过程工艺与设备课程设计-乙烯--乙烷精馏装置设计 140kmol 1.3.doc

化工原理课程设计说明书1 设计任务书1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量乙烯含量x=65%（摩尔百分数） 塔顶乙烯含量=99%，釜液乙烯含量1%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力2.5MPa（表压） 安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数R/塔底筛板1401.32 概述蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。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，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。2.1 塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。精馏塔是精馏装置的主体核心设备。根据塔内件的特点，气液传质设备分为两大类：板式塔和填料塔。板式塔以塔板作为气液传质的基本构件。气体或蒸汽以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，塔内气液两相逐级接触，进行传质，气液两相各组分的浓度沿塔高呈阶梯式变化。而填料塔属微分接触型的气液传质设备，基本传质元件是填料。液体在填料表面呈膜状向下流动时气体作为连续相自下而上流动，气液两相间的传质通过填料表面的液膜进行，两相各组分浓度沿塔高呈连续变化。在进行气液设备设计时，首先要合理选择塔型选择时要综合考虑物料的性质、操作条件、塔设备的性能及塔设备的加工、安装、维修等多种因素。（1） 与物性有关的因素易起泡的物系，在处理量不大时，宜选填料塔，因为在板式塔中容易引起液泛，而填料塔能使泡沫破碎。具有腐蚀性的介质，采用填料塔，因填料可用非金属材料制作，如必须采用板式塔宜选结构简单，造价低廉的筛板塔，以便更换。粘性较大的物系，因板式塔传质效率太差，可采用尺寸较大的填料。含悬浮物，或易结垢、有结晶的物料一般不选用填料塔，以液流通道较大的板式塔为宜。操作过程中有热效应的系统，宜用板式塔为宜，因塔盘上有积液层，可安放传热管，进行有效的加热或冷却。（2） 与操作条件有关的因素 若塔内气相传质阻力大，宜选用填料塔，因填料塔内气相流动呈湍流，液相呈膜状流动，反之，受液相阻力控制的系统，宜选用板式塔。低的液相负荷，一般不宜采用填料塔，因这种情况下，填料表面不能充分湿润，难以保证分离效率。大的液相负荷，可选用填料塔，若用板式塔宜选用流动阻力较小的筛板塔或浮阀塔。气液比波动较大时，宜采用板式塔。操作弹性，一般板式塔优于填料塔。塔型的选择并无统一的标准。如传统的观念认为塔径大于800mm时，优先考虑采用板式塔，小于800mm时，应采用填料塔。但自20世纪70年代以来，新型填料的开发和应用，大塔中使用的填料效果优于板式塔的情况已相当普遍。就总体而言，板式塔由于其技术成熟、造价低廉、安装、检修及清洗方便等优点，一般更易于被有关厂家和设计者所接受。 一般来说，对于物系无特殊工艺特性要求，且生产能力不是过小的精馏操作，宜采用板式塔。板式塔类型不同主要在于塔板结构的千差万别，通常按塔板结构的不同分为泡罩板、筛板、浮阀、网孔板、斜孔板、穿流栅板等。其中应用最多的是筛板和浮阀。根据设计任务书的要求我们采用筛板塔。相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较大，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2.2 精馏塔操作条件的选择2.2.1 操作压力精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对于我们所要处理的乙烯乙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为42.99，塔底温度为52.5，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能耗，也就降低了操作费用。2.2.2 进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果来的原料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段各板的分离能力，使其所需的塔板数增加。2.2.3 加热剂及加热方法再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。我们所要分离的物系为乙烯乙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。2.2.4 回流比 回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=3.509。由经验操作，回流比为最小回流比的1.12.0倍，根据任务书要求，取回流比系数为1.3，所以计算时所用的回流比为R=4.56。2.2.5冷却剂精馏塔常以循环冷却水作为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。冷却水的进口温度，随生产厂所在地全年气象条件以及凉水塔的能力而定。在设计中通常按夏天出凉水塔的水温而定，使装置在最恶劣的条件下也能正常运行。考虑到我们所处理的情况，精馏塔顶的温度在42.97，为保证一定的传热温差，我们要求进冷却器的循环水进口温度在20左右，冷却水换热温升在510。2.3 再沸器选择再沸器是精馏装置的重要附属设备，其作用是使塔釜液部分汽化，从而实现精馏塔内的气液两相间的热量及动量传递。其形式主要有立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、强制循环式、釜式再沸器和内置式再沸器。其中，设计者采用的是立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。2.4 工艺流程（见乙烯-乙烷工艺流程图）由P-101A/B泵将要分离的乙烯乙烷混合物从原料罐V-101引出，送入塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-102加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入乙烯产品罐V-104中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入乙烷产品罐V-103中。2.5 处理能力及产品质量此套装置的设计处理量：140kmol/h产品质量：塔顶丙烯含量大于99%，釜液丙烯含量小于1% 3 工艺设计3.1.1计算塔顶压力下混合物的泡点温度、相对挥发度，假设理论塔板数NT,计算塔底压力和塔底混合物的泡点温度、相对挥发度。取全塔的相对挥发度为,计算最小回流比、回流比R。利用逐板计算法计算理论板数NT,进料位置NF。将所得的理论板数与假设的理论板数相比，若二者相等结束计算，若不等把所计算得理论板数赋值给假设理论板数，重新计算直至二者相等。计算程序框图如下：图 1 理论塔板数和回流比计算框图输入Pd ,qnF , zF , xD , xW , Antione方程常数塔顶泡点温度tbd , 相对挥发度d假设理论板数NTt塔底压力Pw , 塔底泡点温度tbw , 相对挥发度w , 平均相对挥发度最小回流比Rmin , 回流比R全塔物料衡算qnD , qnw , qnL, qnV , qnL , qnV ,逐板计算 xi , yi , NT , NFNT=NTt结束NTt=NTYN相平衡方程： 精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：P,x,TKi=f(T,P)yi=Ki*xifn(T)=yi-1|fn(T)|?T=Tb图2 泡点计算框图输入：qnF , zF , R , xD , xwqnD , qnW , xq , yq y1=xd j=1平衡关系求，xjxjxwxj2.4塔板间距HT/m0.20.30.30.350.350.450.450.60.50.80.6板间距取0.45m，则有效塔板间距Z=0.45x80=36m顶部和釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m，裙座5m，进料板之间间距增至0.7m人孔所在板间距增至0.8m（6个）设釜液在釜内停留20min。设釜液高度1.5m所以总塔高3.2.1.2 初估塔径两相流动参数=取塔盘清液层高度 hL=0.083液滴沉降高度 HT- HL=0.5-0.083=0.417初选塔板间距为0.45，由两相流动参数以及化工原理图6.10.19Smith关联图查得负荷因子气体负荷因子C=液位气速0.038取泛点率0.75，操作气速u和所需的气体流道截面积A为：u=0.8选取单流型、弓形降液管塔板，并取则故塔径按塔设备系列标准圆整之，取实际塔径根据化工原理表6.10.1和表6.10.2，所取塔径及液流型式合适。相应地，塔板有关尺寸为：塔板截面积降液管截面积气体流道截面积并可求得：实际操作气速泛点率=3.2.1.3塔板布置和其他结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度；边缘宽度根据，由化工原理图6.10.24可查得，故降液管宽度故，有效传质区面积取筛孔直径，筛孔中心距则开孔率故，筛孔总截面积筛孔气速筛孔个数（个）选取塔板厚度，取堰高由，查化工原理图6.10.24得，由式液流强度 Lh/lw=27.67/0.84=32.94m3/（mh）选取平形受液盘，考虑到降液管底部阻力和液封，物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙3.2.1.4 塔板校核A、 液沫夹带量由和泛液率0.764，查化工原理图6.10.28得，则kg液体/kg气体 0.1kg液体/kg气体，符合要求。B、 塔板阻力由式，式中，查化工原理图6.10.30,取=4mm根据，得，故，液柱由气体动能因子查化工原理图6.10.31得塔板上液层的充气系数，故，液柱液柱故，液柱C、 降液管液泛校核由，取，又液柱则取降液管中泡沫层的相对密度则，故不会产生液泛D、 液体在降液管中的停留时间，满足要求E、 严重漏液校核，满足稳定性要求并可求得漏液点气速各项校核均满足要求，故所设计筛板塔可用。3.2.1.5 负荷性能图A、 过量液沫夹带线令式中的0.1，并将有关变量与的关系带入整理，可得：将前面选取的塔板结构尺寸及有关值代入，得： B、 液相下限线令，得： C、 严重漏液线由式，近似取当前计算值不变，并将式以及和关系代入上式整理之，可得： D、 液相上限线令，得： E、 降液管液相线令，将，以及和，和，和，的关系全部代入前式整理之，可得：，式中：所以 由所绘出的负荷性能图可以看出：设计点位于正常操作区内，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力，但是比较靠近液相上限线。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气（液）相负荷的上下限，分别由过量液沫夹带和严重漏液所限制。由图查得故操作弹性为3.2.2 再沸器设计3.2.2.1 设计任务与设计条件设计一台再沸器，其壳程为1个标准大气压下100饱和水蒸汽，加热在其管程中流动着的精馏塔的釜液，釜液看作是纯液相丙烷。A、 再沸器壳程与管程的设计条件壳程管程温度/10-602压力（绝压）/MPa0.12.68进 口水乙烯乙烷混合液出 口水乙烯乙烷混合气B、 物性数据a、管程流体在2下的物性数据：潜热液相热导率液相粘度液相密度液相定压比热容259kJ/kg0.0966/（）0.0000534396.93.43汽相粘度汽相密度蒸汽压曲线斜率4.74mN/m0.00000869340.0000975/kPab、壳程凝液在定性温度100下的物性数据：潜热热导率粘度密度289.74kJ/kg0.618/（）0.0008015995.73.2.2.2 估算设备尺寸A、 根据式，求得D=（381.897x28+140x28.7+48.571x30）/3600=3.68kg/s=13254kg/h热流量WB、 计算传热温差式中C、 假定传热系数，则可用式估算传热面积为：D、 拟用传热管规格为，管长，则可得：根 取300根E、 若将传热管按正三角形排列，则可得：，求得，壳体内径，取，取且取管程进口管直径，管程出口管直径3.2.2.3 传热系数校核A、显热段传热系数 设传热管出口出汽化率，则用式a、 显热段传热管内表面传热系数计算传热管内质量流速计算雷诺数计算普朗特数计算显热段传热管内表面传热系数b、 计算管外冷凝表面传热系数计算蒸汽冷凝的质量流量计算传热管外冷凝表面传热系数三角形排列时计算流体流过管间最大截面积s0流速流速计算冷凝液膜的计算管外冷凝表面传热系数 c、 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧，冷凝侧 ，管壁热阻d、 计算显热段传热系数 B、 蒸发段传热系数a、 计算传热管内釜液的质量流量 当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算由化工单元过程及设备课程设计图3-29，根据及，得到：，得到：，再次查图3-29，得到：b、 计算泡核沸腾压抑因数计算泡核沸腾表面传热系数c、计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数e、 计算沸腾表面传热系数计算对流沸腾因子计算两相对流表面传热系数计算沸腾传热膜系数计算沸腾传热系数C、 显热段和蒸发段的长度计算显热段的长度与传热管总长的比值D、计算传热系数 实际需要传热面积E、传热面积裕度 该再沸器的传热面积合适。3.2.2.4 循环流量校核A、循环系统的推动力 当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率计算两相流的平均密度当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率计算两相流的平均密度根据公式，计算得出循环系统的推动力B、循环阻力a、 管程进口管阻力的阻力计算釜液在管程进口管内的质量流速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计算进口管内流体流动的摩擦系数=0.015计算管程进口管阻力b、 传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速计算釜液在传热管内流动时的雷诺数计算进口管内流体流动的摩擦系数计算传热管显热段阻力c、 传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算计算汽相在传热管内的质量流速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计算传热管内汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算液相在传热管内的质量流速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计算传热管内液相流动阻力计算传热管内两相流动阻力d、 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力e、 管程出口管阻力 气相流动阻力的计算计算管程出口管中汽、液相总质量流速计算管程出口管中汽相质量流速计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数计算管程出口管汽相流动的摩擦系数计算管程出口管汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算管程出口管中液相质量流速计算管程出口管中液相流动雷诺准数计算管程出口管中液相流动的摩擦系数计算管程出口液相流动阻力计算管程出口管中的两相流动阻力计算系统阻力循环推动力与循环阻力的比值为循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率基本正确，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。4 管路设计及泵的选择4.1.1 进料管线管径进料流量约为4018kg/h，其温度升高后进入精馏塔T101。由于温度升高引起体积增加，导致流动阻力增大，故选择3号物流作为基准设计管路直径，计算管路阻力。这里取料液密度为396.9kg/m3则料液体积流率为 vF=4018/396.9=10.12m3/h选择原料流速 管线直径根据管材规范，该直径d应选择955管材，其内径为0.085m，其实际流速4.1.2凝液管管径 液料流率为V=（R+1）D=13253kg/h取液体密度 386.5kg/m3则凝液体积流率 v=13253/386.5=34.29m3/h取管内流速=0.5m/s则管径 取其尺寸为1686 其内径为156mm实际流速4.1.3塔底产品管管径 液料流率为V=48.57x30=1457.1kg/h取液体密度 396.9kg/m3则体积流率 v=1457.1/396.9=3.67m3/h取管内流速=0.5m/s则管径 取其尺寸为573 其内径为51mm实际流速4.1.4塔顶蒸汽管管径（进冷凝器前） 取体积流率为塔顶蒸汽流率VT=300kg/h取液体密度 386.5kg/m3则体积流率 v=300*28/386.5=0.78m3/h取管内流速=15m/s则管径 取其尺寸为955.5 其内径为84mm实际流速4.1.5塔顶产品管管径 液料流率为 D=91.43kmol/h取液体密度 386.5kg/m3则体积流率 v=91.43/386.5=5.75m3/h取管内流速=0.5m/s则管径 取其尺寸为703 其内径为64mm实际流速4.1.6回流液管管径 液料流率为D=381.9kmol/h取液体密度 386.5kg/m3则回流液体积流率 v=381.9x28/386.5=24.01m3/h取管内流速=0.5m/s则管径 取其尺寸为1405 其内径为130mm实际流速4.1.7釜液输送管管径 液料流率为（381.9-48.57）=333.3mol/h取液体密度 396.9kg/m3则体积流率 v=333.3x30/396.9=25.2m3/h取管内流速=0.57m/s则管径 取其尺寸为1334 其内径为125mm结果与计算再沸器相符实际流速 符合要求。 序 号 管线用途 流 速(m/s) 管规格 1 进料管 0.4958 955 2 釜液输送管 0.57 1334 3 塔顶凝液总管 0.4986 1686 4 回流液管线 0.503 1405 5 塔顶蒸汽线 15.07 955.5 6 塔顶产品线 0.4978 703 7 塔底产品线 0.4995 5734.2 原料泵P101的选择为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算。设计者在此选择原料罐V101内的液面与T101进料口处的管截面建立机械能衡算式根据前面设计数据对此式进行估算：取管长90m 5个90度弯头 le1/d=35 le1=2.975 5*le1=14.875m4个半开半止阀 le2/d=475 le2=40.375 4*le2=161.5m文氏流量计 le3/d=12 le3=1.02mpf=0.0263x(90+16.45+161.5+1.02)x396.9x=4104.70pa 选泵 80Y-60A 同理回流泵的选择取l=80m =386.5kg/m3 d=0.13m =0.075 u=0.503局部阻力 4个90度弯头 18.2m 3个半开半止阀 185.25m 文氏流量计 1.56mpf=7944pa取Z2=42.8m 根据柏努力方程He=47m Vs=27.67m3/h 选泵 80Y-60A 公式等号右边第三项较小可以忽略，计算泵的扬程，5 辅助设备的设计和选型本精馏系统辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、冷却器、贮罐等，再沸器在上一节中已经给出了详细的设计过程，本节只对其他的辅助设备作初步估算。5.1 贮罐系统中原料罐、回流罐、产品罐应给定容积量。5.1.1原料罐V101 M=0.65X28+0.35X30=28.7料液储量设凝液在回流罐中停留时间为30分钟，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积： 原料罐V101容积可取 5.1.2回流罐V102 根据塔顶采出量D及其密度，回流罐V102通过的物流量设凝液在回流罐中停留时间为20分钟，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积： 回流罐V102容积可取 5.1.3塔顶产品储罐V103 设凝液在回流罐中停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积： 塔顶储罐V103容积可取，5.1.4塔底产品储罐V104 设凝液在回流罐中停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积： 塔底产品储罐V104容积可取，序号位号名称停留时间容积/1V101原料罐30min102V102回流罐25min173V103塔顶产品罐725924V104塔底产品罐72378此外还可设计储罐V105，收集不合格产品和丁车后的全部滞留物料，为检修准备了条件。5.2 换热设备 塔顶冷凝器。 乙烯乙烷近似为理想物系，塔顶和塔底产品带出的热量与进料带入的热量近似相等，忽略流入及流出物流携带的热量和塔的热损失的影响，则冷凝器和再沸器的热流量相等，QC=QR=Dr=2531kW，其中r乙烯=7.69KJ/mol。塔顶蒸汽温度42.97，冷却氨进口温度-50，出口温度为-40。 选取传热系数 K=600W/(m2K) 传热温差Q=CpM 得到 M=2531000/386.5X28.71=22.81 A=Q/K=149.00m26 控制方案序号位置用途介质常数控制参数1FIC-01进料流量控制乙烷 乙烯03000kg/h2FIC-02回流定量控制乙烯030000kg/h3PIC-01塔压控制乙烯02.68MPa4HIC-01釜液面控制乙烯03m5HIC-02回流罐液面控制乙烯02m6TIC-01釜温控制乙烷070Page - 39 - of 39附录1 筛板塔主要结果汇总表结构及其尺寸操作性能型式单溢流弓形降液管操作气速0.166塔径1.2泛点率0.764塔板间距0.45堰上方液头高度降液管截面积0.102筛孔气速3.205有效传质区面积0.7塔板阻力液柱0.2345溢流堰高0.054降