乙烯-乙烷体系对浮阀塔板塔底精馏塔及辅助设备设计（处理量：100回流比系数：1.3）

前言 本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。 说明中对浮阀塔板式精馏塔以及再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于其它诸如辅助设备和管路的设计等仅作简单说明。虽然已经尽可能地参考各方资料并作了数次修改，但是鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误及不足之处，希望各位老师不吝指教！不胜感激！ 年 月 日第 1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。1.1 精馏塔精馏塔是一圆形筒体，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。较常用的精馏塔包括筛板式、泡罩式以及浮阀式等。本设计为浮阀式精馏塔。浮阀塔综合了前两者的优点，取消了结构复杂的上升管和泡罩。为避免堵塞和漏夜过多，塔板上开孔比较大（标准直径为39mm），每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。浮阀的开度可根据气体通过阀孔的气速自动调节。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，浮阀开度较大，阻力又不至于增加过多大，所以这种塔板操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减小，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔板的效率也较高。其主要缺点是浮阀使用过久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1型和V4型两种，后者常用于减压塔。此外，浮阀还有条形型式的浮阀，如条形浮阀、方形浮阀和导向浮阀等，其性能较常规浮阀有所改进，在工业上得到了应用和推广。本设计选用F1型浮阀。1.2 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。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。立式热虹吸再沸器的特点：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2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。2.2 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，自动和手动并存，且随时进行切换。2.3 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.4 处理能力及产品质量要求处理量： 100kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第3章 精馏塔工艺设计 3.1 设计条件3.1.1 工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液丙稀含量 xw1，总板效率为0.6。 3.1. 2 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70热水 加热方法间壁换热3）冷却剂：某种制冷剂 4）回流比系数：R/Rmin=1.3 3.1.3 塔板形式： 本设计采用F1型浮阀塔板。 3.1.4 处理量：Fh=100kmol/h 3.1.5 安装地点：大连 3.1.6 塔板设计位置：塔底 3.2 物料衡算及热量衡算3.2.1 物料衡算1.总物料衡算 D+W=F Dxd+Wxw=Fxf解得： D = 65.3kmol/h ; W= 34.7kmol/h 2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;3.2.2 热量衡算1）再沸器热流量：QR=V*r 再沸器热水的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl*(t2-t1)3.3 塔板数的计算利用Excel 进行迭代计算出理论塔板数计回流比等参数，计算结果见附录二。3.3.1试差法计算过程假设塔顶温度Tto=256K，经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.5K；塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa 代入公式 计算并换算得：PAo=2618.664KPa ; PBo=1531.126KPa又 得：KA=1.006666 ; KB=0.588599BAKK=a1 /1.61.4743753.3.2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=0.732486 =3.119265 R=1.3Rmin=4.0550453.3.3 逐板计算过程：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）（具体计算见附件一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=43, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=83则塔底压力Pb=Pt+0.980.445Np= 2637.5623KPa可算得：塔底温度Tb=278.56K=1.438033，误差值为2.4649%6mm取堰高hw=0.06m,底隙hb=0.035m液体流经底隙的流速：ub =0.19m/sub0.5m/s 符合要求3.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取3.6.1 塔板及其分布取塔板厚度=4mm 进出口安全宽度bs=bs=70mm 边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.10,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.16所以降液管宽度：bd =0.16D=0.224m =0.406mr= =0.65m有效传质面积： = 0.98 m2 3.6.2阀孔的尺寸及排列选取F1型浮阀，其阀孔直径：do=39mm取动能因子F0=8， =1.461 m/s=53估算孔心距AO/Aa=得：t=126mm ,根据估算提供的孔心距t进行布孔，并按实际情况进行调整来确定浮阀的实际个数n。按t=125mm布孔，实际排阀数目为n=49。重新计算塔板以下参数： 阀孔气速： =1.57m/s阀孔个数： =49动能因子：F0=8.6塔板开孔率：=A0/AT=4.1%10%,满足要求。3.7 塔板流动性能校核3.7.1 液沫夹带量校核 ZL=D-2bd=0.952m,Ab=AT-2Ad=1.231m,CF=0.12(查化工原理P217图5-17) 代入上两式得：F1=0.170.8,F2=0.230.8 满足要求。3.7.2 塔板阻力hf的校核hf= ho+hl+h1.干板阻力ho ：联立上两式得： U0=1.57m/sUOK,故阀未全开，用下式计算h0。得h0=0.048m2.塔板气液层阻力hL: =0.0378m 3.克服表面张力所造成的阻力： hf= ho+hl+h=0.0859 m液柱3.7.3 降液管液泛校核 Hd 可取=0 =0.00545 m液柱则 Hd =0.175 m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.4则Hd= =0.4384 m5s 满足要求 3.7.5 严重漏液校核 =0.913m/s， u0=1.57m/s K= u0/u0=1.721.5 满足稳定性要求 3.8 负荷性能图3.8.1 过量液沫夹带线 因为Ab/AT=0.80.78,故用F1式计算，取F1=0.8，计算得：Vh =-4.84Lh+1591.2 3.8.2液相上限线 整理出：Lh=3.07lw=3.14 与y轴平行 3.8.3 严重漏液线 = 192.6 3.8.4 液相上限线令 =5s 得： =44.3523.8.4 降液管液泛线Hd=HT+hW令 将 =0以及how与Lvh , hd 与Lvh ，hf 与Vvh , Lvh 的关系全部代入前式整理得： 以上五条线联合构成负荷性能图作点为：Lh =330.09m3/h Vh =24.32 m3/h负荷性能图：见附录三 操作弹性：Vhmax / Vhmin3.02，操作裕度：(Vhmax-Vh)/Vh=(600-330.09)/330.09=81.8%可见，设计点位于五条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性满足要求，但操作裕度过大，不过基本满足操作要求。第4章 再沸器的设计4.1设计任务与设计条件 4.1.1再沸器的选择选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.60101325MP压力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底压力=1.7213+0.0604=1.7817MPa4.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）705.56压力（MPa绝压）0.1013252.6324蒸发量：Db= Vms =2.75kg/s4.1.3物性数据1 程凝液在温度（70）下的物性数据：潜热：rc=2334kJ/kg热导率：c =0.668w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32管程流体在（5.56 2.6324MPa）下的物性数据：潜热：rb=279.12kJ/kg液相热导率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：b =0.0566mPa*s液相密度：b =450kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面张力：b0.0027N/m气相粘度：v =0.0005mPa*s气相密度：v =30kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 4.2 估算设备尺寸 热流量： = 767.58KW 传热温差： =64.44K 假设传热系数：K=900W/( m2 K) 估算传热面积Ap =13.2 m2 拟用传热管规格为：382.5mm,管长L=2000mm 则传热管数： =56 若将传热管按正三角形排列，按式 得：b=8.23 管心距：t=0.048m 则 壳径： =0.461m 取 D= 600mm L/D=3.3333 取 管程进口直径：Di=0.15m 管程出口直径：Do=0.20m 4.3 传热系数的校核4.3.1显热段传热系数KL假设传热管出口汽化率 Xe=0.21则循环气量： =13.1kg/s1.计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=38-22.5=33mm =0.0479 m2 = 273.64kg/( m2 s) 雷诺数： = 159545 普朗特数： =2.14显热段传热管内表面系数： = 1245.55w/( m2 K) 2.壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.33kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流=0.049kg/(m s) = 481 管外冷凝表面传热系数： = 6165w/ (m2 K) 3. 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.000052 m2 K/w4.显热段传热系数 dm=(di+do)/2= 0.0355m = 643.07w/( m2 K) 4.3.2 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G= 985104kg/( m2 h) 1.Lockhut-martinel参数： =1.3643 则1/Xtt=0.733 查设计书P96图329 得：E=0.2 在Xe=0.21 X0.4Xe=0.084的情况下 =0.281 再查图329，=0.8 2.泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.5 泡核沸腾表面传热系数: =14544.6w/( m2 K) 3.单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 1161.12w/( m2 K) 沸腾表面传热系数： 对流沸腾因子 ： = 1.856 两相对流表面传热系数: = 2155 w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： =9427.32 w/( m2 K) =1292.3 w/( m2 K) 4.3.3显热段及蒸发段长度 = 0.015LBC = 0.015L= 0.03mLCD =L- LBC = 1.97m4.3.4传热系数 =1318.30实际需要传热面积： = 9.04 m24.3.5传热面积裕度： =0.460.3所以，传热面积裕度合适，满足要求4.4 循环流量校核4.4.1循环系统推动力：1.当X=Xe/3= 0.07时=4.247 两相流的液相分率： = 0.408 两相流平均密度： = 201.36kg/m3 2.当X=Xe=0.21 = 1.364两相流的液相分率： = 0.243两相流平均密度： = 132.06kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.85m(考虑到焊接要求),则循环系统的推动力： = 3702.496pa 4.4.2循环阻力Pf： 1.管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =741.68kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 1965583进口管内流体流动摩擦系数： = 0.015332进口管长度与局部阻力当量长度： =17.815m管程进出口阻力: =1112.98Pa2.传热管显热段阻力P2 =273.64kg/(m2s) =159543 =0.02022 = 1.56Pa3.传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =38.31kg/(m2s) =2528460 =0.0151 =22.084Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=235.33 kg/(m2s) = 137207 = 0.0207 =76.04Pa = 687.61Pa 4.管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.442 = 273.645.管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 267kg/(m2s) = 56.07kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 29.3m = 28035000 = 0.0134 = 82.289b. 液相流动阻力PL5 =210.93kg/(m2s) = 931670 = 0.0163 = 94.44Pa = 1411.32Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=3619.84 又因PD=3702.496Pa 所以 =1.023，在1.0051.05范围内，故满足循环流量校核要求 第5章 辅助设备设计 5.1 辅助容器的设计 5.1.1进料罐（常温高压贮料） 20乙烯L1 =420kg/m3 乙烷L2 =470kg/m3 压力取2.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.41% 则 =437.01 kg/m3 进料状态下的平均分子量： =0.65*28+0.35*30=28.7进料质量流量：Fmh=28.7F=2870 kg/h填充系数取：k=0.7取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 900.67m3 圆整后 取V=905 m3 5.1.2回流罐（-16.5）质量流量Lmh=28L=7414.12kg/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 6.3m3 取V=7m35.1.3塔顶产品罐质量流量Dmh=28D=1828.4 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 447.77m3取V=448m35.1.4 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量Wmh=30W =1041 kg/h 则釜液罐的容积 379.7 m3取V=380m3 5.2泵的设计5.2.1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 Fvs = Fms/ =0.0018 m3/s 取d=70mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003查得：=0.026取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则Lvh=6.92m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m流量：2.560m3 /s5.2.2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 Lvs =Lms / =0.005 m3/s 取d=115mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00174查得：=0.025取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则Lvh =18.7m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s5.2.3釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 Wvs = WMs / =0.00064m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0044查得：=0.05取管路长度：l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则Lvh =2.289m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s 第6章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格685。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0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5仪表接管/323塔底蒸气回流管1532510第7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=4372FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔压控制03MPa乙烷V=304HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜温控制410乙烷L=450附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2F0气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Aa塔板上有效传质区面积 m2NT理论塔板数Ad降液管截面积 m2Np实际塔板数Ao板孔总截面积 m2n浮阀个数AT塔截面积 m2p系统总压力 kPa组分分压 kPab液体横过塔板流动时的平均宽度 mQ热负荷 w(kw)bc塔板上边缘宽度 mD馏出液摩尔流量 kmol/hbd降液管宽度 mF进料摩尔流量 kmol/hbs塔板上入口安定区宽度 mL液相摩尔流量 kmol/hbs塔板上出口安定区宽度 mV气相摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子W釜液摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 Lvh液相体积流量 m3 /hD塔径 mh克服液体表面张力的阻力 mdo阀孔直径 mhow堰上方液头高度 mET塔板效率液流收缩系数hw堰高 mLvs液相体积流量 m3 /sK相平衡常数Vvh气相体积流量 m3 /hk塔板的稳定性系数Vvs气相体积