乙烯-乙烷体系对筛板塔顶精馏塔及辅助设备设计（处理量：180回流比系数：1.5）

过程工艺与设备课程设计院 系： 化院高分子0508姓 名： 沈晓明学 号： 200544006指导教师： 孙力前言 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！目录第一章 概述5 1.1精馏塔41.2再沸器51.3冷凝器5第二章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程62.3设备选用72.4处理能力及产品质量7第三章 精馏塔工艺设计93.1设计条件93.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算103.4精馏塔工艺设计143.5溢流装置的设计173.6塔板布置和其余结构尺寸的选取183.7塔板流动性能校核193.8负荷性能图21第四章 再沸器的设计244.1设计任务与设计条件244.2估算设备尺寸254.3传热系数的校核264.4循环流量校核29第五章 辅助设备的设计32第六章 管路设计40第七章 控制方案41第八章 总结42附录一 主要符号说明43附录二 参考文献48附件一 EXCEL 附件二 负荷性能图第一章 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。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。对于双组分精馏用一个精馏塔，分别从塔顶、塔底获得轻、重组分产品显然分离序列是唯一的。当n个组分的混合物通过精馏方法获取n个产品，则需要（n-1）个精馏塔，通过不同的组合可得到2（n-1）！/n！（n-1）！个分离序列。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，筛板塔是最常使用的精馏塔。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。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。第一章 方 案 流 程 简 介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.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，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3.设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。4.处理能力及产品质量处理量： 180kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：65塔顶产品：99 塔底产品: 1第三章 精 馏 塔 工 艺 设 计第一节 设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 99，釜液乙烯含量 1，总板效率为0.6。2.操作条件：1）塔顶操作压力：P=2.6MPa（绝压）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：液氨4) 回流比系数：=1.5 3.塔板形式：筛板4.处理量：F=180kmol/h5.安装地点：大连6.塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算全塔物料衡算：=+=+解得：=117.55=62.45第三节 塔板数的计算回流比计算：最小回流比为： =（-）/（-）=3.39回流比为：=1.5=3.391.5=5.085精馏段操作线方程：=+即为：=0.8357+0.1627由=，得=5.085117.55=597.742提馏段操作线方程：=-即为：=1.087-0.00087相对挥发度为1.464=/1+（-1），或=/-（-1）经过模拟计算，知精馏过程所需理论板数为：=40,进料板为第19块板。 又已知总板效率为：=0.6故实际塔板数为：=/=41/0.6=69块。（1）物性数据查化工手册知：液相密度： =412.88kg/, 气相密度：=44.37查手册计算得，液体表面张力为：=0.998液相平均摩尔质量:=28.289,气相平均摩尔质量：=28.369（2）初估塔径此塔的设计条件满足恒摩尔流假设液相流量=+=597.742+117.55=715.292=0.01128/s气相流量=715.292 =0.1110/s=0.274初选塔板间距为=0.45m，由图查得，=0.056气体负荷因子=0.0307液返气速=0.0886m/s取泛点率为0.7，操作气速和所需的气体流道截面积为：=0.7=0.70.1069=0.06646m/s=1.67选取单流型、弓形降液管塔板，并取=0.12则塔板截面积：=1.89798，塔径：=1.5545m按塔设备系列标准圆整之，取实际塔径为：=1.6m取塔径及液流型式合适，相应地，所取塔板的有关尺寸为：塔板截面积为=2.01，降液管截面积为=0.2413气流道截面积1.7693并可求得：实际操作气速=0.0627m/s泛点率=0.708（3）塔高计算实际板数=69，精馏段32，提馏段37塔有效高度=0.4569=31.05m釜液流出量：=62.45 kmol/h 质量流量为： =1873.2 kg/h体积流量=4.537m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度=0.7522m进料处两板间距增至0.8m64块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m,裙坐取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +(0.8-0.45)6+1.52+5=41.90m（4）塔板布置和其余结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度=0.06m；边缘宽度=0.05m。根据=0.12，则可查得：=0.256m=0.484有效传质区面积：=0.5684m取筛孔直径=8mm，筛孔中心距=3=28mm，则：开孔率：=0.07故，筛孔总截面积=0.042=2.6377m/s=837选取塔板厚度=4mm取堰高=0.05m，则可查得，=0.7故堰长=0.7=1.12m，取=1故，堰上方液头高度=0.031m考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙=0.04m（5）塔板校核a.液膜夹带量由=0.274和泛点率0.707，查得=0.004则=0.003798 kg 液体 / kg气体 0.1 kg 液体 / kg气体符合要求b.塔板阻力（1）干板阻力，根据/=2，查得，=0.77故=0.06427m液柱（2）液层阻力，由=0.07264m/s，=0.4839，查得=0.81故=0.0657m液柱（3）克服液体表面张力阻力=0.000123m液柱=h0+h1+h=0.13m液柱c.降液管液泛校核由，液面落差，忽略不计，即=0；=0.009695m则=0.2209m取降液管中泡沫层的相对密度=0.6，则=0.36817m3s，满足要求e.严重漏液校核=0.01602m=0.4992，k=2.0029故1.5-2.0，满足稳定性要求。各项校核均满足稳定性要求，故设计的筛板可用。（6）负荷性能图a.过量液膜夹带线，带入数据得=5062.9-102.56，得曲线Vh1b.液相下限线取得=3.4384m3/h，得曲线Vh2c.严重漏液线根据前计算数据，整理得=1575。5966=0.0119768=0.000342148，得曲线Vh3d.液相上限线取得=78.1729m3/h，得曲线Vh4e.由前计算并推导得=4.0292610=0.3305=5.8793=0.004766，得曲线Vh5由此得负荷性能图（见下页）操作点为=399.6m3/h, =40.62m3/h在可见操作点在图中，基本处于图形中间位置，故基本满足要求 。=230.93 m3/h, =70.12 m3/h塔板的操作弹性：=3.3第四章 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:2.6MP(绝压)塔底压力:2.67MP(绝压) 2.再沸器壳程与管程设计壳程 管程温度/C 25-35 8.0压力(绝压)/MP 0.1013 2.67 3物性数据 壳程凝液(水)在定性温度50C下的物性数据: 密度 =985.7Kg/ 定压比热容=4.174KJ/(KgK) 热导率 =0.618W/(mK) 粘度 =0.801Pas管程流体5.4下的物性数据: 潜热 =279.12KJ/Kg 液相热导率 =0.0907 W/(mK) 液相粘度 =0.0566Pas 液相密度 =412.88 Kg/ 液相定压比热容 =3.43 KJ/(KgK) 表面张力 =0.998mN/m 气相粘度 =0.005 mPas 气相密度 =44.37 Kg/蒸汽压曲线斜率 1.81二.估算设备尺寸1. 计算热流量Q为Q=2445.55 Kw2. 计算传热温差=21.62 K3. 假设传热系数K=600 则估算传热面积为 =188.564. 拟用传热规格为 ,管长L=4500,则计算传热管数 =613根5. 若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 =13个, 则取管心距t=0.032m又因为是单管换热器,所以壳径当量内径D 为0.02m管程进口管取 =200mm 出口管径取 =350mm三.传热系数效核1. 显热段传热系数 设传热管出口汽化率 =0.234 则计算循环流量 =58.59 kg/s.显热段传热管内表面传热系数 计算传热管内质量流速G 为 =25mm , =194.53计算雷诺数Re为 Re=计算普朗特数为 =2.14计算显热段传热管内表面传热系数 =1047.51壳程传热系数计算：壳程当量直径：壳程流速：雷诺数：普朗克数：对流表面传热系数：.污垢热阻及管壁热阻沸腾侧 冷凝侧 管壁热阻可以忽略.计算显热段传热系数 22.5 mm =444.035 2.蒸发段传热系数. 计算传热管内的釜液的质量流量 =3600G=当=0.234 计算Lockhat-Martinell参数 =1.529 计算1/为 0.6538查图得 =0.5 当x=0.0936故 1/=0.2463 由及1/再查图得 =1.0 .计算泡核沸腾压抑因数 =0.75计算泡核沸腾表面传热系数 =5704.71 计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数 =968.33 .计算沸腾表面传热系数 计算对流沸腾因子 =1.737计算两相对流表面传热系数 =1682.11计算沸腾传热膜系数 =+=5704.71 计算沸腾传热系数=782.54 3.显热段和蒸发段的长度 计算显热段的长度与传热管总长的比值为 =0.025所以解得 =0.1125m =4.3875m4.计算传热系数 =773.97 实际需要的传热面积为 =146.176 5.传热面积裕度 =48.1% 30%四.循环阻力效核1.循环系统的推动力 当时计算Lockhat-Martinell参数 =4.857计算两相流的液相分率为 =0.4317计算两相平均密度 =203.45 Kg/当4时计算 Lockhat-Martinell参数 =1.529计算两相流的相分率 =0.2568计算两相流平均密度 =139.02 Kg/参照设计书3-19表 并根据焊接需要去m 于是计算循环系统的推动力 = = 7397.5 (Pa)2. 循环阻力.管程进口管阻力的计算 计算釜液在管程进口管内的质量流速为 = =1192.44 计算釜液在进口管内的流动雷诺数 = 计算进口管长度与局部阻力当量长度=23.555 m 计算进口管内流体流动的摩擦系数 =0.0146 故计算管程进口管阻力为 =2953.29 Pa.传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速为 =194.53计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 =计算进口管内液体流动的摩擦系数 =0.023计算传热管显热段阻力 =6.06 Pa.传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算 =194.53计算汽相在传热管内的质量流速 =x=45.52计算汽相在传热管内的流动雷诺数 =计算传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.013计算传热管内汽相流动阻力 =9.7 Pa液相流动阻力的计算 计算液相在传热管内的质量流速为 =149计算液相在传热管内的流动雷诺数 =计算传热管内液相流动的摩擦系数 =0.0154计算传热管内液相流动阻力 =201.3Pa计算传热管内两相流动阻力 =936Pa.蒸发段管程内因动量变化引起的阻力管程内流体的质量流速=194.53 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M =5.91 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 =541 Pa.管程出口阻力 气相流动阻力的计算计算管程出口管中汽,液相总质量流速 =389.37 计算管程出口管中汽相质量流速 =91.11 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 =40.78 m计算管程出口管中汽相流动雷诺数 =计算管程出口管汽相流动的摩擦系数 =0.013计算管程出口汽相流动阻力 =142.66 Pa液相流动阻力的计算计算管程出口管中液相质量流速 =298 计算管程出口管中液相流动雷诺数 =计算管程出口管中液相流动的摩擦系数 =0.0154计算管程出口液相流动阻力 =193.42 Pa计算管程出口管中两相流动阻力 =2665.5 Pa系统阻力 =+=7103.06 Pa循环推动力与循环阻力的比值为 =1.0415 循环推动力略大于循环阻力,说明所设的出口汽化率=0.234基本正确,因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求. 第五章 辅助设备的设计一、辅助容器的设计容器填充系数取=0.71.进料罐（低温贮料）0 乙烯 =380 kg/m3 乙烷 =540 kg/m3压力取2.6Mpa （绝对压力）又进料=0.65所以乙烯质量分率为63.4%r=426.3kg/m3进料质量流量F=2870 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取4天，=4 24=96hV=923.3m3圆整取924 m32.回流罐（-16.7）=413.4kg/m3 取停留时间为=0.5 h所以= =13.8 m3 =19.7 m3 ，圆整后取20 m3 1. 馏出产品罐取产品停留时间为5天，即=120 h=65.3 kmol/h，所以=4.42 m3/h=757.7 m3圆整为758 m33.釜液罐取停留时间为5天，即=120 h=34.7 kmol/h=2.7 m3=426.9m3 圆整取463 m3二、传热设备的设计一. 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 256.5 263.2进料温度/K 273.2 263.4 传热温差 K 平均摩尔质量 =28.7 管柱液体流率 F=100=10028.7=2870传热速率 =39.7 假设传热系数K=650 则传热面积为 =7.1 圆整后 A=82.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 263.2 273.2 塔釜产品温度/K 278.9 273.2传热温差=7.4 K管柱液体流率F=34.7=1041传热速率 =5.44假设传热系数 K=650 则传热面积为 =1.1 圆整后 A=2 三泵的设计1.进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.065m流体流速 u=0.564m/s流体密度 =426.3 kg/m3粘度=0.091mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.003Re=1.7e5查得=0.026取管路长度为l= 80，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1 个。则=3.81m取=20m 则=24.1 m= 6.73 m3/h选取泵的型号为40F-252.回流泵（两台，一用一备）管路直径d=0.128m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =413.4 kg/m3 粘度=0.092 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.0016Re=2.9e5查得=0.0225去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=3.6m取=32 m则=36.1m=23.2 m3/h选取泵的型号为65F-40.3.釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.041m流体流速 u=0.394 m/s流体密度 =448 kg/m3粘度=0.0088mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.0049Re=7.1e5查得=0.03去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=3.71m取= 5.5m则=1.7m=1.87m3/h选取泵的型号为20F-16.这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。第六章 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0.5753顶蒸气管1410910顶产品管0.5623回流管0.51353釜液流出管0.5534.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管141056系统所需的主要设备及主要参数序号位号名称扬程/m流量/m/s功率/kw1P-101进料泵25101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵40257.54P-104塔顶产品泵15140.55P-105塔底产品泵3551.0换热器传热面积估算表序号位号名称热流量/KW传热系数/(W/m2k)传热温差/传热面积/m2备注1E-101塔顶冷凝器39.76508.682E-102塔底再沸器3896.51197113.17.093E-103进料冷凝器39.76508.684E-104塔底冷凝器5.446507.42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D=1400 Np=64H=33580操作温度 t=256.51操作压力 p=2.601Mpa2E-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=10m3/hH=25m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2台离心泵Q=8.5m3/hH=2.5m乙烷液8P-103回流泵2台离心泵Q=25m3/hH=40m乙烯液9P-104塔顶产品泵2台离心泵Q=14m3/hH=15m乙烯液10P-105塔底产品泵2台离心泵Q=5m3/hH=35m乙烷液11V-101原料中间罐卧式924m30 2.6Mpa12V-102回流罐立式20m3-16.7 2.6Mpa13V-103塔顶产品罐立式758m30 2.6Mpa14V-104塔底产品罐立式463m302.6Mpa15V-105不合格产品罐立式650m302.6Mpa第七章 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乙烯、乙烷L=276.22FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=403.83PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=344HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=403.85HIC-01釜液面控制03m乙烷L=399.76TIC-01釜温控制010C乙烷L=399.7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指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。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 m2e单位时间夹带的液沫量 kg/hAa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn筛孔个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液