过程工艺与设备课程设计-140kmolh乙烯和乙烷精馏装置设计.doc

化工原理 课程设计 0 0 化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 姓名： 院系： 化机 0801 学号： 指导老师： 时间: 2011/7/1 化工原理 课程设计 1 1 前言前言 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。 说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助 设备和管路的设计也做了简单的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老 师给予指正。 感谢老师的指导和参阅！ 全套图纸加扣 3012250582 化工原理 课程设计 2 2 目录目录 第一章第一章 概述概述.4 第二章第二章 方案流程简介方案流程简介.6 第三章第三章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计.8 一、设计条件.8 二、物料衡算及热量衡算.9 1、物料衡算.9 2、回流比计算.9 3、全塔物料衡算.10 4、逐板计算塔板数.11 第四章第四章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计.14 1.物性数据.14 2.初估塔径.14 3.塔高的估算.15 4.溢流装置的设计.16 5.塔板布置和其余结构尺寸的选取.17 6.塔板流动性能校核.18 7.负荷性能图.20 第五章第五章 再沸器的设计再沸器的设计.23 一、设计任务与设计条件.23 二、估算设备尺寸.24 三、传热系数的校核.25 四、循环流量校核.28 第五章第五章 辅助设备设计辅助设备设计.32 一、管路设计.32 二、辅助容器的设计.35 三、泵的设计.37 四、传热设备.41 第七章第七章 控制方案控制方案.43 附录附录 1 过程工艺与设备课程设计任务书过程工艺与设备课程设计任务书.44 附录附录 2 精馏塔及再沸器计算结果汇总精馏塔及再沸器计算结果汇总.49 化工原理 课程设计 3 3 附录附录 3 主要符号说明主要符号说明.52 附录附录 4 参考文献参考文献.54 化工原理 课程设计 4 4 第一章第一章 概述概述 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 精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区别可分为 两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。本设计为板式精馏塔。精馏塔 是一圆形筒体，塔内装有多层塔板，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。 本设计为浮阀塔，浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板塔板的优点， 塔板上的孔较大，每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。 2 2再沸器再沸器 化工原理 课程设计 5 5 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：立式热虹吸特点： 1 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 2、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。 3 3、壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 4 4、塔釜提供气液分离空间和缓冲区。 3 3冷凝器冷凝器 （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。 化工原理 课程设计 6 6 第二章第二章 方案流程简介方案流程简介 1 1精馏装置流程精馏装置流程 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工艺流程工艺流程 1）物料的储存和运输 化工原理 课程设计 7 7 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 3设备选用设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。 4 4处理能力及产品质量处理能力及产品质量 处理量： 140kmol/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 化工原理 课程设计 8 8 第三章第三章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计 一、设计条件一、设计条件 1 1工艺条件：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 2操作条件：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：制冷剂 4）回流比系数：R/Rmin=1.5 3 3塔板形式：浮阀塔板形式：浮阀 4 4处理量：处理量：q qnfh nfh= =140kmol/h 140kmol/h 5 5安装地点：大连安装地点：大连 6 6塔板设计位置：塔底塔板设计位置：塔底 化工原理 课程设计 9 9 二、物料衡算及热量衡算二、物料衡算及热量衡算 1、物料衡算、物料衡算 塔顶与塔底温度的确定塔顶与塔底温度的确定 、塔顶压力 Pt=2500+101.325=2601.325KPa； 假设塔顶温度 Tto=-17 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.99 0029 . 0 1/1/1x BAAA n i i KYKY 结果小于 10-3。 所以假设正确，得出塔顶温度为-17。用同样的计算，可以求出其他塔板 温度。 1=KA/KB=1.0/0.71=1.408 、塔底温度 设 NT=41（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=67 按每块阻力降 100 液柱计算 pL=410kg/m3 则 P 底=P 顶+NP*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.81/1000 =2.63KPa 假设塔顶温度 Tto=5 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 XA=0.02 003 . 0 1/11y BAAA n i i KXKX 结果小于 10-3。 所以假设正确，得出塔顶温度为 5。用同样的计算，可以求出其他塔板温 度。 2=KA/KB=1.15 所以相对挥发度 =（1+2）/2=1.429 2、回流比计算、回流比计算 泡点进料：q=1 q 线：x=xf = 65% 化工原理 课程设计 1010 7.43 5.60-267 . 0 267 . 0-9.90 min ee eD xy yx R 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.728; R=1.2Rmin=5.21; 3、全塔物料衡算、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得 qnDh =91.43kmol/h ; qnWh=4kmol/h 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量： 精馏段精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh 提提留段：留段：qnLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q)qnFh M=xfMA+(1-xf)MB=0.65280.3530=28.7kg/kmol MD=xdMA+(1-xd)MB=0.98280.0230=27.75kg/kmol MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02280.9830=29.98kg/kmol qmf= qnfhM=4018kg/s qmD= qnDhMD=2537.18 kg/s qnW=qnWhMW=1456.13 kg/s qmL=RqmD =476.194 kg/s x x x x y 294 . 01 294 . 1 ) 1(1 化工原理 课程设计 1111 qmV=(R+1) qmD =567.6 kg/s qmL= qmL +q qmf =616.194 kg/s qmV= qmV -(1-q) qmf =567.594 kg/s 4、逐板计算塔板数、逐板计算塔板数 精馏段： y1=xD=0.99 n n n n n y y y y x 0.4291.429) 1( 直至 xi xf 理论进料位置：第 i 块板 进入提馏段： n n n n n y y y y x 0.4291.429) 1( 00085 . 0 5x8.01 qq y nn F 1 nW nWnFL nW n nWnFL nnL n x qqq q x qqq qqq 直至 xn xW 计算结束。理论板数：Nt=42（含釜） 由 excel 计算的如表 逐板计算逐板计算 序号 xy 10.9857710.99000 20.9800620.985963 30.9733130.981174 40.9653710.975512 50.9560730.968849 60.9452540.961049 159 . 0 8389 . 0 11 1 n D nn x R x x R R y 化工原理 课程设计 1212 70.9327560.951974 80.9184350.941489 90.902180.929476 100.8839250.915839 110.8636670.900524 120.8414850.883531 130.8175470.864922 140.7921140.84484 150.765540.823504 160.7382530.801212 170.710730.778321 180.6834640.755231 190.656930.732358 200.6336240.711929 210.6052750.686642 220.5715130.655883 230.5323040.619251 240.4880790.57671 250.4398070.528726 260.388970.476351 270.3374110.421193 280.2870770.365251 290.2397390.310639 300.1967550.259277 310.1589490.212639 320.1266220.17162 330.0996370.136545 340.0775610.107266 350.0597980.083314 360.0456940.064041 370.0346120.048738 380.0259790.036715 390.0192960.027347 400.0141480.020096 410.0101990.014511 420.0071780.010226 化工原理 课程设计 1313 5、确定实际塔底压力、板数： 实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=69； 塔底压力 Pb=Pt+0.2179.810.169（Np）=2.667KPa; （0.47 为 塔顶丙烯密度） 化工原理 课程设计 1414 第四章第四章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计 1.物性数据物性数据 2.66Mpa、5下，塔底混合物质的物性数据： 气相密度：V =35kg/ m3 液相密度：L =420kg/ m3 液相表面张力：=2.73mN/m 2.初估塔径初估塔径 气相流量：qmVs=4.727kg/s qVVs=qmVs/v=0.1351m3/s 液相流量：qmLs=5.132kg/s qVLs=qmLs/L=0.0122m3/s 两相流动参数： =0.3136 初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P237 泛点关联 图，得：C20=0.058 所以，气体负荷因子： =0.0389 液泛气速： 0.129m/s 取泛点率为 0.7 L V m m sV sV LV q q q q F Vs Ls V L V L 2 . 0 20 20 CC V VL f Cu 化工原理 课程设计 1515 操作气速：u = 泛点率 =0.0904 m/s f u 气体流道截面积： =1.494m2 选取单流型弓形降液管塔板，取 / = =0.12; d A T A 则 A / =1- / = =0.88 T A d A T A 截面积: AT=A/0.88=1.697 m2 塔径： =1.47m 圆整后，取 D=1.4m 实际面积： =1.539 m2 降液管截面积：Ad=AT0.12= 0.1847 m2 气体流道截面积：A=AT-Ad=1.354m2 实际操作气速： = 0.0997m/s 实际泛点率：u / uf =0.77 3.塔高的估算塔高的估算 Np=69 有效高度：Z= HT Np=31.05m 封头:0.8m 进料处两板间距增大为 0.7m 设置 5 个人孔，每个人孔 0.8m u q A VVs AT D 4 2 4 DAT A q u VVs 化工原理 课程设计 1616 裙座取 5m,塔顶空间高度 1.5m, 釜液上方气液分离高度取 1.5m. 设釜液停留时间为 30min 釜液高度：Z =0.66m 取其为 0.7m 所以，总塔高 h=31.05+0.7+5+1.5+1.5+0.7+0.85=45.25m 4.溢流装置的设计溢流装置的设计 1 1降液管（弓形）降液管（弓形） 0.12 取，则有1.05m T A/Ad75 . 0 /LD W W L 验算 41.83m3/（m.h）100m3/（m.h） wvlh/l q 1.05m W L 查化工原理下 235 页图 10.2.23 得： 0.17 0.238Dbd/ d b 2 2溢流堰溢流堰 取 E 近似为 1.025 则则堰上液头高： 0.0336m5mm wo h 取堰高 hw=0.04m,底隙 hb=0.04m 液体流经底隙的流速：ub ub5s 满足要求 5 5严重漏液校核严重漏液校核 取取 F0=5F0=5； =0.845=0.845 =1.89=1.891.51.52.02.0； 故不会发生严重漏夜故不会发生严重漏夜 7.负荷性能图负荷性能图 1 1过量液沫夹带线过量液沫夹带线 取取 F1F1 = = 0.80.8 Ab0.78AAb0.78AT T时用第一式（多见）时用第一式（多见） Ab=AT-2Ad=1.528 0.78 AT =0.782.0106=1.5686 Ab 相当于 0.78 AT 得 qvvs=0.486-4.799qvls VLs Td q HA V Fu/ 00 0 0 u u K FT VL V vvs Fb S VL V vvs KCA q F KCA ZL F 78 . 0 36. 1q 11 或 化工原理 课程设计 2121 qvvh=-4.799qvlh+1749.6 由上述关系可作得线 2 2液相下限线液相下限线 取取 E=1.0E=1.0 由上述关系可作得线 3 3严重漏液线严重漏液线 FoFo5 5，会产生严重漏液，故：，会产生严重漏液，故： 取取 F F0 0=5;=5; q qvvhvvh=3600A=3600A0 0u u0 0; ; =0.85=0.85 VVoo Fu/5/ q qvvhvvh=243.4;=243.4; 由上述关系可作得线 4 4液相上限线液相上限线 令 = =5s 得： =78.17; 由上述关系可作得线 5 5浆液管液泛线浆液管液泛线 006 . 0 1084 . 2 3/2 3 W VLh ow l q Eh 整理出：qVLh=3.07lw=3.68 与y轴平行 VLs Td q HA dTVLh AHq720 化工原理 课程设计 2222 令令 将 =0 以及 how 与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部 代入前式整理得： 27 3 2 3 2 9 1075 . 3 1077 . 3 q106.4385.10 vlhvlhvvh qq 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（见附件二） 作点为：qVLh =43.98m3/s qVVh =486.2 m3/s 负荷性能图：负荷性能图： 操作弹性：qVVhmax / qVVhmin3.7 所以基本满足要求 Hd=HT+hW d H dfOWWd hhhhH 化工原理 课程设计 2323 第五章第五章 再沸器的设计再沸器的设计 一、设计任务与设计条件一、设计任务与设计条件 1 1选用立式热虹吸式再沸器选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.6MPa 压力降：Nphf=690.98=67.62(m 液柱) 塔底压力=2667kpa 2 2再沸器壳程与管程的设计再沸器壳程与管程的设计 壳程壳程管程管程 温度（温度（） 1001005 5 压力（压力（MPaMPa 绝绝 压）压） 0.10130.10132.6672.667 蒸发量：Db= q,mVs =4.73kg/s 3 3物性数据物性数据 1）壳程凝液在温度（100）下的物性数据： 潜热：rc=2319.2kj/kg 热导率：c =0.683w/(m*K) 粘度：c =0.283mPa*s 密度：c =958.4kg/m3 化工原理 课程设计 2424 2）管程流体在（5 2.667MPa）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 =420kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.428kj/(kg*k) 表面张力：b0.00273N/m 气相粘度：v =0.0005mPa*s 气相密度：v =35kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 二、估算设备尺寸二、估算设备尺寸 热流量： = 1431885.6w 传热温差： =100-5=95K 假设传热系数：K=880W/( m2 K) 估算传热面积 Ap =17.12 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长 L=3000mm 则传热管数： =73 若将传热管按正三角形排列，按式 NT = bb/1.21 ccbbR VVQ bm tTt m R tK Q Ld A N p T 0 化工原理 课程设计 2525 得：b=9.37 管心距：t=0.0344m 则 壳径： =0.363m 取 D= 600mm L/D=5 取 管程进口直径：Di=0.1m 管程出口直径：Do=0.25m 三、传热系数的校核三、传热系数的校核 1 1显热段传热系数显热段传热系数 K K 假设传热管出口汽化率 Xe=0.2 则循环气量： =25.65g/s 1) 计算显热段管内传热膜系数 i 传热管内质量流速： di=25-22=21mm =0.0253 = 1018.7kg/( m2 s) 雷诺数： = 377981.7 普朗特数： =2.14 0 )32() 1(dbtDS e b t x D W 0 s W G t Ti Nds 2 0 4 0 s W G t b iG d Re b bPb r C P .40 8 . 0 Re023 . 0 r i i i P d 化工原理 课程设计 2626 显热段传热管内表面系数： = 3901.14w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算 o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.617kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.108kg/(m s) = 1528.50.30 所以，传热面积裕度合适，满足要求 四、循环流量校核四、循环流量校核 1 1循环系统推动力：循环系统推动力： 1）当 X=Xe/3= 0.067 时 =4.98 两相流的液相分率： = 0.436 itptpF nbtPV a om ow i oi iv o E Ro d dR d dR d d K 1 1 tLPwL mLTi s sBC WC tKNd p t p t L L L LKLKKCDEBcLC tKA mCC Q AAACCP H vbbv xx Xtt 1 . 05 . 09 . 0 1 121 2 5 . 0 XX X R tttt tt L 化工原理 课程设计 2929 两相流平均密度： = 202.97kg/m3 2）当 X=Xe=0.2 = 2.2 两相流的液相分率： = 0.305 两相流平均密度： = 136.445kg/m3 根据课程设计表 319 得：L=0.9m, 则循环系统的推动力： = 5147.3pa 2 2循环阻力循环阻力PfPf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =522.537kg/(m2s) 釜液进口管内流动雷诺数： = 2308027.9 进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01515 进口管长度与局部阻力当量长度： =29.298m RRL b L vtp 1 _ vbbv xx Xtt 1 . 05 . 09 . 0 1 121 2 5 . 0 XX X R tttt tt L RRL b L vtp 1 _ gl tptpb CDDLP _ 2 785. 0 i i D W G b iG D Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 i e i R )1914 . 0 254 . 0 /(3426 . 0 )0254 . 0 /( 2 i i D D L 化工原理 课程设计 3030 管程进出口阻力: =577.16Pa 传热管显热段阻力P2 =451.56kg/(m2s) =167539.7 =0.02007 = 3.8089Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =60.207kg/(m2s) =2528733 =0.015 =110.7Pa b. 液相流动阻力PL3 GL=G-Gv=391.35kg/(m2s) = 16436768.62 = 0.01363 = 353.24Pa = 3300.037Pa bi i i G D L P 2 2 1 Ti i Nd W G 2 785 . 0 b iG D Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 e R bi BC G d L P 2 2 2 xGGV V Vi V Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227. 0 V e V R V V i CD VV G d L P 2 2 3 b Li L Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 L e L R b L i CD LL G d L P 2 2 3 41/4 L 1/4 V3 )P P(P 33 化工原理 课程设计 3131 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.0806 = 1010.12pa; 管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 161.277kg/(m2s) = 32.267kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 52.277m = 29029862.12 = 0.01337 =2.358Pa; b. 液相流动阻力PL5 =129.02kg/(m2s) = 1025790.18 = 0.01619 = 37.27Pa = 189.5Pa 1 )1 ( )1 ( 2 2 L e V b L e R x R x M b MGP/ 2 4 4 2 D W o t G xGGV 1914 . 0 0254 . 0 3426 . 0 0254 . 0 2 D D L o o V Vi V Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227. 0 V e V R V V i VV G d L P 2 2 5 VL GGG b Li L Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 L e L R b L i LL G d L P 2 2 5 41/4 L 1/4 V5 )P P(P 55 化工原理 课程设计 3232 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 5080.598 Pa 又因PD=5147.3Pa 所以 =1.01313 (PD-Pf)/PD=0.013,在 0.010.05 范围内. PPfD 化工原理 课程设计 3333 第五章第五章 辅助设备设计辅助设备设计 一、管路设计一、管路设计 1、物性参数 进料： 65 . 0 A x35 . 0 x B 有逐板计算可得，第 20 块板为进料板，由全塔效率可知，实.60ET 际进料板为第 34 块板。 塔底压力为 P=2.667PaM 查 P-t-K 图得（假设 t=-10）Ka=1.13 Kb=0.76 则：=0.00051xK1y AA BB c i i xK 结果小于，故假设正确，进料温度为-10 3- 10 此温度下，乙烯密度：386.9kg/m 421.6kg/m B =28*0.65+30*0.35=28.7 BBAA _ XMXMM 有物料衡算知0.63 F 399kg/m 4018kg/h mF q 化工原理 课程设计 3434 10.07m/h _ mf vF q q 2、管路尺寸 （1）进料管尺寸 取料液流速：u=0.6m/s 则 取管子规格813。 实际流速：u=0.585m/s （2）塔顶蒸汽管 取 u=15m/s 0.126kg/h vvs q d=0.103 u vvs q4 选取管规格为4108 则实际流速 u=16.04 2 4 d qvvs （3）塔顶产品接管 取 u=1.5m/s 2537.18m/h 6.04m/h=1.67E-3 D qm _ D D m v q q m/s d=0.038m u vs D q4 m u q d Vfs 077. 0 4 化工原理 课程设计 3535 选取管规格为.5245 则实际流速 u=1.33m/s 2 D 4 d q vs （4）回流管 取 u=1.5m/s 8.7E-3 m/s vls q d=0.0859m u vs D q4 选取管规格为4108 则实际流速 u=1.11/s 2 D 4 d q vs （5