丙烯-丙烷体系对筛板塔底精馏塔的设计（处理量：180回流比系数：1.5）

第一章 任务书处理量：180koml/h产品质量：（以丙烯摩尔质量计）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， 进料丙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶丙烯含量=99%釜液丙烯含量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=1.5塔板形式：筛板处理量：180 kmol/h，安转地点：大连塔板位置：塔底第二章、 精馏过程工艺及设备概述 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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（有时加质量剂），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（丙烯和丙烷混和液体）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。而对于本次任务-分离乙烯、乙烷。他们在常压下都是气体，固选择了加压塔进行设计，并取操作压力为2.5MPa（表压），但对于加压塔我们知道，将导致混合物的泡点和露点温度差减小，气、液相平衡的两相区减小，即混合物中各组分挥发能力的差异减小。其结果将引起蒸馏过程中的传质推动力下降，从而要达到分离要求（塔顶乙烯99，釜液乙烯小于1），就势必要增加理论板数，在设计中理论板数已经达到的44块，再通过经验公式估算得总板效率为0.6，从而得到实际板数为74块，进料位置根据进料组成可确定为第35块板。 对于进料热状态则选用泡点进料，即q1。因为若q下降幅度较大，如q小于1，必将导致提馏段分离能力下降，不予采用。又根据实际要求和情况，处理量定为180Kmol/h,回流比系数定位1.52.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。本设计中塔板的设计较为复杂，需要考虑各个较核条件，如是否漏夜、是否液泛、是否满足停留时间等等，而且又要满足很多经验上的参数。综合考虑以上因素得到以下结论：塔径1.6m、 塔高0.55 、泛点率0.849 、 开孔率5.67 、降液管中停留时间9.56s 、 稳定系数1.695 基本满足条件，并且设计点在合适的区域内。具体一些数据可以参考附录，都给予明确的指出。 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。立式热虹吸式再沸器吸特点：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。在本设计中再沸器的设计较为复杂，涉及的公式很多，且需要进行迭代计算，迭代计算的部分主要是较核传热面积的裕度和循环推动力和循环阻力之比。对于传热面积在进行调节的时候主要是传热系数对它影响很大，建议先调节传热面积再调节循环推动力和循环阻力之比。后者主要是与接管直径和出口气含率有关，所以在调节的时候应主要调节这两个因素。通过反复调节得到的主要数据有：K640、进口管直径250mm、出口管直径350mm、管长3000mm、管径383、xe0.15、传热面积裕度为35.98、循环推动力和循环阻力之比1.024，基本都满足要求。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 精馏塔工艺设计一、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）二、精馏过程工艺计算 一）、理论板个数的计算 精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确定给定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M）、气液相平衡方程（E）、组分归一方程（S）以及热量衡算方程（H），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）物料衡算= + =+解得：=117.55kmol/h ，=62.45 kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =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2.塔板计算1）.假设塔顶温度T=256.65K，且压力P=2600kpa，查取乙烯乙烷Antoine常数。由Antoine公式，计算得乙烯乙烷的Pi，由计算出乙烯塔顶含量为0.99满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度为= 1.487 ；对归一方程判据，收敛误差在1以内。2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=，=0.65，解得=0.734。=3.0428，则R=1.5=4.5642。 3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程, =0.820279+0.177924即可计算第二快塔板上升到第一块板值。 4）.由第一块板计算得到的和值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100液柱。由密度和混合物组成计算=393.31Pa,即从上到下每块板压力增加393.31Pa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。泡点计算框图： 输入P xi Antoine常数Ai Bi CiTb初值 i2Y输出Tb1结束 5).经过模拟计算，得到理论板数=44块。（各板的计算数据见附表）3.摩尔流量=R *=536.52kmol/h=654.07kmol/h= =716.52 kmol/h=654.07 kmol/h4.操作线方程精馏段操作方程: , =0.820279+0.17792提馏段操作方程： ，=1.095479-0.0009555.确定实际塔板数理论板数：44（包括釜）； 进料位置：从上至下第21块实际板数：44/0.6=73.33，取整：74实际进料：从上至下第35块。二）、塔板设计计算1.物性参数（以塔底查取） T=278.79K ,P=2.6169123Ma 按纯净物计算得： =385.221kg/m3 =35.41kg/m3液相表面张力取=2.66 mN/m=554.19/h =0.154/s=55.8/h =0.0155/s2.初估塔径两相流动参数 =0.332设间距： =0.55m 查费克关联图得=0.0496气体负荷因子C：=0.033133液泛气速： =0.104泛点率取=0.85 操作气速u=0.0885m/s所需气体流道截面积A：=1.739 m2选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.134则=1-=0.866故塔板截面积=2.008 m2塔径D：=1.599 m 圆整：取1.6m则实际塔板截面面积=2.011 m2降液管截面积=0.2694 m2气体流道截面积A=1.74 m2实际操作气速u=0.0884 m2实际泛点率=0.849 所以取=1.55m，D=1.6m 3.塔高计算实际板数=74，精馏段34，提馏段40塔有效高度=0.5573=40.15（m）釜液流出量：=62.45 kmol/h设釜液停留时间为20min釜液高度=0.336m进料处两板间距增至0.8m74块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m裙坐取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +（0.8-0.6）5+1.52+5=47.9m4.溢流装置的设计采用弓型降液管（根据课设p207）=1.6m =2.011 m2 ； =0.134 =0.269 m2查得=0.79 ， =0.79=1.264m 即为堰长堰宽 =304 mm 5.溢流堰液流强度=34.526mm取底隙=30mm=0.03m，则液体流经底隙的流速= =0.25(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度t=3mm;整个塔板面积： 入口安定区和出口安定区 bs=100mm=0.10m边缘区 bc=50mm=0.05m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa= 求得=1.130225 筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开空率=取d0=4mm,t=4 *d0, 得=5.69%开孔所占面积=Aa5.67%=0.064,算得筛孔数n=5099个气速=2.4027 m/s7.塔板流动性能的校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.332和实际泛点率0.849，查得=0.0042，则 =0.00462 kg液体/kg气体 ,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 =9.565，故所夹带气体可以释放。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13(0.04+0.035)-0.0007 =0.0147 m液柱,稳定系数K=/=1.6951.52.0,故不会发生严重漏液。8.塔板性能负荷图1）过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到= 1933.2-29.64 2）液相下限线 令，得到=3.88 m3/h3）严重漏液线 式中：a=15940AoCo=2694.897 b=0.0056+0.13hw-h=0.0056+0.130.04-0.0007=0.0101 c=0.00031564所以， Vh=2694.897(0.0101+0.00031564L2/3h) m3/h4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=106.69 m3/h5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使,0.6160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数=2564.3 W/(m2K)3）计算管外冷凝表面传热系数 经计算蒸汽冷凝的质量流量为m=0.6839kg/s；用下式关联：进行计算得=5955.2425594）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧= 0.0004299，冷凝侧= 0.000176，管壁热阻= 0.000042995）用式计算显热段传热系数= 735.19 W/(m2K)2）蒸发段传热系数1).用式计算传热管内釜液的质量流量=2259073.561kg/h当=0.15，用式计算Lockhat-Martinell参数为 0.5748由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.1；当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.23，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=0.4用式计算泡核沸腾压抑系数=0.252）用式计算泡核沸腾表面传热系数=5712.756 W/(m2K)3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 2440.457 W/(m2K)4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子=1.679用式计算两相对流表面传热系数= 4097.984W/(m2K)用式计算沸腾传热膜系数= 5526.173W/(m2K)用式计算沸腾传热系数:=899.29W/(m2K)；（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.17685；LBC=0.53（4）用式计算传热系数=870.27 W/(m2K)实际需要传热面积为= 18.797 m2（）传热面积裕度用式= 35.98%，该再沸器传热面积合适3.循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 当=0.05时，用式计算Lockhat-Martinell参数=5.17用式计算两相流的液相分率= 0.443用式计算出的两相流平均密度=190.295kg/m3当=0.15时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 1.74用式计算两相流的液相分率= 0.273用式计算的两相流平均密度= 130.96kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为0.85，于是计算的循环系统的推动力为= 3630.1Pa（2） 循环阻力1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=740.253 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 3276152.565用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 = 29.299m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.01479用式计算管程进口管阻力= 1232.96 Pa2）传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 25.1 kg/m2s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数= 14219.41218用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.0322用式计算传热管显热段阻力= 0.43655Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 25.1 kg/m2s当=0.1用式计算汽相在传热管内的质量流量=2.51kg/m2s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=9132.41用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.03585用式计算传热管内汽相流动阻力=0.24614Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速=22.59kg/m2s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=12797.47用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.033用式计算传热管内汽相流动阻力=1.6873Pa用式计算传热管内两相流动阻力=11.5644Pa （）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=25.1kg/m2s用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=1.982用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力=3.24Pa （5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=377.68kg/m2s用式计算管程出口管种种汽相质量流速=56.652 kg/m2s用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=40.787m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=2254400.114用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0152用式计算管程出口管汽相流动阻力=80.1574Pa液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速=321.028 kg/m2s用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=1989093用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0153用式计算管程出口管汽相流动阻力=238.787pa用式计算管程出口阻力=2297.303Pa（）=计算系统阻力阻力=3545.5 Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.024循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.2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 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.69 1进料罐（常温贮料） -5乙稀 L1 =402.kg/m3 乙烷 L2 =346kg/m3 压力取2.6MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =395 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 650m3 圆整后 取V=794 m3 2回流罐（16.77）质量流量qmLh=3600RqmDs =23139kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数=0.6则回流罐的容积 16.55 m3取V=15 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1845.04 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数=0.7则产品罐的容积 3925.98m3取V=3926m31 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =1058.04 kg/h 则釜液罐的容积 404.86 m3取V=405m3二 传热设备 1进料预热器 用100水为热源，出口约为90走壳程 料液由5.67加热至25，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液体焓变：H=401kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=2989.08401/3600=332.99kw 壳程水焓变：H=125.6kj/kg 壳程水流率：q=9050kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=12m2 1 塔顶冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为43管程流率：qmVs=6.9639kg/s取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q= qmVsr=2106.86kw壳程取焓变：H=125.5kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=60435.82kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=152m22 塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=150.192kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=6437.14kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=16 m23 釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s乙烷液体焓变：H =282kj/kg传热速率：Q= qmVsH =82.88kw壳程取焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=3552kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=8 m2三 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.0016 m3/s 取d=65mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003查得：=0.025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个取则qVLh =5.97m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0137 m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00107查得：=0.02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个取则qVLh =49.44m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00089m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04取管路长度：l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =2.393m3/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：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格685。其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594第七章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。 将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h乙烷、乙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h乙稀L=469.83PIC-01塔压控制02MPa乙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4426TIC-01釜温控制4060乙烷L=442 系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯精馏塔筛板塔D=1600mm, Np=74H=0.55操作温度t=5.64操作压力P=2.6MPa2E-101塔T-101再沸器立式虹吸tt= ts= pt= ps=3E-104塔顶产品冷却器tt= ts= ps=4P-101进料泵2台离心泵乙烯、乙烷混合液5P-103回流泵2台离心泵乙烯液6P-104塔顶产品泵1台离心泵乙烯液7P-105塔底产品泵1台离心泵乙烷液8V-101原料中间罐卧式9V-102回流罐卧式10V-103塔顶产品罐立式常压11V-104塔底产品罐立式常压12V-105不合格产品罐立式常压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，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量