【導(dǎo)讀】目前．國內(nèi)乙二醇的工業(yè)生產(chǎn)方法是環(huán)氧乙烷直接水合法。我國目前擁有大小不等的環(huán)氧乙烷/乙二醇裝置11套，但是相比于國外的同類裝置，PLUS對過程進行模擬優(yōu)化，最后得到即可達到產(chǎn)品標(biāo)準(zhǔn)又可滿足設(shè)計任務(wù)的結(jié)果。設(shè)備進行了選型，繪制了PID工藝流程圖。

　　

【正文】 的熱負(fù)荷性能曲線來看，再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷都在迅速增加，因此在 保證回收率的前提下，我們最終確定了采出率為 。 通過以上優(yōu)化我們得到了全塔的最佳操作條件，見表 26。 表 26 脫水塔優(yōu)化后參數(shù) 優(yōu)化參數(shù) 理論板數(shù) /塊 進料板 /塊 進料溫度 /℃ 回流比 采出率 數(shù)據(jù) 16 12 依據(jù)表 26結(jié)果，最后我們得到了乙二醇脫水塔的全塔操作工況，結(jié)果 如表 27所示。 39 表 27全塔操作工況 板數(shù) 溫度 oC 壓力 bar 熱負(fù)荷 kW 液相流量 kmolh 1 氣相流量 kmolh 1 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 0 10 0 11 0 12 0 13 0 14 0 15 0 16 表 28為全塔液相摩爾分?jǐn)?shù)分布 40 表 28全塔液相摩爾分?jǐn)?shù)分布 板數(shù) 水 乙二醇 二乙二醇 1 0 2 0 3 0 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 圖 228為脫水塔全塔液相濃度分布圖： 41 圖 228脫水塔全塔液相濃度分布 由圖可知，全塔自塔頂至塔底水的摩爾濃度降低，產(chǎn)物摩爾濃度升高， 液相流量趨勢符合精餾塔的規(guī)律，全塔操作穩(wěn)定，并且各塔板分離效果比 較明顯。 乙二醇精制塔模擬優(yōu)化 首先我們采用簡捷計算模擬乙二醇精制塔，其進料為乙二醇脫水塔塔 底出料。由于乙二醇和二乙二醇的相對揮發(fā)度較為接近，所以采用減壓操 作，參考文獻資料，我們選擇塔頂操作壓力為 ，而塔底操作壓 力 初步定為 。其模擬結(jié)果如圖 229所示。 42 圖 229 乙二醇精制塔簡捷計算結(jié)果 如圖所示，最小回流比為 ，理論塔板數(shù)為 18塊板，而進料板位 置為第 7塊板，塔頂采出物流與進料物流摩爾流率之比為 。 下面我們采用嚴(yán)格計算法對塔進行模擬優(yōu)化，在這里，我們采用的初 始實際回流為最小回流比的 ，即為 。 ⑴ 理論板數(shù)優(yōu)化 首先我們做了理論塔板數(shù)對塔頂采出乙二醇摩爾濃度的靈敏度分析結(jié) 果如圖 230所示。 43 圖 230塔頂乙二醇摩爾濃度與精餾塔理論板數(shù)關(guān)系 如圖所示，當(dāng)乙二醇精制塔塔板數(shù)增加為 13塊時，乙二醇摩爾濃度基 本保持不變，所以，我們確定理論板數(shù)為 13塊板。 ⑵ 進料板位置的優(yōu)化 下面我們分析進料板位置對塔頂乙二醇摩爾濃度影響，結(jié)果如圖 231 所示。 圖 231塔頂乙二醇摩爾濃度與進料板位置關(guān)系 如圖 231所示，當(dāng)進料板位置位于第 7塊板時 ，塔頂采出乙二醇的摩 爾濃度達到最高，因此，我們選擇第 7塊板為最佳進料板位置。 ⑶ 回流比的優(yōu)化 圖 232為回流比對乙二醇精制塔塔頂采出乙二醇摩爾濃度的關(guān)系曲線 44 圖。 圖 232 回流比對塔頂乙二醇摩爾濃度的關(guān)系曲線 讀圖可以得到當(dāng)回流比為 ，乙二醇的摩爾濃度可以達到 %，當(dāng)回流比繼續(xù)增大時，回收率提高不明顯，同時我們也知道回流比 的增大將導(dǎo)致塔底再沸器和塔頂冷凝器熱負(fù)荷的增大，因此我們選擇最佳 回流比為 。 ⑷ 進料溫度的優(yōu)化 下面我們考慮進料溫度對模擬結(jié)果的影響，如圖 233所示。 圖 233 進料溫度對乙二醇摩爾濃度的 影響 從上圖可以看出，隨著進料溫度的不斷增高，塔頂采出乙二醇摩爾濃度 45 有略微的降低，但幅度不大。同時我們知道精料溫度對再沸器和冷凝器的 熱負(fù)荷有很大影響，英雌我們還需考慮進料溫度對冷凝器和再沸器的影響， 其影響結(jié)果見圖 234和 235。 圖 234 進料溫度對冷凝器熱負(fù)荷影響關(guān)系曲線 圖 235 進料溫度對再沸器熱負(fù)荷影響關(guān)系曲線 依據(jù)以上各圖，我們發(fā)現(xiàn)當(dāng)進料溫度高于 130oC時，乙二醇摩爾濃度降 低比較明顯，同時當(dāng)溫度不斷增加時再沸器熱負(fù)荷降低，冷凝器熱負(fù)荷增 加，因此，在保證產(chǎn)品純度的情況下，我們選擇進料溫度為 131oC。 46 ⑸ 全塔壓降的優(yōu)化 塔壓降有時對塔的分離效果也有明顯的影響，下面我們分析全塔壓力降 對塔頂產(chǎn)物乙二醇摩爾濃度的影響。 圖 234即為塔壓降對乙二醇摩爾濃度的靈敏度分析曲線圖： 圖 236 全塔壓降對乙二醇摩爾濃度影響關(guān)系曲線 如圖所示，乙二醇摩爾濃度隨著全塔壓降的增大而不斷降低，當(dāng)其壓力 降不高于 ，都可以對塔進行操作，并且可以保證很好的分離效果。 同時我們還需考慮壓力降對再沸器和冷凝器熱負(fù)荷 的影響，結(jié)果如圖 235 和圖 236所示： 圖 237全塔壓降對冷凝器熱負(fù)荷關(guān)系曲線 47 圖 238 全塔壓降對再沸器熱負(fù)荷關(guān)系曲線 如圖所示：塔壓降的增大對再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷都有很大的影響， 全塔壓降增大，再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷都增大的比較明顯，因此，參考 工業(yè)數(shù)值，我們選取全塔壓降為 。 ⑹ 采出率的優(yōu)化 最后我們分析采出率對其乙二醇摩爾濃度的影響，結(jié)果如圖 237所示： 圖 239 采出率對乙二醇摩爾濃度關(guān)系曲線 如圖所示，當(dāng)乙二醇 精制塔的采出率低于 ，塔頂?shù)玫降囊叶? 產(chǎn)品均可以達到規(guī)定要求。同時采出率對塔的熱負(fù)荷也有較大的影響，下 48 面我們就采出率對塔的冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷進行分析，如圖 238和圖 239所示： 圖 240采出率對再沸器熱負(fù)荷關(guān)系曲線 圖 241 采出率對冷凝器熱負(fù)荷關(guān)系曲線 據(jù)圖 239所示，乙二醇的摩爾濃度隨著采出率的增加不斷提高，當(dāng)采 出率達到 ，乙二醇摩爾濃度提高不在明顯，而依據(jù)再沸器和冷凝器 的熱負(fù)荷性能曲線來看，再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷都在迅速 增加，因此在 保證乙二醇摩爾濃度大于 ，最終確定采出率為 。 49 通過以上優(yōu)化。最終我們得到了最佳操作條件見表 29。 表 29 脫水塔優(yōu)化后參數(shù) 優(yōu)化參數(shù) 理論板數(shù) /塊 進料板 /塊 進料溫度 /℃ 回流比 采出率 數(shù)據(jù) 13 7 131 依據(jù)上表所得操作條件，最后我們得到了乙二醇精制塔的全塔操作工 況，結(jié)果如表 210所示： 表 210 乙二醇精制塔全塔操作工況 板數(shù) 溫度 oC 壓力 bar 熱負(fù)荷 MW 液相流量 kmolh 1 氣相流量 kmolh 1 1 104 0 2 108 0 3 111 0 4 113 0 5 116 0 6 118 0 7 121 0 8 123 0 9 131 0 10 145 0 11 157 0 12 164 0 13 168 表 211為全塔液相摩爾分?jǐn)?shù)分布 50 表 211乙二醇精制塔全塔液相摩爾分?jǐn)?shù)分布 板數(shù) 水 乙二醇 二乙二醇 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 圖 242為乙二醇精制塔全塔液相濃度分布圖。 圖 242 乙二醇精制塔全塔液相濃度分布圖 51 由圖可知，全塔自塔頂至塔底乙二 醇的摩爾濃度降低，二乙二醇摩爾濃 度升高，液相流量趨勢符合精餾塔的規(guī)律，全塔操作穩(wěn)定，并且各塔板分 離效果比較明顯。 52 第三章 全流程模擬及生產(chǎn)任務(wù)校核 全流程模擬及結(jié)果 下面進行全流程模擬，流程如圖 31所示： 圖 31 乙二醇反應(yīng)精餾工藝全流程模擬流程圖 表 31為全流程模擬過程中所采用的模型物性方法以及所需設(shè)置工藝 參數(shù)： 53 表 31 主體設(shè)備工藝參數(shù) 模塊 物性方法 參數(shù)設(shè)置 P1 UNIFAC 出口壓力 1MPa P2 1MPa P3 P4 板 數(shù) 進料板 回流比 采出率 塔頂壓力 塔底壓力 T1 11 F6 2 24 1MPa 1MPa F5 6 T2 16 12 T3 13 7 溫度 /oC 壓力 /MPa H1 35 1 H2 35 1 H3 180 1 H4 49 H5 50 H6 131 H7 50 H8 50 經(jīng)全流程模擬，結(jié)果與單塔模擬結(jié)果較為接近，并且環(huán)氧乙烷轉(zhuǎn)化率依 然接近 100%，乙二醇轉(zhuǎn)化率達到 %，乙二醇產(chǎn)物濃度大于 %，符 合設(shè)計要求。 54 全流程模擬物料衡算表見附表 1 各設(shè)備負(fù)荷的模擬結(jié)果見附表 2 依據(jù)此流程模擬得到結(jié)果，計算生產(chǎn)能力為： 24 300= t/年 所以，滿足設(shè)計任務(wù)。 55 第四章 設(shè)備計算及選型 塔頂操作壓力： PD=1MPa 塔頂溫度： tm=180℃ 進料溫度 tF1=35℃ 反應(yīng)段平均溫度（ 180+35） /2=℃ 塔頂平均摩爾質(zhì)量： MLDm= MVDm= kg/kmol 進料板平均摩爾質(zhì)量： MLFm= kg/kmol MVFm= kg/kmol 反應(yīng)段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(+)/2=MLm=(+)/2= 氣相平均密度： m Vmm VmRT MP 塔頂液相平均密度 進料板液相平均密度 3 反應(yīng)段液相平均密度為： （ +） /2= 829 .69kg/m3 塔頂液相平均表面張力： 進料板液相平均表面張力： 反應(yīng)段液相平均表面張力： （ +） /2= mN/m 塔頂液相平均粘度： 56 進料板液相平均粘度： 反應(yīng)段液相平均粘度： （ +） /2= ⑴ 反應(yīng)段塔徑計算 精餾段采用填料塔進行計算，則塔徑 D= 其中 Cs= 查波紋填料最大負(fù)荷因子圖，取 350Y金屬孔波紋管填料，其中流動參數(shù) Ψ 表示如下： Ψ= 查圖得到 ， CS== u= = =則塔徑 D= 圓整按照塔徑標(biāo)準(zhǔn)得到塔徑為 。 57