分离工程设计说明书

1、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

2、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 塔顶产品流量 塔底产品流量 原料液中组分i的摩尔分数馏出液中组分i的摩尔分数釜残液中组分i的摩尔分数 进料混合物中组分i的摩尔分数进料的汽化率 满足上式的根 最小回流比下标 分别代表轻重关键组分 最小理论板数 块塔板效率理

3、论塔板数 块 实际塔板数 块 精馏段塔板数 块提馏段塔板数 块液体平均密度 气体平均密度 平均相对分子质量 操作温度 塔板间距 下降液体的体积流量 上升蒸汽的体积流量 弓形降液管堰宽度 m 降液管的截面积 弓型降液管出口堰长 降液管内的液面高度 m 液体流体降液管的阻力 m 塔板上清液层高度 m 堰上溢流堰高度 m 气体通过塔板的总压力降 m 出口堰高度 m 塔板总面积 液体表面张力 塔径 m/s 圆筒的计算厚度 mm 圆筒的设计厚度 mm 许用应力 设计说明-1-主要符号一览表-11 绪论-5裂解气制取乙烯的意义-5流程方案的依据-5-2工艺设计计算书-7-乙烯精馏塔的简捷计算- 8 -2.

4、1.1 确定轻重关键组分- 8 -2.1.2 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：- 11 -2.1.3 进料绝热闪蒸计算，确定TF- 12 -2.1.4 由芬斯克方程计算Nm- 13 -2.1.5 由恩德伍德方程计算Rmin- 13 -2.1.6 由经验公式确定- 15 -2.1.7 由奥康奈尔图确定板效率- 15 -2.1.8 确定进料板位置- 16 -热平衡计算- 16 -3 主要设备的工艺计算- 19 -准备工作- 19 -求，,- 19 -3.1.2 求和- 20 -3.1.3 求平均温度下的表面张力- 20 -塔高塔径的

5、计算- 21 -3.2.1 塔径的选取- 21 -3.2.2 初步塔高计算- 22 -3.3 塔板结构尺寸确定- 22 -3.3.1 塔板尺寸- 22 -3.3.2 出口堰高度- 22 -3.3.3 计算降液管底部进板处的液体流速- 23 -3.3.4 验算液体在降液管内的停留时间- 23 -3.4 塔板布置- 23 -3.4 .1确定塔板溢流形式及其计算- 23 -计算塔板开孔率- 24 -3.5 流体力学验算- 24 -3.5.1 液沫夹带量校核- 24 -3.5.2 气体通过浮阀塔板的压降校核- 25 -3.5.3 降液管液泛校核- 25 -3.5.4 严重漏液校核.- 26 -负荷性能

6、- 26 -3.6.1 漏液线- 26 -液相负荷上限线- 26 -3.6.3 液相负荷下限线- 26 -3.6.4 液泛线- 27 -3.6.5 雾沫夹带上限线- 27 -3.6.7 技术分析- 28 -3.7 主要设备尺寸- 28 -3.7.1 进料管- 28 -回流管- 28 -釜液出口管- 29 -3.7.4 塔顶蒸汽出料管- 29 -3.8 机械强度计算与校核- 30 -塔壳强度计算- 30 -筒体厚度- 30 -封头选取及厚度- 30 -3.8.1.3 裙座高度- 30 -3.8.1.4 修正后塔高- 30 -全塔设计结果汇总表- 30 -参考文献- 32 -1 绪论乙烯是基本有机

7、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

8、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。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

9、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

10、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，

11、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： 进料组成组 分甲烷乙炔乙烯乙烷丙烯丙烷组成 裂解气处理量：15万吨/年 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2.1.1 确定轻重关键组分选取为轻关键组分，为重关键组分2.1.2 计算塔顶塔底组成，塔顶塔底温度各组分的平均摩尔

12、质量 进料量由进料组成、进料量按清晰分割求、的回收率的回收率确定关键组分塔顶、塔底分布量：按理想切割情况塔顶量塔底量估算塔顶、塔底温度tD、tW、及各组分相对挥发度a。设塔顶温度为-26，用露点方程 计算列表如下：组分i495.045 2325×898在所设的-26条件下，符合，故所设塔顶温度-26正确。设塔底温度为13，用泡点方程计算列表如下：0.58311.40.3590.475790.411在所设的13条件下，符合，故所设塔底温度13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：7.87887.48576.45331.492411.411576 0.47

13、0.335741412110.2929492代入汉斯特别克公式，得到：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，进一步求得、，列表如下：6.45331.4924141492511/0确定塔顶塔底温度设塔顶温度为-26，列表如下：组分i1777所以塔顶温度-26正确设塔底温度为13，列表如下：组分i51117.41.4 0.4717770.0199 所设塔底温度为13正确2.1.3 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2.0MPa、-24下各组分的K值，计算列表如下：/ 所以泡点温度为-24 确定露点温度 设露点温度为-9，查在2.0MPa、-9下各组分

14、的K值，计算列表如下：6总和 /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2.1.4 由芬斯克方程计算Nma条件下的相对挥发度，计算列表如下：温度所以最小理论板数为21块2.1.5 由恩德伍德方程计算Rmin塔顶塔底平均温度是：以最重组分下的K值，列表计算如下：61由于是泡点进料所以e=0由e=0,通过试差计算求计算时设列表计算：组分iZi1/所以 e=0.0093与e=0十分接近各组分塔顶含量如下表所示i1所以该塔最小回流比为。2.1.6 由经验公式确定操作回流比一般定为最小回流比的1.22倍，取查吉利兰图得y=0.32 2.1.7 由奥康奈尔图确定板效

15、率该塔平均操作温度列表计算：53050880.7527220.130911270.097254130.1021326/1713当C 查得 则 由奥康奈尔图查得:总板效率2.1.8 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 Na=(NT-1)/y=49取进料位置：m=31块，n=18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层开三个进料口分别查各个板在其所对应温度下的和值，然后算出和值。其中，。列表计算如下：查得各组分在 塔顶T=-26下的焓值列表计算如下i161581102615786281527230156

16、64421575800441525500/016列出各自的和值。，列表计算如下：i161552616053281640.752301580.1309421484414713/列出各自的和值。，列表计算如下：i161552616053281640.752301580.1309421484414713/查得塔底温度为13，列表计算如下：1613802612228118301542804412511/计算：冷凝液的热负荷，J原料液带入塔中的热量为：馏出液带走的热量：釜液带走的热量：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：3 主要设备的工艺计算求，,分别查各组分在2.0MPa下的

17、，列表计算如下：()()塔顶塔底162628304244511其中:精馏段：，提馏段：， ， 全塔：， ， 求和而3.1.3 求平均温度下的表面张力，P=2.0MPa条件下查各组分的表面张力，然后求平均值，即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()液体平均摩尔质量()气相密度 ()液相密度()气相体积流率()液相体积流率()液相表面张力()3.2.1 塔径的选取由于适宜的空塔气速(0.60.8)，因此首先计算，即，根据表(1)中塔经与塔间距的关系设塔经2-2.4，初设选板间距 HT=500mm，板上液层高度，所以分离空间

18、HT-hL =200mm又因查史密斯关联图(1)得气相负荷因子史密斯关联图(1)由经验公式进行表面张力修正，得取设计裕度为0.8，故空塔气速则实际空塔气速3.2.2 初步塔高计算已知实际板数N=49，HT=3.3 塔板结构尺寸确定3.3.1 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4-11得， 于是有：弓形降液管堰宽度弓形降液管截面积全塔截面积3.3.2 出口堰高度由于板上液层高度可表示为()，故=，此处，为堰上液头，对于平堰用式，一般情况下，取E=1.0，则=，=3.3.3 计算降液管底部进板处的液体流速降液管底部与塔板间距为，取此底部的

19、液封高度()为0.07m，则因此降液管底部进板处的液体流速一般在0.070.25m/s范围内，故认为合适。3.3.4 验算液体在降液管内的停留时间现一个降液管的面积，所以此时大于5s，故降液管尺寸符合要求。3.4 塔板布置3.4 .1确定塔板溢流形式及其计算因为D>2.5m，所以查相关资料选取双溢流操作因为D>2.5m，所以塔板周边边缘塔板布置主要取决于浮阀介数及排列，取安定区，取孔速动能因子JB118-68标准规定型浮阀的阀孔直径为40mm，按流速公式计算浮阀数，阀孔气速动能因子 取浮阀正三角形排列 得孔间距的计算开孔区总面积：，故由于塔径较大采用分块式塔板为宜，各分块板支撑和衔

20、接也占去一部分鼓泡区t不易采用124mm取t=100mm故采用阀浮阀符合要求计算塔板开孔率塔板开孔率：3.5 流体力学验算3.5.1 液沫夹带量校核液沫夹带量校核，为控制液沫夹带量过大，应使泛点浮阀塔板泛点率,式中由塔板上气相密度及塔板间距确定,查得。根据提供的数据，本物系K值可以选取1，塔板上液体流道长及液流面积分别为：所得的泛点率低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。3.5.2 气体通过浮阀塔板的压降校核气体通过浮阀塔板的压降校核.因为值决定的计算公式，则因为（）,则子板阻力板上充气层阻力，一般由来求板上液层高度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，液相为碳氢混

21、合物时，该混合物为碳氢混合物，取充气系数克服液体表面张力所造成的阻力由以上三项阻力之和求得塔板压降所相当的液柱高度 单板压强降 常压或加压塔中每层浮阀塔板的压强降为265-1000 Pa ，所以符合要求3.5.3 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）浮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 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系取，= 0.6（0.8+0.238）=0.6229 m因为（）.故不会发生降液管液泛3.5.4 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,故漏液

22、点的孔速可取=5的相应孔流气速。稳定系数故不会发生严重漏液。 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Vs。液相负荷上限线时降液的最大流量为： 液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液头高度必须要大于0.006m，取=0.006m，即可确定液相流量的下限线。.取E=1.0,代入，求得 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，得为避免降液管液泛的发生，应使.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，即得整理上式可以得到：表6-4-1液泛线LSVS（）（）4.006 3.215 3.6.5 雾沫夹带上限线知物系性质及塔

23、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关系。根据前面液沫夹带的校核选择表达式，按泛点率等于0.8，计算的关系。即得Vs=3.42 -11.22Ls. 表6-5-1 雾沫夹带线LSVS对应数据表（）（）3.6.7 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）min3/s，上限为（VS）max3。塔板操作弹性等于可以满足原料处理量在一定范围内变化的需要。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

24、不变时也可以减降液管截面积）。3.7 主要设备尺寸3.7.1 进料管3 所以 管内流速取 则进料管径查手册取无缝钢管 由已求回流液流速为，取回流液密度为，取回流液则回流液体积流速为回流的体积流率=/h 取管内流速取则洗油进料管径查手册取无缝钢管由已求釜液液流速为，取釜液液密度为，取釜液体积流率为 取管内流速 则进料管径 查手册取无缝钢管3.7.4 塔顶蒸汽出料管取出口气速，则 查手册取无缝钢管3.8 机械强度计算与校核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t=170Mpa , 圆筒的计算厚度为:+, 得考虑到钢板厚度负偏差，圆整后 取因承受一定压力则选用椭

25、圆形封头封头的厚度为:对于标准椭球形封头:K=1,带入上式得到考虑到塔径较大择选用与筒体一样的厚度 则查得：封头的直边高度为,封头的短边高度为故封头高度为3.8.1.3 裙座高度设计时设裙座高度为 400mm3.8.1.4 修正后塔高塔的总高度为全塔设计结果汇总表塔结构参数数据数值塔结构参数数据数值塔径D气相密度塔板间距液相密度塔截面积气体平均摩尔质量塔高26m液体平均摩尔质量有效传质区Aa液体流量Ls空塔气速气体流量Vs降液管截面积液体表面张力开孔面积塔板阻力阀孔气速3.862 m/s降液管内液体停留时间阀孔直径40mm降液管内液体高度阀孔数目N1294降液管内液体层边缘区宽0.06 m稳定系数K1安定区宽阀孔动能因子8孔心距t100mm进料管管径mm堰上液头高回流管管径mm252塔板开孔率釜液出口管管径mm71参考文献1 陈国桓.化工设备机械基础M.北京:化