乙烯-乙烷体系对浮阀塔顶精馏塔及辅助设备设计（处理量：210回流比系数：1.3）

大连理工大学化工原理课程设计 制药0610班 200645008（筛板精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2009年6月25日 班 级： 制药06100 姓 名： 贾红梅 学 号： 200645008 指导老师：潘艳秋 贺高红目 录1概述11.1任务书11.2 精馏过程工艺 11.3设备概述22精馏塔的设计 32.1 设计条件32.2设备的选择32.3物料衡算及热量衡算32.4塔板数的计算42.5精馏塔工艺设计计算62.6 塔板的校核102.7负荷性能图 123再沸器 143.1物性数据 143.2 估算设备尺寸143.3 传热系数效核153.4循环流量效核 194辅助设备 244.1辅助容器的设计 244.2传热设备的设计泵的设计 254.3泵的设计 264.4管路设计 285设计心得及总结 28参考文献29附表30一概述1.1任务书处理量：210koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% 塔底产品1%。*设计条件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；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=1.3塔板形式：浮筏处理量：210 kmol/h，安转地点：大连塔板位置：塔顶*1.2 精馏过程工艺 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、石油、轻工等工业中，常常有许多液相和气象混合物需要分离或提纯，例如石油炼制、石油化工生产中原料混合物及合成产品很合物的分离、所用容积的回收等1。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，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分离。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、分离、控制等的设备、仪表。1.2.1.精馏装置精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、副业冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将预热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用2。1.2.2.其它设备因为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。1.2.3设定检测装置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，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。1.2.4设定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行调节，以保证达到生产要求，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行切换。1.3设备概述1.3.1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。本设计为浮筏塔，它已广泛的应用于精馏、吸收、解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮筏，可以根据气体或液体的大小上下浮动、自动调节。浮筏有盘式、条式多种，一般多采用盘式，其中F-1型浮筏结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在生产中应用较普遍。本设计采用的即为F-1型重筏。盘式浮筏塔的主要优点是生产能力大，炒作弹性较大，分离效率较高，塔板结构较泡罩塔简单2。1.3.2再沸器再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。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。它的特点主要有，利用循环推动力，结构紧凑、占地面积小、传热系数高。缺点是壳程不能机械清洗，不适宜高粘度或脏的传热介质。需要塔釜提供气液分离空间和缓冲区。二、精馏塔工艺设计2.1 设计条件饱和液体进料进料含乙烯含量=65%(摩尔百分数,下同)塔顶乙烯含量=99% , 釜液乙烯含量1% , 总板效率为0.6操作条件： 塔顶操作压力P=2.5Mpa(表压)回流比系数 =1.3塔板形式:筛板处理量:210安装地点:大连塔板设计位置：塔顶塔顶温度的确定2.2设备的选择采用浮筏塔，F-1型浮筏；立式热虹吸式再沸器2.3 物料衡算及热量衡算2.3.1.物料衡算 F=D+W 解得 D=137.1 F= W=72.9塔内气，液相流量：精馏段：L=RD V=(R+1)D提留段： 2.3.2热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量 冷凝器冷却剂的质量流量 2.4 塔板数的计算2.4.1相对挥发度的确定设温度为 =16由Depriester K图3查得=1.0 ；=0.7又因为：所以：=0.99；=0.01故：=0.99；=0.014 +=1.004|1.004-1|=0.004，所选温度基本符合！所以：=1.43 2.4.2理论塔板数的估算设塔板数为44块，由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm。则= 44=2644KPa设=4，查图3得；=1.49；=1.00+=0.9967|0.9967-1|=0.0033，所选温度基本符合!则 =1.49平均 =1.46由公式得：=3.78 ；所以=1.3=4.91又因为=23.32求得后由吉利兰图4查得进而得到=43.76，与前面假设相符，因此确定理论塔板数为44。2.4.3逐板计算求理论塔板数精馏段,提馏段方程线为精馏段: =0.8308+0.1675提馏段: =1.0899-0.0009相平衡方程 =通过C语言程序#includemain()int m,n; float X100=0,0.99,Y100=0,0.99; float Xq=0.650,Xw=0.010; for(n=1;n100;n+) Yn+1=0.8308*Xn+0.1675; Xn+1=Yn+1/(1.46-0.46*Yn+1); printf(Y%d=%f,n,Yn+1); printf( X%d=%fn,n,Xn+1); if(Xn+1Xq) break; printf(Nj=%dn,n+1); m=n+1,Xm=Xn+1; for(m=n+1;m100;m+) Ym+1=1.0899*Xm-0.0009; Xm+1=Ym+1/(1.46-0.46*Ym+1); printf(Y%d=%f,m,Ym+1); printf( X%d=%fn,m,Xm+1); if(Xm+1 6mm堰高：h溢流强度： =35.6取=35mm。则降液管底隙液体流速=0.318m/s ，在规定范围内。2.5.6塔板布置选取F型浮阀，重型，阀孔直径=0.039m初取阀孔动能因子=116，计算阀孔气速：=1.833m/s； 浮阀个数n=80塔板的开孔率：=0.048以三角形错流形式排列浮筏，取进、出口安定区宽度75mm，取边缘区宽度=50mm所以=0.471m ； =0.75m则有效传质面积： =1.314 取孔间距：t=3.5=0.1365m，取整得t=125mm按t=125mm进行布孔，实际的排筏数n=80。实际筏孔气速：=1.837m/s。动能因子：=11.004则筛板开孔系数：=0.0883，符合要求。开孔所占面积： A=0.096m 塔板开孔率 =0.0480.1 符合要求2.6 塔板的流动性能校核2.6.1液沫夹带量校核 =1.596 ；m 取K=1.0 查图7得=0.125由=0.372；=0.2800.80.82 均符合条件，不会产生液沫夹带。2.6.2塔板阻力的核对（1）干板阻力临界空速： =因阀空气速大于其临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态下计算干板阻力 =0.0815m。（2）塔板清夜层阻力h=0.5 =0.04m（3）克服液体表面张力阻力=7.56由以上三项阻力之和求塔板阻力h=0.1222m单板压降为=482.7Pa，在允许范围内。2.6.3降液管液泛校核由, 取=0 =0.01544m液柱 则 =0.217m取降液管中泡沫层的相对密度=0.362m 5s 满足要求。2.6.5严重漏夜校核 取F=5，则=0.833稳定系数=2.241.5 故满足稳定性要求，不会发生严重漏液各项校核均满足要求,故所设计的筛板可用，但并非适宜。2.7 负荷性能图2.7.1过量液沫夹带线=1.596 m 取，=0.8由公式得 V2.7.2液相下限线令=0.006 得 =3.60 2.7.3严重漏液线 由 和 得=2882.7.4液相上限线=5和 得2.7.5降液管液泛线由公式得：V= 由图知，最大气体流量为：=975.2，最小气体流量为：=288所以操作弹性为：=3.386。第三章 再沸器的设计3.1物性数据3.1.1管程流体4.0下的物性数据5：气相热导率：=15.91 mW/(mK)；液相热导率：=96.23mW/(mK)液相粘度： =0.058 mPas 气相粘度： =0.00817mPas液相密度： =389.8 Kg/ 气相密度： =30Kg/潜热：=287.4KJ/Kg ； 液相比热容 ：=3.407KJ/(KgK) 蒸汽压曲线斜率：1.452 表面张力：=2.845mN/m 3.1.2水在26时的物性数据9：密度： =976.8Kg/ 比热：=4.178KJ/Kg热导率： =0.609W/(mK) 粘度：=0.891mPas3.2尺寸设计3.2.1热流量QQ= KW3.2.2传热温差设进口水温为37，出口水温度为25=26.983.2.3传热面积假设传热系数K=350 则估算传热面积为 =159.75 3.2.4传热管数设管子规格为：，管长L=4500，则计算传热管数为：452 根3.2.5壳径内径D将传热管按正三角形排列，且取t=50 mm10，则b=1.1=23.39因为是单管换热器,所以壳径内径D为：=1182 mm； 圆整到D=1200mm管程进口管取 =150mm 出口管径取 =250mm3.3传热系数校核3.3.1显热段传热系数 因为的范围在0.20.3，所以设传热管出口汽化率=0.23，则计算循环流量 ：=22.82kg/s1、显热段传热管内表面传热系数 传热管内质量流速G为： （） 雷诺数为： Re=普朗特数为：=2.0535 所以显热段传热管内表面传热系数： 2、管外冷凝表面传热系数热水的质量流量： =27.78Kg/s当量直径：=0.08532 m设折流板间距B=0.5 m，故=8864.97 =6.11 0.6Pr 20%3.4 循环流量效核3.4.1循环系统的推动力 当时 Lockhat-Martinell参数 =3.47两相流的液相分率为： =0.3742两相平均密度： =168.35 Kg/当x=0.23时 =1.095两相流的相分率 ： =0.2182两相流平均密度 113.13Kg/参照设计书123-37表 并根据焊接需要取m，于是计算循环系统的推动力3.4.2循环阻力1、管程进口管阻力釜液在管程进口管内的质量流速为 = =1292.05 釜液在进口管内的流动雷诺数 ： =进口管长度与局部阻力当量长度 ： =12.78 m进口管内流体流动的摩擦系数 =0.01477故计算管程进口管阻力为 =2695.68 Pa2、 传热管显热段阻力 釜液在传热管内的质量流速为 ： =160.79 釜液在传热管内流动时的雷诺数： =455445.24进口管内液体流动的摩擦系数 ： =0.022415传热管显热段阻力： =2.225 Pa3、传热管蒸发段阻力 A、汽相流动阻力的计算 =160.79汽相在传热管内的质量流速： =24.65 汽相在传热管内的流动雷诺数： =60345.1传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.02377传热管内汽相流动阻力： =44.71PaB、液相流动阻力的计算 液相在传热管内的质量流速为 ： =160.79.7-24.65=136.14 液相在传热管内的流动雷诺数： =46943.64传热管内液相流动的摩擦系数 =0.02493传热管内液相流动阻力 ： =131.69 Pa传热管内两相流动阻力 =1273.22Pa4、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=160.79蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M =2.0507 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力：=136.02 Pa5、管程出口阻力 A、气相流动阻力的计算管程出口管中汽,液相总质量流速： =465.14管程出口管中汽相质量流速： =106.98 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 =29.32m管程出口管中汽相流动雷诺数： =管程出口管汽相流动的摩擦系数 =0.01479管程出口汽相流动阻力：=276.43PaB、液相流动阻力的计算管程出口管中液相质量流速 =465.14-106.98=358.16 管程出口管中液相流动雷诺数： =管程出口管中液相流动的摩擦系数： =0.01479管程出口液相流动阻力 =301.52 Pa管程出口管中两相流动阻力 =4620.33Pa系统阻力 =+=8727.47 Pa循环推动力与循环阻力的比值为=0.0257 在0.010.05之间，符合要求。第四章 辅助设备的设计4.1辅助容器的设计4.1.1进料罐（低温贮料）查得2.6MPa，0时的物理性质13乙烯： =346 kg/m3 乙烷： =402 kg/m3又因为进料=0.65， =365.6，M=28.76，求得进料质量流量F=6039.6 取停留时间为4天，填充系数k=0.7则进料罐容积2265 ，圆整后取2500m3 4.1.2回流罐由前述条件知=403.1；液相回流量=810.26=22744.0=62.42取停留时间为=0.5 h，填充系数k=0.7所以=28.21 =40.3 ，圆整后取40 4.1.3馏出产品罐取产品停留时间为5天，即=120 h；填充系数k=0.7D=137.1，所以=9.54=1636.6 圆整为1800 4.1.4釜液罐取停留时间为5天，即=120 h；填充系数k=0.7W=72.9 = 5.42 V=930.3 圆整取10004.2传热设备的设计4.2.1.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 =28.78 管柱液体流率 F=210=21028.78=6043.8传热速率 =83.37 假设传热系数K=850 则传热面积为=11.34 圆整后 A=124.2.2.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 263.2 273.2 塔釜产品温度/K 278.5 273.2传热温差=7.4 K管柱液体流率F=72.85=2186.1传热速率 =11.42假设传热系数 K=850 则传热面积为 =1.764 圆整后 A=2 4.3泵的设计4.3.1.进料泵（两台，一用一备）设流速为u=2.0，又因为F=6039.6 =15.02所以0.052m采用604的管材，其内径为0.052m，则实际流速为u=1.97流体密度 =365.6；粘度=0.091mPas 取=0.2；相对粗糙度为/d=0.003； 查得12=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=5.81m 取=20m 则=26.1 m = 15.02m3/h选取泵的型号为50F-404.3.2.回流泵（两台，一用一备）设流速为u=1.5，又因为F=62.42所以0.121m采用1336的管材，其内径为0.121m，则实际流速为u=1.51流体密度 =403.1；粘度=0.091mPas 取=0.2；相对粗糙度为/d=0.0016； 查得12=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=5.6m 取=32 m则=38.1m =62.42m3/h选取泵的型号为100F-92A.4.3.3.釜液泵（两台，一用一备）设流速为u=1.5，又因为F=5.42所以0.036m采用452.5的管材，其内径为0.040m，则实际流速为u=1.20流体密度 =435.84；粘度=0.088mPas 取=0.2；相对粗糙度为/d=0.0049； 查得12= 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=5.71m 取= 7.5m则=1.7m =5.42m3/h选取泵的型号为40F-26A.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。4.4管路设计进料管线取料液流速 u=2.0 m/s ，则d=0.052m/s，取604的管路。其他各处管线类似求得。管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管2.0604塔顶蒸气管1410910塔顶产品管1.5623回流管1.51336釜液流出管1.5534.5仪表接管0.5452.5塔底蒸汽回流管141056第五章总 结通过这次课程设计，使我对学过的化工原理课程又有了一个新的认识。我感到自己在课程学习的时候掌握的知识还太少，只从书本上了解一些原理是远远不够的。在整个设计过程当中，我感到每一个微小的细节都是十分重要的，其间需要查阅大量的数据，看许多参考书，但是有时候还是觉得有许多问题存在得不到解决。由此可见，完成一个好的设计并非易事。作为一个设计者，说要掌握的知识有很多很多。想要成为一个能够设计出合格工艺流程的设计者，还要有多方面的素质。不仅仅要有丰富的知识，还要有科学严谨的态度，实事求是的精神。虽然我最后完成了设计，但是我依然觉得有许多地方值得改进。总之，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，同时也感觉到化工原理是一门应用性很强，与生产实际凉席十分紧密的学科。同时它又是一门十分深奥，有重要社会价值的学科。我深深地感到，通过这次课程设计，我各个方面的知识有了很大的丰富，我受益匪浅。参考文献：1 化工原理（下册），大连理工大学，高等教育出版社，20022化工原理课程设计，柴诚敬等，天津科学技术出版社，19943 化工物性算图手册，刘光启等，化学工业出版社，2002年。4化工单元过程及设备课程设计，匡国柱等，化学工业出版社，2002年。5化学化工物性数据手册（有机卷）刘光启等，化学化工出版社，2002。6塔设备，路秀林等，化学工业出版社，2004。7常用化工单元设备设计，李功样等，华南理工大学出版社，2003。8化学工程手册第13篇，萧成基等，化学工业出版社，1979。9化工原理（上册），大连理工大学，高等教育出版社，2002。10化工装置的工艺设计，路德维希，化学工业出版社，1993。11 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱等，化学工业出版社，2002。12基础化学工程（上册），上海科学技术出版社，1978。13石油化工基础数据手册，卢焕章，化学工业出版社，1982年。附：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，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体的阀孔动能因子，n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Past阀孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示），m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示），mqnW釜液摩尔流量，kmol/hhOW堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/（Km2）x液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数qnL液相摩尔流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相体积流量，m3/hxF进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，m3/s下 标A、B组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小W釜液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