15万吨乙烯裂解气分离乙烯浮阀塔设计 化学工程与工艺毕业论文

河南城建学院分离工程课程设计说明书题目15万吨乙烯裂解气分离乙烯浮阀塔设计学生姓名学号专业化学工程与工艺院系化学与化学工程指导教师刘伟2012年6月设计说明本次设计先对乙烯裂解气分离方法制取乙烯的意义做了简要的介绍，然后对其分离原理，工艺流程，设计方案，设计工艺条件进行了系统的介绍。根据设计任务如何来选择分离流程，并对分离流程也做了具体的说明。接着根据设计给定的设计条件，运用物料平衡，热量平衡，及其学过的有关的公式和方程式，计算出了乙烯精馏塔进料的泡点温度，露点温度，及其塔顶，塔底温度。然后对精馏塔的塔板结果尺寸进行了计算，包括塔高，塔径，溢流堰长，堰宽等。并根据化工工艺设计的相关知识，对精馏塔的裙座高度，人孔大小，塔板间距等进行了选取。设计的计算部分的最后进行了流体力学验算和负荷性能图，包括雾沫夹带线，液相负荷上限线，液相负荷下限线等五条线进行了计算，并用绘出负荷性能图。并且还对塔进行了机械强度的计算及校核。最后根据设计结果，绘制出乙烯裂解气分离的带控制点的流程图和主要设备图。关键词乙烯，精馏主要符号说明符号意义单位原料液流量FHKMOL/塔顶产品流量D塔底产品流量WL/原料液中组分I的摩尔分数FIX馏出液中组分I的摩尔分数DI釜残液中组分I的摩尔分数WIX进料混合物中组分I的摩尔分数I进料的汽化率E满足上式的根最小回流比MINR下标分别代表轻重关键组分LH最小理论板数块INN塔板效率T理论塔板数块实际塔板数块N精馏段塔板数块N提馏段塔板数块M液体平均密度L3/KGM气体平均密度G平均相对分子质量M/KOL操作温度TC塔板间距HM下降液体的体积流量SL3/S上升蒸汽的体积流量SV弓形降液管堰宽度MDW降液管的截面积FA2弓型降液管出口堰长WL降液管内的液面高度MDH液体流体降液管的阻力MH塔板上清液层高度ML堰上溢流堰高度M0W气体通过塔板的总压力降MPH出口堰高度MW塔板总面积TA2液体表面张力/DYNC塔径DA开孔区总面积2MM/S0U气体通过筛孔的气速圆筒的计算厚度MMD圆筒的设计厚度MMN许用应力TMPA设计说明1主要符号一览表11绪论511裂解气制取乙烯的意义512流程方案的依据52工艺设计计算书721乙烯精馏塔的简捷计算8211确定轻重关键组分8212计算塔顶塔底组成，塔顶塔底温度8确定塔顶塔底温度11设塔顶温度为26，列表如下11213进料绝热闪蒸计算，确定TF12214由芬斯克方程计算NM13215由恩德伍德方程计算RMIN13216由经验公式确定15TN217由奥康奈尔图确定板效率15218确定进料板位置16219热平衡计算163主要设备的工艺计算1931准备工作19311求，,19MGL进料MGML312求和20313求平均温度下的表面张力2032塔高塔径的计算21321塔径的选取21322初步塔高计算2233塔板结构尺寸确定22331塔板尺寸22332出口堰高度22HW333计算降液管底部进板处的液体流速23UD334验算液体在降液管内的停留时间2334塔板布置23341确定塔板溢流形式及其计算23342计算塔板开孔率2435流体力学验算24351液沫夹带量校核24352气体通过浮阀塔板的压降校核25PH353降液管液泛校核25354严重漏液校核2636负荷性能26361漏液线26362液相负荷上限线26363液相负荷下限线26364液泛线27365雾沫夹带上限线27367技术分析2837主要设备尺寸28371进料管28372回流管28373釜液出口管29374塔顶蒸汽出料管2938机械强度计算与校核30381塔壳强度计算303811筒体厚度303812封头选取及厚度303813裙座高度303814修正后塔高30全塔设计结果汇总表30参考文献321绪论11裂解气制取乙烯的意义乙烯是基本有机化学工业最重要的产品，它的发展带动着其他基本有机化工产品生产的发展，因此乙烯的产量往往标志着一个国家基本有机化学工业发展的水平。乙烯生产的发展，使其他基本有机化工产品的生产也有了很大的增长。并在开发新工艺，新技术，简化生产方法，降低原料单耗，开辟新的原料路线，提供新产品，防治环境污染等方面取得了较大的进展。轻油裂解制乙烯技术研究始于20世纪30年代，经过60多年的发展，裂解技术日臻成熟，目前世界乙烯产量的98以上。与之相应的深分离方法也最为成熟，目前占据世界乙烯市场分离技术主要分为三大类，分别为顺序分离技术、前脱丙烷前加氢技术和前脱乙烷前加氢技术。烃类经过裂解制得了裂解气，裂解气的组成是很复杂的，其中既有有用的组分，也含有一些有害的杂质。裂解气的分离的任务就是除去裂解气中有害杂质，分离出单一烯烃产品或烃的馏分，为基本有机化学工业和高分子化学工业等提供原料。为了得到高纯度的产品，必须对裂解气进行分离裂解技术在继续开发中，主要以下列问题为目标1扩大重质原料的应用和裂解炉对原料改变的适应能力；2减小能耗，降低成本；3新的裂解技术研究。降低产品成本是任何一个厂家的总目标，它与管理、产销、工艺技术水平密切相关，新的裂解技术研究有开发耐高温的裂解管材、催化裂解。12流程方案的依据确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表如温度计、压强计，流量计等及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2工艺设计计算书设计条件进料组成裂解气处理量15万吨/年操作压力20MPA进料方式泡点进料分离要求出乙烯塔顶组分中乙烯纯度达95、塔底乙烷浓度为94运行时间8000小时21乙烯精馏塔的简捷计算211确定轻重关键组分选取为轻关键组分，为重关键组分02C212计算塔顶塔底组成，塔顶塔底温度各组分的平均摩尔质量001821600053260752280130930008064200134M4293692KG/KMOL进料量HKMOLMF/4256380158由进料组成、进料量按清晰分割求、DW的回收率的回收率2C9202C902确定关键组分塔顶、塔底分布量按理想切割情况塔顶量HKMOLD/09457205301824563塔底量LW/361689为避免计算后关键组分浓度超过限度值，在和采用计算浓度值略小于HDLW规定值，分别为014和028组分甲烷乙炔乙烯乙烷丙烯丙烷组成0018200053075201309008060013693084510HD496309845HW193W401328WWL9235402514HD56LD估算塔顶、塔底温度TD、TW、及各组分相对挥发度按理想切割的组成来进行计算，设操作压力为20MPA。设塔顶温度为26，用露点方程计算列表如下/1XYKII组分I01C22C/IDKMOLH1162333548009495045DIY002325673731009710000IK52154098772DIY31047310750989809986在所设的26条件下，符合，故所设塔/DIKY/910KIYD顶温度26正确。设塔底温度为13，用泡点方程计算列表如下1IIYXIIW/KMOLHWIIKWIX02C83570583114081635146035904701687308296005790410027314332611008在所设的13条件下，符合，故所设塔底温度13IWKX090IWKX正确。求以重关键组分为对比组分的各组分的平均相对挥发度，计算列表如下02CIDIKIHWIKIHDIH0152787887452857645332C154233317812741172240981484821151492402066114113C0170257604703357029410014021210410292902492IDIHKIWIH12IHIDIWH代入汉斯特别克公式，得到LOGLOGLLLOGIHILHLDDWW194LOG24611942785L90638LLL06384LIHIIH分别将除关键组分以外的各组分的平均相对挥发度代入上式求得，IHIDW进一步求得、，列表如下IDIWDIXWIIHIDIDIWDIXWIX01C645331082116291052002441203952172241458821333500227058648149241899064800924010958100147902C10063850121001700105306173029419107567385145710890316900249243910829952700511/48009143326100010000确定塔顶塔底温度设塔顶温度为26，列表如下所以塔顶温度26正确设塔底温度为13，列表如下组分I01C22C023C03DIY0024430958609581001053108912971IK52154098066017014IKY000469000451809777001996910610321007组分I01C22C023C03WX3954103985001479061703169005111IK741782114047041K00046900045180977700199910861073210065所设塔底温度为13正确213进料绝热闪蒸计算，确定TF确定泡点温度设泡点温度为24，查在20MPA、24下各组分的K值，计算列表如下IZIIWIXK01C00182530096520005315600082707521040782102C01309070091630080601800145100013015500020210000/09949所以泡点温度为24确定露点温度设露点温度为9，查在20MPA、9下各组分的K值，计算列表如下IZII/IZK01C0018263102000531677407521420529602C013090960136430080602902779000130250052总和10000/10021所以露点温度为9即泡点温度为24，露点温度为9计算进料温度1）计算进料温度206302DCHX214由芬斯克方程计算NM95812L014792WCLX03DCHX6H求塔顶、塔底温度，压力为25MPA条件下的相对挥发度，计算列表如下IK温度202CLHCTD。2609806614848W。13211415492381,WLHDLLH2185049231LOG0760598OGNM所以最小理论板数为21块215由恩德伍德方程计算RMIN塔顶塔底平均温度是以最重组分为对比组分，CTTWD。562/03求各组分的相对挥发度，查各组分在20MPA，65下的K值，列表计算如I下IIZII01C0026230769200141109842683806155769202C02510384623C01151031119230000550261由于是泡点进料所以E0由E0,通过试差计算求ECIIZ1计算时设列表计算76925843所以E00093与E0十分接近041各组分塔顶含量如下表所示组分IZICIIZ104101C00182I0769238002800002800200053CI18450098960099392C0752CI7692502508925103580201309I18430259788258455300806CI926003370033703C0013I10317302541/500093I01C22C023C03XDI00244395860958100105318921所以该塔最小回流比为2151。1531CIDIXRM152MR216由经验公式确定TN操作回流比一般定为最小回流比的122倍，取30242MR4061RXM1TMY查吉利兰图得Y0322N43TN217由奥康奈尔图确定板效率该塔平均操作温度CWTDT。5621列表计算IFIIXZLIFILX01C001820010100001822000530009600000508807520009600072202C0130900085000111273008060090007254000130102000132610000/001713当P20MPA65C查得512CKL则012CKH51LH02571073LH由奥康奈尔图查得总板效率60218确定进料板位置1实际塔板数扣除再沸器以后计算实际塔板数NANT1/Y49取进料位置NM1AN52760LOGWLHFLFLDLXXM31块，N18块精馏段实际塔板数共31块提馏段实际塔板数共18块为使该塔操作具有较大灵活性，可在自下而上第68层、72、76层开三个进料口219热平衡计算分别查各个板在其所对应温度下的和值，然后算出和值。GHILILHIG其中，。LHHXMIIGHXII列表计算如下查得各组分在塔顶T26下的焓值列表计算如下列出各自的和值。LHIGIII1GI1LI1XI1LIH1GIH01C161581100024442944616832226157863095861555928428152720958119315340776702C3015664001053202176492834215758108900044152552700/1000201025164217033查得进料温度为2063，20MPA时各组分的，列表计算如下LHFIIIMLFIILFIFIIHHM01C1615500182451362261600005322048281640752345318402C3015801309620466342148008065010096044147001384084/1000047259276列出各自的和值。LHIGI查得进料温度为2063，20MPA时各组分的，列表计算如下LHFIIIMLFIILFIFIIHHM01C1615500182451362261600005322048281640752345318402C3015801309620466342148008065010096044147001384084/1000047259276查得塔底温度为13，20MPA时各组分的，列表计算如下LHFI17TC。IMLFIHIFLFIFIIHHM011613812039502C2612248043928118001479488660230150617277653C42800316910647840441200511269808/1000014187198计算冷凝液的热负荷，J61204LGCHRDQ原料液带入塔中的热量为JF6173927586馏出液带走的热量DHQLI6016019釜液带走的热量JWW53729846528设为再沸器的热负荷，忽略再沸器的热损失。通过全塔的热量横算有RFCDWQQJFR610823主要设备的工艺计算31准备工作311求，,MGL进料MGML分别查各组分在20MPA下的，列表计算如下塔顶塔底IIML3GCG3KGDIXDIYWIXWIY01C16037807170024401268812039510522605217183109586001072484732803601240958109389001479003105902C30044213570010533109486061708163420540191410892031690168730440538202072130640051100237其中精馏段，361DIGY3KGM257DILX3KGM，OLMI/82OLMI/14957进料进料DILX3提馏段18WIGYKG8570DILW，3KGMKMOLYIG/G493KMOLXMIL/46全塔，321GMG，/5789L，3KOLMG/231KGMOLMLM312求和GL由于前面已算出D495099，R4302SMHMOLDRV/59821360421785/K67041853而239FLKOL/HS/893313求平均温度下的表面张力CTTWD。5621在T65，P20MPA条件下查各组分的表面张力，然后求平均值，即2/154608930CMM达因根据精流段物料流率和组成，并近似按塔顶压力和温度考虑，可求得本塔的设计参数如下表设计参数表气体平均摩尔质量KGMOL31152液体平均摩尔质量KGMOL311气相密度314423液相密度3571829气相体积流率S10799液相体积流率S00676液相表面张力2/CM达因41532塔高塔径的计算321塔径的选取S4VDU由于适宜的空塔气速0608，因此首先计算，即UMAXUMAXU，MAXLGUC根据表1中塔经与塔间距的关系设塔经224，初设选板间距HT500MM，板上液层高度，所以30LH分离空间HTHL200MM又因051GL查史密斯关联图1得气相负荷因子201C史密斯关联图1由经验公式进行表面张力修正，得20MC0876C取设计裕度为08，故空塔气速U0817421139368S/M则SVD214实际空塔气速SM/38322初步塔高计算2DATFWZHNSH已知实际板数N49，HT500MM，取每隔8块板设计一个人孔，则人孔数目为S49/816，取人孔两板之间间距为400MM，塔顶空间450MM，塔底空间500MM，进料板空间400，则Z245M33塔板结构尺寸确定331塔板尺寸塔径2200MM，所以采用双溢流型分块式塔板。由化学工程手册得弓形降液管堰长，取，查图411得057LDWMWL150，068DWD32TFA于是有弓形降液管堰宽度MD149602680弓形降液管截面积2573DFA全塔截面积08614T332出口堰高度HW由于板上液层高度可表示为，故，此处，LHOWHLOW为堰上液头，对于平堰用式，一般情况下，取HOW238410LELE10，L24336则000618，02382SM/3HOMHOM333计算降液管底部进板处的液体流速UD降液管底部与塔板间距为，取此底部的液封高度为007M，WH则因此降液管底部进板处的液体流速0168MHOSMOLLD/1670一般在007025M/S范围内，故认为合适。DU334验算液体在降液管内的停留时间现一个降液管的面积，所以25970MFASLTHFA856此时大于5S，故降液管尺寸符合要求。34塔板布置341确定塔板溢流形式及其计算因为D25M，所以查相关资料选取双溢流操作因为D25M，所以塔板周边边缘塔板布置主要取决于浮阀介数及排60MWC列，取安定区，取孔速动能因子80MWS8FJB11868标准规定型浮阀的阀孔直径为40MM，按流速公式计算浮阀数，1FSF/6401204DNS阀孔气速动能因子取浮阀正三角形排列得孔间距的ADT097203964MD计算开孔区总面积221SIN80XXRR，MWDC34MWDSD94故2061A1240T由于塔径较大采用分块式塔板为宜，各分块板支撑和衔接也占去一部分鼓泡区T不易采用124MM取T100MM1294TNSMDS/86309F故采用阀浮阀符合要求342计算塔板开孔率塔板开孔率0138/620359435流体力学验算351液沫夹带量校核液沫夹带量校核，为控制液沫夹带量过大，应使泛点V1082F浮阀塔板泛点率,式中由塔板上气相密度及塔板间1361VSLZSLFKCAFBVCV距确定,查得。根据提供的数据，本物系K值可以选取1，塔板上液体流道HT08C长及液流面积分别为ZLABMWDD14723624180598BTA所得的泛点率低于08，故不会产生过量的液沫夹带。13614VSLLFBSZKCA352气体通过浮阀塔板的压降校核PH气体通过浮阀塔板的压降校核HCL因为值决定的计算公式，则OCH182573M/SOCV因为（）,则子板阻力OC293M/SO2041VCLHG板上充气层阻力，一般由来求板上液层高度1H0L1反应板上液层充气程度的因数，称为充气因数。液相为水时，液相为油时005，液相为碳氢混合物时，235045该混合物为碳氢混合物，取充气系数1040135MLH克服液体表面张力所造成的阻力MGDLH01852由以上三项阻力之和求得塔板压降所相当的液柱高度10635MPCH单板压强降1782941748PAPLPHG常压或加压塔中每层浮阀塔板的压强降为2651000PA，所以符合要求353降液管液泛校核降液管中清液层高度（液体流过降液管底隙的阻力）HHHWOPDFMHLHS阀塔板上液面落差一般较小可以忽略，则降液管内清液层高度DHWOFP0238610351708597MWOPDH为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰，即安全系数，对易发泡的物系对不易发泡的物HTWD（）系067（）取，06（080238）06229MTWH因为59MD（）TWH故不会发生降液管液泛354严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时会发生严重漏液,0F故漏液点的孔速可取5的相应孔流气速。O534/OVMS稳定系数3862/0417OK故不会发生严重漏液。36负荷性能361漏液线因为动能因子低于5时，会发生严重漏液，故取。计算相应的气相流量0F05FVS。223000536363642/44SVVANDNDMS362液相负荷上限线时降液的最大流量为5S3MAX36/582/SFTLAHS363液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液头高度必须要大于0006M，取0006M，即可确定液相流OWH量的下限线。2332841006SOWWLHE取E10,代入，求得3MIN174/SS364液泛线当塔降液管内泡沫层上升至一层塔板时，便发生了降液管液泛，根据降液管液泛的条件，得HHHWPOWTD为避免降液管液泛的发生，应使TOWHH均表示与的函数关系，整理可得表示降液管液泛线的关系式，,HOPLSV即得HHHWOWTD23805242023196602845341531450618579609SSSVDNLL整理上式可以得到222314608SSSVL表641液泛线LSVS（）S3/M00017002003004（）V678483240063215365雾沫夹带上限线知物系性质及塔盘结构尺寸，同时给定泛点率时，即可表示出气液相流量之间的1F关系。根据前面液沫夹带的校核选择表达式，按泛点率等于08，计算的关系。1VSL113608VSLLFBSZKCA096V132L5275SS即得VS3421122LS表651雾沫夹带线LSVS对应数据表（）LS3/M00017002003004（）V33012013272275367技术分析由塔板负荷性能可知，在适宜操作区内的适宜位置，这说明本设计比较合理。该塔板的操作是由泄漏线和雾沫夹带线所控制，在液汽比固定不变的情况下，气相负荷下限为（VS）MIN06421M3/S，上限为（VS）MAX215M3。塔板操作弹性等于可以满足原料处理量在一定范MAXIN2154806VS围内变化的需要。因操作上限受雾沫夹带线控制，若处理量提高较大时，适当将雾沫夹带线上移，即提高板间距或加大开孔区面积（在塔径不变时也可以减降液管截面积）。37主要设备尺寸371进料管已知进料流率为127685KMOL/H，平均分子量293692KG/KMOL，密度57398KG/M3所以FLH/3M65985732126管内流速取0/SFU则进料管径FFULD36401075M1075MM查手册取无缝钢管310372回流管由已求回流液流速为，取回流液密度为，HKMOL/7241KMOLG/7142取回流液3/57GIM则回流液体积流速为HLR/2162431回流的体积流率/HR395971M取管内流速取2/RUS则洗油进料管径436025MLDUR查手册取无缝钢管3260373釜液出口管由已求釜液液流速为，取釜液液密度为，取釜HKMOL/58KMOLG/4863液3/41570GIM体积流率为WL/31748570626取管内流速/SUW则进料管径MD71036查手册取无缝钢管80374塔顶蒸汽出料管取出口气速，则SM/514/360VDUV25109VD9760364查手册取无缝钢管838机械强度计算与校核381塔壳强度计算3811筒体厚度由于裂解气对钢材腐蚀不大，承受一定压力，故选用塔壳材料为16MNR,查附录T170MPA,S345MPA有已知条件得DI4800MMP20MPA圆筒的计算厚度为,得12C2PDIT2CM49考虑到钢板厚度负偏差，圆整后取01CN33812封头选取及厚度因承受一定压力则选用椭圆形封头封头的厚度为205PDKIT对于标准椭球形封头K1,带入上式得到考虑到塔径较大择选用与2831M筒体一样的厚度则M3查得封头的直边高度为,2H50封头的短边高度为D14故封头高度为13813裙座高度设计时设裙座