过程工艺与设备课程设计-乙烯--乙烷精馏装置设计140kmol 1.5.doc

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正确的说明。 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1第二章 流程简介3第三章 精馏塔工艺设计5第四章 再沸器的设计19第五章 辅助设备的设计26第六章 管路设计34第七章 控制方案35设计心得及总结 36附件一 程序38附录一 主要符号说明48附录二 参考文献51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。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。本设计为浮阀塔，浮阀塔的突出优点是操作弹性大，阻力小；塔板效率高。但用久后，操作易失常。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。第二章 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（乙稀和乙烷的混合液体）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 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 140kmol/h产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）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，进料乙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙稀含量 xD99，釜液乙稀含量 xw1，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：P=2.6013MPa（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：R/Rmin=1.5 3塔板形式：浮阀 4处理量：qnfh=140kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔底 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：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD99 wD97.91xw1 wW1.91 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为乙稀摩尔质量 MB为乙烷摩尔质量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65260.3528=26.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=1.0383kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs =0.6781kg/s ; qmws=0.3063kg/s塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：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)第三节 塔板数的计算利用程序进行迭代计算：流程图如下：1 泡点计算：2塔板数计算：注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。 计算过程包括：假设塔顶温度Tto=400K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.4876K塔顶压力Pt=2.5+0.1013=2.6013KPa 代入公式 （1） （2） 得：KA=1.0072; KB=0.5889计算过程包括：泡点进料：q=1 代入数据，解得 xe=0.65;ye= 0.7606 R=1.5Rmin=5.1130 为逐板计算过程：y1=xD=0.99 直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段： 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=25（含釜）（具体程序见附件一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=19, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=41则塔底压力 Pb=pt+9.8403.2Np10e+6=276.1同可算得：塔底温度Tb=278.3512K 2 1.7095符合假设 所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量： 精馏段： qmLs=RqmDs=3.4671kg/s qmVs=(R+1)qmDs=4.1452kg/s 提馏段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=4.5054kg/s q,mVs= qmVs =4.1452kg/s 第四节 精馏塔工艺设计属性板号x1x2y1y2TK1K2精馏段1.00000.98290.01700.99000.0100256.48761.00720.58891.7103精馏段2.00000.97300.02690.98410.0159256.66941.01140.59161.7095精馏段3.00000.95920.04070.97580.0242256.92031.01730.59551.7084精馏段4.00000.94040.05950.96430.0357257.26321.02540.60081.7068精馏段5.00000.91520.08470.94850.0515257.72431.03640.60801.7047精馏段6.00000.88240.11750.92740.0726258.33041.05100.61751.7020精馏段7.00000.84120.15870.90000.1000259.10331.07000.62991.6985精馏段8.00000.79150.20840.86550.1345260.05131.09350.64541.6943精馏段9.00000.73470.26520.82400.1760261.16071.12150.66381.6895精馏段10.00000.67340.32650.77650.2235262.39021.15300.68461.6842进料板11.00000.61120.38870.72520.2748263.67471.18660.70691.6787提馏段12.00000.54090.45900.66340.3366265.16821.22640.73331.6724提馏段13.00000.46050.53940.58710.4129266.93801.27480.76561.6651提馏段14.00000.37600.62390.49970.5003268.87281.32890.80191.6572提馏段15.00000.29450.70540.40780.5922270.81461.38480.83951.6495提馏段16.00000.22210.77780.31920.6808272.60691.43750.87521.6425提馏段17.00000.16210.83780.24050.7595274.14081.48360.90651.6366提馏段18.00000.11520.88470.17530.8247275.37301.52130.93221.6319提馏段19.00000.08020.91970.12440.8756276.31421.55040.95211.6284提馏段20.00000.05490.94500.08630.9137277.00681.57190.96691.6258提馏段21.00000.03710.96280.05880.9412277.50301.58740.97751.6240提馏段22.00000.02470.97520.03940.9606277.85211.59830.98501.6227提馏段23.00000.01610.98380.02590.9741278.09511.60580.99021.6218提馏段24.00000.01040.98950.01670.9833278.26331.61100.99371.6212提馏段25.00000.00640.99350.01040.9896278.37961.61440.99611.62071 物性数据常压43下，乙稀的物性数据：气相密度：V =35.5kg/ m3液相密度：L =350.5kg/ m3液相表面张力：=20mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=4.6576kg/s qVVs=qmVs/v=0.1312m3/s液相流量：qmLs=3.8957kg/s qVLs=qmLs/L=0.0111m3/s两相流动参数： =0.26436初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P107浮阀塔泛点关联图，得：C20=0.06所以，气体负荷因子：C=C20=0.06液泛气速： =0.09906 泛点率取=0.7 操作气速u=0.06934m/s又 =0.158331 /s所需气体流道截面积A：=1.92118 m2选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.12则=1-故塔板截面积=2.18316 m2塔径D：=1.61861 m 圆整：取1.6m则实际塔板截面面积=2.01062 m2降液管截面积=0.24127 m2气体流道截面积A=1.76935 m2实际操作气速u=0.07529 m2实际泛点率=0.76007 且=0.6m，D=1.6m 符合经验关系所以塔间距=0.450.6m 塔径D=1.6m塔高计算实际板数=41精馏段19，提馏段22塔有效高度=0.641=24.6m设釜液停留时间为20min釜液高度=4.8m进料处两板间距增至0.8m41块塔板，共设置4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 0.8m总塔高= +（0.8-0.6）5+1.5+0.8+5=37.5m溢流装置的设计采用弓型降液管根据课设p207=1.4m =2.01062 m2 ； =0.1 =0.2011 m2查得=0.75=0.75=1.05m 即为堰长堰宽 =255 mm降液管面积=0.207 溢流堰液流强度=44.52236mm取底隙=40mm=0.04m则液体流经底隙的流速= =0.31440.5故合格塔板布置及其他结构尺寸的选取浮阀数的确定选取型，重型，阀孔直径=0.039m初取阀孔动能因子 =8 计算阀孔气速 =1.35298 m/s浮阀数=82.43 取84个浮阀排列方式 通过计算及实际试排确定塔盘的浮阀数。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置，例如塔盘边缘区宽度、液体进出口的安定区宽度、以及塔盘支撑梁所占的面积。去踏板上液体进、出口安定区宽度=70mm=0.07m，去边缘区宽=50mm=0.05m 。=0.2m有效传质区=求得。0.43m=0.55m=1.6347开孔所占面积=0.1027选择错排方式，其孔心距t估算。=0.07107，t=0.1393 m=139mm根据估算提供的孔心距t=125mm进行布孔，并按实际可能情况进行调整来确定浮阀数n=84阀孔气速=1.35298 m/s动能因子=0.2526板开孔率= 0.04897 =1.4727m/s故应按在浮阀半开状态计算干板阻力=0.05995m（2）塔板清液层阻力=0.5=0.5*0.0881=0.03575m（3）克服表面张力阻力 = =0.0001m由以上三项阻力之和求得塔板阻力=+=0.09580m3.降液管液泛校核 降液管中清液层高度由式= 其中=0.05995浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略不计，于是=0.18051m取降液管中泡沫层相对密度=0.6，则可求降液管中泡沫层的高度=/=0.30086m而+=0.6+0.05,故不会发生降液管液泛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时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出。 =9.75435故所夹带气体可以释放。5.严重漏液校核 当阀孔的动能因子低于5时将发生严重漏夜，故漏夜点的孔速可取=5时相应的孔流气速。=0.8456 m/s 稳定系数K=1.601.52.0,故不会发生严重漏液。6.塔板性能负荷图（1）过量液沫夹带线关系式 在式=或是=中，已知物系性质及塔盘尺寸结构，同时给定泛点率时，即可表示出气、液相流量之间的关系。根据前面液沫夹带的校核选择的表达式，本物系选择式，令=0.8，则式可整理为0.8=则得到= 0.606-5.6943（2）液相下限线 规定 取E=1代入得到=3.60 m3/h（3）严重漏液线取=5，则=3600又=0.858=302.5978 m3/h（4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=72.36 m3/h（5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使0.150.2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= 0.0440时= 5.770 两相流的液相分率： = 0.4628 两相流平均密度： = 179.2781 kg/m3 2）当X=Xe= 0.1580 = 1.9680两相流的液相分率： = 0.5081 两相流平均密度： = 124.0688 kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.12m, 则循环系统的推动力： = 1761.7 pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 718.8142/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 3.0983106进口管内流体流动摩擦系数： = 0.0148进口管长度与局部阻力当量长度： = 29.2296 m管程进出口阻力: =1279.4Pa 传热管显热段阻力P2 = 167.4015 kg/(m2s) = 75042 = 0.0229 = 4.9082Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 = 14.7313kg/(m2s) =40781 = 0.0256 = 6.2577Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv= 152.6702kg/(m2s) = 68438 =0.0232 = 55.2859 Pa = 344.5678 Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: =0.9857 =78.8071 Pa管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 =179.7036kg/(m2s) = 23.7209kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 57.8851 m = 12628106 = 0.0159 = 0.5233b. 液相流动阻力PL5 = 155.9827kg/(m2s) = 1. 3447106 = 0.0158 = 2.3709 Pa = 2.0414Pa所以循环阻力：Pf=P1+P2+P3+P4+P5= 1725.2Pa又因PD=2024.6Pa所以 1.0212 ，0.0010.05范围内第五章 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 =386kg/m3 乙烷 L2 =315kg/m3 压力取1.818MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 进料质量流量：qmfh=6300kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 1673.4m3 圆整后 取V=1674 m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =22199kg/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 20.5395 m3取V=20 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =4114.3 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 1096.3m3取V=1097m32 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =2185.7kg/h 则釜液罐的容积 1189.5m3取V=1190m3二 传热设备 1进料降温器 用-16.35乙烯为冷却剂，出口约为-10.35走壳程 料液由20降温至-9.4，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=6300kg/h 管程液体焓变：H=87.7kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=630087.7=552510kw 壳程焓变：H=17.8980kj/kg 壳程水流率：q=30870kg/h 假设传热系数：K=637.8842w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=90m2 2 塔顶冷凝器拟用-33.5甲烷为冷却剂，出口温度为-10.5。走壳程。管程温度为-16.35管程流率：qmVs=5.0235kg/s取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q=qmVsr=1519.8kw壳程取焓变：H=125.5kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=4359.6kg/h假设传热系数：K=637.8842 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=4m23 釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.6071kg/s乙烷液体焓变：H =282kj/kg传热速率：Q= qmVsH =171.2142kw壳程取焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=7337.8kg/h假设传热系数：K=637.8842w/(m2K)则传热面积： .圆整后 取A=16 m2三 泵的设计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 qVfs =qmfs / =0.0050m3/s 取d=120mm液体粘度 取=0.4相对粗糙度：/d=0.003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qVLh =17.9879m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.1433m3/s 液体粘度 取=0.4相对粗糙度：/d=0.00107查得：=0.02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qVLh =49.44m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.0017m/s 液体粘度 取=0.4相对粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04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qVLh =24.4835m3/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0.5703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/252.5塔底蒸气回流管151594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乙烷、乙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h乙稀L=469.83PIC-01塔压控制02MPa乙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4426TIC-01釜温控制4060乙烷L=442总结 在写这篇总结的时候我有了一种如释重负的感觉，说实话，两周的设计，其过程是痛苦和充满曲折的，在进行各种计算以及参数选择的时候，常会进入死胡同，看似无法解决，总会有一种濒临崩溃的感觉，但没有选择，只能硬着头皮做下去。问题是总会解决的，只要你付出努力，当你的迷茫达到一定的时候，就必然会看到一丝曙光。然后你可以沿着光的方向向前一步步艰难的迈进。也许每天，你的设计只会有一丝的进展，甚至你会发现某一天的努力都是徒劳的，因为你选择了一个错误的方向。面对这种情况，开始我自然是很困扰的，但后来我发现，即使缓慢，即使是错误，那些付出依然是有价值的。试了，错了，然后才会知道这样是错的，因此对于设计的每一步，我的映象都十分的深刻。 我可以自信的说，化原考试的话，我可以考到A，甚至A。然而，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，我可以肯定，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。姓名：郭 廓 班级：化机0203班 学号：200242018 指导教师：董宏光 韩志忠附件一 程序 #includefloat PA(float t)/*乙烯的饱和蒸汽压*/float A=15.5368,B=1347.01,C=-18.15,q1,q11,q12,p01;q1=A-(B/(t+C);q11=exp(q1);q12=13.6*9.81/1000;p01=q11*q12;return p01;float PB(float t)/*乙烷的饱和蒸汽压*/float A=15.6637,B=1511.42,C=-17.16,q1,q11,q12,p01;q1=A-(B/(t+C);q11=exp(q1);q12=13.6*9.81/1000;p01=q11*q12;return p01;#includemain()float p=2601,ya=0.99, T,pa,Ka,xa=1,pb,Kb,xb,e,a,yn,sum=0,aa;int i=1,n;for(n=1;xa=0.01;n+,ya=yn,p=p+0.3438405)printf(n=%-4d,n);T=230;pa=PA(T);Ka=pa/p;xa=ya/Ka;pb=PB(T);Kb=pb/p;xb=(1-ya)/Kb;e=1-(xa+xb); xunhuan: if(e=0.0001|e=0.65)yn=0.836414*xa+0.1.633;printf(jiliuduan:); else printf( tiliuduan: ); yn=1.086901*xa-0.000869; ; printf(yn=%-5.5fn,yn);aa=sum/(n-1);printf(aa=%-5.5f,aa);%#define pai 3.14159265#define g 9.81#define D 1.2#includemain()float qv=592.486,ql=493.821,/*流量*/pa=1.26,pb=1.36,pa1,pa2,pb1,pb2,pv,pl,Mv,Ml,wl,wv,f,F;float c20=0.06,/*计算后查取*/x,uf;float u,vl,vv,A,At,d,lw,Lh,how,a,b;float r,x1,Ay;float q1,q2,u0,n1,n2,f0=8,d0=0.039;float F1,c,F2;float h0,hl,hc,e0=0.45,cc=3.27,hw=0.05,hf;double Hd,hb=0.05,dh=0,Hdd,hd;float t,HT=0.45,Ad;float uu,FF=5,K;float As,Ats,Ads,us,qs;pa1=26.01*273.15*pa/256.48;pb1=26.01