乙烯-乙烷体系对浮阀塔顶精馏塔及辅助设备设计（处理量：140 回流比系数：1.4）

（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： 140 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： R/Rmin=1.43塔板形式： 浮阀4处理量： F=140 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 = 1400.65210 = 0.99D + 0.01W解得： D = 91.4286koml/h , W = 48.5714kmol/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 R=1.5Rmin=4.83. 逐板计算过程：(1)塔内气液相流量：精馏段：L=RD=438.8571 koml/h ; V=(R+1)D=530.2857 koml/h提馏段：L=L+Qf=578.8571 koml/h ; V=V=530.2857koml/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x1=0.985447,y1=0.990000 x2=0.979999,y2=0.986232x3=0.973503,y3=0.981723x4=0.965793,y4=0.976347x5=0.956692,y5=0.969967x6=0.946017,y6=0.962435x7=0.933587,y7=0.953600x8=0.919239,y8=0.943314x9=0.902842,y9=0.931440x10=0.884315,y10=0.917869x11=0.863648,y11=0.902536x12=0.840922,y12=0.885433x13=0.816324,y13=0.866625x14=0.790149,y14=0.846268x15=0.762795,y15=0.824606x16=0.734746,y16=0.801968x17=0.706537,y17=0.778755x18=0.678714,y18=0.755410x19=0.651797,y19=0.732384x20=0.626236,y20=0.710108x20=0.626236,y20=0.710108则x20=0.626236zF=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）x21=0.595394,y21=0.682680x22=0.558456,y22=0.649013x23=0.515498,y23=0.608692x24=0.467212,y24=0.561799x25=0.414974,y25=0.509090x26=0.360747,y26=0.452068x27=0.306814,y27=0.392873x28=0.255412,y28=0.334001x29=0.208374,y29=0.277891x30=0.166904,y30=0.226544x31=0.131525,y31=0.181275x32=0.102183,y32=0.142657x33=0.078409,y33=0.110626x34=0.059509,y34=0.084675x35=0.044711,y35=0.064044x36=0.033260,y36=0.047890x37=0.024481,y37=0.035390x38=0.017797,y38=0.025807x39=0.012736,y39=0.018511x40=0.008919,y40=0.012987则x40=0.0089195-6,不会发生严重漏夜现象。3.降液管液泛的验算 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 液体通过降压管底隙的阻力 板上清液高度hL=0.07m液柱则Hd=hP+hd+hL=0.1492+0.0361+0.07=0.2553m 取=0.6， （HT+hW）=0.6(0.45+0.0404)=0.2942m液柱因此 ， 满足工程要求4.液沫夹带校核 板上液相流程长：Zl=D-2bd=1.4-20.165=1.07m板上液流面积： Ab=AT-2Ad=1.5394-20.1020=1.3353m2乙烯-乙烷物系按正常物系取物性取K=1.0，查泛点负因子图表得CF=0.118则：或：F10.80.82符合工程条件5.操作弹性 从雾沫夹带相考虑气相负荷上限F0.8 0.277从液泛角度考虑负荷上限，即 0.1655 0.09552.065 弹性 6.负荷性能图 1） 雾沫夹带上限线 中，取eV=0.1 kg液体/kg气体并将有关变量与Vh ,Lh的关系带入整理，得 ，作出液膜夹带曲线2）液泛线 令 则带入数据，并化简得最终结果为： 作出液泛曲线3）液相负荷上限线 =5s 作出液相负荷上限线4) 严重漏夜曲线 ,c0=0.63 , ,将以上式子关联带入，得 作出严重漏夜曲线5）液相负荷下限线 ， Lh=2.2m3/h 作出液相负荷下限线第四章 再沸器的设计一、设计任务与设计条件 1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.6013MPa 压力降：Np=0.50kPa 塔底压力: 2.6013+0.0005*74=2.658 MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）35-255压力（MPa绝压）0.10132.69冷凝量（kg/h）蒸发量（kg/h）17770.9出口50物性数据：壳程凝液在温度（50）下的物性数据：热导率： C=0.6173W/(mK)粘度： C=0.8007mPas比定压热容 cp=4.174kj/kgK密度： C=995.68kg/m3管程流体在（4 2.658MPa）下的物性数据：潜热： rb=285.02kJ/kg液相热导率： b=0.09623W/(mK)液相粘度： b=0.0572mPas液相密度： b=387.87kg/m3液相定比压热容： cp,b=3.495kJ/(kgK) 表面张力： b=2.741mN/m气相粘度： V=0.00872mPas气相密度： v=37.9kg/m3蒸气压曲线斜率： （t/p）S=2.89510-4m3K/kg二、估算设备尺寸热流量： 传热温差： 假设传热系数： k=850 估算传热面积： 拟用传热管规格为252mm,管长L=3000mm则传热管数： ,取285根 若将传热管按正三角形排列， 采取焊接工艺，取管心距t=0.032m 则 壳径： 取 取管程进口直径： Di=0.25m 管程出口直径： D0=0.32mL/D=3/0.62=4.838m 在之间三、传热系数的校核1显热段传热系数KL假设传热管出口汽化率：xe =0.20 1) 计算显热段管内传热膜系数 2) 显热段传热管内表面系数： 传热管内质量流速： 显热段传热管内表面系数：取n=0.43) 管外冷凝表面传热系数： 对于无相变传热，装有弓形折流板时，可采用克恩法计算 由 热流量, 又 取B=0.3D，则 Pr=5.414,忽略，则3） 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧： Ri=0.176 m2K/kW 冷凝侧： R0=0.26 m2K/kW 管壁热阻： m2K/W4） 显热段传热系数 2.蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量： 当xe=0.15时，Lockhut-martinel参数： 则1/Xtt=0.556 查设计书P96图329 得：aE=0.11 在x=0.4xE=0.06时的情况下 再查图329，a=0.79泡核沸腾压抑因数a： 泡核沸腾表面传热系数 以液体单独存在为基准的对流表面传热系数ai: 沸腾表面传热系数：KE=1.652两相对流表面传热系数: 沸腾传热膜系数： 沸腾传热系数KE为： 3.显热段及蒸发段长度 4.传热系数 实际需要传热面积： 5.传热面积裕度：20% 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= 0.05时 两相流的液相分率 两相流平均密度： 2）当 X=Xe=0.15时 两相流的液相分率： 则 根据课程设计表319 得：l=0.91m 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=0.15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% kg/m3 进料质量流量：qmfh=4018kg/h 取停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积：1292.89m3 , 圆整后 取V=1293m32.回流罐（-17）质量流量 qmLh=RqmDh =12287.999kg/h L1 =406.36kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为0.5h，填充系数=0.721.599m3则回流罐的容积， 取V=22m3 3.塔顶产品罐质量流量qmDh= 2560.00kg/h；产品在产品罐中停留时间为120h，填充系数=0.71079.971 m3则产品罐的容积 取V=1080 m34.釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh =1491.142 kg/h 660.314 m3则釜液罐的容积 取V=661m3二、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 256.4k 液氨 223.4 k 243.4 k 传热温差： 管内液体流率：F=140kmol/h取K=700 ，则传热面积为 ，圆整后的 A=5m22.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=0.5m/s液体密度： kg/ m3 取d=83mm液体粘度; 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0024查得：=0.05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 =9.26m3/h选取泵的型号：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /s2回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/skg/ m3 取d=150mm取=0.2相对粗糙度：/d=0.00133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 =30.46m3/h选取泵的型号：GL 扬程101500m,流量0.190m3/h3.釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.5m/skg/ m3 取d=57mm 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0035查得： =0.025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 =3.851m3/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=0.0809m/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0.58834塔顶蒸气管29.1763.5塔顶产品管0.60683.5回流管0.6181509釜液流出管0.54573.5仪表接管252.5塔底蒸汽回流管15 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9612932V-102回流罐0.5223V-103塔顶产品罐12010804V-104塔底产品罐120661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0140kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0440kmol/h乙烯=406.36, =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30101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵35357.54P-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=1400 Np=67H=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