯纤维、薄膜、容器瓶类等聚酯系列产品和汽车防冻剂，还可用于除冰剂、表面涂料、表面活性剂、增塑剂、不饱和聚酯树脂以及合成乙二醇醚、乙二醛、乙二酸等化工产品的原料，虽然乙二醇产品用途极广，但国内乙二醇的产量一直无法满足国内市场的强劲需求，乙二醇自给率不足50%，有相当大的部分需要进口，易受国际市场供求关系的影响。
因此，发展和技术改造乙二醇工艺设计对我国经济发展有着重要的意义。
随着我国市场经济的发展，以前那种单纯*增大原料和能源的消耗来提高产量的做法已逐渐被淘汰，继续这种做法的企业已经濒临破产倒闭；现在只有依*科技的力量，通过技术的改造来降低能源的消耗，同时使各种生产资料得到优化的配置，才是摆脱困境最有效的方法。
乙二醇工艺设计中，乙二醇的精制是整个工艺流程的核心部分，关系着乙二醇产品的质量和产量。
因此，本设计以乙二醇精制为中心和重点，经过严密的计算和论证，得到了肯定的结果。
该技术具有世界共同发展趋向的节能性，是生产乙二醇工艺的重大突破。
第1章文献综述1.1 乙二醇工业的发展[1][2]乙二醇是最简单和最重要的脂肪族二元醇，它在有机化工生产中是一种重要的基本原料，尤其广泛用于聚酯纤维、聚酯塑料的生产。
在汽车、航空、仪表工业的冷却系统中，它是抗冻剂的重要成分。
在溶剂、润滑剂、软化剂，增塑剂和炸药的生产中也有多种用途。
乙二醇是由Wurtz于1859年首次用氢氧化钾水解乙二醇二乙酸酯制得的。
第一次世界大战期间，人们利用乙二醇的二硝酸酯能降低甘油凝固点的特性来代替甘油生产炸药。
本世纪20年代，随着汽车工业的发展，抗冻剂的需求猛增，导致了乙二醇供不应求。
当时是采用氯乙醇皂化法生产乙二醇。
50年代中期，聚酯树脂的开发成功和投入生产，再度刺激了乙二醇工业的发展，由石油化工基本原料乙烯或环氧乙烷的氧化、水解制乙二醇的方法开始占据主导地位。
乙二醇生产装置的工艺设计
乙二醇生产装置的工艺设计乙二醇（也被称为乙二醇、二甘醇或MEG）是一种重要的有机化工原料，广泛用于聚酯树脂、溶剂、抗冻液和防冻液等领域。
乙二醇的生产工艺通常采用乙烯氧化法，下面将详细介绍乙二醇生产装置的工艺设计。
首先，乙二醇的生产需要通过乙烯氧化法得到乙醛。
乙烯经过空气氧化反应，在催化剂的作用下生成乙醛。
乙醛是乙二醇的中间产物，同时也是一种有用的有机化工原料。
其次，乙醛在乙酰化装置中与甲酸反应，得到乙酸乙酯。
该反应过程需要控制适当的温度和碱性条件，以提高乙酸乙酯的收率。
然后，乙酸乙酯在乙酸脱水装置中进行脱水反应，生成乙酸酐。
乙酸酐是乙二醇合成的关键中间产物。
接下来，乙酸酐会进一步通过水解反应生成乙二醇。
该反应过程需要在一定的压力和温度条件下进行，以控制反应速率和乙二醇的纯度。
最后，乙二醇通过分馏装置进行分离和纯化。
乙醇和水在不同温度下沸点不同，通过分馏可将乙二醇和杂质分离开来。
再结晶是乙二醇的最后一步纯化过程，可以去除残留的少量杂质，提高乙二醇的纯度。
在乙二醇生产装置的工艺设计中，还需要考虑以下几个方面：1.催化剂的选择和使用：催化剂对于乙烯氧化和乙二醇合成反应的催化作用非常重要，因此需要选择合适的催化剂，并控制其使用量和再生周期。
2.温度和压力的控制：乙烯氧化、乙酰化、脱水和水解反应都需要在适当的温度和压力条件下进行，以提高反应速率和产物纯度。
3.产品质量检测和控制：乙二醇的质量指标包括含水量、酸值、颜色等，需要建立适当的检测方法和控制措施，确保产品质量符合要求。
4.能源消耗和环保要求：在整个生产过程中需要考虑能源消耗和环境污染问题，采用节能减排技术，提高生产效率和环境友好性。
总之，乙二醇生产装置的工艺设计需要考虑多个环节，包括原料处理、反应条件控制、产品分离纯化和质量控制等。
只有通过合理的工艺设计和操作控制，才能确保乙二醇的高品质生产。
汽提塔设计
汽提塔设计汽提塔设计一、操作条件二、汽提塔设计计算1、悬浮液加入量悬浮液进料量：12112.7kg (12m3/hr) 悬浮液比重：1.099T/m3 悬浮液固含量： 32% (我们的实际实际值是 35.4%左右) 则每小时进料悬浮液内PVC含量12×32%1.099=4.22T/hr2、水蒸气流通量塔顶蒸汽通常以每小时悬浮液加料量3-5%来调节本设计采用4%来调节P=0.2MPa, 水蒸气t=119.6℃, 比容0.903m3/kg则水蒸气通量121.0994%=0.53T/hr3、水蒸气体积流量0.903530=478.6m3/hr4、气液量比478.6/12=39.88=405、蒸汽消耗定额（以每T PVC计）每小时PVC树脂量： 3.76T/hr (绝干物料量)每小时蒸汽通量： 0.53T/hr蒸汽消耗定额：0.53/3.76=0.141T H2O(g)/T PVC（绝干）6、回收单体最大量由物料衡算可知：回收VCM量： 16.49kg/T PVC 3.76=62.0024kg/hr 圆整到62kg/hr 塔顶压力：8104Pa，此时VC的分压则 PVC=2600Pa此时水蒸气分压：PH2O=80000-2600=7.74×104PaPV=nRT1063.1m3/hr 塔顶62℃7、塔顶蒸汽通量每小时蒸汽通量： 0.53T/hr塔顶水蒸气分压：7.74×104Pa 蒸汽的比容：2.176m3/kg 假设此时蒸汽全部汽化随VC进入冷凝系统蒸汽通量: 0.53×2.1761000=1153.3m3/hr8、塔顶混合蒸汽总量1063.1+1153.3=2216.4m3/hr9、塔径、开孔率、孔径计算（1）塔径计算，取空塔气速 0.6m/s(2) 塔高计算取塔板40块，以保证分离效率，板间距取400mm① 塔顶空间考虑到气提夹带PVC露状粒子，为了让其自由沉降下来，取塔顶空间0.6D，即0.8m② 塔底空间塔底出料时，树脂停留时间不宜过长，本设计取停留时间为2分钟V=12×2/60=0.4m3V= =0.354m为便于控制液面波动，而应留有余量，本设计取塔底空间H=0.5m ③ 塔高计算H=0.4×40+0.8+0.5=17.3m(3) 开孔率、孔径的计算、孔间距查《聚氯乙烯工艺学》取孔径16mm，开孔率取Φ=10% 每块板上的孔数=1.22/0.0162×10%=563个孔间距φ用10代，则t=48.2mm（4）塔主要参数塔径（mm） 1200塔高(mm) 17300孔径（mm） 16孔数 56310、小孔气速=5.44m/s三、汽提塔热量衡算浆料中 GH2O=8202.7kg/h 水蒸汽 GH2O（g）=530kg/hGPVC=3824.3kg/h塔底出料 GPVC=3813kg/hGH2O=8202.3kg/h1、进入汽提塔的热量Q进（1）浆料带入的热量Q1t1=75℃ Cp(H2O)=4.184kJ/kg.℃Cpvc=1.839 kJ/kg.℃解得： Q1= Cpvc. Gpvc.t1+ CpH2O. GH2O.t1=1.839×3824.3×75+4.184×8202.7×75 =3.1×106kJ/h(2) 蒸汽带入的热量Q2蒸汽t2=120.27℃ 汽化潜热H=2199.10kJ/kgCp(H2O)=4.247k J/kg.℃ t3=102℃ Cp(H2O)=4.216kJ/kg.℃ Q2= GH2O（g）H+ GH2O （g）CpH2O(t2-t3)=530×2199.10+530×(4.216+4.247)/2×(120.27-102) =1.21×106kJ/hQ进=Q1+Q2=4.31×106 kJ/h2、汽提塔带走的热量Q出浆料带走的热量t3=102℃ Cp(H2O)=4.216kJ/kg.℃Cpvc=1.839 kJ/kg.℃Q3= Cpvc. Gpvc.t3+ CpH2O. GH2O.t3=1.8392×3813×102+4.216×8202.7×102=4.24×106kJ/h 热损失，取热损失为进料量的1%Q损=1%×（Q1+Q2）=4.31×104kJ/h塔顶蒸汽带走热量Q4Q1+Q2=Q3+Q4+Q损Q4=4.31×106-4.24×106-4.31×104=2.69×104kJ/h 塔顶冷凝管所需冷水量QQ传=Q4T=35℃Cp(H2O)=4.167kJ/kg.℃ρH2O=993.95kg/m3冷却水 t进=30℃ t出=40℃W冷却水=Q4/CpΔt=。
优秀毕业论文(设计)5万吨乙二醇生产工艺初步设计
优秀毕业论文(设计)5万吨乙二醇生产工艺初步设计石河子大学毕业设计题目： 5万吨/年乙二醇生产工艺初步设计5万吨/年乙二醇生产工艺初步设计摘要乙二醇是一种重要的石油化工基本有机原料，主要用于生产聚酯纤维、不饱和聚酯树脂、防冻剂等。
目前．国内乙二醇的工业生产方法是环氧乙烷直接水合法。
我国目前拥有大小不等的环氧乙烷/乙二醇（EO/EG）装置11套，但是相比于国外的同类装置，这些装置的工艺落后，能耗和水耗都较高，因此研究EO/EG工艺优化以降低生产成本，具有非常现实的意义。
本设计主要是针对乙二醇工艺的缺点，采用比较新的反应精馏工艺，利用化工模拟软件ASPEN PLUS对过程进行模拟优化，最后得到即可达到产品标准又可满足设计任务的结果。
同时还对主要设备进行了选型，绘制了PID工艺流程图。
关键词：环氧乙烷;乙二醇；反应精馏；ASPEN PLUS；EO/EG50000 tons/year glycol production processpreliminary designAbstractThe glycol is an important basic organic raw materials of petrochemical, mainly for the production ofpolyester fiber, unsaturated polyester resins, antifreeze, etc.. The present. The methods of industrialproduction of the domestic ethylene glycol is ethylene oxide legitimate directwater.China currently has a size ranging from EO / EG set 11 sets, but compared to similar devices in theforeign and backward technology of these devices, energy and water consumption are higher, so theresearchers EO / EG process optimization to reduce production costs. a very realsense.This design is for the shortcomings of the ethylene glycol process, using the new reactive distillationprocess, the use of chemical process simulation software ASPEN PLUS process simulation andoptimization, and finally get to meet product standards and to meet the design task results. Of majorequipment selection, draw the diagram of the PID process.Key words: ethylene oxide; glycol; reactive distillation; ASPEN PLUS; EO /EG目录第一章 文献综述 (5)1.1 简介 (5)1.1.1 乙二醇物理性质 (5)1.1.2 乙二醇的用途 (5)1.2 国内乙二醇生产现状 (6)1.3 乙二醇生产技术现状及进展 (8)1.3.1 乙烯直接水合法 (9)1.3.2甲醛合成法 (9)1.3.3 环氧乙烷水合法 (10)1.3.4 碳酸乙烯酯法 (11)1.3.5合成气法 (12)1.3.6 氧化偶联法 (12)1.3.7 多元醇加氢裂解法 (13)1.3.8反应精馏技术 (13)1.4 反应精馏技术简介 (13)1.4.1反应精馏技术的应用 (14)1.4.2反应精馏的主要优点 (14)1.4.3 乙二醇反应精馏工艺流程 (15)1.5设计内容与目标 (16)第二章 工艺流程模拟 (17)2.1设计任务书 (17)2.2 物性方法的选择 (18)2.3反应精馏塔的模拟优化 (18)2.3.1反应精馏涉及反应 (18)2.3.2反应精馏塔建模与参数设置 (19)2.3.3反应精馏塔各项参数优化 (22)2.3脱水塔的模拟优化 (29)2.3.1脱水塔简捷计算 (29)2.3.2 脱水塔严格计2.3 乙二醇精制塔模拟优化 (41)2.3.1乙二醇精制塔简捷计算 (41)2.3.2乙二醇精制塔严格计算 (42)第三章 全流程模拟及生产任务校核 (52)3.1 全流程模拟及结果 (52)3.2生产任务校核 (54)第四章 设备计算及选型 (55)4.1反应精馏塔设备计算 (55)4.1.1反应段操作条件及物性参数 (55)4.1.2反应段尺寸计算 (56)4.1.3精馏段操作条件及物性参数 (57)4.1.4精馏段尺寸计算 (58)4.2 塔体尺寸计算 (67)4.2.1塔高的计算 (67)4.2.2塔体和封头选材 (68)4.2.3塔体壁厚计算 (68)4.2.4塔设备质量载荷计算 (70)4.2.5基础环设计 (72)4.3设备机械性能校核 (73)4.3.1上封头校核 (73)4.7.2下封头校核 (73)4.7.3塔体强度计算汇总表 (73)第五章 三废处理 (74)设计总结 (75)参考文献 (76)致谢 (78)附录 (79)第一章文献综述1.1 简介1.1.1 乙二醇物理性质乙二醇（Ethylene Glycol，简称EG）又名“甘醇”、“1,2-亚乙基二醇”，化学式为(HOCH2)₂，是最简单和最重要的脂肪族二元醇，同时也是一种重要的有机化工原料。
乙二醇溶剂汽提塔设计
乙二醇溶剂汽提塔设计.1 原始材料.1.1 汽提塔进出物料情况表4.1 汽提塔进出物料表1.2 汽提塔热负荷kJ/h 109367=Q.1.3 操作压力P=0.15Mpa(表压)2 汽提塔设计计算 .2.1 试选传热系数初始值针对本设计中汽提塔的进出物料情况和温度、压力等参数，根据经验确定汽提塔传热系数的初始值h m /kJ 6202⋅︒⋅=C K 初。
2.2 汽提塔尺寸的确定管外以0.9MPa (表)饱和蒸汽加热，蒸汽温度为180℃。
蒸汽和混合溶剂的平均温差△t 1为： 蒸汽：180℃180℃ 溶剂：131℃140℃()()C t ︒=-----=∆4.42131180140180ln1311801401801蒸汽和管内汽提温差2t ∆为： 蒸汽：180℃180℃ 气体：130℃100℃()()C t ︒=-----=∆7.66130180100180ln1301801001802总的平均温差△tm 应以蒸汽和混合溶剂的平均温差为主，也要考虑蒸汽和管内气体间的平均温差，由下式计算：C t t t m ︒=⨯+⨯=∆+∆=∆5.467.661.04.429.01.09.021再估算传热面积：2m 79.35.46620109367=⨯=∆=m t K Q F 初初传热面积估算后，进而对汽提塔降膜换热管尺寸的计算。
降膜换热管管径不宜太小，以免管数太多，导致布膜复杂且不匀，根据生产能力，选用材质为N M M C 2o 14n 17r 的Φ19×2。
由于液膜的传热阻力集中在靠近管壁边界层中形成这种边界层“成膜”需要一段膜的流过长度，称为热力人口端长度。
在热力入口端长度内(一般为0.4~0.8米)，膜较厚，流速低，给热系数小，因此，管长以3米以上为宜。
只要液膜分布器结构能确保布膜均匀，降膜管的长径比H/d 可达200，故选管长H 为3米的一段结构，保证传质传热在良好情况下进行，并尽量减少混合溶剂在塔内的停留时间。
乙二醇分离塔用途和原理
乙二醇分离塔用途和原理乙二醇分离塔是一种用于将乙二醇与水分离的设备，主要应用于化工、石油、医药和食品等行业。
乙二醇是一种重要的有机化学品，广泛用于合成树脂、溶剂、润滑剂、防冻剂等领域。
在工业生产中，通常从汽油或天然气中分离乙二醇。
乙二醇分离塔的原理是基于乙二醇和水之间的沸点差异进行分离。
乙二醇的沸点为197C，水的沸点为100C。
通过在塔内加热或者降低压力，乙二醇的沸点可以降低到低于水的沸点，从而实现分离。
乙二醇分离塔通常由以下几个部分组成：进料管道、塔床、直立壳体、塔内加热或冷却装置、废水排放管等。
进料管道将混合的乙二醇和水引入塔床，塔床上部设有塔板或填料，用于增加接触面积和提高分离效率。
进料在塔床上不断呈现气液两相运动，乙二醇在塔中由液态转为气态，然后通过塔顶进行收集。
在塔床上方设置有气液分离器，用于分离乙二醇气体和剩余水分。
经过分离之后，乙二醇气体通过塔顶排出，剩余的水分则通过底部进行排放。
乙二醇分离塔的操作需要合理的温度和压力控制。
通常，塔内的温度会在140-160C之间，压力为1-2 atm。
调节温度和压力，可以控制乙二醇和水之间的沸点差异，从而实现分离。
乙二醇分离塔的有效性可以通过以下几个参数来衡量：1. 分离效率：分离效率是指乙二醇在分离过程中的回收率。
高分离效率意味着更多的乙二醇可以回收，降低了原材料的浪费。
2. 产品纯度：产品纯度是指分离后乙二醇的纯度。
高产品纯度可以提高乙二醇的使用价值，满足不同领域的需求。
3. 生产能力：生产能力是指乙二醇分离塔的处理能力。
具有较大的生产能力可以提高生产效率，降低生产成本。
总之，乙二醇分离塔通过利用乙二醇和水的沸点差异实现分离，是一种重要的工业设备。
合理的温度和压力控制，可以提高分离效率和产品纯度。
乙二醇分离塔的应用广泛，对提高产品质量和工业生产效率起到了重要作用。
合成气制乙二醇精馏工序脱醇塔煮塔分析
收稿日期：2021-02-04 基金项目：国家能源集团科技创新项目(GJNY-18-62) 作者简介:高 超(1988-)，男，安徽合肥,工程师，学士,2012年本科毕业于淮南师范学院化学工程与工艺专业，现从事 煤制乙二醇工艺方面工作,E-mail: 565863525@qq. com0 DOI： 10. 19889/j. cnki. 1005959& 2021. 03. 018
含量极低，但可以通过1, 2- 丁二醇含量表现出来。不 论是乙醇酸甲酯还是乙醇醛、乙醇酸、连二醛等杂质，
在分子结构中都含有双键,此类不饱和键对液相色谱
中精乙二醇220 nm和275 nm波段UV值影响尤为显 著⑷。乙二醇精億工序多塔连续精億的目的就是将这
类杂质去除，提升精乙二醇产品品质。
2精憎工序脱醇塔煮塔
合成气制乙二醇生产工艺主要分为乙二醇合成 和乙二醇精僞两大工序⑵。合成气制乙二醇的精億装 置在连续运行一段时间后，系统会出现严重影响聚酯 级乙二醇质量的、含量极低的杂质，这些杂质多为不 饱和双键物质，如醛类、酯类等⑷。在装置开车初期， 主要是利用脱醇塔顶部采出轻億分来减少杂质的富 集;但随着精您各塔运行时间的延长，乙二醇紫外透 光率(UV值)仍会逐渐变小，需要加大轻憎分采出量 来控制杂质含量，但加大轻您分采出就意味着减少乙 二醇产量，会增加乙二醇产品成本。为解决合成气制 乙二醇精憎装置产品UV值降低⑷，不能长期有效运 行的问题,本文分析了某合成气制乙二醇装置精憎工
-70-
煤化工
2021年第3期
醇合成反应及生成杂质的主要副反应如下。
加氢主反应式见式(1)-(2)：
(C00CH3 )2+2H2^H0CH2C00CH3+CH30H
(1)
Icheme设计乙二醇精制塔解析
D1 4.388 圆整
4.4
D2 5.330
5.4
校核：
u1 u2 泛点率1 泛点率2
0.74299 0.74299 0.636892 0.939827
D=4.6m
5. 液体喷淋密度： （最小液体喷淋密度：0.2）
U
Lh 0.785D2
Lh ——液体喷淋量，m3/h； Lh = 47370.902 kg/h （aspen ）
粘度1/mPa.s 粘度2/mPa.s
Wl1 Wl2
1.410641
972.6278 926.2567 0.687152 0.480789 6767.271 178.4807
u / uF 0.6 ~ 0.95 泛点率=0.7
Uf: U:m/s
精馏段 提留段
1.167 0.791 0.817 0.553
三个液体分布器
6m/段
&6
&4.8
6
&1.2
8.填料层压降
P (u
Z
v )
每米填料层压降Pa/m
查附录六 0.3kpa/m
总压降： 精馏段kpa 3.24
5.4
提留段kpa 2.16
9.塔高
包括填料层高度，喷淋装置、再分布器、气液进出口所 需的高度，底部及顶部空间高度、人孔高度以及支座高度 等部分。
VA RY 1 D5 COL-SPEC MOLE-RR
C2 H6O 2%
0.984 0.986 0.988 0.99 0.992 0.994 0.996 0.998 1.0
理论级&塔顶产品质量： STAGES(R=6)：30
Sensitivity Results Curve FEEDIN
汽提塔设计
汽提塔设计汽提塔设计一、操作条件二、汽提塔设计计算1、悬浮液加入量悬浮液进料量： (12m3/hr) 悬浮液比重：m3悬浮液固含量： 32% (我们的实际实际值是 %左右)则每小时进料悬浮液内PVC含量12×32%=hr2、水蒸气流通量塔顶蒸汽通常以每小时悬浮液加料量3-5%来调节本设计采用4%来调节P=, 水蒸气t=℃, 比容kg则水蒸气通量%=hr3、水蒸气体积流量=hr4、气液量比12==405、蒸汽消耗定额（以每T PVC计）每小时PVC树脂量： hr (绝干物料量)每小时蒸汽通量： hrO(g)/T PVC（绝干）蒸汽消耗定额：= H26、回收单体最大量由物料衡算可知：回收VCM量： T PVC =hr圆整到62kg/hr塔顶压力：8104Pa，此时VC的分压则 P=2600PaVC=80000-2600=×104Pa此时水蒸气分压：PH2OPV=nRThr 塔顶62℃7、塔顶蒸汽通量每小时蒸汽通量： hr塔顶水蒸气分压：×104Pa 蒸汽的比容：kg 假设此时蒸汽全部汽化随VC进入冷凝系统蒸汽通量: ×=hr8、塔顶混合蒸汽总量+=hr9、塔径、开孔率、孔径计算（1）塔径计算，取空塔气速 s(2) 塔高计算取塔板40块，以保证分离效率，板间距取400mm①塔顶空间考虑到气提夹带PVC露状粒子，为了让其自由沉降下来，取塔顶空间，即②塔底空间塔底出料时，树脂停留时间不宜过长，本设计取停留时间为2分钟V=12×2/60=V= =为便于控制液面波动，而应留有余量，本设计取塔底空间H=③塔高计算H=×40++=(3) 开孔率、孔径的计算、孔间距查《聚氯乙烯工艺学》取孔径16mm，开孔率取Φ=10%每块板上的孔数=×10%=563个孔间距φ用10代，则t=（4）塔主要参数塔径（mm） 1200塔高(mm) 17300孔径（mm） 16孔数 56310、小孔气速=s三、汽提塔热量衡算浆料中 GH2O =h 水蒸汽 GH2O（g）=530kg/hGPVC=h塔底出料 GPVC=3813kg/hGH2O=h1、进入汽提塔的热量Q进（1）浆料带入的热量Q1t1=75℃ Cp(H2O)=kg.℃Cpvc= kJ/kg.℃解得： Q1= Cpvc. + CpH2O.=××75+××75=×106kJ/h(2) 蒸汽带入的热量Q2蒸汽t2=℃汽化潜热H=kgCp(H2O)=kg.℃ t3=102℃ Cp(H2O)=kg.℃Q2= GH2O（g）H+ GH2O（g）CpH2O(t2-t3)=530×+530×+/2×=×106kJ/hQ进=Q1+Q2=×106 kJ/h2、汽提塔带走的热量Q出浆料带走的热量t3=102℃ Cp(H2O)=kg.℃Cpvc= kJ/kg.℃Q3= Cpvc. + CpH2O.=×3813×102+××102=×106kJ/h热损失，取热损失为进料量的1%Q损=1%×（Q1+Q2）=×104kJ/h塔顶蒸汽带走热量Q4Q1+Q2=Q3+Q4+Q损Q4=×××104=×104kJ/h 塔顶冷凝管所需冷水量Q Q传=Q4T=35℃ Cp(H2O)=kg.℃ρH2O=m3冷却水 t进=30℃ t出=40℃W冷却水=Q4/CpΔt=。
【清华】精馏塔设计
乙二醇分离塔精馏段具体设计1 工艺参数乙二醇分离塔T105 的操作条件及工艺参数见表1。
2 设备选型精馏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。
一般来说，易起泡、有腐蚀性、热敏性的物质，或者液体负荷较大时选用填料塔；而当物料中有悬浮物，要求操作弹性较大时选用板式塔。
根据经验，对于多数情况，塔径大于800mm 时，宜用板式塔；小于800mm 时，则可用填料塔。
但也有例外，鲍尔环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。
同样，塔径小于800mm 时，也有使用板式塔的。
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 乙二醇分离塔精馏段详细设计3.1 基本水力学数据根据Aspen Plus 模拟的结果，将精馏段各理论板上的气液负荷及物性数据列于表2。
表2：Aspen Plus 模拟得到的各理论板上的气液负荷及物性数据3.2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。
以精馏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：在估算塔径时，板上清液层高度L的经验值可在50~100mm 选取，根据经验，小塔板间距H T为0.2~0.4m ，大塔H T为0.4~0.6m ，初选塔板间距H T =0.6m ，板上清液层高度h L =0.1m 则H T-h L =0.5m0.5又L L=0.037V V查Smith 泛点关联图得：c20 =0.113则泛点气速：u f=c20L- V=1.616m/sf 200.02 V塔的适宜操作气速应比泛点气速低，根据经验，适宜气速u op=(0.6~0.8)u f，对于加压操作、不易起泡的物系，可取较高的安全系数。
汽提塔的毕业设计
汽提塔的毕业设计汽提塔（Distillation Column）是化工工艺中常见的设备，用于分离混合物中的组分。
它是一种通过蒸馏过程将液体混合物中的不同组分分离的装置。
在化工工艺中，汽提塔的设计是非常重要的，因为它直接影响着生产过程的效率和经济性。
在我的毕业设计中，我选择了汽提塔的设计作为研究对象。
我的目标是设计一个高效、节能的汽提塔，以提高分离过程的效率和降低能源消耗。
为了实现这个目标，我将从以下几个方面展开研究。
首先，我将对汽提塔的结构进行优化。
汽提塔的结构包括塔板、填料和塔壳等部分。
我将通过对不同结构参数的优化设计，寻找最佳的结构组合，以提高传质和传热效率。
同时，我也将考虑塔板和填料的材料选择，以及塔壳的绝热设计，以减少能量损失。
其次，我将研究汽提塔的操作条件对分离效果的影响。
汽提塔的操作条件包括进料温度、进料流量、塔顶温度等参数。
我将通过模拟和实验研究，探究不同操作条件下汽提塔的分离效果，并找出最佳的操作条件组合。
这将有助于提高汽提塔的分离效率，减少废品产生。
此外，我还将研究汽提塔的控制策略。
汽提塔的控制策略包括塔顶压力控制、进料流量控制、温度控制等。
我将通过建立数学模型和仿真实验，研究不同控制策略对汽提塔操作的影响。
通过优化控制策略，可以提高汽提塔的稳定性和响应速度，从而提高生产效率。
最后，我将对汽提塔的能量消耗进行优化。
汽提塔的能量消耗主要来自于加热和冷却过程。
我将通过研究不同加热和冷却方式的能量消耗情况，找出最佳的能量供应方式。
同时，我也将考虑废热回收和能量再利用等技术，以降低能源消耗和环境影响。
通过以上研究，我希望能够设计出一个高效、节能的汽提塔，为化工工艺提供更好的分离解决方案。
同时，我也希望通过毕业设计的实践，提升自己的工程设计能力和创新思维。
汽提塔的设计是一个复杂而有挑战性的任务，我相信通过不断学习和努力，我能够完成一个出色的毕业设计，并为化工行业的发展做出贡献。
乙二醇分批精馏塔的工艺设计
乙二醇分批精馏塔的工艺设计 魏 涛
所提高 ,而所供热源为 0. 8Mpa饱和水蒸气 。为此设 计人员进行了调查研究 ,查阅了大量相关资料 ,制定 了设计方案 。
1 设计方案
1. 1 国内同类设备状况 乙二醇回收技术有两种生产流程 : ①连续生产
流程 ,由三塔一蒸发器构成 ,流程复杂 ,设备繁多 ,投 资巨大 ; ②间歇生产流程 ,由单塔组成 ,设备简单 ,操 作复杂 ,可采用微机控制 。
①采用分批生产即间歇生产流程以减少投资 , 并降低乙二醇损耗 ; ②采用降膜蒸发技术以避免釜 液静压引起的沸点升高 ,故可采用 0. 8Mpa蒸汽来完 成分批精馏过程 ; ③采用夹套蒸汽保温阀以保证釜 残液顺利排除 ,降低乙二醇含量 ; ④优化循环泵的流 量 (循环比 10～13) ,以解决降膜釜用于分批精馏时 出现的混合不均匀问题 ; ⑤以 5m 高 , BX型丝网波纹 填料代替 20块浮阀塔板达到产品质量提高 ,处理量
浓度为止 。此后保持回流罐液体量不再变化 ,而回
流比有小到大变化 ,塔内压力逐渐降低 ,以维持釜液
温度不变 ,直到最终为止 。
简言之 ,上述操作中 :
①操作压力连续降低以保持釜液温度不变 ,但
压力均高于原有恒真空度操作的压力值 ,所以气体
密度大 ,蒸汽通量大 ,生产能力得以提高 。塔釜压力
与釜温 的关系为 :
5
处理量 t/a
36000
单位塔体 产品纯度
积处理量 %
t/ ( a·m3 )
较小
99. 9
耗用蒸 汽压力
Mpa
18000
545
99. 85
1. 6
2400
262
99. 5
0. 8
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乙二醇溶剂汽提塔设计.1 原始材料.1.1 汽提塔进出物料情况表4.1 汽提塔进出物料表1.2 汽提塔热负荷kJ/h 109367=Q.1.3 操作压力P=0.15Mpa(表压)2 汽提塔设计计算 .2.1 试选传热系数初始值针对本设计中汽提塔的进出物料情况和温度、压力等参数，根据经验确定汽提塔传热系数的初始值h m /kJ 6202⋅︒⋅=C K 初。
2.2 汽提塔尺寸的确定管外以0.9MPa (表)饱和蒸汽加热，蒸汽温度为180℃。
蒸汽和混合溶剂的平均温差△t 1为： 蒸汽：180℃180℃ 溶剂：131℃140℃()()C t ︒=-----=∆4.42131180140180ln1311801401801蒸汽和管内汽提温差2t ∆为： 蒸汽：180℃180℃ 气体：130℃100℃()()C t ︒=-----=∆7.66130180100180ln1301801001802总的平均温差△tm 应以蒸汽和混合溶剂的平均温差为主，也要考虑蒸汽和管内气体间的平均温差，由下式计算：C t t t m ︒=⨯+⨯=∆+∆=∆5.467.661.04.429.01.09.021再估算传热面积：2m 79.35.46620109367=⨯=∆=m t K Q F 初初传热面积估算后，进而对汽提塔降膜换热管尺寸的计算。
降膜换热管管径不宜太小，以免管数太多，导致布膜复杂且不匀，根据生产能力，选用材质为N M M C 2o 14n 17r 的Φ19×2。
由于液膜的传热阻力集中在靠近管壁边界层中形成这种边界层“成膜”需要一段膜的流过长度，称为热力人口端长度。
在热力入口端长度内(一般为0.4~0.8米)，膜较厚，流速低，给热系数小，因此，管长以3米以上为宜。
只要液膜分布器结构能确保布膜均匀，降膜管的长径比H/d 可达200，故选管长H 为3米的一段结构，保证传质传热在良好情况下进行，并尽量减少混合溶剂在塔内的停留时间。
理论管数根初278.263015.079.3==⨯⨯=⋅⋅=ππHd F n选用正三角形排列，管心距为mm 25，查得管层数为7，总管数为37，去拉杆、排污管7根，实有管数30根。
塔径D 的计算:降膜管的管径、管长及管数估算后，即可得到塔径。
管子采用焊接，取（管心距）mm 25=t 。
()()m 207.0019.03025.017310=⨯+⨯-=+-=d t b D其中b 为中心管数。
圆整得塔径为mm 250，取管板径为mm 245。
.3 传质过程计算主要计算列管内气速是否达到液泛速度，液体润湿率是否低于最小润湿率。
.3.1 列管内气速在气体流人点：气体流量为h kg /20，温度为100℃，操作压力1.5atm （表）h /m 28.7312731002734.22282031=⨯+⨯⨯=Vs /m 38.0360030015.0474.8360042211=⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=ππωn d V在气体流出点：气体流量为h /kg 74.32，温度为130℃，操作压力1.5atm （表）h /m 25.325.112731302734.221774.12282032=⨯+⨯⨯⎪⎭⎫⎝⎛+=V 秒米/69.1360030015.0435.19360042222=⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=ππωn d V平均值：()()秒米/04.12/69.138.02/21=+=+=ωωωm.3.2 流体周边流量nd W⋅⋅=Γπ L e R μΓ=4液体物性参数采用在液膜温度下之值 在液体流入点：h /kg 28.36041=L Wh m /kg 5.254930015.028.360411⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γππn d W L混合溶剂的粘度取乙二醇之值h m /kg 94.51⋅=L μ171794.55.254944111=⨯=Γ=L e R μ在液体流出点：h /kg 54.35912=L Wh m /kg 5.254030015.054.359122⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γππn d W Lh m /kg 29.52⋅=L μ192129.55.254044222=⨯=Γ=L e R μ平均值()()h /kg 91.35972/54.359128.36042/21=+=+=L L Lm W W Wh m kg n d W Lm m ⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γ/254530015.091.3597ππ()()h m kg L L Lm ⋅=+=+=/62.52/29.594.52/21μμμ181362.5254544=⨯=Γ=LmmeLm R μ3.3 液膜厚度在液体流入点，210017171<=e R ，采用下式计算()313⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g G L L L 液体物性参数采用液体流人点液膜温度下之值，(前面已出现过的，不再列出—下同)。
31m /kg 1032=L ρ 32m /kg 692.1=G ρ)(1垂直管=φSin28/1027.1小时米⨯=g()()m 100.71692.1103210321027.15.254994.533431831211111-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g G L L L在有气体逆流扫过时，液膜厚度增大，1.1/'≤δδ，取1.1/'=δδ。
m 107.7100.71.11.1441'--⨯=⨯⨯==δδ液体平均膜厚，由于21001813<=eLm R ，采用下式计算：()313⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g Gm Lm Lm mLm m液体物性参数采用液体流入点和流出点物性参数之算术平均值。
3m /kg 1030=Lm ρ 3m /kg 99.1=Gm ρ()m 108.6199.1103010301027.1254562.534318-⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯-⨯⨯⨯⨯⨯=Gm δ 同样，在有气体逆流扫过时，取1.1/'=δδm 105.7108.61.11.144'--⨯=⨯⨯==m m δδ 3.4 液泛速度计算由于气体流出点，即液体流人点的气速为最大值，液泛速度计算应以此点为依据。
液体开始溢出时的关联式为：()232.0221313.071.023.02225.1198⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⋅⋅=--L L G L GL eL eL g d g d g R L G μρρρμμρσ液体各特性参数采用流人点液膜温度下之数值，气体各物性参数采用流出点之值。
混合溶剂的表面张力，取乙二醇液之值。
m /kg 109.31002.13.38/3.38341--⨯=⨯⨯==厘米达因L σ 气体粘度用平方根规律求得h m /kg 0641.02⋅=G μ代入上式，得：043.0=LG因液体流人管子处的热力人口端长度内膜较厚，计算液体重量流速时的膜厚采用正常成膜厚度的两倍。
m 00153.02107.724'=⨯⨯=⨯=-δδ()()hm /kg 8.18554783000153.000153.0015.028.360421⋅=⨯⨯-=⋅-=πδδπnd W L Lh m /kg 1.797928.1855478043.0043.02⋅=⨯==L Gs /m 1.133600692.11.7979236002=⨯=⋅=G G ρω液泛液泛ωω<=s m /01.12，管内气速在允许范围之内。
3.5 液体最小润湿率计算由于液体流出点，即气体流人点的液体润湿率为最小植，核算液体润湿率应以此点为依据，最小润湿率由下式求得：66min 1069.1102.13LL L L g q σσρμ∆-⨯=- 各物性参数采用液体流出点之值：m /kg 1086.31002.18.37/8.37342--⨯=⨯⨯==厘米达因L σm /1051002.15.0/5.0542--⨯=⨯⨯==∆厘米达因L σ()h m /m 0126.01029.531027.110281051086.369.1102.1368536min⋅=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯-⨯=---q 液体在流出点的实际润湿率为：h m /m 47.210285.25403222⋅==Γ=L q ρmin 2q q >，液体润湿率在正常范围之内。
3.6 液膜停留时间和液膜平均速度在液体周边流量变化时，液膜在管内停留时间为：)(332131231131小时H g LL ⋅Γ-ΓΓ-Γ⎪⎪⎭⎫⎝⎛=ρμτ L μ、L ρ采用液体流人点和流出点的算术平均值，周边流量1Γ、2Γ分别采用液体流入点和流出点之值。
s0.3103.835.25405.25495.25405.25491027.11030615.53333431313182131231131=⨯=⨯--⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⋅Γ-ΓΓ-Γ⎪⎪⎭⎫⎝⎛=-h H g Lm Lm ρμτ 液膜平均速度：s /m 0.1/3.3619103.834==⨯==-h m HU m τ.4 复核传热系数管外为0.9MPa （表）之饱和燕汽，蒸汽冷凝用量水蒸汽W ：查得水蒸汽焓变：kg kJ H /2015=∆，所以h /kg 3.542015109367==∆=H Q W 水蒸汽 h m /kg 40.3830015.03.54⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γππn d W 水蒸汽水蒸汽物性参数在液膜温度下求取，Ct f ︒=180h m /kg 53.0⋅=水μ 29053.040.3844=⨯=Γ=水水蒸汽μe R管外蒸汽冷凝时的给热系数1α：由于2100<e R ，采用下式计算1α312233115.1⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅=-水水μρλβαg R e同样，物性参数在液膜温度下求取。
垂直管上冷凝）(25.1=βC ︒⋅⋅=h m /kJ 423.2λ 3m /kg 3.882=水ρC ︒⋅⋅=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-h m /kJ 4847153.01027.13.882423.229025.15.12312823311α 管内液体沿垂直壁面成膜下流时的给热系数2α： 21001813<=eLm R ，给热系数关联式如下：3231'32'2416.3/-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛Γ⎪⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛Γ⋅Lm m m Lm p mm p H C C μδλμδα液体各物性参数采用流人点和流出点液膜物性参数之算术平均值。
C C p ︒⋅=kg /kJ 97.2C ︒⋅⋅=h m /kJ 879.0λC ︒⋅⋅=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯⨯⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=---h m /kJ 1894879.062.597.2105.7254597.262.5254543105.716.32324323142α管外蒸汽热阻1R ，取kJ /h m 0001.02C ︒⋅⋅ 液膜产生的气泡热阻2R ，取kJ /h m 0001.02C ︒⋅⋅ 不锈钢的导热系数1λ，取C ︒⋅⋅h m /kJ 60 总传热系数：C R R K m︒⋅⋅=⨯+++++=+++++=-h m /kJ 4.619879.0105.76000070.00001.00001.0189414847111111242'112121λδλδαα计 前面计算过Ct m ︒=∆5.462m 80.35.464.619109367=⨯=∆=m t K Q F 计增加10%的设计裕量后为218.4m 实际传热面积复核：30根219⨯φ不锈钢管长3米。