乙烯-乙烷体系对筛板塔底精馏塔的设计（处理量：100回流比系数：1.5）

化工单元过程及设备课程设计指导教师：董宏光 韩志忠学生姓名: 邹践晗班级：化机0202时间：2005年7月5日目 录第1章 概述1第2章 流程简介3第3章 精馏塔工艺设计5第4章 再沸器的设计19第5章 辅助设备的设计26第6章 管路设计34第7章 控制方案35附录一 主要符号说明51附录二 参考文献54第一章 概述 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。11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。12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：1. 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 2. 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3. 壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4. 塔釜提供气液分离空间和缓冲区。13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21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。22工艺流程221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。22 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。223 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。1) 设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2) 处理能力及产品质量处理量： 100kmol/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31设计条件311工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD99，釜液丙稀含量 xw1，总板效率为0.6。312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：加热剂热水 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=1.5313塔板形式：筛板314处理量：F=100kmol/h315安装地点：大连316塔板设计位置：塔底32物料衡算及热量衡算321物料衡算D + D + W= F DXd + WXw= FXf D=65.3061kmol/h ; W=34.3969kmol/h 塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 322 热量衡算再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)33塔板数的计算利用excel表格进行迭代，计算理论塔板数计回流比等参数，计算结果见附录。3.3.1试差法计算过程假设塔顶温度Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.4K塔顶压力Pt=2500+101.3=2601.325KPa 代入公式 计算并换算得PAo=2612.46KPa ; PBo=1527.1KPa又 得： KA=1.004281 ; KB=0.587047BAKK=a1/1.61.47223.3.2最小回流比计算：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得xe=0.65;ye=0.7322 =3.1439R=1.7Rmin=4.715853.3.3 逐板计算过程：ynynxn)1(-=aay1=xD=0.99直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa =1.09298 xn-0.0008503直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=43, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=70则塔底压力Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa塔底温度Tb=278.42=1.435825误差值为2.6147%6mm取堰高hw=0.05m,底隙hb=0.03m液体流经底隙的流速：u =0.264m/s 0.5m/s 符合要求3.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=3mm进出口安全宽度bs=bs=100mm边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.18所以降液管宽度：bd =0.18D=0.261m =0.364mr= =0.675m有效传质面积： = 0.93 m2 取筛孔直径：do=6mm,取孔中心距：t=4.26do= 25mm开孔率： = =0.06筛孔面积： = 0.0465m2 筛孔气速： =2.46m/s筛孔个数： =16453.7塔板流动性能校核3.7.1液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.192m质量夹带率ev ： =0.003372kg液/kgev5s 满足要求 3.7.5严重漏液校核 =0.015m = 1.619 k=1.641.5-2.0满足稳定性要求 3.8负荷性能图3.8.1过量液沫夹带线规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： = 4470-111.83qVLh2/3 由上述关系可作得线3.8.2液相上限线 整理出：qVLh=3.07lw=3.224 与y轴平行 由上述关系可作得线3.8.3严重漏液线 = 3600 = 417.12由上述关系可作得线3.8.4液相上限线令 =5s 得： =53.28由上述关系可作得线3.8.5浆液管液泛线Hd=HT+hW 带入数据整理后得： 上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为：qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s负荷性能图： 可见，线的位置偏上，所以它对操作的影响很小。放大后的负荷性能图：设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本满足要求（程序见附件二）第四章 再沸器的设计4.1 设计任务与设计条件 4.1.1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.60135MPa 压力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底压力=1.7213+0.0604=1.7817MPa4.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）705.5压力（MPa绝压）0.10132.619蒸发量：Db= q,mVs =3.43007kg/s1 物性数据1） 壳程凝液在温度（70）下的物性数据：潜热：rc=2334kJ/kg热导率：c =0.668w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32） 管程流体在（5.5 2.62MPa）下的物性数据：潜热：rb=278.12kJ/kg液相热导率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：b =0.0566mPa*s液相密度：b =440kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面张力：b2.7mN/m气相粘度：v =0.0005mPa*s气相密度：v =30kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 4.2估算设备尺寸 热流量： = 957400w 传热温差： =64.5 假设传热系数：K=850W/( m2 K) 估算传热面积Ap =17.5 m2 拟用传热管规格为：382.5mm,管长L=2.5m 则传热管数： =59 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=8.45 管心距：t=0.048m 则 壳径： =0.45m L/ =5.56 取 管程进口直径：Di=0.18m 管程出口直径：Do=0.3m 4.3传热系数的校核4.3.1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.18则循环气量： =19.06kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=38-22.5=33mm =0.05 = 381.2kg/( m2 s) 雷诺数： = 222254.417 普朗特数： =2.14 显热段传热管内表面系数： = 1624w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： =0.41kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.05kg/(m s) = 521.61 管外冷凝表面传热系数： = 7849.73w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.000052m2 K/w 4）显热段传热系数K dm=(di+do)/2= 0.0355m = 766.41w/( m2 K) 4.3.2 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 qmws = 140000kg/( m2 h) Lockhut-martinel参数： =4.2 则1/Xtt=0.24得：E=0.3 在Xe=0.18 X3Xe=0.054的情况下 =0.61 得=1 泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.65 泡核沸腾表面传热系数: =13829w/( m2 K)对流沸腾因子 = 1.715两相对流表面传热系数: = 2785.16w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： = 11774w/( m2 K) = 1414 w/( m2 K) 4.3.3显热段及蒸发段长度 = 0.017LBC = 0.0174L= 0.0435mLCD =L- LBC = 2.4565m4.3.4传热系数 = 1203 m2 实际需要传热面积： = 12.3m24.3.5传热面积裕度： = 0.4320.3所以，传热面积裕度合适，满足要求4.4循环流量校核4.4.1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.06时=5 两相流的液相分率： = 0.44 两相流平均密度： = 210.4kg/m3 2）当X=Xe=0.18 = 1.64两相流的液相分率： = 0.27两相流平均密度： = 140.7kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m, 则循环系统的推动力： = 4288.6pa 4.4.2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 749kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2846681进口管内流体流动摩擦系数： =0.015 进口管长度与局部阻力当量长度： =21.26m管程进出口阻力: =1129Pa传热管显热段阻力P2 =377.7kg/(m 2s) =220213.8 =0.02 = 4.18Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =45.324kg/(m2s) =2991384 =0.015 =38.23Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=332.38kg/(m2s) = 193988 = 0.02 = 187Pa = 1462.5Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.14 = 693.8管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 269.6kg/(m2s) = 48.53kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 35.04m = 29116800 = 0.0134 = 61.4b. 液相流动阻力PL5 =221.07kg/(m2s) = 1171749.12 = 0.016 = 103.8Pa = 905.8Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 4195.28 Pa又因PD=4288.6Pa 所以 第五章 辅助设备设计5.1 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.75.1.1进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =420kg/m3 乙烷 L2 =470kg/m3 压力取2.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.41% 则 =437kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2870kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 900.68m3 圆整后 取V=901m3 5.1.2回流罐（-16.5）质量流量qmLh=3600RqmDs =12496.45kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数=0.7则回流罐的容积 10.62m3取V=10.63 m35.1.3塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1828.57 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 447.8 m3取V=447.8 m35.1.4釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =1040.8 kg/h 则釜液罐的容积 379.6 m3取V=379.6 m35.2 传热设备5.2.1 进料预热器 用90水为热源，出口约为70走壳程 料液由20加热至45，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 5.2.2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=152m25.2.3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 m25.2.4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丙烷液体焓变：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 m25.3 泵的设计5.3.1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 / =0.0018 m3/s 取d=70mm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=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh = 6.9m3/h选取泵的型号： AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s5.3.2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 / =0.0064 m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00156查得：=0.032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 =23.16m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s5.3.3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 / =0.00066m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0043查得：=0.05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、乙烯L=4372FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=234HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4406TIC-01釜温控制46乙烷L=440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筛孔个数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