过程工艺与设备课程设计-乙烯--乙烷精馏装置设计210kmol 1.5.doc

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2007年7月14日 班 级： 化机0404 姓 名： 张尤尤 学 号 ： 200442109 指导老师： 吴雪梅 都健 目录第1章 概述 41.1 精馏塔 41.2 再沸器 5 1.3 冷凝器 6第2章 方案流程简介 42.1 精馏装置流程 62.2 工艺流程 62.3 设备选用 82.4 处理能力及产品质量要求 8第3章 精馏塔工艺设计 8 3.1 设计条件 8 3.2 物料衡算及热量衡 93.3 塔板数的计算 103.4 精馏塔工艺设计123.5 溢流装置的设计143.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取 153.7 塔板流动性能的校核163.8 负荷性能图 18第4章 再沸器的设计20 4.1 设计任务及设计条件 204.2 估算设备尺寸 214.3 传热系数的校核 224.4 循环流量的校核 25第 5章 辅助设备的设计295.1 辅助容器的设计 295.2 泵的设计 31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 36附录二 参考资料 39附录三 负荷性能图 40前言 本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。 说明中对浮阀塔板式精馏塔以及再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于其它诸如辅助设备和管路的设计等仅作简单说明。虽然已经尽可能地参考各方资料并作了数次修改，但是鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误及不足之处，希望各位老师不吝指教！不胜感激！ 2007年7月14日第 1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。1.1 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。较常用的精馏塔包括筛板式、泡罩式以及浮阀式等。本设计为浮阀式精馏塔。浮阀塔综合了前两者的优点，取消了结构复杂的上升管和泡罩。为避免堵塞和漏夜过多，塔板上开孔比较大（标准直径为39mm），每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。浮阀的开度可根据气体通过阀孔的气速自动调节。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，浮阀开度较大，阻力又不至于增加过多大，所以这种塔板操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减小，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔板的效率也较高。其主要缺点是浮阀使用过久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1型和V4型两种，后者常用于减压塔。此外，浮阀还有条形型式的浮阀，如条形浮阀、方形浮阀和导向浮阀等，其性能较常规浮阀有所改进，在工业上得到了应用和推广。本设计选用F1型浮阀。1.2 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。立式热虹吸再沸器的特点：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。1.3 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 第2章 方案流程简介2.1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。2.2 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，自动和手动并存，且随时进行切换。2.3 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.4 处理能力及产品质量要求处理量： 210kmol/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3章 精馏塔工艺设计 3.1 设计条件3.1.1 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，釜液丙稀含量 xw1，总板效率为0.6。 3.1. 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70热水 加热方法间壁换热3）冷却剂：某种制冷剂 4）回流比系数：R/Rmin=1.5 3.1.3 塔板形式： 本设计采用F1型浮阀塔板。 3.1.4 处理量：Fh=210kmol/h 3.1.5 安装地点：大连 3.1.6 塔板设计位置：塔顶 3.2 物料衡算及热量衡算3.2.1 物料衡算1.总物料衡算 D+W=F Dxd+Wxw=Fxf解得： D = 137.1kmol/h ; W= 72.9kmol/h 2塔内气、液相流量：1）精馏段：L =R*D; V =(R+1)*D;2)提馏段：L=L+q*F;V=V-(1-q)*F; L=V+W;3.2.2 热量衡算1）再沸器热流量：QR=V*r 再沸器热水的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl*(t2-t1)3.3 塔板数的计算3.3.1试差法计算过程假设塔顶温度Tto=256.15K,塔顶压力Pt=2.5+0.1=2.6MPa查P-T-K图得KA=0.975，KB=0.659，则1=KAKB=1.4795假设实际塔板数为60块，每块板的压降为100mm水柱，则塔底压力P=Pt+P=2.606MPa.假设塔底温度为276.5K.查P-T-K图得KA=1.420,KB=0.961,则2=KAKB=1.478所以有平均=（1+2）2=1.4713.3.2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=0.732 =3.146 R=1.5Rmin=4.7193.3.3 逐板计算过程：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn6mm取堰高hw=0.05m,底隙hb=0.03m液体流经底隙的流速：ub =0.362m/sub0.5m/s，符合要求。3.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取3.6.1 塔板及其分布取塔板厚度=4mm 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=0.16所以降液管宽度：bd =0.16D=0.256m有效传质面积： = 1.25 m2 其中x=D2-( bd+bs)=0.444m r=D2-bc=0.75m3.6.2阀孔的尺寸及排列选取F1型浮阀，其阀孔直径：do=39mm取动能因子F0=12， =1.66 m/s=60 则AO=0.072 m2可估算孔心距AO/Aa=得：t=162.5mm ,根据估算提供的孔心距t进行布孔，并按实际情况进行调整来确定浮阀的实际个数n。按t=150mm布孔，实际排阀数目为n=64。重新计算塔板以下参数： 阀孔气速： =1.558m/s阀孔个数： =64动能因子：F0=11.23塔板开孔率：=A0/AT=6.1%10%,满足要求。3.7 塔板流动性能校核3.7.1 液沫夹带量校核 ZL=D-2bd=1.088m,Ab=AT-2Ad=1.53m,查课程设计P217图5-19和表5-11得CF=0.118，K=1.0 代入上两式得：F1=0.090.8,F2=0.35UOc,故阀全开，用上式计算h0。得h0=0.086m液柱2.塔板气液层阻力hL:为碳烃化合物，取充气系数0=0.45 =0.45（0.05+0.0327）=0.037m 3.克服表面张力所造成的阻力： h=0.004(Lg do)=0.00008m液柱hf= ho+hl+h=0.123 m液柱3.7.3 降液管液泛校核 Hd 可取=0 =0.02m液柱则 Hd =0.2257 m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.6则Hd= =0.3762m5s 满足要求 3.7.5 严重漏液校核 取F0=5得漏夜点气速为 =0.6935m/s， u0=1.558m/s K= u0/u0=2.251.5 满足稳定性要求3.8 负荷性能图3.8.1 过量液沫夹带线 取F1=0.8，计算得：Vh =-3.83Lh+1332 3.8.2液相上限线 令how=0.00284E(Lh LW )23=0.006, 其中E=1,解得：Lh=3.59 m3/h 3.8.3 严重漏液线 取动能因子F0=5，则 =190.5 m3/h 3.8.4 液相上限线令 =5s 得： =77.76 m3/h3.8.5 降液管液泛线Hd=HT+hW令 将 =0以及how与Lh , hd 与Lh ，hf 与Vh , Lh 的关系以及设计数据全部代入前式整理得： Vh2=21200000-71900Lh23-2646Lh2 以上五条线联合构成负荷性能图作点为：Lh =45.72 m3/h Vh =428.04 m3/h负荷性能图：见附录三 操作弹性：Vhmax / Vhmin710190.5=3.73操作裕度： (Vhmax-Vh)/Vh=(710-428.04)/428.04=65.8%满足要求。第4章 再沸器的设计4.1设计任务与设计条件 4.1.1再沸器的选择选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.6MP压力降：P=NpXhf=0.064MPa 塔底压力=2.664MPa4.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）705.55压力（MPa绝压）0.1013252.664蒸发量：Db= Vms =6.18kg/s4.1.3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5.56下的物性数据：潜热：rb=279.12kJ/kg液相热导率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：b =0.0566mPa*s液相密度：b =401kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面张力：b0.002929N/m气相粘度：v =0.0005mPa*s气相密度：v =51.98kg/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： = 1724961.6W 传热温差： =64.44K 假设传热系数：K=600W/( m2 K) 估算传热面积Ap =44.61 m2 拟用传热管规格为：383mm,管长L=3m 则传热管数： =124.57 取整为125 若将传热管按正三角形排列，按式 得：b=12.298 管心距：t=0.048m 则 壳径： =656.32mm 取 D=700mm 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.35m 4.3 传热系数的校核4.3.1显热段传热系数KL假设传热管出口汽化率 Xe=0.16则循环气量： =38.625kg/s1.计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=38-23=32mm = 384.21kg/( m2 s) 雷诺数： = 217221.1937 普朗特数： =2.139显热段传热管内表面系数： = 1643.793w/( m2 K)2.壳程冷凝传热膜系数计算o m=QRrc=0.739kgs则传热管外单位润湿周边上凝液质量流=0.049526kg/(m s) = 487.9430.3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= 0.053时=5.77 两相流的液相分率： = 0.463 两相流平均密度： = 213.458kg/m3 2.当X=Xe=0.16 = 1.84两相流的液相分率： = =0.281两相流平均密度： = 149.969kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.8m(考虑到焊接要求),则循环系统的推动力： = 4220.302pa 4.4.2循环阻力Pf： 1.管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =786.862kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 3475539.099进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01474进口管长度与局部阻力当量长度： =29.299m管程进出口阻力: =1333.226Pa2.传热管显热段阻力P2 =384.210kg/(m2s) =217221.194 =0.019342 = 7.3056Pa3.传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =40.982kg/(m2s) =2622873.507 =0.01501 =22.243Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=343.23 kg/(m2s) =21966565.62 = 0.0135 =181.753Pa = 1165.912Pa 4.管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.788 =658.1335.管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 401.46kg/(m2s) =64.234kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： =40.787m =44963545.83 = 0.0132 = 7.844Pab. 液相流动阻力PL5 =337.727kg/(m2s) =2085323.46 = 0.0153 = 252.228Pa = 1025.346Pa所以循环阻力：Pf=P1+P2+P3+P4+P5=4189.923Pa 所以 =1.0073，在1.0051.05范围内，故满足循环流量校核要求. 第5章 辅助设备设计 5.1 辅助容器的设计 5.1.1进料罐（常温高压贮料） 20乙烯L1 =420kg/m3 乙烷L2 =470kg/m3 压力取2.6MPa 将摩尔分数换成质量分数得进料 Xf=65% Wf=63.41% 则 =437.01 kg/m3 进料状态下的平均分子量： =0.65*28+0.35*30=28.7进料质量流量：Fmh=28.7F=6027 kg/h填充系数取：k=0.7取 停留时间：x为2天，即x=48h 进料罐容积： 945.70m3 圆整后 取V=950 m3 5.1.2回流罐（-17）质量流量Lmh=28L=18115.16kg/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 15.4m3 圆整取V=16m35.1.3塔顶产品罐质量流量Dmh=28D=3838.8 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 940.11m3 取V=945m35.1.4 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量Wmh=30W =2187 kg/h 则釜液罐的容积 797.69 m3取V=800m3 5.2泵的设计5.2.1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 Fvs = Fms/ =0.00383 m3/sd=(4Fvs3.14u)0.5=0.099m=99mm 取d=100mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.002Re=386000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个喷嘴阻力取0.00981取则Lvh=14.13m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m流量：2.560m3 /s5.2.2回流泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 Lvs =Lms / =0.01198 m3/sd=(4Lvs3.14u)0.5=0.175m 取取d=175mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00114Re=649000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个喷嘴阻力取0.00981取，忽略不计。则Lvh =43.3m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s5.2.3釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 Wvs = WMs / =0.00135m/sd= (4Wvs3.14u)0.5 =0.066 取d=66mm 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003Re=210000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，喷嘴阻力取0.00981取则Lvh =4.924m3/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6章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则d=(4Fvs3.14u)0.5=0.099m=99mm,所以取管子规格1084.5。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0.51084.5顶蒸气管151336顶产品管0.5893.5回流管0.51803釜液流出管0.5735仪表接管/323塔底蒸气回流管151336第7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=4012FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=51.984HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜温控制410乙烷L=450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 m2F0气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Aa塔板上有效传质区面积 m2NT理论塔板数Ad降液管截面积 m2Np实际塔板数Ao板孔总截面积 m2n浮阀个数AT塔截面积 m2p系统总压力 kPa组分分压 kPab液体横过塔板流动时的平均宽度 mQ热负荷 w(kw)bc塔板上边缘宽度 mD馏出液摩尔流量 kmol/hbd降液管宽度 mF进料摩尔流量 kmol/hbs塔板上入口安定区宽度 mL液相摩尔流量 kmol/hbs塔板上出口安定区宽度 mV气相摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子W釜液摩尔流量 kmol/h