乙烯-乙烷体系对塔顶浮阀精馏塔的设计（处理量：100回流比系数：1.5）

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2005年9月 班 级： 催化0210班 姓 名： 张庆 学 号： 200248073 指导老师： 王瑶 吴雪梅 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导和支持目录1 概述12 流程简介23 精馏塔工艺设计34 再沸器的设计105 辅助设备的设计166 管路设计217 控制方案21设计心得及总结 22附录一 主要符号说明24附录二 参考文献27第一章 概述 精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。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。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，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，筛板的突出优点是结构简单、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 再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，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 二 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3 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。4 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。5 处理能力及产品质量处理量： 100 kmol/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xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量 xw1，总板效率为0.6。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：加热剂水蒸气 加热方法间壁换热3）冷却剂： 循环冷却水4）回流比系数： 3塔板形式： 浮阀 4处理量： F=100 kmol/h 5安装地点： 大连 6塔板设计位置： 塔顶 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1换算：将摩尔百分数换算成质量百分数xf65 wf63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为乙烯摩尔质量 MB为乙烷摩尔质量）2求摩尔流量 D + W = 1000.65100 = 0.99D + 0.01W解得： D = 65.31koml/h , W = 34.69kmol/h ；塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 二 热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：2） 冷凝器热流量： 冷凝器冷却剂的质量流量： 第三节 塔板数的计算注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。1 计算过程包括：假设塔顶温度t=-18 C，塔顶压力Pt=2.6Mpa。利用P-T-K图得t=-17C ; kA=1.00 ；kB=0.70 则顶=kA/kB=1.00/0.70=1.4286 ； 假设精馏塔的塔板数是60块，每块板的压降为100mmH2O； p=60100mmH2O=0.059Mpa 塔底压力为P=2.659MPa ; 沸点t=5C kA=1.49 ; kB=1 ; 则底=1.49 ； 平均=1.459 计算过程包括： 泡点进料：q=1 代入数据，解得： 4.875塔内气、液相流量： 精馏段： L=R*D=4.875*65.31=318.39kmol/h V=(R+1)*D=5.875*65.31=383.70kmol/h 提馏段 ： L=L+F=318.39+100=418.39kmol/h V=V+(q-1)F=383.70kmol/h为逐板计算过程： =0.83+0.169直至 理论进料位置：第i块板进入提馏段：=1.0904-0.000904 直至 计算结束。理论板数：Nf=n（含釜）（具体程序见附件一）迭代结果：进料板： 31实际板数： =62与假设基本吻合，故假设正确则塔底压力Pb=2.5+0.1+0.00098*62=2.661MPa同可算得： 278.4K（塔底温度）第四节 精馏塔工艺设计1精馏段物性数据下，乙烯的物性数据：气相密度： 液相密度： 液相表面张力： 2初估塔径 精馏段气液相体积流量为取板间距,取2.6Mpa操作条件下进料板间距为0.7m 上清液高度=0.07m,塔顶分离高度+除沫器+封头=2m,塔底液位为1.5m,裙座5m，平均15块板取一个人孔共计4个，人孔高0.8m塔高为：查smith图，取泛点率为0.7 取D=1m （基本相符） 第五节 降液管及溢流尺寸1.溢流装置：采用单溢流弓型降液管，不设内堰1.2 堰长取 取底部液封高度为10mm.则液体流经降液管底部的流速查单流型塔板系列参数得所以降液内流体停留时间：5s符合要求第六节、开孔设计选取F1型浮阀、重型、阀孔直径1、 浮阀数取阀孔动能因子为则孔速为则，每层塔板上的阀孔数为N2、浮阀排列方式取边缘区宽度安全区宽度则开孔面积： = =0.327阀排列方式采用等三角形叉排，取同一横排的孔心距为t=75mm则估算排间距为=0.101m考虑到塔的直径比较大，须采用分块式塔板，而分快式的塔板的支撑等要占去一部分开孔面积，依次排间距小于0.101m,取为0.10m实际的N为44个。阀孔动能因子变化不大，仍在912范围内塔板的开孔率为第七节、流体力学校核1、 塔板阻力（1）.干板阻力联立两式解得：由于所以用阀全开时的公式算阻力233.8pa(2)板上气液层阻力对于此物系，选取所以（3）、板上液体表面张力引起的压降甚小，可忽略不计。所以2、 液泛的校核 所以液体通过一层塔板的压降相当的液柱高度：板上清液高度所以取所以不会发生液泛（3）、液沫夹带板上液相流程长：板上液流面积：乙烯-乙烷按照正常物性系统去取K=1.0查泛点负因子图得泛点率均在0.8以下，不会产生液泛（4）液体在降液管内的停留时间5s（5）严重漏夜校核取在1.52.0之间 不会发生严重漏夜 6 负荷性能图 1）雾沫夹带上限线 2）液泛线 在板上液体表面张力引起的压降甚小，可忽略不计的情况下该式可化简为3） 液相负荷上限线 取液体在降液观官内的停留时间下限为5s 4)气相负荷下限线 取5）液相负荷下限线 =0.000563 第四章 再沸器的设计一 设计任务与设计条件 1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.60MPa 压力降：Np=0.061MPa 塔底压力: 2.60+0.00098*62=2.661MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）20-405压力（MPa绝压）0.10132.661MPa冷凝量/（kg/h）74219.1蒸发量/(kg/h)11520.61 物性数据2 壳程凝液在温度（30）下的物性数据：热导率： 粘度： =0.801mPas 密度： 定压比热容 管程流体在（5 2.661MPa）下的物性数据：潜热： =299.05kJ/kg液相热导率： 液相粘度： =0.056mPa.s液相密度： 液相定比压热容： 表面张力： =2.99mN/m气相粘度： 气相密度： 蒸汽压曲线斜率： 二 估算设备尺寸热流量： 传热温差： 假设传热系数： K=605 估算传热面积： =67.01 拟用传热管规格为252mm,管长L=3000mm则传热管数： 若将传热管按正三角形排列，按式 取管心距： t=0.032m 则 壳径： =0.637m 圆整后 D=0.70m 选取管程进口管直径为0.25m;出口管直径为0.32m 三 传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率：=0.3 =kg/s 1) 计算显热段管内传热膜系数 2) 显热段传热管内表面系数： 传热管内质量流速： =21mm =Re=40555 =显热段传热管内表面传热系数：=0.023 =1401.87 水的质量流量：三角形当量直径：取折流板间距B=0.175m 取；在之间 管外冷凝表面传热系数：=3168.13） 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧： 冷凝侧：管壁热阻： 4）显热段传热系数 594.46 2. 蒸发段传热系数计算 传热管内釜液的质量流量： Lockhut-martinel参数： 2.07 则0.48 查设计书P96图329 得：=1 泡核沸腾压抑因数：=1=8075.13 沸腾表面传热系数：KE两相对流表面传热系数: 沸腾传热膜系数： 沸腾传热系数: 3.显热段及蒸发段长度 4传热系数 实际需要传热面积： 5传热面积裕度： 所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当 X=Xe/3= 0.0833时 两相流的液相分率 两相流平均密度： 2）当 两相流的液相分率： 则 根据课程设计表319 得：则循环系统的推动力： 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内流速： 釜液进口管内流动雷诺数： 进口管内流体流动摩擦系数： 进口管长度与局部阻力当量长度： 管程进出口阻力: 2 传热管显热段阻力 =0.020 3 传热管蒸发段阻力P3 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: 管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 b. 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： 所以循环阻力： 又因 满足要求 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =380kg/m3 乙烷 L2 =540kg/m3 压力取2.61MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% =426.3 kg/m3 进料质量流量：qmfh=4022.2kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96 进料罐容积：1293.96m3 圆整后 取V=1294m3 2回流罐（-16.8）质量流量 qmLh=RqmDs =11598.25kg/h L2 =413.4kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为0.5h，填充系数=0.720.04 m3则回流罐的容积 取V=21 m3 3塔顶产品罐质量流量qmDh=qmDs =2202.3 kg/h；产品在产品罐中停留时间为120h，填充系数=0.7 913.26 m3则产品罐的容积 取V=914 m32 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=qmWs =1842.9 kg/h 764.2 m3则釜液罐的容积 取V=763 m3二 传热设备1冷却器和塔顶冷凝器的集成采用卧式冷凝器 入口 出口塔顶产品 256.4k 263.2k 进料 273.2k 263.4k 传热温差： 管内液体流率：F=140kmol/h 取K=700 ，则传热面积为 圆整后的 2釜液冷却器 塔顶产品与进料热交换后，继续与冷却釜液 塔顶产品 入口263.2k 出口273.2k 釜液 入口 273.2k 出口278.9k 传热温差： 取K=700 ，则传热面积为 圆整后取三 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.564m/s液体密度： kg/ m3 取d=65mm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=80m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =6.73m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/skg/ m3 取d=0.128取=0.2相对粗糙度：/d=0.0016查得：=0.0225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qVLh =23.2m3/h选取泵的型号：100F-573.釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.394m/skg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0049查得： =0.03取管路长度：l=30m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个qVLh =1.87m3/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：50F-16 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s则d=0.069m/s取管子规格为753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0.5753塔顶蒸气管1410910塔顶产品管0.5623回流管0.51353釜液流出管0.5534.5仪表接管252.5塔底蒸汽回流管141056 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9612942V-102回流罐0.5213V-103塔顶产品罐1209144V-104塔底产品罐120763系统控制方案表序号位置用途控制参数介质物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01进料流量控制0160kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0430 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔压控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯=408, 6TIC-01釜温控制16乙烷=385, 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42.37008.692E-102塔底再沸器4567.31158.58113.183E-103进料冷凝器46.56508.694E-104塔底冷凝器6.666507.43序号位号设备名称形式主要性能参数操作条件1T-101精馏塔浮阀塔三D=1200 Np=74H=44.5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12940 2.6Mpa12V-102回流罐立式21-16.7 2.6Mpa13V-103塔顶产品罐立式9140 2.6Mpa14V-104塔底产品罐立式76302.6Mpa15V-105不合格产品罐立式650m302.6Mpa 总 结 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C语言，EXCEL，MATLAB，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。化工学院 化机0201班 胡永超 20024212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浮阀个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm质量流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol