化原课设乙烯筛板塔底

前本设计说明书前本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管计和控制方案共7说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐对于再沸设备路的设计也做了正确的鉴于设计者经验有计中还存在许多错各位老师给予感谢老师的指导和第一章、任处理产品（以乙烯摩尔质量计），塔顶产品第一章、任处理产品（以乙烯摩尔质量计），塔顶产品99%塔底产品，总板效0.6设计条1.工艺条件：饱和液体进料乙烯含量xf=65%（摩尔分数，下同塔顶乙烯含 釜液乙烯含≤1%，总板效2塔顶压力2.5MPa（表压加热剂及加热方式：加热剂：水；加热方式：间壁换冷却剂：循环回流比系塔板形式处理量：210安转地点塔板位置第二精馏过程工艺及设备精馏是分离液体混合物（第二精馏过程工艺及设备精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱下（有时加质量剂气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混各组分挥发度使易挥发组分由液相向气相转移难挥发组分由气相向相转移实现原料混合液中各组分的过程是同时传传质的过为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制的设备、1精馏就是通过多级蒸馏混合液两相经过多次混合接触和分离，进行质量和热量的传递混合物中的组分达到高程度的分离进而得到度的产品。其流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液体）经过进料管由精馏塔某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜中的产生蒸汽通过塔板的筛孔沿降液管下降并横向流过塔板液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精2（1）精馏装置必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证精馏装能连续稳定的（2）必要的检为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现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（3）调节装由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或有所应在适当位置设置一定数量的阀门进行以保证达到生产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以根据需要随时进行切3.设备简介及所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝1、精馏塔是一圆形筒装有多层塔板或填部适宜位置设料板相在塔板上相互接触时相被相中易挥发组分向气相中移；气相被部分冷气相中难挥发组分向液相中而使混合物中的分得到高程度的分离简单精馏只有一股进料料位置将塔分为精馏段和提顶和塔底分别引出一股馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下渐增加，塔顶最低，塔底最高本设计为筛板筛板的突出优点是结构价低塔板阻力率高。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，目前用较为广泛2）.再沸以将塔底液体部分汽化后送回精使塔内气液两相以将塔底液体部分汽化后送回精使塔内气液两相间接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※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※塔釜提供气液分离空间和缓冲3）.冷凝（设计从略用以将塔顶蒸气冷凝成部分冷凝液作塔顶产品其余作回流液塔顶塔内气液两相间的接触传质得以最常用的冷凝器是管壳式器。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再第三章精馏塔工艺设1.分离序列的对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简如果将三个或三个以上组分的混合物完全其流程是多方案分离序列通常有经验规则如有序直观推断法来指导选（详见有关参考书2.能量的利精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有的比而产品的单位能耗是考核产品的重要指标接影响产品的竞争能及企业的生存效地利用低精馏过程或生产系统能耗量十分必要的1）.及企业的生存效地利用低精馏过程或生产系统能耗量十分必要的1）.馏操作参数的优在保证分离要求和生产能力的条件下，过优化操作参数，以减小回流比，降低能2）.精馏系统的着眼于整个系统的有效能的利用情况，量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论现能量的匹配3.辅助设备（略4.系统控制方案（略一、理论板个数的计精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确定给原料达到规定分离要求所需理论进料器及冷凝器的热流量确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立格的物料衡算方程（M、气液相平衡方程（E、组分归一方程（S）以及热衡算方程（H，即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学质及由热力学性质决定的关焓及相平衡关系由热力学方程进行根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算=+=qnDxD+解得qnD=137.143※塔内气、液相流，精馏qnL提馏段qnL=,q,qr=V再沸器热流=R再沸器加热蒸汽的质量Grr冷凝器热解得qnD=137.143※塔内气、液相流，精馏qnL提馏段qnL=,q,qr=V再沸器热流=R再沸器加热蒸汽的质量Grr冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量=cC(t-t 21）.假设塔顶T=256.58K，查取乙烯乙常数。由Antoinep xA，计算得乙烯乙烷的Pi计算出乙式lnPAip T i含量为0.99满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度PP1.47406对归一方程判据，收敛误差在1‰以内AB1+(-x2）此时得到的相对挥发度平衡= exD-=y解 =0.732444345。=3.12195，则R=1.7=5.307315eye-（近似取RR3）.根据得到值计算精馏段操作方R yx,RnR即可计算第二快塔板上升到第一值4）.由第一块板计算得和值，及按工程经验，相邻塔板的压为100㎜液柱由密度和混合物组成计算p=0.382kpa,即从上到下每块板力增0.382kpa。由这些参数按照同第4）.由第一块板计算得和值，及按工程经验，相邻塔板的压为100㎜液柱由密度和混合物组成计算p=0.382kpa,即从上到下每块板力增0.382kpa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二的各个参数。以此类推，得到逐板的5).经过模拟计算，得到理论板数Nt=40（各板的计算数据见附表3qnL=R*qnDqnD=865.0041=qnL+q=937.8611=865.00414.操作线方R xy精馏段操作方,nRRqnLqnW， x提馏段操作方 qnqq 5.确定实际塔理论板数：40（包括釜进料位置：从上至下第18实际实际进料：从上至下第30二、塔板设计1.物性参数（以塔底查取T=278.53K塔底（釜液）中乙烯含量相对乙烷少的多，故计算釜液气液相密度ρ可近似取乙烷对应386=气相:V液相表面张力取=865.0041kg/hqnLkg/h2l塔底（釜液）中乙烯含量相对乙烷少的多，故计算釜液气液相密度ρ可近似取乙烷对应386=气相:V液相表面张力取=865.0041kg/hqnLkg/h2lVs两相流动参数 VvVL设间距：HT 查费克关联图得C20C气体负荷因20 L液泛气速uf ：fVuu操作气速泛点率所需气体流道截面积AAVsu选取单流型弓形降液管ATAATTA故塔板截面积AT0.9=1.6867塔径D：D圆整并取标准化：取则实际塔板截面面积AT=2.01062参取推TT降液管截面积AD=0.207133气体流道截面积A则实际塔板截面面积AT=2.01062参取推TT降液管截面积AD=0.207133气体流道截面积A=1.80956实际操作气速u=0.1138uu实际（0.6—符合经验且HT3实际NP=65，精馏段30，提35（不含釜塔有效高度Z0=0.6釜液流出量qnWkmol/h质量流量为体积=L设釜液停留时釜液高度Z进料处两板间距增至65共6每个人孔处HT裙坐取塔顶及釜液上方气液分离高度Z0+Z+（0.8-0.6）5+1.5总塔高ZZ（圆=494.溢流装置的采用弓型降液管，根据课程设P207，取推L=0.732D=1.171m即为堰=0.732W堰宽bD=255降液管面Ad=0.2071335.溢流E=1.0；堰高取hW=2.84103E(L=0.732D=1.171m即为堰=0.732W堰宽bD=255降液管面Ad=0.2071335.溢流E=1.0；堰高取hW=2.84103E(Lh)23l堰上液头高W取底隙h=50mm=0.05m，则液体流经底隙的流速ubbLW6.塔板布置及其他结构※由于D>(0.8～0.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度※整个塔板面受液区和降液区面2Ad=0.414266入口安定区和出口※边缘 r2x2r2sin1(r※选择塔板为单流型，有效传质堰长lw=D堰宽bdxD(bb 2r=Dbc2Aa=1.30237※筛孔的尺寸和排列：选用三角开孔率Aa=0.907* 20t取d0=4m,t=4*d0筛孔总截面积A=*Aa0㎡气速u0vsA0n=A*d2)=3760筛孔0047.塔板流动性能的校1）.液沫夹带量的校由FLV=0.32654泛点0.778查得气速u0vsA0n=A*d2)=3760筛孔0047.塔板流动性能的校1）.液沫夹带量的校由FLV=0.32654泛点0.778查得1 ** L=0.00435423/kg=qvvs*<10%,故不会产生过量的液沫2）.塔板阻力hf1**(※干板阻力h)2d/δ=5/5=1,查C0 00L0h0※塔板清液层阻力(hwhow， =0.205883/(2.011-dA2Td气体动能因子v0.5d查图，得hl=0.72*(0.05+0.0446)=0.068116m※表面张力阻力h==0.000568md0L=h0+hl+h液3）.降液管液hOWhf由Hd,取其中hd=1.18108 )2=0.0182883m液于lWHd=hWhOWhf由Hd,取其中hd=1.18108 )2=0.0182883m液于lWHd=hWhf=0.05+0.0446+0.12217+0.0182883=0.23506m取降液管中泡沫层密度=0.6，则HHdd=0.6+0.05>H'd4）.液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停时间3～5s，才能保证液体所夹带气体的释Ad/LS=10.23s带气体可以释5）.严重漏液 0 =0.01733m液柱稳定系数K/u=不会发生严重漏h00 8.塔板性能负1）过量液沫夹令eV=0.1，代入关系式，得到Vh=10316.308-2）液相下限2/ 0.006，得到令 2.84103EhhlWVha(bcL2/33）严重漏液h式中 c=3.69104/L2/3w2/3 所以，V=3204.12234(0.011532+3.3210式中 c=3.69104/L2/3w2/3 所以，V=3204.12234(0.011532+3.3210hh4）液相上限线——保证液体在降液管中有一定的停Ad5s，则降液管最大流量L=88.48146令hLs5）降液Hd(HTHOW或hOW)hWhOW为避免降(HThOW管发生液泛，应使hd将上式表示为Lh与Vh的关系a×V22/b-L=-×nhh(AC)2=9.7363×10-式中：a=3.934oLc=3.4421×10-9.五条曲线联合构成负荷性能其中:操作点为Vh=741.178Lh=72.891其中:操作点为Vh=741.178Lh=72.891在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本满足要。=900=400塔板的操作弹性设计比较V再沸器的设第四１．选用立式热虹吸式塔顶压力Mpa（绝对压力压力降塔底压力Mpa（绝对压力※再沸器壳程与管程的设计条压力压力降塔底压力Mpa（绝对压力※再沸器壳程与管程的设计条压力（绝压2.622冷凝量蒸发量25950.123qnL=q※壳程流体在定性温100℃下的物热导率c潜热rc粘度c=0.283密度c=958.4kg/逆流※管程流体在5.5℃下rb粘度b热导率b=0.0961密度b=386kg/液相定压比热容Cpb=3.431气相粘度v 表面张力b气相密度v=35.012kg/蒸汽压曲线斜率(t/p)s=2.56545×10-塔底压力下饱和温度为2用式QRVbbVcc计算热流量Q=2045.254计算传热温差tmQ（3）设传热系数K=658W/(m2·K)，则可以用式2用式QRVbbVcc计算热流量Q=2045.254计算传热温差tmQ（3）设传热系数K=658W/(m2·K)，则可以用式A估算传热面积KPPm（4）用传热管规格为Φ38×2.5mm，管长L=3m，则可用式N计dT0传热NT=92（5）将传热管按正三角形排列，则可以用式b=1.1NTt=48mm,则壳体内Dt(b1)2~3)d0计算壳D距㎜，取L/(4—且取管程进口管直径Di=300㎜，出口管直径Do=4502.传热显热段传热系数设传热管出口汽化率xe=0.216，则用式WtDbxe计算Wt33.372显热段传热管内表面传热系数计算传热管内质量流※用式Gs0G=424.11=CpbRediGRe=247272.1普朗特数为PrPr<160,显热段管长与管径之比大于50时2.020755,Re>104= Re0.8Pr0.4计算显热段传热管内表面传热系数 iiidi3）计算管外冷凝表面传热系数计算蒸汽冷凝的质量流量计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量MM=0.9062/(计算冷凝液膜的计算管外表面传热2321/3ρ*g*λ0e4）污垢热阻及管壁热沸腾侧计算蒸汽冷凝的质量流量计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量MM=0.9062/(计算冷凝液膜的计算管外表面传热2321/3ρ*g*λ0e4）污垢热阻及管壁热沸腾侧R冷凝侧R0.00015io管壁热阻R0.0000511771W15）用式K计算显热段传热系数LRd01LRiWodimi2KL=606.27W/(m（2）蒸发段传1).用式Gh3600G计算传热管内釜液的质量流量Gh=1526792.748kg/㎡ [(1x)/x]0.9(/)0.5 计算x=0.216e 11Martinell参数0.864，由G 查垂直管内流型hXX得E※当x0.4x，用式 [(1x)/x]0.9(/)0.5 计算e 11Martinell参 0.33 出查垂直管内流型hXX得※用式aE计算泡核沸腾压抑系数2 2）用式Pr0.69b bi计算泡核沸 Ard pbbi表面传热系数nb1615494.7 2）用式Pr0.69b bi计算泡核沸 Ard pbbi表面传热系数nb1615494.72面传热系数ai1703.287W/(m4）计算沸腾表用式Ftp3.5(1/Xtt)0.5计算对流沸腾因Ftp※用式计算两相对流表面传热系数3424.7F tp2※用式VtPanb计算沸腾传热膜系数V=488073.11W/(m1※用式K计算沸腾传热系数KERd01ERiWOddVim2KE=977.63144W/(mtp 计算显热段长度（3）用 tdiNTKLp PwLL 与传热管总长L的比值LBCLKEKL计算传热系数K913.8174（4）用式CCL=实际需要传热面积为ACK （５）传热面用式HAPAC10038.878%>30%，该再沸器传热面积3.循环流量的（1）环系统的推动力PD[LCD(btpltp)0.5※当xx3=0.072时，用式X1xx]0.9/)0.1计e Martinell参数Xtt=(X2用式R计算两相流的液相分率RLL用 V(1RL)bxxe3Martinell参数Xtt=(X2用式R计算两相流的液相分率RLL用 V(1RL)bxxe3)0.5/xx=0.216时，用X1xx]0.9)0.1计算e Martinell参数Xtt=(X2用式计算两相流的液相分率RLL用式tpV(1RLbRL计算xxe的两相流平均密度tp113.7144式PDLCD(btpltp]g中l值，参照表p983-19并根据焊接需要取0.8，于是计算的循环系统的推动力为PD=（2）L1）管程进口管阻力p1的计算p1i Di=472.118kg/㎡用式G计算釜液在管程进口管内的质量流速2iD计算釜液在进口段内的流动雷诺数Re=用式Reiiib(Di/用式0.3426(D/0.254计算进口管长度与局部阻力当量长i用式0.012270.7543计算进口管内流体流动的摩擦i=L用式p1i 计算管程进口管阻力p1=508.03DiL2）传热管显热段阻力P2的计算P2BC 计算釜液在传热管内的质量流速G=424.11kg/用式Gs0.785d2 用式ReDiG计算釜液在传热管内流动时的L2）传热管显热段阻力P2的计算P2BC 计算釜液在传热管内的质量流速G=424.11kg/用式Gs0.785d2 用式ReDiG计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re用式0.012270.7543计算进口管内流动的摩擦系数=eL用式P2BC 计算传热管显热段阻力P2= 3）传热管蒸发段阻力P的计算P= + 33VLCD 釜液在传热管内的质量流速G=424.11kg/㎡x2xe3用式GVxG计算汽相在传热管内的质量流量GV=61.072kg/㎡计算汽相在传热管内的流动雷诺数Re用式VVV用式0.012270.7543计算传热管内汽相流动的摩擦系数VVVL用式PV3VCD 计算传热管内汽相流动阻力PVV L的计算 ※液相流动阻力CDL 用式GLGGV计算液相在传热管内的质量流速GL=363.0374kg用式计算液相在传热管内的流动雷诺数ReLLb用式0.012270.7543计算传热管内汽相流动的摩擦系数LLLL用式 计算传热管内汽相流动阻力 CD L ※用式P= + )计算传热管内两相流动阻力P 3V3４）蒸发段管程内因动量变化引起的L用式 计算传热管内汽相流动阻力 CD L ※用式P= + )计算传热管内两相流动阻力P 3V3４）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力P4的计算P4G2M管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）G=424.11kg/㎡x)2xMebe计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系V(1RL用式P4G2Mb计算蒸发段管程内因动量变化数M的阻5）管程出口阻力L 用式G计算管程出口管中汽、液相总质量流速G=209.83kg/㎡用式GVxG计算管程出口管种种汽相质量流速GV=45.323kg/㎡(Di/用式L 计算管程出口管的长度与局部阻力的量长度之和L用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数VVV用式0.012270.7543计算管程出口汽相流动的摩擦系数VVL用式PV5 计算管程出口管汽相流动阻力PV5=13.7824V ※液体流动阻力P的计算P V iL用GLGGV式计算管程出口管种种汽相质量流速GL=164.507kg/㎡用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数LLL用式0.012270.7543计算管程出口汽用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数LLL用式0.012270.7543计算管程出口汽相流动的摩擦系数LLL用式PL5 计算管程出口管汽相流动阻力PL5=64.5257L P※用式P= + )计算管程出口阻力 55V６）PfP1P2P3P4P5计算系统阻力阻力Pf循环推动力P与循环阻力P的比值为PDDff循环推动力PD略大于循环阻力Pf，说明所设的出口汽化率xe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第五章辅助设备的设一.辅助容器的容器填充系数取k1.进料罐（常温贮料近似取L386进料质量流量F=210*0.65*28+210*0.35*30=6027，其中为停留时间近似取L386进料质量流量F=210*0.65*28+210*0.35*30=6027，其中为停留时间，取1天，=1进料罐容积圆整取5362.流罐近似取ρL=386取停留时间为=0.5所以VVV=45.9m3，圆整后取46k3.馏出产品取产品停留时间为2天，即=48=137.143kmol/h，所以V＝137.143*28/386＝9.948DVVD=682.2k圆整为6834.釜液取停留时间为2天，即=48=72.857k圆整取389V二．泵的设1.进料泵（两台，一用一备管路直径流体流速u=0.5流体密度=386粘度=0.0566取=0.25mm，相对粗糙度为1.进料泵（两台，一用一备管路直径流体流速u=0.5流体密度=386粘度=0.0566取=0.25mm，相对粗糙度为查得取管路长度为l80m，取90度弯管4个=0.75，截止阀1=7，文氏流量计1个ll则hf=( e d取Z2u则HeZfh=52.51 fQd2u3600=5.9734，流5--选取泵的型号为SJA，扬程17--2.回流泵（两台，一用一备管路直径流体流速u=0.5流体密度=386粘度=0.0566取=0.25mm，相对粗糙度为Re=du查得个=0.75，截止阀个=7去管路长度为l=100m取=0.25mm，相对粗糙度为Re=du查得个=0.75，截止阀个=7去管路长度为l=100m，取90度弯管氏管流量计1个ll则hf=( e d取Z=602u则HeZfh fQd2u3600=0.88364，流量为5--900m3.釜液泵（两台，一用一备管路直径流体流速u=0.3流体密度=386粘度=0.0566取=0.2，相对粗糙度为Re=du查得4=0.75，截止去管路长度为l=30m90度弯1管流量计1个ll=( e 则 fd取Z=5.22u则He管流量计1个ll=( e 则 fd取Z=5.22u则HeZfh= fQd2u3600=0.344这里扬程为负值说明工作时不需要开釜但非正常工作或停止工作需用该泵，不可忽略管路设第六进料管线取料液流速u=0.5进料乙烯（摩尔质量）xf质量进料密度取管子规格为 管子管内液体管线规格塔顶蒸气121第七控制方系统控制方3介质物性ρL(kg/m1FIC-2FIC-3PIC-4HIC-5HIC