2013大连理工大学化原课设(乙烯乙烷)

（精馏塔及辅助设备设计）设计日期： 2005年9月班级：化药0215*名：**学号： *********指导老师：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 (1)2流程简介 (2)3精馏塔工艺设计 (3)4再沸器的设计 (10)5辅助设备的设计 (16)6管路设计 (21)7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： 140 kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料： x f＝65％塔顶产品： x D＝99％塔底产品: x w ≤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x f ＝65％（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 x D ＝99％，釜液乙烯含量 x w ≤1％，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： R/R min =1.4 3．塔板形式： 浮阀4．处理量： F=140 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 a B W=X M /[X Ma+(1-X)M ]⋅⋅x f ＝65％ w f ＝63.41％ x D ＝99％ w D ＝98.93％ x w ≤1％ w W ≤0.93 ％ 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：（M A 为乙烯摩尔质量 M B 为乙烷摩尔质量）(1)0.65280.353028.7/f A f B M x M x M kg kmol=⋅+-⋅=⨯+⨯=2．求摩尔流量D + W = 1400.65×210 = 0.99×D + 0.01×W解得：D = 91.4286koml/h , W = 48.5714kmol/h ；塔内气、液相流量：1）精馏段：L R D =⋅； (1)V R D =+⋅2）提馏段：';L L qF =+ '(1);V V q F =+- '''L V W =+ 二、热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：/R R R G Q r = 2） 冷凝器热流量： C Q v r =⋅冷凝器冷却剂的质量流量： 112/()C C G Q c t t =〈⋅-〉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. 对挥发度过程： 假设塔顶温度t=-17 °C 经泡点迭代计算得塔顶温度正确 塔顶压力Pt=2.6MPa查P-K-T 图得：k A =0.99 ；k B =0.69 则α顶=k A /k B =0.99/0.69=1.4347 ；假设精馏塔的塔板数是60块，每块板的压降为100mmH 2O ；∆p=60×100mmH 2O=0.058Mpa 塔底压力为P=2.658MPa ; 沸点t b =4°C k A =1.49 ; k B =1 ; 则α底=k A /k B =1.49 ；α平均=（α顶+α底）/2=1.462 2. 回流比计算过程：x xy )1(1-+=αα α=α平均=1.462 泡点进料：q=1q 线方程：x e =z F代入数据，解得： x e =0.65 , y e =0.731 2.3min =--=ee eD x y y x R R=1.5R min =4.83. 逐板计算过程： (1)塔内气液相流量：精馏段：L=RD=438.8571 koml/h ; V=(R+1)D=530.2857 koml/h 提馏段：L ’=L+Qf=578.8571 koml/h ; V ’=V=530.2857koml/h(2)塔内精馏段、提馏段方程：精馏段方程：1537.08447.011+=+++=n D n n x R x x R Ry 提馏段方程：000825.00825.1''''1-=---=+n w n n x x WL Wx W L L y(3)理论塔板数的计算：（采用逐板计算法） 相平衡方程为：yyx )1(--=αα带入精馏段方程和相平衡方程中计算，直至x i <z F ,为理论进料位置：第i 块x1=0.985447,y1=0.990000 x2=0.979999,y2=0.986232 x3=0.973503,y3=0.981723 x4=0.965793,y4=0.976347 x5=0.956692,y5=0.969967 x6=0.946017,y6=0.962435 x7=0.933587,y7=0.953600 x8=0.919239,y8=0.943314 x9=0.902842,y9=0.931440 x10=0.884315,y10=0.917869 x11=0.863648,y11=0.902536 x12=0.840922,y12=0.885433 x13=0.816324,y13=0.866625 x14=0.790149,y14=0.846268 x15=0.762795,y15=0.824606 x16=0.734746,y16=0.801968 x17=0.706537,y17=0.778755 x18=0.678714,y18=0.755410 x19=0.651797,y19=0.732384 x20=0.626236,y20=0.710108 x20=0.626236,y20=0.710108 则x 20=0.626236<z F =0.65 ,进料； 然后进入提馏段：带入提馏段方程和相平衡方程中计算，直至 n w x x < 计算结束。

理论板数：Nt=n （含釜）x21=0.595394,y21=0.682680x22=0.558456,y22=0.649013x23=0.515498,y23=0.608692x24=0.467212,y24=0.561799x25=0.414974,y25=0.509090x26=0.360747,y26=0.452068x27=0.306814,y27=0.392873x28=0.255412,y28=0.334001x29=0.208374,y29=0.277891x30=0.166904,y30=0.226544x31=0.131525,y31=0.181275x32=0.102183,y32=0.142657x33=0.078409,y33=0.110626x34=0.059509,y34=0.084675x35=0.044711,y35=0.064044x36=0.033260,y36=0.047890x37=0.024481,y37=0.035390x38=0.017797,y38=0.025807x39=0.012736,y39=0.018511x40=0.008919,y40=0.012987则x40=0.008919<x w=0.01,迭带结束迭代结果：理论塔板数： N=40；理论进料板位置： N=20；实际进料板： N f=(N i/0.6)+1=35；实际板数： N P=N/0.6=67；则塔底压力P b=2.5+0.1+0.1×9.8×10-3×67=2.66566MPa第四节精馏塔工艺设计1．精馏段物性数据p=2.6Mpa,t=-17℃下，乙烯的物性数据：气相密度：ρv=37.9kg/m3液相密度：ρL=406.36kg/m3液相表面张力：σ=2.6855mN/m2．初估塔高、塔径精馏段气液相体积流量为1115.03600=⨯=v S VMV ρ3/m s00861.03600=⨯⨯=L S mL L ρ3/m s假设H T =0.45m ，取2.6Mpa 下的操作条件时，进料板间距0.9m ，上清液层高度为0.07m ，塔顶分离高度与除沫器和封头的高度和为2m ，塔底液位为1.5m ，裙座5m ，平均15块板一个人孔，人孔高0.8m ，共4个， 则塔高H=0.8×4+0.9+（67-5）×0.45+2+1.5+5=40.5mH T -h L =0.45-0.07=0.38m2527.036.4069.372857.5308571.438===L V LVVL F ρρ 查图，得 C 20=0.059则0395.0202.020=⎪⎭⎫⎝⎛=σC C ;1232.0=-=VVL f C u ρρρ3/m s设安全系数为0.7，则u=0.7u max =0.08623/m sm uV D S28.10862.014.31115.044=⨯⨯==π 取D=1.4m则222539.14.1414.34m D A T =⨯==π第五节 溢流型塔板布置及溢流装置设计1.1 塔板上液体流动形式： 单流型 1.2 结构参数：a A -有效传质区面积；fA -弓形降液管面积；0H -降液管底隙高度；1h -降液管与进口堰间距； ow h -堰上液流高度；w h -溢流堰高度； d H -降液管内液面高度；T H -塔板间距； w l -弓形溢流堰长度；c W -边缘区宽度；dW -弓形降液管宽度；s W -出口安定区宽度； 's W -入口安定区宽度；1.3 溢流装置的设计1.降液管（弓形）底隙高度出口堰长度： l W =0.645D=0.645×1.4=0.903m堰上液流强度: m l LE h Wh OW0296.0)(00284.032== E 近似取1堰上液流高度计算 （平堰）选取清液高度 l h 0.07m ＝堰高 h W =h l -h OW =0.07-0.0296=0.0404m取底部液封高度为10mm ，则h b =0.0296-0.01=0.0196m 液体流经降液管底部的流速为m h l L u b W S d 486.00196.0903.000861.0=⨯==2.弓型降液管宽度W d 、面积A f 和停留时间τ 查单流型塔板系列系数得，当l W /D=0.645时 A d =0.1020m 2 , b D =0.165m ;s s L H A S T d 533.500861.045.01020.0>=⨯==τ （满足工程要求）第六节 浮阀布置和其余结构尺寸的选取选取F 1型浮阀，阀孔直径d O =39mm ; 正三角形错排 1. 浮阀数取阀孔动能因子F 0=10，则孔速s m F u V/624.100==ρ每层塔板上的阀孔数N ，585.57624.1039.07854.01115.07854.0202≈=⨯⨯==u d V N O S 个A 0=0.0693m 22. 浮阀排列方式取边缘区宽度b c =0.06m,安全区宽度b S =b ’S =0.1m,m W D r S 64.006.024.12=-=-=; m b b D x S D 435.0)(2=+-= 则开孔区面积21222021.1sin 2m r x r x r x A a =⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-=- 3. 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的空心距t 可按如下方法估算： 200907.0⎪⎭⎫⎝⎛=t d A A am d A A t a 1426.0039.00693.0/021.1907.0907.000=⨯⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=取t=125mm.通过排列，实际排出阀孔数为57个 s m N d V u O S /64.157039.0785.01115.0785.0220=⨯⨯==08.1000==V u F ρ 阀孔动能因子变化不大，仍在8-12之间 开孔率2200681.04m N d A ==π孔 %7.6%100021.10681.0=⨯==aA A 孔ϕ 低于10% 第七节 流体力学校核1.塔板流体阻力h f 计算 1)干板阻力浮阀由部开启转变为全开时临界孔速：432.19.377373825.11825.11=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=v oc u ρm/s ﹤u 0=1.46m/s引阀孔气速大于临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态下计算干板阻力)(010.081.9236.40646.19.3734.5234.52200m g u h l V =⨯⨯⨯⨯==ρρ2）塔板清液层阻力l w 0w h h h 0.07m+＝＝3）克服表面张力阻力 )(0692.0039.08.936.40610006855.2104104303m gd h L =⨯⨯⨯⨯⨯=⨯=--ρσσ由以上三项阻力之和求得塔板阻力得：)(1492.00692.007.0010.00m h h h h l f =++=++=σ带入前面公式可知塔底压力依然为2.69Mpa,前面假设合理 2.泄漏验算前面已求过操作条件下，阀孔动能因子F 0=10.08>5-6,不会发生严重漏夜现象。