乙烯乙烷-精馏塔设计格式

1、. z.课程设计乙烯-乙烷精馏塔及辅助设备设计班 级： 姓 名：学 号： 指导教师：设计日期：成 绩：目 录前言 *第一章 精馏过程工艺及设备概述*第二章 精馏塔工艺设计*第三章 再沸器的设计*第四章 辅助设备及管路的设计 *第五章 控制方案 *附录一 主要符号说明 *附录二 参考文献 *前言本设计说明书包括概述、精馏塔、再沸器、辅助设备及管路设计及控制方案共5章容。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正确的说明。鉴于本人经历有限，设计中难免存在错误和不妥之处，希望教师给予指正。 感教师的指导和参阅！第一章、 精馏过程工艺及设备概述精馏是别离液体混合

2、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、液两相屡次直接接触和别离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的别离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、别离、控制等的设备、仪表。1.精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过屡次混合接触和别离，并进展质量和热量的传递，是混合物中的组分到达高程度的别离，进而得到高纯度的产品。其流程如下：原料乙烯和乙烷混和液体经过料管由精馏塔的

3、*一位置进料板处流入精馏塔，开场精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进展传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽局部冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2.工艺流程1精馏装置必须在实弹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，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。2必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，

4、从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。3调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进展调节，以保证到达生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进展切换。3.设备简介及选用所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1、精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔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；气相被局部冷凝，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

5、高程度的别离。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，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，筛板的突出优点是构造简单、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。2.再沸器设计从略作用：用以将塔底液体局部汽化后送回精馏塔，使塔气液两相间接触传质得以进展。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局部汽化，由在壳程的载热体供热。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。 构

6、造紧凑、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。塔釜提供气液别离空间和缓冲区。3.冷凝器 设计从略 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，局部冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔气液两相间的接触传质得以进展，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器建议根据自己所查资料进展补充！第二章 精馏塔工艺设计设计任务书 将任务书中本人的设计条件详细列举！例如：1.工艺条件：饱和液体进料， 进料乙烯含量=65%摩尔分数，下同塔顶乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力2.5MPa表压加热剂及加热方式：加热剂：热水；

7、加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=*塔板形式：*处理量：* kmol/h，安转地点： 塔板位置：塔顶二、精馏过程工艺计算 精馏塔的别离计算是精馏装置过程设计的关键。通过别离计算确定给定原料到达规定别离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。1.处理能力及产品质量物料衡算物料衡算= +=+解得：= kmol/h ，= kmol/h。2.塔板计算。 经过模拟计算，得到理论板数= 块包括精馏段、提馏段及总塔板数。须附上：程序及计算机输出的计算数据！3.初估

8、塔径4.塔高计算5.溢流装置的设计6.溢流堰7.塔板布置及其他构造尺寸的选取8.塔板流动性能的校核1.液沫夹带量的校核2.塔板阻力计算3.降液管液泛校核 4.液体在降液管停留时间5.严重漏液校核 9.塔板性能负荷图1过量液沫夹带线 2液相下限线3严重漏液线 4液相上限线5降液管液泛线10.五条曲线联合构成负荷性能图须附上坐标纸或者电脑画出的负荷性能图！其中:操作点为 = m3/h, = m3/h塔板的操作弹性：= 详细讨论设计是否合理？ 第三章 再沸器的设计一.物性数据 1.选用立式热虹吸再沸器塔顶压力:2.5MP(绝压)塔底压力:2.52MP(绝压) 2.再沸器壳程与管程设计壳程 管程温度/

9、C 1090 5.53压力(绝压)/MP 0.1 2.52蒸发量/(Kg/h) 20718.19 3物性数据 壳程凝液(水)在定性温度50C下的物性数据: 密度 =988.1Kg/定压比热容=4.174KJ/(KgK)热导率 =0.648W/(mK) 粘度 =0.549mPas管程流体5.53 潜热 =296KJ/Kg 液相热导率 =0.083 W/(mK) 液相粘度 =0.057 mPas 液相密度 =385.578 Kg/ 液相定压比热容 =3.43 KJ/(KgK) 外表力 =2.721mN/m 气相粘度 =0.087 mPas 气相密度 =35.55 Kg/蒸汽压曲线斜率 1.84二.

10、估算设备尺寸计算热流量Q为Q=1703.496Kw计算传热温差=27.22 K假设传热系数K=600 则估算传热面积为=104.30 拟用传热规格为 ,管长L=3000,则计算传热管数=443 根假设将传热管按正三角形排列,则管子排列面积是一个正六边形= 解得 =12 个故正六边形个数为12 个, 则取管心距 0.035 m又因为是单管换热器,所以壳径径D 为=0.89 m管程进口管取 =250mm 出口管径去 =600mm三.传热系数效核显热段传热系数 设传热管出口汽化率 =0.23 则计算循环流量 =25.02 kg/s.显热段传热管外表传热系数 计算传热管质量流速G 为=20mm 故 =

11、0.139=180计算雷诺数Re为 Re=计算普朗特数为 =2.36计算显热段传热管外表传热系数 =932.21.计算管外冷凝外表传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量 =5.10Kg/s计算传热管外单位湿润周边上凝液的质量流量 =0.147 计算冷凝液膜的=1071.04 20%传热面积裕度校核成功，符合设计计算要求。第四章 辅助设备的设计一传热设备1.进料冷却器与塔顶冷凝器的集成,但采用卧式壳柱冷凝器 入口 出口塔顶产品温度/K 256.51 263.15进料温度/K 273.15 264.28 传热温差 =8.84 K 平均摩尔质量 =28.7 管柱液体流率 F=180 =18028.7=51

12、66 传热速率 =57.91 假设传热系数K=650 则传热面积为=10.08 圆整后 A=10 2.釜液冷却器 塔顶产品与进料热交换后,继续冷却塔釜 入口 出口 塔顶产品温度/K 263.15 273.15 塔釜产品温度/K 278.51 273.15传热温差=7.44 K管柱液体流率F=62.45=1873.5 传热速率 =9.80 假设传热系数 K=650 则传热面积为=2.03 圆整后 A=2 泵的设计进料泵(两台,一用一备)选择原料流速 0.5 V=管线直径 =0.096 m根据管材规,该直径应选择 (由GB3092-82选取)其径为0.106m实际流速 =0.408 选择原料泵 为

13、确定泵输送一定流量的扬程H,应对输送系统进展机械能衡算 即 根据前面设计数据对上式各项进展估算 =35m=9810Pa =0.17 局部阻力系数 局部阻力 数量 由储槽进入管中 0.5 1 0.5 孔板 8.25 1 8.25 全开阀 0.17 2 0.34 标准方头 0.75 4 3.0=12.09雷诺数 =取=0.2 = 查取=0.024取管长=80m=2.702=40.218m 平安系数取 1.1 =40.218=44.24m=12.96 平安系数取 1.5 =1.5=19.44所以选择泵的型号为31357 扬程60m 流量30釜液输送管及釜液泵(两台,一用一备)=62.45流体密度 =

14、386.83所以=4.84选择流速 0.5 得管线直径 =0.059 m根据管材规,该直径应选择 (由GB3092-82选取)其径为0.079m实际流速 =0.274 选择原料泵 为确定泵输送一定流量的扬程H,应对输送系统进展机械能衡算 即 根据前面设计数据对上式各项进展估算 = -6.5m雷诺数 =取=0.2 = 查取=0.027取管长=45m=1.031= -2.881 m 平安系数取 1.1 =-2.881= -3.169m=4.84 平安系数取 1.5 =1.5=7.26选择50F-16型3回流泵(两台,一用一备)=573.06流体密度 =404.86所以=42.46选择流速 0.5

15、得管线直径 =0.173m根据管材规,该直径应选择 (由GB3092-82选取)其0.174m实际流速 =0.496 选择原料泵 为确定泵输送一定流量的扬程H,应对输送系统进展机械能衡算 即 根据前面设计数据对上式各项进展估算 = 50m雷诺数 =取=0.2 =0.016 查取=0.024取管长=45m=2.251=54.73m 平安系数取 1.1 =54.73= 60.203m=42.46 平安系数取 1.5 =1.5=63.694. 塔顶产品管=117.55流体密度 =404.86 所以=8.71选择流速 0.5 得管线直径 =0.079m根据管材规,该直径应选择 (由GB3092-82选

16、取)其0.079m实际流速 =0.494 5.塔顶蒸汽管同回流管 0.496 6塔底蒸汽回流管 14 三 罐的设计容器填充系数取=0.7进料罐00乙烯 =346 kg/m 乙烷 =402 kg/m3又进料=0.65所以乙烯质量分率为=0.634=364.59 kg/m3进料质量流量F=5166 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取2天，=224=48hV=971.61 m圆整取 972 回流罐-16.5=404.58kg/m3 取停留时间为=30min所以= 19.83m3=28.32m3 ，圆整后取馏出产品罐取产品停留时间为2天，即=48 h=117.55 kmol/h，所以=8.14m3

17、/h=558.17 m圆整为5594. 釜液罐取停留时间为2天，即=48 h=72.86 kmol/h=206.22=294.6m3 圆整取295m贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐489722V-102回流罐0.5293V-103塔顶产品罐485594V-104塔底产品罐48295选泵参数表序号位号名称扬程/m流量/m/s功率/kw1P-101进料泵46253.52P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵6170104P-104塔顶产品泵15140.55P-105塔底产品泵3551.0管路设计结果表序号管线用途管线输送物流流速管规格1进料管0.

18、482釜液输送管0.323塔顶冷凝管0.5364回流液管0.5385塔顶蒸汽管0.5386塔底蒸汽管147仪表接收第五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展综合考虑。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展控制。最常用的间接质量指标是温度。系统控制方案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2FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯3PIC-01塔压控制03MPa乙烯4HIC-02回流罐液面控制01m乙烯5HIC-01釜液面控制03m乙烷6TIC-01釜温控制56乙烷系统所需的主要设备及主要参数表序号位号设备名称形式主要性能参数操作条件1T-101精馏塔筛板塔D=1400 Np=65H=48430操作温度 t=256.5操作压力 p=2.6Mpa2E-101塔顶冷凝器分块管板式3E-102塔底再沸器分块管板式4E-103进料冷凝器分块管板式5E-104塔底冷凝器分块管板式6P-101进料泵2台离心泵Q=20m3H=45m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2台离心泵Q=7m3H=3m乙