化工单元过程及设备课程设计 精馏

1、化工单元过程及设备课程设计目录前言 2第一章任务书3第二章精馏过程工艺及设备概述4第三章精馏塔工艺设计6第四章再沸器的设计18第五章辅助设备的设计26第六章管路设计32第七章塔计算结果表33第八章控制方案33总结34参考资料35前言本课程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。说明书中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！第一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。11精馏塔精馏塔是一

2、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。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。12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

3、。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：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. 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3. 壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4. 塔釜提供气液分离空间和缓冲区。13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21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

4、，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。22工艺流程221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

5、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。22 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。223 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。1) 设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2) 处理能力及产品质量处理量： 100kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf

6、65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章精馏塔工艺设计31设计条件311工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙稀含量 xD99，釜液乙稀含量 xw1，总板效率为0.6。312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：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.5313塔板形式：筛板314处理量：F=100kmol/h315安装地点：大连316塔板设计位置：塔顶32物料衡算及热量衡算321物料衡算D + D + W= F D·Xd + W·Xw= F·Xf D=65

7、.3061kmol/h;W=34.6939kmol/h 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; 322 热量衡算再沸器热流量：QR=V·r再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR 冷凝器热流量：QC=V·r冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl·(t2-t1)假设塔顶温度Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.4K塔顶压力Pt=2500+101.3=2601.325KPa 代入公式计算并换算得PAo=2

8、612.46KPa ; PBo=1527.1KPa又得：KA=1.004281 ; KB=0.587047BAKK=a1/1.61.4722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=0.7322 =3.1439R=1.5Rmin=4.715853.3.3 逐板计算过程：ynynxn)1(-=ay1=xD=0.99=0.825xn+0.173直至xi< xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa=1.09298 xn-0.0008503直至xn< xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）由C语言程序算得理论塔板数精

9、馏段板数量为19 总板为38（不含釜）则进料板Nf=19/0.6 =32, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6=64则塔底压力Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa塔底温度Tb=278.42=1.435825误差值为2.6147%<5%,满足精度要求。所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。3.4精馏塔工艺设计物性数据压力2.601Mpa,温度256.4K下，乙稀的物性数据：气相密度：V =33kg/ m3液相密度：L =408kg/ m3液相表面张力：=2.5mN/m初估塔径液相流量：L=21.135m3/h气相流量：V= V =316.72m

10、3/h两相流动参数： =0.23初选塔板间距 HT=0.4m,查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C20=0.055所以，气体负荷因子： =0.0367液泛气速：0.1392m/s取泛点率0.6操作气速：u = 泛点率×uf=0.0835 m/s气体流道截面积： =1.09m2选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.06;则A / AT=1-Ad / AT =0.94截面积: AT=A/0.94=1.06m2塔径： =1.22m圆整后，取D=1.2m符合化工原理P108表及P110表的经验关联实际面积： =1.13 m2降液管截面积：Ad=AT×0.12

11、=0.144m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.056m2实际操作气速： = 0.083m/s 实际泛点率：u / uf=0.596塔高的估算Np=64有效高度：Z= HT ×Np=25.6m釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置6个人孔，每个人孔0.8m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 =0.77m 取其为0.8m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.8+2.4=37.5m3.5溢流装置的设计降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT×0.12=0.144 m

12、2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图可得：lw/D=0.62所以，堰长lw=0.75D=0.744m溢流堰取E近似为1则堰上液头高： =0.0264m>6mm取堰高hw=0.05m,底隙hb=0.04m液体流经底隙的流速：u =0.197m/s<0.5m/s 符合要求3.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=3mm进出口安全宽度bs=bs=80mm边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.06,查化工原理（下册）P113的图可得：bd/D=0.118所以降液管宽度：bd =0.118D=0.1416m=0.37mr= =0.56m有效传质面积： =0.78

13、 m2取筛孔直径：do=5mm,取孔中心距：t=4.26do=25mm开孔率： = =0.036筛孔面积： =0,0282m2 筛孔气速： =3.12m/s筛孔个数：=14383.7塔板流动性能校核液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.192m质量夹带率ev： =0.0056kg液/kgev<0.1 kg液/kg气，故符合要求。塔板阻力hf的核对hf= ho+hl+h又=4mm,do=5mm,故do/=1.25查化工原理（下册）P118图得：Co=0.81则 =0.061液柱又气体动能因子0.65查化工原理（下册）P118图得：塔板上液层充气系数：=0.73 =0.00049

14、m液柱hf= ho+hl+h=0.117m液柱降液管液泛校核 Hd 可取=0式中 =0.00595m液柱则 Hd =0.1997m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.6则Hd= =0.333m液柱所以不会发生液泛液体在降液管中的停留时间 =5.776s>5s，满足要求。严重漏液校核 =0.015m = 1.619 满足稳定性要求 3.8负荷性能图过量液沫夹带线规定：ev =0.0056（kg液体 / kg气体）为限制条件得：由上述关系可作得线液相下限线由上述关系可作得线严重漏液线=3600由上述关系可作得线液相上限线令 =5s得： =24.4由上述关系可作得线浆液管液泛线Hd=HT+hW

15、带入数据整理后得：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作点为：qVLh =21.136m3/s qVVh =316.7 m3/s负荷性能图设计点位于四条线包围的区间中间，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin24.4/2.28=10.7所以基本满足要求第四章再沸器的设计第一节设计任务与设计条件1、选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.601 Mpa（绝对压力）塔底压力：Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa2、再沸器壳程与管程的设计条件壳程/加热水管程/釜液温度/406压力（绝压）/Mpa0.10132.616蒸发量（kg/s)2.

16、9031壳程凝液在温度（40）下的物性数据：比热：rc=4174J/(kg.K)热导率：c =0.634w/(m*K)粘度：c =0.653mPa*s密度：c =977.8kg/m32管程流体在（6 2.616MPa）下的物性数据：潜热：rb=327.85kJ/kg液相热导率：b =87.68mw/(m*K)液相粘度：b =0.068mPa*s液相密度：b =505kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 1.88kJ/(kg*k)表面张力：b3mN/m气相粘度：v =0.0005mPa*s气相密度：v =38kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000503 m2 K/kg4.2估算设备尺寸

17、气相流量：L=L+F=2.903kg/s液相流量：V= V =6kg/s热流量： =951866w传热温差：=22.54假设传热系数：K=400W/( m2 K)估算传热面积Ap =105.57 m2 拟用传热管规格为：25×2mm,管长L=4.2m则传热管数： =320若将传热管按正三角形排列，按式得：b=22.54管心距：t=0.032m则壳径： =0.45m=80mm L/ =5.25m4.3传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.18则循环气量： = 16.13kg/s 1)计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： =110.94kg/( m2s)

18、雷诺数： = 0.021×126.7/(0.068*0.001)=32919>10000普朗特数： =1.46显热段传热管内表面系数： =510.5w/( m2 K)2)壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： qm水 =17.98kg/s折流板间距B=0.3Ds=0.27m，壳程流通面积So=BD（1-do/t）=0.0532m2,当量直径de=1.103t2/do-do=0.02m, =10393,Pr=4.3,管外表面传热系数o =3360w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=0.000176 m2K/w冷凝侧：Ro=0.00026 m2K/w管壁

19、热导率w =17W/mK 4）显热段传热系数 =283.6W/( m2K)2. 蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：Gh=110kg/( m2h)Lockhut-martinel参数：当X=Xe=0.18 =1.39则1/Xtt=0.717查设计书P96图329得：E=0.97在Xe=0.18 X0.4Xe=0.072的情况下 =0. 28再查图329，=1.52）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=2.47泡核沸腾表面传热系数:=24.92W/( m2K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数： = 542w/( m2K)沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子：Ftp=3.5(1/Xtt

20、)0.5 =1.856 两相对流表面传热系数: =904.772W/( m2K)沸腾传热膜系数：=935.503 w/( m2K) =453.348w/( m2K)3.显热段及蒸发段长度 = 0.0417LCD =L- LBC = 4.025m4传热系数 = 446.26m2实际需要传热面积： =94.628m25. 传热面积裕度：Ap=3.14Nt doL=3.14*580*0.025*4.5=138.47m2= (204.89-138.4)/204.89=0.3116>0.3所以，传热面积裕度合适，满足要求四循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.06时=4.24两相

21、流的液相分率： = 0.4078两相流平均密度： =228.5kg/m3 2）当X=Xe=0.18 = 0.317两相流的液相分率： = 0.114两相流平均密度： = 91.1kg/m3根据课程设计表319 得：L=1m,则循环系统的推动力： =10024pa2循环阻力Pf：管程进出口阻力P1 ,管程面积s=0.785Ntdi2=0.145m2设进口管内径Di=18.2mm,则进口管内质量流速： G=Wi /(Di2/4)=620.32kg/(m2*s)釜液进口管内流动雷诺数：Re=Di/b=1660268进口管内流体流动摩擦系数：i =0.01227+0.7543/Re0.38=0.015

22、5进口管长度与局部阻力当量长度： =285.37m管程进出口阻力: =9280.37Pa 传热管显热段阻力P2 : di=0.021;NT=580 =110.94kg/(m2·s)Re=37596 =0.026 =1.58Pa 传热管蒸发段阻力P3 : di=0.021m;v =5*Pa*sv =38kg/m3 a. 气相流动阻力Pv3 x为该段平均气化率 , 取x=(1/3)Xe=0.06 =6.66kg/(m2·s) =31927 =0.0277 =3.093Paa. 液相流动阻力PL3G=G-Gv=104.28 kg/(m2·s)ReL =di *GL /b

23、 =36778 = 0.0268 = 55.46Pa = 270.40Pa管内动能变化产生阻力P4动量变化引起的阻力系数: = 1.376P4 =G2 M/b =33.53Pa 管程出口段阻力P5a.气相流动阻力Pv5 =95780 = 0.0276 =32.3Pab.液相流动阻力PL5 =104.28 kg/(m2·s) = 32083 =0.027 =57.87Pa =282.16Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 =9868.04Pa又因PD=10024Pa所以 =1.015,大致在1.01到1.05之间，故符合要求第五章辅助设备设计5.1 辅

24、助容器的设计容器填充系数取：k=0.8进料罐（常温贮料）-13乙烯L1 =408kg/m3 乙烷L2 =435kg/m3压力取2.601MPa由上面的计算可知进料 Xf=65% Wf=63.93% 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=3600*1.116=4017.6kg/h取停留时间：x为60h进料罐容积： 722m3圆整后取V=720m3回流罐（-18.7）质量流量qmLh=3600R·qmDs =8623kg/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7.54m3取V=7.54 m35.1.3塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =3

25、600*0.72=2160 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460.98m3取V=460m35.1.4釜液罐取停留时间为80h,质量流量qmWh=3600qmWs =3600*0.405=1040.4kg/h则釜液罐的容积273.45 m3取V=273m35.2 传热设备5.2.1 进料预热器用25水为热源，出口约为15走壳程料液由20加热至45，走管程传热温差：管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=3600*1.1116=4018kg/h管程液体比热容：Cp=1840J/K.kg传热量：Q= qmfsCp（tb-ta）=6.16kW壳程水比热：C

26、p=4.183kJ/kg.K壳程水流量：q=0.147kg/s假设传热系数：K=700w/(m2K)则传热面积：塔顶冷凝器拟用液氨为冷却剂，进出口温度为-50，-20。走壳程。管程温度为-18.7液氨比热容Cp=2.16Kj/K.kg,料液汽化焓H=550kJ/kg管程流量：qmVs=24.64kg/s传热速率：Q= qmVsr=1596.85kW则壳程流量：qc =2518/2016/40=29.15kg/s假设传热系数：K=700w/(m2K)则传热面积：圆整后取A=170m2塔顶产品冷却器拟用液氨为冷却剂，进出口温度为-60，-45,走壳程。管程温度由-18.7降至-28取潜热：r=1.

27、8kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=8.5kw则壳程流率：qc=Q/H=0.26kg/s假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积釜液冷却器拟用液氨为冷却剂，进出口温度为-50，-20,走壳程。管程温度由-18.7降至-10传热速率：Q= qmVsH =8.37kw则壳程流率：qc=Q/H=0.129kg/s假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积：5.3 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.55m/s液体密度： kg/ m3qVfs = qmfs / =0.00194m3/s选用实际流速u=0.381液体粘度取=0.2mm相对粗糙度：/d=0.002

28、5查得：=0.0255取管路长度：l=30m ；流量计当量长度le/di=12;取90度弯管4个，截止阀一个，孔板流量计1个,查书求阻力系数，2突然扩大2突然缩小，=3取则qVLh =6.98m3/h选取泵的型号：卧式化工流程泵：IH 扬程：5125m 流量：6.3400m3 /h 温度:-20-105度回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.55m/s液体密度：kg/ m3qVLs = qmLs / =0.00587 m3/s液体粘度取=0.2相对粗糙度：/d=0.00248查得：=0.032取管路长度：l=84m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =21.13

29、6m3/h选取泵的型号：卧式化工流程泵：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h 温度：-45-420度釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.69m/s液体密度： kg/ m3qVWs = qmWs / =0.504m/s液体粘度取=0.2相对粗糙度：/d=0.0043查得：=0.031 取管路长度：l=20m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =2.393m3/h选取泵的型号：卧式化工流程泵：ZA 扬程：2-250 m 流量： 22100m3 /h 温度：-80-450度第六章. 塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶2.601 MPa

30、（绝压）塔底 2.616MPa（绝压）操作温度：塔顶 -18 .7塔底6名称气相密度（Kg/m3）33液相密度（Kg/m3）408气相体积流率（m3/h）316.7液相体积流率（m3/h）21.14液相表面张力（dyn/m）0.003(2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名称aaaa名称塔内径D（m）1.2空塔气速u（m/s）0.0835板间距HT（m）0.4泛点率u/uf0.596液流型式单流型动能因子F00.37降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.06孔口流速U0（m/s）2.72出口堰堰长lw（m）0.868降液管流速Ub（m/s）0.07弓形降液管宽度bd（m）0.11稳定系数k1

31、.78出口堰堰高hw（mm）50溢流强度uL（m3/mh）13.34降液管底隙hb（mm）40堰上液层高度how（mm）24边缘区宽度bc（mm）50每块塔板阻力hf（mm）18.4安定区宽度bs（mm）80降液管清液层高度Hd（mm）186板厚度b（mm）4降液管泡沫层高度Hd/Ø(mm)310筛孔个数1648降液管液体停留时间（s）7.86筛孔直径（mm）5底隙流速ub（m/s）0.169开孔率（%）3.6第7章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.53m/s则取管子规格73×4。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0.41688.

32、5×4顶蒸气管15133×6顶产品管0.4660×4回流管0.444140×4.5釜液流出管0.3648×3.5仪表接管/25×2.5塔底蒸气回流管15273×11.5第八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=516.32FIC-02回流定量控制01

33、500kg/h乙烯L=4703PIC-01塔压控制02MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4705HIC-01釜液面控制03m乙烯L=442.96TIC-01釜温控制4060乙烯L=442.9总结完成了两周的设计，经历的过程是痛苦和曲折的，从选择计算参数，到计算设计，再到验证校核，其中的经验过程基本上是课堂教学中学不到的。这次课程设计使我初步体会到作为一个工程设计人员，所必需具备的工程意识。在我确定参数时，一些参数的取值似乎让设计进入了死胡同，进行校核时，经常把前几天的设计否定，要从新计算，经常，为了两个参数要反复整个计算过程十几遍。面对这样的困难，我觉得这些试验，这些

34、反复就是设计的经验，每一丝进展都是对我莫大的鼓励，这些是先前纸上谈兵所体会不到的。我们学完了化工原理课程，可以应付考试，到了真正做设计的时候，才发现自己真的知之甚少，有时候甚至觉得无从下手。当设计终于做完的时候，其中必定充满了很多很多的错误，但我完全可以坦然面对这些错误，因为进步正是在错了再改，一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计，我深刻的体会到：从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是差了很远。现在我们是作设计，已经觉得很困难，到了下工厂操作的时候，必然又会遇上新的问题。但我们从来就是不惧怕困难的，在不断的征服困难的过程中，我们才能也必然会掌握这门技术。这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理和具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如，EXCEL，AUTO-CAD等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助