年产一万吨原油裂解装置中乙烯塔系的浮阀精馏塔设计（全套图纸）.doc

计题目：年产一万吨原油裂解装置中乙烯塔系的浮阀精馏塔设计设计条件：1、操作压强为21kg/cm2。2、原料为乙烯和乙烷混合液体，含乙烯89.36（质量分率） 处理量为378kg/h。3、产品要求：塔顶乙烯99.46（质量分率）。设计任务：1、完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。 2、完成带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，晒空布置图一级塔的工艺条件图。 3、写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果总和和对自己设计的评价。指导老师： 时间：2年6月全套图纸加153893706前言（1）、学会如何查阅资料、手册图表，选用合适的数据及计算公式；（2）、合理确定工艺流程；（3）、进行工艺尺寸的设计计算，包括塔高，塔径及塔板上气液接触元件的主要尺寸，为检测工艺设计的合理性，需要进行流体力学验算，为了解所设计的塔的操作性能的好坏，需要画出塔板的操作负荷性能图；（4）、确定辅助设备的选型；（5）、做出流程图及塔的结构图。第一章 设计方案的确定本次设计任务是设计年产一万吨原油裂解装置中乙烯塔系的浮阀精馏塔，因此采用浮阀式精馏塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用泡点进料，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜采用间接蒸汽再沸器加热，使部分釜液变为气体以供气体回流。主要流程（见带控制点流程图）：将乙烯乙烷混合气经泵压缩到操作压下，使之变为液体，经原料预热器预热到泡点进入精馏塔，在塔中进行气液传质，使乙烯与乙烷分离。塔顶蒸汽主要是乙烯，将蒸汽通过全凝器冷凝，一部分冷凝液作为回流液回到塔中，一部分冷凝液作为产品冷却器冷却到要求的温度后到产品贮罐，然后用泵输送到所需要的车间；塔釜的产品主要是乙烷，进入再沸器，部分加热成气相回流到塔中，部分液相经冷却器冷却到所需的温度后贮存在釜液贮罐中，然后用泵输送到所需要的车间。整个精馏塔中所需的热量都由再沸器提供。塔顶的全凝器用液氨作为冷却剂，塔釜的再沸器用氨气作为加热剂，通过它们液化或汽化来到达冷凝和加热的效果，全凝器中汽化了的液氨也可再通入再沸器中作为加热剂，因此可以循环使用，节约费用。第二章 主要设备工艺计算（读取物性数据、物料核算、工艺设计结构、尺寸的计算）一、塔的物料衡算 已知条件： F378Kg/h 乙烯的分子量28.05 kg/Kmol 乙烷分子量30.07 kg/Kmol操作压强P1 料液及塔顶、塔底产品含乙烯摩尔分数 X =0.900 =0.995=0.1002原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量MF=0.90028.05+(1-0.900) 30.07=28.25 kg/kmolMD=0.99528.05+(1-0.995) 30.07=28.06 kg/kmolMW=0.10028.05+(1-0.100) 30.07=29.87 kg/kmol3. 物料衡算原料处理量：F=13.38 kmol/h总物料衡算：F=D+W乙烯物料衡算： FXF =DXD + WXW13.380.900=D0.995+W0.100联立解得： D=11.96 kmol/h W=1.42 kmol/h二、 塔板数的计算1 温度和平衡常数的计算由P=20.33atm查PTK图1,由1-0.001试差计算得 组分在塔顶: TD=249.65K= -23.50C, K1=1.01 ,K2=0.68 组分在进料板: TF=251.97K= -21.180C, K1=1.03 ,K2=0.70 组分在塔底: TW=266.35K -6.80C， K1=1.43 ,K2=0.96(其中1表示乙烯，2表示乙烷,以下均同)2 最小回流比的计算 塔顶相对挥发度D= =1.485进料相对挥发度F= =1.471塔釜相对挥发度W= =1.490可以看出变化不大，所以全塔的相对挥发度可用以下公式计算得：=2=1.48把、X代入下式得： Rmin=1=2.149 3. 最少理论板数的计算 将、XD、XW代入下式得： 块4.塔板数的确定 （1）、求取合适回流比和理论塔板数用吉利兰关联图求出N、R，做出两者的关系图如下：由上图，取R3.2由以上计算可知最少理论板数为19块，而实际理论板数应该大于19块，采用逐板计算法求实际理论板较麻烦，故用编程求实际理论塔板数NT 。 程序和结果如下：Private Sub Command1_Click()Dim R!, f!, d!, xf!, xw!, xd!, a!, n%, nf%, m%, NT%R = 3.2: f = 13.38: d = 11.96: xf = 0.9: xw = 0.1: xd = 0.995: a = 1.48Let y = xdLet n = 1Do Let x = y / (a - y * (a - 1) Let y = R / (R + 1) * x + xd / (R + 1) Let n = n + 1Loop Until x = xfPrint n= & n - 1Print nf= & nLet m = 1Do Let x = y / (a - y * (a - 1) Let y = (R * d + f) / (R + 1) * d) * x - (f - d) / (R + 1) * d) * xw Let m = m + 1Loop Until x 5s，故降液管尺寸可用。（4）降液管底隙高度 可按下式计算： 取降液管底隙处液体流速0.10m/s，则代入上式得： 因为0.025m,且故降液管底隙高度设计合理。2、 塔板布置及浮阀数目与排列采用型重阀，取阀孔动能因数10 孔速 型重阀的公称直径： 取边缘区宽度泡沫区宽度 板上鼓泡区面积： 将结果代入上式得：对于整块塔板浮阀排列方式采用正三角形叉排。阀孔总面积： 孔心距 开孔数目为：以正三角形叉排方式作塔板布置图，排得阀孔数为6个。按n实际6重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数仍在912范围内 ，所以实际的阀孔数能满足要求。塔板开孔率 加压塔开孔率常小于10% ，所以开孔率合适。三.流体力学验算（一）精馏段流体力学验算1、 气体通过浮阀塔板得压降（用相当塔内液体的液柱高度表示） （1）干板阻力临界孔速（浮阀由部分全开转变为全部全开时的临界速度）因为 所以液柱（2）气体通过板上清液层的压降 此设备分离乙烯和乙烷混合物，即液相为碳氢化合物，既可取充气系数 m液柱 （3）液体表面张力所造成的阻力 由于此阻力很小，可以忽略不计。因此，将、代入式 可得气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为： 单板压降2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 （1） 气体通过塔板的压降所相当的液柱高度，已算出0.0835m （2） 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 （3） 板上液层高度 因已选定板上液层高度为：0.06m则代入式得： 取 0.6 ，又已选定 ， 则m 所以，符合防止淹塔的要求。3、 液沫夹带 泛点率F 板上液体流经长度 板上液流面积 乙烯和乙烷属无泡沫正常系统，因此可按正常系统物性系数K1.0，查泛点负荷系数图6得=0.092 代入式得：泛点率F对于直径在0.9以下的塔，为避免过量的液沫夹带，应控制泛点率不超过70%。根据上式计算出的泛点率在70%以下，因此可以知道液沫夹带能够满足的要求。（二）提馏段流体力学验算1、气相通过浮阀塔板得压降（用相当的液柱高度表示） （1）干板阻力临界孔速（浮阀由部分全开转变为全部全开时的临界速度）因为 所以（2）气体通过板上清液层的压降 此设备分离乙烯和乙烷混合物，即液相为碳氢化合物，既可取充气系数 （4） 液体表面张力所造成的阻力 由于此阻力很小，可以忽略不计。因此，将、代入式 可得气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为： 单板压降2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 气体通过塔板的压降所相当的液柱高度，已算出0.0850m（5） 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 m（6） 板上液层高度 因以选定板上液层高度为：0.06m则代入式得： 取 0.6 ，又已选定 ， 则 所以，符合防止淹塔的要求。3.液沫夹带泛点率F 板上液体流经长度 板上液流面积 乙烯和乙烷可按正常系统物性系数K1.0，查泛点负荷系数图6得=0.092 代入式得：泛点率F对于直径在0.9以下的塔，为避免过量的液沫夹带，应控制泛点率不超过70%。根据上式计算出的泛点率F在70%以下，因此可以知道液沫夹带能够满足的要求。四、塔板负荷性能图（一）精馏段塔板负荷性能图1 液沫夹带线按式作出，即： 泛点率F式中、K 、及均为已知值。按泛点率70%计算得：70%整理得 （）由式（）可知液沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个值，按式（）算出相应的值列于下表3：，0.00010.00050.0020，0.033190.032580.030282 液泛线 由式、及式可得： 由上式确定液泛线，忽略式中项将、 、 、 代入式得：+ 因物系一定，塔板结果尺寸一定，则、及等均匀为定值，而与的关系为： 式中阀孔数与孔径也为定值。 则式变为+上式简化为： （）在操作范围内任取若干值，代入上式计算出相应的值列于下表4：,0.00010.00050.0020,0.01690.01630.01463.液相负荷上限线液相的最大流量应保证液体在降液管中停留时间不低于35s。液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线。当3作为液体在降液管中停留时间的下限，则（）4漏液线 对于 型重阀，依计算，则又知 则得： 式中 、均为已知数，可由此式求出气相负荷的下限值，由此作出与液体流量无关的水平漏液线。以5作为规定气体最小负荷的标准，则（）5液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，由的计算式计算出的下限值，由此作出液相负荷下限线，该线是与气相流量无关的竖直线。 取E1，则 （）根据表3、4和式（）、（）、（）可分别作出塔板负荷性能图上的（）、（）、（）、（）、（）共五条线，见下图： （）线为液沫夹带线，（）线为液泛线，（）线为液相负荷上限，（）线为漏液线，（）线为液相负荷下限线，（）线为操作线 。由塔板负荷图可看出：（1） 在规定任务的气液负荷的操作点P（设计点），处在适宜的操作区，则设计合理。（2） 塔板的气相负荷上限完全由液泛线控制，操作下限由漏液线控制。（3） 按照固定的液气比，由图中查出塔板的气相负荷上限0.0158 气相负荷下限线0.00584操作弹性0.0158/0.00584=2.71操作弹性大于2.0，符合要求。（二）提馏段塔板负荷性能图1 液沫夹带线按式作出，既 泛点率式中、K 、及均为已知值。按泛点率70%计算得：70%整理得 （）由式（）可知液沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干值，按式（）算出相应的值列于下表3：，0.00010.00050.0020，0.032690.032090.029832 液泛线 由式、及式可得： 由上式确定液泛线，忽略式中项将、 、 、 代入式得：+ 因物系一定，塔板结果尺寸一定，则、及等均匀为定值，而与的关系为： 式中阀孔与孔径也为定值。 则式变为+上式简化为： （）在操作范围内任取若干值，代入上式计算出相应的值列于下表4：,0.00010.00050.0020,0.01660.01610.01443.液相负荷上限线液相的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线。当3作为液体在降液管中停留时间的下限，则（）4漏液线 对于 型重阀，依计算，则又知 则得： 式中 、均为已知数，可由此式求出气相负荷的下限值，由此作出与液体流量无关的水平漏液线。以5作为规定气体最小负荷的标准，则（）5液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，由的计算式计算出的下限值，由此作出液相负荷下限线，该线是与气相流量无关的竖直线。 取E1，则 （）根据表3、4和式（）、（）、（）可分别作出塔板负荷性能图上的（）、（）、（）、（）、（）共五条线，见下图： （）线为液沫夹带线、（）线为液泛线、（）线为液相负荷上限线、（）线为漏液线、（）线为液相负荷下限线、()线是操作线。由塔板负荷图可看出：（1） 在规定任务的气液负荷的操作点P（设计点），处在适宜的操作区，则设计合理。（2） 塔板的气相负荷上限完全由液泛线控制，操作下限由漏液线控制。（3） 按照固定的液气比，由图中查出塔板的气相负荷上限0.0151 气相负荷下限线0.00581操作弹性0.0151/0.00581=2.60操作弹性大于2.0，符合要求。五、塔高的确定 1、塔高的确定 塔高是由塔顶空间、塔底空间、有效塔高、加料板空间高度及裙座高度即：（1）塔顶空间的确定 塔顶空间是塔内最上层塔板与塔顶封头底边的距离。其距离取远高于板间距的值，在设计计算过程中板间距为0.3m，根据经验一般取塔顶空间1.0m。（2）塔底空间的确定 塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底封头底边的间距。其值由塔底贮液停留时间和塔底液面到最下层塔板间距（一般是12m）决定。本塔设计取5min 则 （3）进料段高度取为板间距的2倍较合适，故取。 （4）有效塔高的确定由于塔径很小，为了方便维修，如果条件允许最好在每一块塔板设计一个手孔（直径为150mm），这里不作详细说明。其中设计的手孔不影响塔板间距。 （5）封头高度的确定 本设计采用标准椭圆封头，故 =D/4=0.5/4=0.125m (塔顶和塔底封头采取相同高度)（6）裙座高度的确定 取出口管路的液体流率 查7可知管路的弯曲最小半径为R=5d=0.255m取出料管管长L1.3d=0.067m，取0.07m取支承高度=1.0m 则：所以 全塔高度：H1.0+1.53+12+0.125+0.6+1.4516.58m2、塔板结构的确定 当塔径在300900mm时，一般采用整块式。本设计D=500mm，所以采用整块式。（具体见塔板阀孔布置图）第四章 辅助设备选型一、塔顶全凝器 本设计全凝器采用管壳式换热器，全凝器中使用液氨为冷却剂使乙烯乙烷混合气冷凝，液氨和混合气两者均发生相变。因乙烯是易燃气体，且无味，泄漏不易被察觉，故选择液氨走壳程，乙烯乙烷走管程。 液氨在20.33atm时，临界温度t=-43，塔顶蒸出的蒸汽温度TD=-23.5=249.65K查3并内插得-23.5乙烯、乙烷的汽化潜热： 查3并内插计算得-43时氨的气化潜热为：蒸汽流量：1409.45kg/h热负荷： 所以 Q427472.09=118.74KW液氨的流量：本设计采用逆流时平均温度差为：根据两个流体的情况，假设K200故传热面积由9查换热器系列标准中选定DG-400-0.6-22.30- -1型换热器，有关参数如下：项目 单位 数值公称直径 DN /mm 400公称压力 PN/ 0.6计算换热面积 22.30管程数 1 管子直径 mm 管长 m 3管子总数 98管子排列方法 实际传热面积：若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：与假设值相近，所以所选换热器可用。二、再沸器本设计再沸器采用列管式换热器，设备使用氨气为加热剂使乙烯乙烷混合气液化，氨气和乙烯乙烷混合气两者均发生相变。同样，选择氨气进入换热管的壳程，乙烯乙烷走管程。 氨气在0.9atm时，临界温度t=37 时，塔釜流出液温度TW=-6.8=266.35K查3并内插得-6.8时乙烯、乙烷的汽化潜热： ， 所以 查3并内插得氨的汽化潜热：釜液流量：42.42kg/h热负荷： 逆流时平均温度差为：37-(-6.8)=43.8根据两个流体的情况，假设K200故传热面积由化工原理（上册）换热器系列标准中选定DG-159-1.6-1型换热器，有关参数如下：项目 单位 数值公称直径 mm 159公称压力 PN/ 1.6计算换热面积 1.2管程数 1管子直径 mm 管长 m 1.5管子总数 11管子排列方法 实际传热面积：若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：与假设值相近，所以所选换热器可用。三、除沫器除沫器用与分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品损失，并改善塔后面动力设备的操作。本设计选择应用最为广泛的丝网除沫器，除沫器直径为：第五章 辅助材料的计算和尺寸选取（GB1047-70和JB73-59）一、 进料管 已知料液流速F378kg/h，进料温度TF= -21.18下 查3并进行内插计算得： 则料液体积流率 因为该设计原料采用泵输送，则取管内流速 U2.0m/s故进料管的直径所以取进料管尺寸为 二、回流管 已知回流液流速L=2.52本设计采用重力回流，故取管内流速U0.3 m/s，则回流管的直径所以回流管的尺寸为 三、釜液出口管 计算釜液流率 MW=29.87kg/kmol W1.42kmol/h29.871.4242.42kg/h 塔釜温度-6.8查3并进行内插计算得： 则釜液体积流率 取管内流速 U0.5m/s则釜液出口管直径所以取进料管尺寸为 四、塔顶蒸汽管 塔顶蒸汽流率V=37.43取管内流速 U15m/s则塔顶蒸汽管直径所以塔顶蒸汽管管尺寸为 五、再沸器入塔管 提馏段上升蒸汽体积流率 选择立式再沸器汽化率达50% 则入口体积流率取管内流速 U20m/s则再沸器入塔管直径所以取再沸器入塔管尺寸为 第六章 强度校核（一）塔体压力验算工艺条件如下： 工作温度t=-6.8-23.5 塔体内径D=500mm；设计压力P=20.33atm=2.06Mpa由8中的表9-3可知应选用16MnR容器钢（设计温度-40475）。取PC=P=2.06MPa ；D=500mm；MPa；0.8（采用带垫板的单面对接焊，局部无损探伤）则 mm（假定钢板厚度为）；取所以圆整后取水压试验强度校核：水压试验时塔壁内产生的最大应力为 式中 ，又因为该设计温度小于200，此时接近，可以忽略不计。则 于是 而，则常温下水压试验时的许可应力为 因，所以水压试验强度足够。（二）封头验算由于本设计设计的是内压型精馏塔，所以不用对封头进行强度校核。只用计算封头的厚度和高度即可。本设计采用标准椭圆形封头，整板冲压，则1.0。已知工艺条件为： 塔体内径D=500mm；设计压力P=2.06Mpa；工作温度t=-6.8-23.5；厚度材质采用16MnR。1、封头的厚度： 那么 即圆整后采用6mm厚的钢板。2、封头的高度封头的曲线高度为：，因为封头的厚度为6mm，查8表102根据标准可以取封头的直边高度为：则封头的高度：（计到塔的本身高度）3、塔体的刚度校核全塔高度为：假设当地风力为： 惯性矩：取材料的弹性模量：8对一般的转轴，其许用挠度为，所以最大许用挠度：最大的挠度： 又对于一般的转轴，其许用转角为最大的转角： 所以塔体满足刚度条件。4、裙座的校核裙座选材钢，。最大的弯矩：最大的正应力：所以裙座符合设计要求。5、辅助设备（全凝器、再沸器）乙烯、乙烷没有腐蚀性，氨虽然有腐蚀性，但是碳素钢足可以耐氨的腐蚀，所以两个换热器的材料都可选用碳素钢。第七章 设计结果汇总项目单位数值及说明塔板数（）块41（22块进料）（包括塔釜）塔 径（D）m0.5塔 高（H）m16.58板间距（）m0.3塔板形式单溢流弓形降液管空塔气速（u）0.0543堰 长（）m0.35堰 高（）m0.047板上液层高度（）m0.06降液管底隙高度（）m0.029浮阀数（N）个6降液管宽度（）m0.074阀孔气速（）1.622阀孔动能因数（）9.19孔 径（）m0.039孔心距（d）m0.148液体在降液管内停留时间()S5.18精馏段临界阀孔气速（）1.44提馏段临界阀孔气速（）1.43精馏段单板压降（）Pa348.53提馏段单板压降（）Pa348.45精馏段降液管内清液层高度()m0.1442提馏段降液管内清液层高度()m0.1464精馏段泛点率24.08%提馏段泛点率25.90%精馏段气相负荷上限0.0158精馏段气相负荷下限0.00584精馏段操作弹性2.71提馏段气相负荷上限0.0151提馏段气相负荷下限0.00581提馏段操作弹性2