乙烯-乙烷体系对筛板塔顶精馏塔的设计（处理量：100回流比系数：1.3）

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2005年7月2日 班 级： 化机0201 姓 名： 陈跃飞 学 号： 200242076 指导老师： 前言 本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7章。 说明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正确的说明。 鉴于本人经验有限，设计中难免存在错误和不妥之处，希望老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！ 目 录第一章 任务书4第二章精馏过程工艺及设备概述4第三章 精馏塔的设计5第一节 设计条件.6第二节 物料衡算及热量衡算.6第三节 塔板数的计算.6第四节 精馏塔工艺设计计算.8第五节 塔板的校核11第六节 负荷性能图.12第四章 再沸器14第一节 物性数据.14第二节 估算设备尺寸.14第三节 传热系数效核.15第四节 循环流量效核.17第五章 辅助设备21第一节 传热设备.21第二节 泵的设计.21第三节 罐的设计.22第六章 管路设计23第七章 控制方案第一章、任务书处理量：100koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% 塔底产品1%。*设计条件1.工艺条件：饱和液体进料， 进料乙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：热水；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=1.3塔板形式：筛板处理量：100 kmol/h，安转地点：大连塔板位置：塔顶*第二章、 精馏过程工艺及设备概述 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。1.精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，是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。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液体）经过料管由精馏塔的某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2.工艺流程（1）精馏装置必须在实弹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，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。（2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。（3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。3.设备简介及选用所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1）、精馏塔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。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，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）.再沸器作用：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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器第三章 精馏塔工艺设计精馏过程工艺流程 1.分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2.能量的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。1）. 精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。2）. 精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3.辅助设备（略）4.系统控制方案（略）第一节 设计条件1. 饱和液体进料 进料含乙烯含量=65%(摩尔百分数,下同)塔顶乙烯含量 =99% , 釜液乙烯含量1% , 总板效率为0.62. 操作条件: 1. 塔顶操作压力P=2.5Mpa(表压)2. 回流比系数 =1.33. 塔板形式:筛板4. 处理量:1005. 安装地点:大连6. 塔板设计位置:塔顶7. 塔顶温度的确定第二节 物料衡算及热量衡算一.物料衡算 F=D+W 解得 D=65.31 F= W=34.69 塔内气,液相流量: 精馏段: L=RD V=(R+1)D 提留段: 二.热量衡算 再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量 冷凝器冷却剂的质量流量 第三节 塔板数的计算因为饱和液体进料 有0.65 设温度为 16.5查表知 A B C 乙烯 15.5368 1347.01 -18.15 乙烷 15.6637 1511.42 -17.16根据Antoine公式计算两物质的饱和蒸汽压 得=2618.664Kpa =1531.136Kpa又因为 =0.99 故 =0.99 =0.0107 +=0.99+0.017=1.0007 0.0007 满足要求,所选温度基本符合!8. 其他参数的计算所以=1.710275/1.16=1.474375 =0.732486 故=3.1219 =1.3=4.05847所以计算精馏段,提馏段方程线为 精馏段: =0.8023+0.1957 提馏段: 相平衡方程 =3塔板数计算：假设初值Tto、Tbo、2并输入Pt(绝)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L计算1计算=(1+2)/2计算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N计算2计算并输出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2 6mm 堰高h 液流强度 L=27.257 降液管底隙液体流速 =0.151m/s 0.3m/s 符合要求. .塔板布置和其余结构尺寸的选取 1. 浮阀数 选取F型浮阀，重型，阀孔直径d=0.039m 初取阀孔动能因子F=8，计算阀孔气速 u=1.374m/s 浮阀个数n=462. 浮阀排列发式 取进,出口安定区宽度75mm 取边缘区宽度=50mm =0.239m =0.55m 有效传质面积 =0.539 开孔所占面积 A=0.055m 塔板开孔率 =0.070.1 符合要求第五节 塔板的流动性能校核a) 液沫夹带量校核 取K=1.0 查C由=0.2750.80.82 故不会产生过量的液沫夹带 符合要求.b) 塔板阻力的核对（1）.干板阻力h 临界空速 = 因阀空气速大于其临界阀孔气速 故应在浮阀全开状态下计算干板阻力 h （2）.塔板清夜层阻力h =0.5 =0.04 （3）.克服液体表面张力阻力 =8.1 有以上三项阻力之和求塔板阻力h h=hc) 降液管液泛校核由, 取=0 =0.00351m液柱 则 =0.1555m取降液管中泡沫层的相对密度 =0.259m 5s 满足要求.e) 严重漏夜校核 取F=5=0.857 稳定系数=1.6231.5 故满足稳定性要求 不会发生严重漏液 各项校核均满足要求,故所设计的筛板可用,但并非适宜.第六节 负荷性能图1. 过量液沫夹带线 A Zm 取C 由公式得 V2. 液相下限线令=0.006 得 =2.15 3. 严重漏液线 由 和 得=169.338 4. 液相上限线=5和 得5. 降液管液泛线V=7.84第四章 再沸器的设计第一节.物性数据 1.选用立式热虹吸再沸器塔顶压力:2.601.325MP(绝压) 塔底压力:2.617605MP(绝压) 2.再沸器壳程与管程设计壳程 管程温度/C 30-70 5.5压力(绝压)/MP 0.101325 2.617605蒸发量/(Kg/h) 9911.07 3物性数据 壳程凝液(水)在定性温度50C下的物性数据: 密度 =977.8Kg/ 潜热=2334KJ/Kg 热导率 =0.668W/(mK) 粘度 =0.406mPas管程流体5.5下的物性数据: 潜热 =279.12KJ/Kg 液相热导率 =0.090714 W/(mK) 液相粘度 =0.0566 mPas 液相密度 =450 Kg/ 液相定压比热容 =3.428KJ/(KgK) 表面张力 =2.7mN/m 气相粘度 =0.0005mPas 气相密度 =30Kg/蒸汽压曲线斜率 1.81 第二节.估算设备尺寸1. 计算热流量Q为Q=768.44 Kw2. 计算传热温差=41.32 K3. 假设传热系数K=850 则估算传热面积为 =21.88 4. 拟用传热规格为 ,管长L=2500,则计算传热管数 =74 根5. 若将传热管按正三角形排列,则管子排列面积是一个正六边形 = 解得 =5 个故正六边形个数为5 个, 则取管心距 0.0494 m又因为是单管换热器,所以壳径内径D 为 =0.589 m 圆整到D=600mm管程进口管取 =100mm 出口管径去 =300mm第三节.传热系数效核1. 显热段传热系数 设传热管出口汽化率 =0.24 则计算循环流量 =11.47 kg/s.显热段传热管内表面传热系数 计算传热管内质量流速G 为 =33mm 故 =0.0.0633 =181.223计算雷诺数Re为 Re=计算普朗特数为 =2.139计算显热段传热管内表面传热系数 =1327.2.计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量 =0.329 Kg/s 计算传热管外单位湿润周边上凝液的质量流量=0.0373 计算冷凝液膜的=367.2 20%第四节. 循环流量效核1.循环系统的推动力 当时 计算Lockhat-Martinell参数 =3.729计算两相流的液相分率为 =0.381计算两相平均密度 =188.02 Kg/当x=0.24时计算 Lockhat-Martinell参数 =1.168计算两相流的相分率 =0.221计算两相流平均密度 =121.32 Kg/参照设计书3-19表 并根据焊接需要去m 于是计算循环系统的推动力= = 5271.22 (Pa)2. 循环阻力 .管程进口管阻力的计算 计算釜液在管程进口管内的质量流速为 = =1430.4 计算釜液在进口管内的流动雷诺数 = 计算进口管长度与局部阻力当量长度 =12.08 m 计算进口管内流体流动的摩擦系数 =0.01503 故计算管程进口管阻力为 =4127.61 Pa .传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速为 =181.22 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 =计算进口管内液体流动的摩擦系数 =0.02157计算传热管显热段阻力 =0.73 Pa .传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算 =181.22计算汽相在传热管内的质量流速 =x=29.00计算汽相在传热管内的流动雷诺数 =计算传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.01536计算传热管内汽相流动阻力 =16.06 Pa液相流动阻力的计算 计算液相在传热管内的质量流速为 =152.22计算液相在传热管内的流动雷诺数 =计算传热管内液相流动的摩擦系数 =0.02221计算传热管内液相流动阻力 =42.71 Pa计算传热管内两相流动阻力 =431.73 Pa .蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 管程内流体的质量流速=181.22 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M =3.682 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 =268.71 Pa .管程出口阻力 气相流动阻力的计算计算管程出口管中汽,液相总质量流速 =162.27 计算管程出口管中汽相质量流速 =38.94 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 =35.04 m计算管程出口管中汽相流动雷诺数 =计算管程出口管汽相流动的摩擦系数 =0.0135计算管程出口汽相流动阻力 =39.85 Pa液相流动阻力的计算计算管程出口管中液相质量流速 =123.33 计算管程出口管中液相流动雷诺数 =计算管程出口管中液相流动的摩擦系数 =0.01585计算管程出口液相流动阻力 =31.29 Pa计算管程出口管中两相流动阻力 =566.02 Pa系统阻力 =+=5126.09 Pa循环推动力与循环阻力的比值为 =1.0283 在1.0011.05之间 符合要求 循环推动力略大于循环阻力,说明所设的出口汽化率=0.24基本正确,因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求. 第五章 辅助设备的设计第一节.辅助容器的设计容器填充系数取=0.71. 进料罐（低温贮料）0 乙烯 =380 kg/m3 乙烷 =540 kg/m3压力取2.6010325Mpa （绝对压力） 又进料=0.65所以乙烯质量分率为63.4% r=426.3kg/m3 进料质量流量F=2878 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取4天，=4 24=96hV=923.3m3 圆整取924m32. 回流罐（-16.5）=413.4kg/m3 取停留时间为=0.5 h所以=13.8m3 =19.7 m3 ，圆整后取20 m3 3. 馏出产品罐取产品停留时间为5天，即=120 hD=65.31 kmol/h，所以V=4.42 m3/h=757.7 m 圆整为758 m34. 釜液罐取停留时间为5天，即=120 hW=34.7 kmol/h V=2.7 m3 V=426.9m3 圆整取463 m3第二节传热设备的设计1.进料冷却器与塔顶冷凝器的集成,但采用卧式壳柱冷凝器 入口 出口塔顶产品温度/K 256.5 263.2进料温度/K 273.2 263.4传热温差 K平均摩尔质量 =28.78 管柱液体流率 F=100=10028.78=2878传热速率 =39.7 假设传热系数K=850 则传热面积为=5.4 圆整后 A=62.釜液冷却器 塔顶产品与进料热交换后,继续冷却塔釜 入口 出口 塔顶产品温度/K 263.2 273.2 塔釜产品温度/K 278.5 273.2传热温差=7.4 K管柱液体流率F=34.69=1041传热速率 =5.44假设传热系数 K=850 则传热面积为 =0.84 圆整后 A=1 第三节泵的设计1.进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.065m 流体流速 u=0.564m/s 流体密度 =426.3 kg/m3粘度=0.091mPas 取=0.2，相对粗糙度为/d=0.003Re=1.7e5 查得=0.026取管路长度为l= 80，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1 个。则=3.81m 取=20m 则=24.1 m = 6.73 m3/h选取泵的型号为40F-252.回流泵（两台，一用一备）管路直径d=0.128m 流体流速 u=0.5 m/s 流体密度 =413.4 kg/m3 粘度=0.092 mPas 取=0.2，相对粗糙度为/d=0.0016Re=2.9e5 查得=0.0225去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=3.6m 取=32 m则=36.1m =23.2 m3/h选取泵的型号为65F-40.3.釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.041m 流体流速 u=0.394 m/s 流体密度 =448 kg/m3粘度=0.0088mPas 取=0.2，相对粗糙度为/d=0.0049Re=7.1e5 查得=0.03去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=3.71m 取= 5.5m则=1.7m =1.87m3/h选取泵的型号为20F-16.这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。第六章 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s 则d=0.069m/s取管子规格为753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0.5753塔顶蒸气管1410910塔顶产品管0.5623回流管0.51353釜液流出管0.5534.5仪表接管252.5塔底蒸汽回流管141056 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969242V-102回流罐0.5203V-103塔顶产品罐1207584V-104塔底产品罐120463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0110kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0360 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D=1400 Np=64H=33580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924m30 2.6Mpa12V-102回流罐立式20m3-16.7 2.6Mpa13V-103塔顶产品罐立式758m30 2.6Mpa14V-104塔底产品罐立式463m302.6Mpa15V-105不合格产品罐立式650m302.6Mpa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39.78508.662E-102塔底再沸器3896.51197113.121.883E-103进料冷凝器39.78508.664E-104塔底冷凝器5.448507.41