精馏塔及辅助设备设计乙烯塔底浮阀100kmol h

前本课程设计说明书包括前本课程设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、设备、管路设计和控制方案共七感谢老师的指导和目第一章、概 第二章、流程简 第三章、精馏塔工艺设 第四章、再沸器的设 第五章、辅助设备的设 第六章、管路设 第七章、控制方 附录一主要符号说 附录二参考文 第一第一却器精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级2再沸器是精馏装置的重要附属设用以将塔底液体部分汽送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进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▲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▲塔釜提供气液分离空间和缓冲3（设计从略 最常用的冷凝器是管壳式换第二案流程简1精馏装置精馏就是通过多级精馏就是通过多级合气液两相经多次混合接触和分流程如下原料（乙烯和乙烷的混合液体经进料管由精馏塔中的某一2工艺流物料的储存和必要另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测调节3条1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0.62．操作条件1）塔顶操作压P=2.5MPa（表压2）加热剂及加热方法加热方法——间壁3）冷却水4）回流3．塔板浮4．处理3）冷却水4）回流3．塔板浮4．处理5．安装大6．塔板设计位塔第三1分离精馏塔对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是（详见有关参考书。2能量1）.馏操作参数的优在保证分离要求和生产能力的件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能2）.精馏系统的能量集着眼于整个系统的有效能的利情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论实现能量的匹配和辅助设备（略一、理论板个数的计精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M、气液相平衡方程（E（H，馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学1.处理能力及产品馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算◎物料衡=+=qnDxD+，解得qnD=65.306※塔内气、液相流精馏qnL提馏qnL,=,qnV=◎热量衡再沸器热流qr=V=R再沸器加热蒸汽的质量Grr冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量=cC(t-t 21)顶=2.5+1.01325*10e-3=2.601325MP=25.67atpp-t-k可知a顶kAgh=60*103**9.8*100*10-3*10-假设块。P底=P顶查物性手册可知（按塔底纯乙烷）t底=3℃T底=276.15k。查之p-t-kkB=0.99a底1+(-2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平=xD-=线方程q=0.65解得，x=0.65，解 =0.7335。yeeye-4)因前面假设Np=60块与计算值Np=72块相差很大,所以要迭代一次块编程如下{inti=0,j=617,nf,nt;FILE*fp;floatx[200],floatf=100,d=65.31,w=34.69,l=260.81,v=326.11,fprintf(fp,"x%i=%f,y%i=%f\n",i,do{x[i]=y[i]/(a-(a-y[i+1]=(l+q*f)*x[i]/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-fprintf(fp,"x%i=%f,y%i=%f\n",i,fprintf(fp,"nf=%d,nt=%d\n",nf,nt);}编程运算，得到理论板数NtNp=44/0.6=74,进料板为337精馏段qnL=R*qnDqnD=326.112=编程运算，得到理论板数NtNp=44/0.6=74,进料板为337精馏段qnL=R*qnDqnD=326.112=提馏段qnLqnF=572.916=524.345提馏’3=326.112kmol/h=9806.188kg/h,qvvh=187.86m3=360.81lmol/h=10849.55kg/h,qvlh=27.51m3’3(二、塔板设计计T=276.15K,P=2.672Ma由内差法液相乙烷3液相表面张力取求乙烷气相密度,用到压缩因查气体的两状态参数普遍压缩因子图363V=ZRT/P底=0.67*8.3145*276.15*102.672*100.576m3lVs两相流动参数 Vv 设间距：HT查费克关联图得C20气体负荷因子C：CC2020液泛：f温度表面密度L =0.034*[(394.38-fVu空塔气速泛点率uf所需气体流道截面积AAVsu选取单流型，弓形降液管踏ATAL =0.034*[(394.38-fVu空塔气速泛点率uf所需气体流道截面积AAVsu选取单流型，弓形降液管踏ATAA=1-TT故塔板截面积AT=1.092圆整：取塔径D：D则实际塔板截面面积ATdT2气体流道截面积实际空塔气uu设计点的数据塔高实际板数NP=74，精馏段36块，板间距取0.4m，提馏段38（含釜）块，板间距取0.6m。设置人孔6，每个人也处相应增加一倍板间距，进料处板间距增大一倍，顶高度取1.5，底部空间中釜液液面高度取8m，空间分离取0.5m，裙座取5m。=35*0.4+38*0.6+3*0.4+3*0.6+5+1.5+0.5+8=54.8m，取55m溢流采用单流型弓形降液管A=1.13m2DT查得LW=0.7，b/D=0.157,bddDLW=0.7D=0.84m即为堰降液管面积A=A-A=1.13-1.028=0.102mTd5=2.84103E(Lh)2l选取塔板厚度为4mm,E=1.0；堰上液头高W堰高取hW=hl-how=0.06m,塔板清液液流强LW/取底隙hb=30mm=0.03m，则降液管底隙液体流 ub=0.0076/0.84*0.03=0.3m6.塔板布置及其他结构堰高取hW=hl-how=0.06m,塔板清液液流强LW/取底隙hb=30mm=0.03m，则降液管底隙液体流 ub=0.0076/0.84*0.03=0.3m6.塔板布置及其他结构阀数选取F1型浮阀，重型，阀孔直接d0=8，计算初取0Fu=0v浮阀个数n=V =40（个）42d 浮阀的排'取塔板上液体进、出口安定区宽度bb 取边缘区宽bc有效传质区A=2[xr2x2r2sin1x)]，(sin1xarr其中：x=D/2-(bs+bs)=1.2/2r=D/2-bc=1.2/2-求得Aa=nd开孔所占面04由开孔区内阀孔所占面积分2d=422o t /d0解得取缩小十倍在纸上作塔板画浮阀的错流分布,把边缘处浮阀个数乘以2上其余部分浮阀个数乘以4即为实际浮阀个,再按实际浮阀数重新计算塔板阀孔气速u0 dn40v动能F0=塔的开孔率A0AT浮阀个数乘以2上其余部分浮阀个数乘以4即为实际浮阀个,再按实际浮阀数重新计算塔板阀孔气速u0 dn40v动能F0=塔的开孔率A0AT7.塔板流动性能的校1）.液沫夹带量的校 V 1.36LZ VSSS FF或11A0.78A 由气相密度和塔板间距查图得系数塔板上液体流道长ZL及液流面Ab分别ZL=D-2bd=1.2-2Ab=AT2Ad=0.926(m2故得F1=0.283，小2）.塔板阻力hf0.8，故不会产生过量的液沫干板临界孔速uok=(73pv1/1825puvpL※塔板清液层阻力hl=0.5hL=0.5h==0.0000781md0L=h0+hl+液3）.降液管液泛校hOW由Hd,取)2=0.014m=1.18108lWHd=hWhf=0.06+0.029+0.014+0.0096=0.199m取降液管中泡沫层密度=0.55，则HHddHT=0.6+0.06=0.66>'d4）.液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留间大Ad3～5s，才能保证液体所夹带气体LS=8.05s 带气体可以释5）.严重漏液当阀孔的动能因子F0小于5时，将会发生严重漏液4）.液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留间大Ad3～5s，才能保证液体所夹带气体LS=8.05s 带气体可以释5）.严重漏液当阀孔的动能因子F0小于5时，将会发生严重漏液，故漏的孔速u'可=5的相应孔流F05u=0vu'u稳定系数/不会发生严 漏液塔板过量令F1=0.8，代入关系式，得到qvvs=0.205-2.872qvls液相2/ 2.84103Eh令，得到q=3.07WW=3.07*10.84=2.58m3可见该线为垂3）严重qvvh=3600A0轴的直线，该线记为4所以2）=116m3/h，该线d 4）液相上限线——保证液体在降液管中有一定的停Ad令5s，则降液管最大流量q=44m/s，该线记3Ls5）降液HdHOW或(HThOWhWhOWhf，显避免降液管发生液泛，应Lh与Vh的关系<v3.4108 )4.426103(Lh)2/31.18108H(Twlll0ww2532代入数据qvvh=2.24*103.92*1015.25qvlh,记为9.五条曲线联合构成负以为纵坐标为横坐标33其中操作点为qvvh=187.86m在可见操作点在图本几乎处于图形中间位基本满足 qvvhmax=358m/h,qvvhmin=116m。塔板的操作弹性裕度为（358-第四沸器的设—设计任务与1塔顶压力：2.60Mpa（绝塔底压力2.672Mpa（绝2 0 2532代入数据qvvh=2.24*103.92*1015.25qvlh,记为9.五条曲线联合构成负以为纵坐标为横坐标33其中操作点为qvvh=187.86m在可见操作点在图本几乎处于图形中间位基本满足 qvvhmax=358m/h,qvvhmin=116m。塔板的操作弹性裕度为（358-第四沸器的设—设计任务与1塔顶压力：2.60Mpa（绝塔底压力2.672Mpa（绝2 0 壳程定性温度为30℃，蒸发量DbWvqnv'M326.112壳程定性温度为30℃，蒸发量DbWvqnv'M326.112(0.9928.0540.0130.070)9799.6kg/2.722kg/壳程凝液在温度（30℃）下的物性热导率：λc粘度：μc比热cpc密度：ρc2)管程流体在2.672MPa）下的物性潜热液相热导率：λb液相粘度：μb液相密度：ρb液相定比压热容Cpb表面张力气相粘度：μv气相密度：ρv蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=1.57*10-4km2气相热导v19.72mw壳管温度20-压力（MPa绝压算设备尺DbbDc2.722270.67热流量假设传热系数：K=650W/(m2估算设备尺DbbDc2.722270.67热流量假设传热系数：K=650W/(m2估算传热面积Ap=42.45K拟用传热管规格为：Ф25×2mm,管长则传热管=180Td 0.0250若将传热管按正三角形排列，按NT得管心距t(b1)(2~径圆整后D=取管程进口直管程出口直径系数的1．显热段传热系数假设传热管出口汽化率e则循环气tx1)计算显热段管内传热膜系数传热管内质量流速：Gd2 0.0212180 4G=146.3kg/(m2•雷诺数Re=CPbPrb显热段传热管内表面系 n0=794.9w/(m2iirdi②.计算管外冷凝表面传计算蒸汽冷凝的质量'r量=8.83 Cpc(t1t20.866t20.785d，雷诺数Re=CPbPrb显热段传热管内表面系 n0=794.9w/(m2iirdi②.计算管外冷凝表面传计算蒸汽冷凝的质量'r量=8.83 Cpc(t1t20.866t20.785d， deu00.02R 0.8010.0010sBD(1d0)=0.016mot0550)0 0w3)污垢热阻及管壁热沸腾侧：Ri=0.000176m2冷凝侧：Ro=0.00026m21管壁热阻4）用式K计算显热段传热系数L1L RiWoddiim02KL=438.7/(m（2）蒸发段传Gh1).用式=5.267*105kg/㎡※当xe=0.3，用 011Lockhat-Martinell参数 1.006，由G ，查hXX直管内流型图（Fair）得E1xx]09Vb)05bV 0x0.4xe，用式X11Lockhat-Martinell参 =0.381，再由G 出hXX垂直管内流型图（Fair）得※用式aE计算泡核沸腾压抑系数11Lockhat-Martinell参数 1.006，由G ，查hXX直管内流型图（Fair）得E1xx]09Vb)05bV 0x0.4xe，用式X11Lockhat-Martinell参 =0.381，再由G 出hXX垂直管内流型图（Fair）得※用式aE计算泡核沸腾压抑系数200330 2）用式Pr069b ibi计Arpb 泡核沸腾表面传热系数nb43543）用式ai0.023(bdi)[Re(1x)]08Pr04计算以液体单独存在为基2的对流表面传热系数ai=790.3W/(m4）计算沸腾表用式Ftp3.5(1/Xtt)05计算对流沸腾子Ftp22※用式VtPanb计算沸腾传热膜系数V=4755W/(m1※用式K计算沸腾传热系数KE1E RiWOddVim02KE=1056.6W/(mtp用 计算显热 （3）显热段和蒸发段的tdiNTLp PwLL段长度 与传热管总长L的比值LBC=0.011；LLLCD（4）用式L-KLLBCKE计算传热系数KCCL=实际需要传热面积为ACK （５）传热面APAC100%42.4526.39100H60.86,该再沸00AC传热面积3.循环流量的（1）环系统的推动力PD[LCD(btpltp[(1x)/x]0APAC100%42.4526.39100H60.86,该再沸00AC传热面积3.循环流量的（1）环系统的推动力PD[LCD(btpltp[(1x)/x]09(/)05(/xx3=0.1时，用)01计算e Lockhat-MartinellXtt=用式R计算两相流的液相分率RLL(X221X1)0计算x=0.1两相流平均密度tpV(1RLbRL计3xxe3出的两相流平均密度tp※当xxe=0.3时，用 [(1x)/x]09(V/b)05(b/V 计0Lockhat-Martinell参用式R计算两相流的液相分率RL(X221X1)0L用 V(1RL)bRL计算xxe的两相流平均密式PDLCD(btpltp]g中l=0.9参照表p983-19并根据焊接需要取为1.02，于是计算的循环系统的推动力为PD=（2）L1）管程进口管阻p1的计算p1i Di计算釜液在管程进口管内的质量流速用式GG2i=1152.21kg/㎡计算釜液在进口段内的流动雷Reiib2(Di/L计算进口管长度与局部阻力0.3426(D/0.0254ii当量长度Li计算进口管内流体流动的摩擦系数用式0.01227iR0L用式p1i 计算管程进口管阻力p1=3180.68PaDiL2）传热管显热段阻力P2的计算P2BC G计算釜液在传热管内的质量流速G0.785d2 145.5用diR计算釜液在传热管内流动时的雷诺数eb用式0.012270.7543计算进口L2）传热管显热段阻力P2的计算P2BC G计算釜液在传热管内的质量流速G0.785d2 145.5用diR计算釜液在传热管内流动时的雷诺数eb用式0.012270.7543计算进口管内流动的摩擦系R0eL用式P2BC 计算传热管显热段阻力P2= 3）传热管蒸发段阻力P的计P=(DP1/4+DP1/4)33VL※汽相流动阻力PV3的计算PV3CD 釜液在传热管内的质量流速G=x2xe3GVxG计算汽相在传热管内的计算汽相在传热管内的流动雷诺数VVV用式0.012270.7543计算传热管内汽相流动的摩VRe0V数VL用式PV3VCD计算传热管内汽相流动阻力PVV ※液相流动阻力PL3的计算LLCD GLGGV用式计算液相在传热管内的流动雷诺数ReLLb用式0.012270.7543计算传热管内汽相流动的摩擦系LRe0LLLPL3LCD用计算传热管内汽相流动阻力P 1414计算传热管内两相流动阻力P4PG2M/４）蒸发段管程内因LPL3LCD用计算传热管内汽相流动阻力P 1414计算传热管内两相流动阻力P4PG2M/４）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力44b管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速=145.5kg/(m2Gx)2x用式MebeV(1RL的阻力系数M用式P4G2Mb计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻P5）管程出口阻力P5的计L※气体流动阻力PV5的计算PV5 用式Gkg/(m计算管程出口管中汽、液相总质量流速用式GVxG计算管程出口管种种汽相质量流速GV=38.51kgm2(D0/计算管程出口管的长度与局部阻力0.3426(D0/0.0254当量长度之和L计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数ReVVV用式0.012270.7543计算管程出口汽相流动的摩擦系数VVRe0L用式PV5 计算管程出口管汽相流动阻力PVV 2 ※液体流动阻力PV5的计算pv5 GLGGV式计算管程出口管种种汽相质量流速=di计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数Lb用式0.012270.7543计算管程出口汽相流动的摩擦系LLRe02L用式 =计算管程出口管汽相流动阻力 L 14用式0.012270.7543计算管程出口汽相流动的摩擦系LLRe02L用式 =计算管程出口管汽相流动阻力 L 1414※用式p5(pV5pL5)计算管程出口阻力P54）Pf=P1P2P3P4P5PDPfPD循环推动力PD略大于循环阻力Pf，说明所设的出口汽化率xe基本设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的第五助设备设容器的容器填充系数1．进料罐（常温贮料3ρL13ρL220℃乙乙压力取由上面的计算可知进料 100=300.2L则进料质量流量：qmfh=取停留时间：x3即进料罐容 圆整后取V=2．回流罐（-质量设凝液在回流罐中停留时间20min，添充系数q圆整后取V=2．回流罐（-质量设凝液在回流罐中停留时间20min，添充系数qmLh则回流罐的容 VV=12.53质量流量qmDh=3600qmDs产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数672.5则产品罐的容积 V=673取停留时间为天，即质量流量则釜液罐VV=39273.塔顶冷凝器65Q=rcqnv=8.164*326.112*10/3600=7.4*10用液氨冷却-50—40℃，蒸汽-m1．进料泵(两台，一用一备取液体流液体密度 qVfs30.082md=100mm规格为114*7d液体粘度0.071mPa取ε=0.2,相对粗糙取液体流液体密度 qVfs30.082md=100mm规格为114*7d液体粘度0.071mPa取ε=0.2,相对粗糙度Redu查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计11uhf)2g20.23m取ZdZ =4d2u3600q流量选取泵的扬程2．回流泵（两台，一开一用取液体流液体密L qVLs3选择150mmd液体粘度0.0557mPa取ε=0.2，相对粗糙度Redu0.150.5280.2查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计11Redu0.150.5280.2查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计11uhf)2g21.45m取ZdZ=4d2u3600q流量扬程选取泵的型号3.釜液泵（两台，一开一用取液体流液体密L42.kg/qVWs=qmWs/,取d液体粘度0.0071mPa取ε=0.2,相对粗糙度Redu1524366取管路长取90度弯管3个，截止阀一个，文氏管流量11uhf)2g11.8m取Zd 2=4d2u3600q该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工 2=4d2u3600q该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停作时，需要使流量选取泵的型号扬程第六路设进料管线取料液流则d取管子规格Ф81×3。其它各处管线类似求得如下第七制方精馏塔的控制方案要求从质量指产品产量和能量消耗三名管内液体流管线规格顶蒸顶产釜液流出仪表/塔底蒸气面进行综合考虑。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度附录要符号说符意义符意义面进行综合考虑。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度附录要符号说符意义符意义与单A塔板上方气体通道截面积Z塔高塔板上有效传质区面积α相对挥发降液管截面积气体的动能因子板孔总截面积理论塔板塔截面积实际塔板b液体横过塔板流动时的平宽度n浮阀塔板上边缘宽度p系统总压力序位用控制参3介质物性ρL(kg/m1FIC-进料流量乙烷、乙2FIC-回流定量乙3PIC-塔压乙4HIC-回流罐液乙5HIC-釜液面控乙6TIC-釜温乙组分分压降液管宽度-塔板阻力降N/塔板上入口安定区宽度Φ热负荷塔板上出口安定区宽度馏出液摩尔流量C计算液泛速组分分压降液管宽度-塔板阻力降N/塔板上入口安定区宽度Φ热负荷塔板上出口安定区宽度馏出液摩尔流量C计算液泛速度的负进料摩尔流量液体表面张力20mN/m时的荷因质量流量孔流系液相摩尔流量D塔径气相摩尔流量浮阀孔直径釜液摩尔流量塔板效液流收缩系液相体积流量m3液相体积流量m3克服液体表面张力的阻力气相体积流量m3堰