化工课程设计

1、课程设计题目： 乙烯一乙烷精馏装置设计学 部：专 业：班 级：学 号：学生姓名：指导教师：目录目录1过程工艺与设备课程设计任务书 4第一章概述91.1精馏塔工艺设计 91.2. 再沸器91.3. 冷凝器（设计从略） 9第二章方案流程简介102.1. 精馏装置流程 102.2. 工艺流程101）物料的储存和运输 102 ）必要的检测手段 103 ）调节装置102.3. 处理能力及产品质量 11第三章精馏塔工艺设计 123.1设计条件12工艺条件：12操作条件：12塔板形式：12处理量：123.2物料衡算及热量衡算 123.2.1物料衡算123.2.2热量衡算133.3塔板数的计算131）相对挥发

2、度的计算: 132）塔板数133.4精馏塔工艺设计 153.4.1精馏段物性数据（塔顶条取） 153.4.2塔径计算 16343塔高的估算17344降液管尺寸18345塔板的校核19第四章再沸器的设计244.1再沸器的设计条件 244.1.1选用立式热虹吸式再沸器 244.1.2再沸器壳程与管程的设计 244.1.3物性数据244.2换热器尺寸的估算 254.3传热系数的校核 264.3.1显热段传热系数Kl264.3.2蒸发段传热系数Ke的计算 274.3.3显热段及蒸发段长度294.3.4平均传热系数 294.3.5传热面积裕度：304.4 循环流量的校核 30（1 ）计算循环推动力30（

3、2 ）循环阻力31第5章辅助设备设计 345.1 辅助容器的设计 345.1.1进料罐345.1.2回流罐345.1.3塔顶产品罐 345.1.4釜液罐355.2传热设备355.2.1. 冷却器和塔顶冷凝器的集成 355.2.2. 釜液冷却器 36第6章管路设计376.1泵的设计376.1.1进料泵376.1.2回流泵376.1.3釜液泵386.2管路设计39第7章控制方案40附录一主要符号说明42附录二主要参考文献43附件三：泡点及塔板计算程序 44附录四：计算结果表 46第八章经济核算498.1精馏塔498.2再沸器498.3项目总投资估算 518.4项目成本分析 518.5项目经济效益评

4、价 52总结53过程工艺与设备课程设计任务书(一)乙烯一一乙烷精馏装置设计学生姓名 班级 化工1306 学号 201325034表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。 、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量 Xf 65%（摩尔百分数）塔顶乙烯含量Xd 99%，釜液乙烯含量Xw 1%，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力2.5MPa（表压）。安装地点：大连。其他条件见表1。表1设计方案序号12345v678塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比

5、系数R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5续表1序号910111213141516塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数R/Rmin1.71.31.51.71.31.51.71.3续表1序号1718192021222324塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数R/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7续表1

6、序号2526272829303132塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5续表1序号3334353637383940塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数R/Rmin1.71.31.51.71.31.51.71.3续表1序号4142434445464748塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底

7、塔底塔底塔底塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数R/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7、工艺设计要求1完成精馏塔的工艺设计计算;(1) 塔高、塔径(2) 溢流装置的设计(3) 塔盘布置(4) 塔盘流动性能的校核(5) 负荷性能图2完成塔底再沸器的设计计算；3管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4其余辅助设备的计算及选型；5控制仪表的选择参数；6用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备 (精馏塔或再沸器)的工 艺条件图各一张；(塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计

8、位置为 塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。)7编写设计说明书。三、其它要求1. 本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为 机械设计说明书。2. 1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导 教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计(注：应用化学专业只 进行工艺设计)。3. 图纸一律用计算机(电子图板)出图。4. 本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设 计、机械设计的完成情况和最后的考试(核)情况综合给定。四、参考资料1. 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社， 2002 年。2. 化学化工物性数据

9、手册（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工 业出版社，2002年。3. 化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002 年。4. 石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业 出版社，1982年。5. 石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6. 石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师任务书下达日期本 精馏塔极其辅 助设备 设计书 包括概 述，流程简介，设计任务书，精馏塔设计， 再沸器设计，辅助设备设计，管路设计，控 制方案，附录共九个部分。设计书中对筛板精馏塔和再沸器的设 计做了详细的说明，对辅

10、助设备和管路的设 计做了简要说明。由于设计者经验有限，设计时间有限， 因此有设计不妥之处在所难免，欢迎老师予 以指正。感谢老师的指导。第一章概述1.1精馏塔工艺设计精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作， 在化工，炼油，石油化工等工业中得到了广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有 时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用也想混合物中各组挥发度 的不同，使易挥发组分由液相向汽相转移， 难挥发组分由汽相向液相转移，实现 原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热传质过程。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段， 而在塔顶和塔底分别引出

11、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。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率 高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较 为广泛。本设计回流比为最小回流比的1.7倍，回流比增大虽然可以提高产品的质量， 可以在塔顶产品纯度一定的情况下， 减少塔板数，减少了设备费用，但是增加了 能耗，综合各类因素，本设计回流比设计为最小回流比的1.7倍。1.2.再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，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

12、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：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器。第二章方案流程简介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

13、品。流程如下：原料（乙稀和乙烷的混合液体）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。22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

14、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。设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。23处理能力及产品质量乙烯乙烷物系处理量：140kmol/h产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）进料：Xf = 65 %塔顶产品：Xd = 99

15、 %塔底产品：Xw 1%第三章精馏塔工艺设计3.1设计条件工艺条件：饱和液体进料进料乙烯含量：？?= 65% （摩尔百分数）塔顶乙烯含量：?= 99%釜液乙烯含量：? 6?合格3.4.5塔板的校核1）液沫夹带量ev由 Flv=0.2535，泛点率为 0.724，查得 W = 0.065丄 x 3 = ( 0.0651 -屮 qvvs P 1 - 0.0650.01 X 402.8亠0.1305 X36)= .0597 旳液体？向 气体 0.312?合格4）液体在降液管中停留时间 T?池？ _ ?0.15938 X 0.4厶* = 6.3752s 5?合格5）严重漏液校核严重漏液时干板阻力?0?

16、0 = 0.0056 + 0.13(?+ ? - ?=0.0056 + 0.13(0.05 + 0.0302) - 0.000517 = 0.01551 m 漏液点气速？? = ?V2g ? -?0 = 0.8 XV2 X 9.8 X28 x 0.01551 = 1.475 ?36稳定系数?3 _ 2.552? = 1.4751.73 1.5符合6）塔板的负荷性能图 过量液沫夹带线（气相负荷上限线）规定：当?= 0.1 ?液体？kg气体=8.81 X103 X1.419?= 8.81 X IO3?%2 ?- 2.5?- 7.11 ?X2.474 ?3.2 0.4 - 2.5 X 0.05 -

17、7.1 X102?3= 4562.77 - 115.58(?) 3?3? 液相下划线规定：-3? 2?3、亠丄、?= 2.84 X10-3 ?2看)=0.006m 液柱整理出：?= 3.07? = 3.07 X 1.029 = 3.59497 ? 严重漏液线(气相下限线)/ PL q vv h ?3600_U0 = C0V2gh0 = A其中 C0 = 0.8PVA。整理得：2?31?2qvvh = a(b + cqvLh)式中?= 1.594 X104AC0工=1.594 X104 X0.05114 X0.840?28 = 2181.39P36?= 0.0056 + 0.13hw - hff

18、 = 0.0056 + 0.13 X0.05 - 0.000571 = 0.011532 ? 2?= 3.69 X10-4 ?lw 3 = 3.69 X10-4 ? 1.029 ?3 = 0.000361 ?,代入得：2? ?2qvvh = 2181.39 (0.01153 + 0.00036q VL3)液相上限线HTAdqVLh?3600qvLh = 720HTAd = 720 X0.4 X0.161 = 46.37 ?乃? 降液管液泛线令：叫=牛=Ht + hw将：Hd =理得：=hw + how + hd + hf, how, qVLh, hf, qwh, qvLh 的关系代入前式整,2

19、 , , 2 , 2?3a qVVh = b - c qVLh - b其中:3.934 X10-9 x36?402.8 = 2.i 乂仿?= 3.934 X10-9 p?=?=(A0C0)2 =(0.05114 X0.8)2?=Ht + (-B- 1)hw = 0.6 ,1.18 X10-8?=(lwhb)2，2.84 X10-3 (1 + B ?=l2?3wX0.4 + (0.6 - 0.75 - 1) X0.05 = 0.22751.18 X10-862 = 4.4577 X10-6(1.029 X0.05)22.84 X10-3 (1 + 0.75)3=4.876 X 10-32?1.0

20、29 ?3代入得:2.1 X10-72?qVvh = 0.2275 - 4.4577 X10-6 qV_h - 4.876 X 10-3 qVL3h整理得:?=).2275 - 4.4577 X10-6 ?- 4.876 X10-3 ?%；?2.1X10-7汽相流量:?X ?602.8 X 28.05469.682 ?3/?=?=36=液相流里?Lh?X ?511.37 X 28.05=35.611 ?=?=402.8筛板的负荷性能图如下所示电过量液沫夹带线严重漏液线 液相下划线 T-降液管液泛线 沖液相上限线 -一实际操作线由图可查qVV= 257.785 m3?hh， minqvv= 80

21、2.165 m3?hh， max故操作弹性为:qVVhmaxqvVhmin802.165257.785=3.112第四章再沸器的设计4.1再沸器的设计条件4.1.1选用立式热虹吸式再沸器P=2601.3KPa （绝对压力）?P = 422.7Pa X62 = 26.21KPa塔顶压力:压力降塔底压力:2627KPa （绝对压力）4.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（C）405.5压力（kPa绝压）101.32627-曰.蒸发量：Db = qvms = 4.70 kg/s4.1.3物性数据1）壳程凝液在温度（30 C）下的物性数据：潜热：rc = 2334 kJ? kg热导率：入=0.6

22、60 w?mK粘度：仏=0.4078mPa ?s密度：p = 0.982 g?cm3 = 982.61 kg?m32）管程流体在（5.5 C2627kPa）下的物性数据：潜热：rb = 283.72 kJ?kg液相热导率：右=86.42 mw?mK液相粘度：怡=0.0531mPa ?s液相密度：p = 386kg/m 3液相定比压热容：CPb = 3.325 kJ?kg ?K表面张力：Ob = 0.0027 N?m气相粘度：w= 0.0088mPa?s气相密度：p = 36 kg?m3蒸气压曲线斜率(A?AP) = 0.000158 m2K?kg4.2换热器尺寸的估算再沸器的热流量:qnV =

23、 602.8 kmol?h qmVh = 18084 kg?h r = qmvhrb =16920 X283.72=5.1 x 106 kJ?h = 1425.22 kJ?s传热温差:tb = 34.5K设传热系数为K= 650?则传热面积为? =？拟用传热管规格为:1425.22 kJ?sq=63 5?尸? A? 650 ?2?x 34.5K25 X2mm,管长L = 3000mm?= 25?63.5?于计算传热管束:?= 270? ?25?X 3000?设传热管按正三角形排列：b = 1.1v?= 1.1v270 = 18.1管心距：t = 0.032m190.419?= ?(? 1) +

24、 (23)?= 0.025(15.52 - 1)+ 3 取？?= 0.5m?3000 ?10000.5=6合理取管程进口直径？?= 0.2?出口直径？?= 0.45m4.3传热系数的校核4.3.1显热段传热系数Kl1）设传热管出口的汽化率?= 0.21釜液蒸发质量流量：Db = 602.8 kmol?h x30.00 kg?kmol = 5.023 kg?s 釜液循环质量流量：Db5.023Wt =元=贡=2392 s2）计算显热管内传热膜系数？?传热管内质量流速其中：?= 19 - 2 X2 = 15mm? =?=4?G =?2?152-x() X361 = 0.0934?241000，23

25、 92=255.92 ?2?0.0934雷诺数：普朗特数:Re =?0.025 X255.92 _0.0531 X10-3 =101210.48?=?3.325 x 0.053186.42 X10-32.04显热段传热管内表面系数:86.42 X10-30.015X 101210.48 0.8 X2.040.4?0.023? = 0.023 X?=1271.78 ?3）壳程冷凝传热膜系数计算？?蒸汽冷凝的质量流量:?？ m =?1425.222334=0.611 ?传热管外单位软是周边上凝液质量流量:? =0.6113.14 X0.025 X270=0.048 kg?(? )雷诺数:O0 =1

26、.88Reo ?32(為4?4 X 0.048Re0= ? =0.4078 X10-3 = 4721.88 X 353-1 ?31?3(0.4078 X10-3 )26132.58 W?m2K982.612 X 0.6603 X9.8)4）污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：R= 0.000176 m2 K?W冷凝侧：R0 = 0.00021 m2K?W管壁热阻：Rw = = 0.000052 m2K?W入w5）显热段的传热系数Kl的计算dmdo + di2=0.017mK?=1Odr+Ridf+Rw 瓷+R0 + a15539.30 0190 0190 0192974.75X0.015 + 0.000

27、176 X0+ O.。00052 乂飜+ O.。0021 + =634.85 W?(m2K)4.3.2蒸发段传热系数Ke的计算1）传热管内釜液的质量流量:Gh = 3600G = 3600 X 375.15 = 1350540 ?5?) 当?= 0.21 时，计算 Martinelli 参数?= 口0.1=1.20(1- 0讣：竺I0.0531 X10-3 ) 0.10.21386，0.0088 X10-3 7查书得？匡0.1。当x = 0.4xe1/Xtt = 0.83=0.4 X0.21 = 0.084?= ?0.9 ? 05 ? 01 (扇0.9(1 - 0.084)0.0840 5q

28、0.1/ 36、/0.0531 X 10-3、(386)( 0.0088 X 10-3 )3.131/Xtt=0.32查书得：？=0.52)泡核沸腾修正因数? ? ?=0.1 + 0.5=0.33)泡核沸腾表面传热系数?尸 0.225 X 习?XPr0.690.69 X(?)芒(?(?1)0.33 ?0.31(帀)=0.225 x86.42 X10X 2.040.690.015X(6461425.88 X103 X0.015X 283.72 X 103 X 0.0531 X 10-30.693860.331)30.312627 X103 X0.015( )0.0027=6359.58 ?(? -K)4）以液体单独存在为基础的管内表面传热系数 ？?为?= 0.023 (应?(-1 ?)8?L 1 J =0.023 X(86.42 X 10-30.032)X 209670(10.08)0.8 X 2.040.4=1185.57 ?(? K)5）对流沸腾因子:?=10.53.5(两?？3.5 X (0.51.846) 两相对流表面传热系数?= ?= 1.84 X 1185.57 = 2342.12 ?(? K)7) 沸腾传热膜系数：?= ?+ ?= 2342.12 + 0.3 X 6359.58 = 4250 ?(? K)8) 蒸发段传热系数? ,