乙烯-乙烷体系对塔顶浮阀精馏塔的设计（处理量：210回流比系数：1.7）

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2005年9月 班 级： 化 药0215 姓 名： 江 南 学 号： 200245005 指导老师： 前言 本课程设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明书中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指导和支持目录1 概述12 流程简介23 精馏塔工艺设计34 再沸器的设计105 辅助设备的设计166 管路设计217 控制方案21设计心得及总结 22附录一 主要符号说明24附录二 参考文献27第一章 概 述 精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2. 再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热 器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热 体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3. 冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器 第二章 方案流程简介1. 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下： 原料（乙烯和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2. 工艺流程1.物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2.必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3.调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3. 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4. 处理能力及产品质量处理量： 210 kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料： xf65塔顶产品： xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计第一节 设计条件1工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量 xw1，总板效率为0.6。2操作条件：1）塔顶操作压力： P=2.5MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气 加热方法间壁换热3）冷却剂： 循环冷却水4）回流比系数： 3塔板形式： 浮阀4处理量： F=210 kmol/h5安装地点： 大连6塔板设计位置： 塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一、物料衡算1换算： 将摩尔百分数换算成质量百分数xf65 wf63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为乙烯摩尔质量 MB为乙烷摩尔质量）2求摩尔流量 D + W = 2100.65210 = 0.99D + 0.01W解得： D = 137.14koml/h , W = 72.86kmol/h ；塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 二、热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：2） 冷凝器热流量： 冷凝器冷却剂的质量流量： 第三节 塔板数的计算注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。1. 对挥发度过程：假设塔顶温度t=-17 C经泡点迭代计算得塔顶温度正确塔顶压力Pt=2.6MPa查P-K-T图得：kA=0.99 ；kB=0.69 则顶=kA/kB=0.99/0.69=1.4347 ；假设精馏塔的塔板数是60块，每块板的压降为100mmH2O；p=60100mmH2O=0.058Mpa塔底压力为P=2.658MPa ; 沸点tb=4CkA=1.49 ; kB=1 ; 则底=kA/kB=1.49 ； 平均=（顶+底）/2=1.462 2. 回流比计算过程： =平均=1.462泡点进料：q=1 q线方程：xe=zF代入数据，解得： xe=0.65 , ye=0.731 3. 逐板计算过程：(1)塔内气液相流量：精馏段：L=RD=746.0416 koml/h ; V=(R+1)D=883.1816 koml/h提馏段：L=L+Qf=956.0416 koml/h ; V=V=883.1816 koml/h(2)塔内精馏段、提馏段方程：精馏段方程：提馏段方程：(3)理论塔板数的计算：（采用逐板计算法）相平衡方程为：带入精馏段方程和相平衡方程中计算，直至xizF ,为理论进料位置：第i块板y1=xD=0.99 x1=0.9854 y10=0.9082 x10=0.8712y2=0.9860 x2=0.9860 y11=0.8896 x11=0.8464y3=0.9815 x3=0.9732 y12=0.8687 x12=0.8190y4=0.9758 x4=0.9650 y13=0.8455 x13=0.7892y5=0.9688 x5=0.9550 y14=0.8203 x14=0.7574y6=0.9604 x6=0.9431 y15=0.7935 x15=0.7244y7=0.9503 x7=0.9290 y16=0.7656 x16=0.6908y8=0.9384 x8=0.9124 y17=0.7372 x17=0.6574y9=0.9244 x9=0.8932 y18=0.7090 x18=0.6250则x18=0.6250zF=0.65 ,进料；然后进入提馏段： 带入提馏段方程和相平衡方程中计算，直至 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）y19=0.6757 x19=0.5877 y29=0.1489 x29=0.1069y20=0.6362 x20=0.5447 y30=0.1149 x30=0.08155y21=0.5905 x21=0.4966 y31=0.08745 x31=0.06152y22=0.5367 x22=0.4421 y32=0.06577 x32=0.04594y23=0.4777 x23=0.3848 y33=0.04891 x33=0.03398y24=0.4157 x24=0.3273 y34=0.03596 x34=0.02488y25=0.3535 x25=0.2722 y35=0.02611 x35=0.01800y26=0.2930 x26=0.2209 y36=0.01866 x36=0.01284y27=0.2383 x27=0.1763 y37=0.01307 x37=0.008977y28=0.1900 x28=0.1383 则x37=0.0089775-6,不会发生严重漏夜现象。3.液泛的验算 为避免液泛，溢流管内的清液高度: 气体通过一层塔板的压降所相当的液柱高度hP 液体通过降压管的压头损失，因不设内堰 板上清液高度hL=0.07m液柱则Hd=hP+hd+hL=0.0881+0.036+0.07=0.1941m 取=0.5， （HT+hW）=0.5(0.45+0.032)=0.241m液柱因此 ， 满足工程要求4.液沫夹带验算 板上液相流程长：Zl=D-2Wd=1.6-20.1984=1.2032m板上液流面积： Ab=AT-2Af=2.0096-20.191912=1.63m2乙烯-乙烷物系按正常物系取物性，查泛点负因子图表得，FLV=0.2587, u/uf=0.736 , =0.032则又根据 则eV=0.0956kg液体/kg气体两次算出的eV20% 所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当 X=Xe/3= 0.1133时 两相流的液相分率 两相流平均密度： 2）当 X=Xe=0.34时 两相流的液相分率： 则 根据课程设计表319 得：l=0.85m 则循环系统的推动力： 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流量： 釜液进口管内流动雷诺数： 进口管长度与局部阻力当量长度： 进口管内流体流动摩擦系数：管程进口阻力: 传热管显热段阻力 传热管蒸发段阻力P3 气相在传热管内的质量流量液相流动阻力 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: 管程出口段阻力P5 气相流动阻力Pv5 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： 液相流动阻力p5 所以循环阻力： 则循环推动力pD略大于循环阻力pf,说明假设的出口气化率Xe=0.34基本正确。再沸器满足传热过程对循环流量的要求。第五章 辅助设备设计一、辅助容器的设计（容器填充系数取：k=0.7）1.进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =380kg/m3 乙烷 L2 =540kg/m3 压力取2.61MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% =426.3 kg/m3 进料质量流量：qmfh=6027kg/h 取停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积：1938.92m3 , 圆整后 取V=1939m32.回流罐（-17）质量流量 qmLh=RqmDs =116477.99kg/h L2 =413.4kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为0.5h，填充系数=0.7201.25 m3则回流罐的容积， 取V=202m3 3.塔顶产品罐质量流量qmDh=qmDs =3935.918 kg/h；产品在产品罐中停留时间为120h，填充系数=0.71775.6 m3则产品罐的容积 取V=1776 m34.釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=qmWs =2091.082 kg/h 867.13 m3则釜液罐的容积 取V=868m3二、传热设备1.冷却器和塔顶冷凝器的集成采用卧式冷凝器 入口 出口塔顶产品 256.4k 263.2k 进料 273.2k 263.4k 传热温差： 管内液体流率：F=210kmol/h取K=700 ，则传热面积为 ，圆整后的 A=13m22.釜液冷却器 塔顶产品与进料热交换后，继续与冷却釜液 塔顶产品 入口263.2k 出口273.2k 釜液 入口 273.2k 出口278.9k 传热温差： 取K=700 ，则传热面积为 , 圆整后取A=6 m2三、泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.564m/s液体密度： kg/ m3 取d=65mm液体粘度; 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003查得：=0.026取管路长度：l=80m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =6.73m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/skg/ m3 取d=0.128取=0.2相对粗糙度：/d=0.0016查得：=0.0225取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =23.2m3/h选取泵的型号：100F-573.釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.394m/skg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0049查得： =0.03取管路长度：l=30m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个qVLh =1.87m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：50F-16 第六章 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s则d=0.102m/s取管子规格为1144其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.51144塔顶蒸气管151215塔顶产品管0.5623回流管0.52036釜液流出管0.3893.5仪表接管252.5塔底蒸汽回流管151215 贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐9612942V-102回流罐0.5213V-103塔顶产品罐1209144V-104塔底产品罐120763系统控制方案表序号位置用途控制参数介质物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01进料流量控制0210kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0430 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔压控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯=408, 6TIC-01釜温控制16乙烷=385, 系统所需的主要设备及主要参数序号位号名称扬程/m流量/m/s功率/kw1P-101进料泵25101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵40257.54P-104塔顶产品泵15140.55P-105塔底产品泵3551.0换热器传热面积估算表序号位号名称热流量/KW传热系数/(W/m2k)传热温差/传热面积/m2备注1E-101塔顶冷凝器42.37008.692E-102塔底再沸器4567.31158.58113.183E-103进料冷凝器46.56508.694E-104塔底冷凝器6.666507.43序号位号设备名称形式主要性能参数操作条件1T-101精馏塔浮阀塔三D=1200 Np=74H=44.5操作温度 t=256.51操作压力 p=2.601Mpa2E-101塔顶冷凝器分块管板式3E-102塔底再沸器分块管板式4E-103进料冷凝器分块管板式5E-104塔底冷凝器分块管板式6P-101进料泵2台离心泵Q=10m3/hH=25m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2台离心泵Q=8.5m3/hH=2.5m乙烷液8P-103回流泵2台离心泵Q=25m3/hH=40m乙烯液9P-104塔顶产品泵2台离心泵Q=14m3/hH=15m乙烯液10P-105塔底产品泵2台离心泵Q=5m3/hH=35m乙烷液11V-101原料中间罐卧式12940 2.6Mpa12V-102回流罐立式21-16.7 2.6Mpa13V-103塔顶产品罐立式9140 2.6Mpa14V-104塔底产品罐立式76302.6Mpa15V-105不合格产品罐立式650m302.6Mpa 总 结 这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理和具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如C语言，EXCEL，MATLAB，AUTO-CAD等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。化工学院 化机0201班 胡永超 20024212附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2e单位时间夹带的液沫量 kg/hAa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn浮阀个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm质量流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol/hdo浮阀直径 mqnW釜液摩尔流量 kmol/hET塔板效率液流收缩系数qVLh液相体积流量 m3