过程工艺与设备课程设计任务书
乙烯乙烷精馏装置设计
前言
本设计说明书包括任务书、精馏过程工艺及设备概述、精馏塔工艺设计、再沸器的设计、辅助设备的设计、管路设计和控制方案共7章。
说明中对精馏塔的设计计算做了一些阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了比较正确的说明。
目录
第1章任务书 (4)
第2章精馏过程工艺及设备概述 (5)
第3章精馏塔工艺设计 (8)
3.1 精馏过程工艺流程 (8)
3.2 精馏过程工艺计算 (9)
3.2.1理论板个数的计算 (9)
3.2.2 塔板设计计算 (12)
第4章再沸器的设计 (19)
4.1 再沸器的选型及设计条件 (19)
4.2 估算设备尺寸 (20)
4.3 传热能力校核 (20)
4.4 循环流量的校核 (23)
第5章 辅助设备的设计 .........................................................27 第6章 管路设计 ..................................................................32 第7章 控制方案 ..................................................................33 参考文献 ...........................................................................38 附表一 主要符号说明 ............................................................35 附表二 核算假设塔板数数据 (38)
第1章 任务书
设计条件
1.工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量f x =65%（摩尔分数，下同） 塔顶乙烯含量D x =99%，釜液乙烯含量W x ≤1%，总板效率为0.6
2.操作条件
塔顶压力2.5MPa （表压）
加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽 ；加热方式：间壁换热 冷却剂：液氨
处理量：140 kmol/h ， 回流比系数：R/Rmin=1.7 塔板形式：筛板 塔板位置：塔底 安转地点：大连
第2章 精馏过程工艺及设备概述
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，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动下（有时加质量剂），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。 2.1 精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，是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。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液体）经过料管由精馏塔的某一位置（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液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的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品输出;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馏塔。
2.2 工艺流程
（1）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。
（2）必要的检测手段
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。
（3）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。
2.3 设备简介及选用
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
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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器。
第3章精馏塔工艺设计
3.1 精馏过程工艺流程
3.1.1 分离序列的选择
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单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。3.1.2 能量的利用
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相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。
（1）精馏操作参数的优化在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。
（2）精馏系统的能量集成着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。
（3）辅助设备（略）
（4）系统控制方案（略）
3.2 精馏过程工艺计算
3.2.1理论板个数的计算
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定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸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；确定精馏塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M）、气液相平衡方程（E）、组分归一方程（S）以及热量衡算方程
（H ），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH ）.基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。
（1）处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算） a.物料衡算
nF q = nD q + nW q
nF q F x =nD q D x +nW q W x
nF q =140 kmol/h ，F x =0.65 , D x =0.99 , W x =0.01 解得：nD q =91.43 kmol/h ，nW q =48.57 kmol/h
塔内气、液相流量
精馏段：nL q =R nD q , nV q =nL nD q q +
提馏段：nL
q '= nL nF q q + , nV
q '=nV q b.热量衡算
再沸器热流量 r V q =V r ' 再沸器加热蒸汽的质量流量 r
r R
Q G =r 冷凝器热流量c
V Q =Vr
冷凝器冷却剂的质量流量c
c V 21Q G =C (t -t )
（2）塔板计算
a.相对挥发度的计算
A A A y K x =
，B B B
y
K x =，1x ∑=； 设017D t C =-，查P-T-K 图得 0.99,0.69A B K K ==；
则 1.435A
B
K K α==顶
； 设塔板数为75块由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm 2H O ；
塔底压力为 P f L P P N h g ρ=+顶底=2.673MPa 设 05W t C =，查得 1.425, 1.00A B K K ==； 则 1.425α=底
平均 1.432
ααα+=
=顶底
b.回流比的计算
饱和液体进料：q=1 0.65e χ=
根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程e y =
1+(-1)e
e
x x αα
，解得
e y =0.732486。min R =- -D e
e e
x y y x =3.121912，则R=1.7min R =5.30725。
c.操作线方程 精馏段操作方程: 111
D n n x R
y x R R +=
+++, 1n y +=0.841452297n x +0.156962226
提馏段操作方程：1nL nF nW W
n n nL nF nW nL nF nW
q qq q x y x q qq q q qq q ++=
-+-+- ，
1n y +=1.08422n x -0.00001734
（3）核算假设的塔板数
计算过程包括：
给定平均相对挥发度：α=1.43 精馏段： y 1=x D =0.99
i f i 块板
进入提馏段： nW W
n nL nF nW
q x x q qq q -+- 直至x n < x W 计算结束。理论板数：Nt=n （含釜）
计算结果得到理论板数t N =43块（含釜）（各板的计算数据见附表二） 进料位置：从上至下第20块
实际板数：43/0.6=71.67，取整：72 实际进料：从上至下第34块。
（4）摩尔流量
精馏段: nL q =R *nD q =485.2418675kmol/h
nV q =nL nD q q +=576.6718675 kmol/h 提馏段: nL
q '= nL nF q q +=625.2418675 kmol/h nV
q '=nV q =576.6718675 kmol/h
3.2.2 塔板设计计算
（1）物性参数（以塔底查取） T=278.15K ,P=2.673Ma
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时，
可近似取乙烷对应密度：
液相: L ρ= 402.95 kg/m 3 气相: V ρ=37.5kg/m 3
液相表面张力取σ=2.7065 mN/m
nV q =576.6718675 kmol/h VVs q =0.128149 m 3/s
nL q =625.2418675kmol/h
VLs q =0.012931 m 3/s
（2）初估塔径 两相流动参数
LV F =
=设间距： T H =0.45m 查费克关联图得20C =0.055
气体负荷因子C ：0.2
2020C C σ??
= ???=0.036867
液泛气速f u ：
f u ==0.11509
泛点率取f
u
u =0.7
操作气速u=0.0805628m/s 所需气体流道截面积A ：VVs
q A u
=
=1.590675m 2 选取单流型，弓形降液管踏板，取D
T
A A =0.1
则T A
A =1-D T
A A =0.9
故塔板截面积T A =0.9
A
=1.767417 m 2 塔径D
：D =
圆整：取1.5m
则实际塔板截面面积T A =1.767146 m 2 降液管截面积D A =0.m 2
气体流道截面积A=1.590431 m 2 实际操作气速u=0.0805752 m 2
实际泛点率f
u
u =0.700107
且T H =0.45m ，D=1.5m 符合经验关系
（3）塔高计算
实际板数P N =72，精馏段34，提馏段38（含釜） 塔有效高度0Z =0.45*72=32.4m 釜液流出量：nW q =48.57kmol/h 质量流量为：mW q =1457.1 kg/h 体积流量VW q =
mW
L
q ρ=3.616m 3/h
设釜液停留时间为20min
釜液高度Z ?=2
43VW
q D π=0.682m
进料处两板间距增至0.8m
72块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处T H =0.8m 裙坐取5m
塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m
总塔高Z = 0Z +Z ?+（0.8-0.45）?6+1.5?2+5=33.3+0.682+=43.182m （圆整取Z =45m ）
（4）溢流装置的设计 采用弓型降液管
D =1.5m T A =1.767146m 2
；
D
T
A A =0.1 D A =0.1767146 m 2 查得
W
L D
=0.732 ， W L =0.732D =1.098m 即为堰长 堰宽 D b =255 mm ， 降液管面积d A =0.2m
（5）溢流堰
取E=1.0；堰上液头高OW h = 322.8410()h W
L E l -?=0.03453m>6mm 堰高取 W h =0.050m ，底隙取b h =0.030m ，
溢流强度w VLh
l q =0.012931*3600/1.98=42.397m 3/（m ?h ）
此值不大于100-130 m 3/（m ?h ）符合要求
（6）塔板布置及其他结构尺寸的选取
由于D>(0.8～0.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度δ=4mm; 整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2A d =0.3534㎡ 入口安定区和出口安定区 b s =70mm=0.07m 边缘区 bc=50mm=0.05m
选择塔板为单流型，有效传质面积A a
=2
1
2[sin ()]x
r r
-+
堰长 w l =D*0.732=1.098m
堰宽 d b =0.255m
()2s d D
x b b =
-+=0.425 r=2c D
b -=0.7 求得a A =1.1121932m
筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列
开孔率?=
0a A A =0.907*20()d t
取d 0=6mm,t=4*d 0, 得?=0.056688
筛孔总截面积 0
A =?*a A =0.0630472m
筛孔气速 0u = 0
VVs
q A =2.032585m/s
筛孔个数n=0A /(4
π*20d )=2230个
（7）塔板流动性能的校核 a.液沫夹带量的校核
由LV F =0.330757 泛点率0.7 查得?=0.0049
V e =1VLs L
VVs v
q q ρ??ρ-=0.005339 kg 液体/kg 气体
<10%,故不会产生过量的液沫夹带。 b.塔板阻力f h 计算
干板阻力0h =
2
00
1()2V L u g C ρρ 据d 0/δ=6/4=1.5,查图C 0=0.82 故0h =0.029144m 塔板清液层阻力()l
w ow h h h β=+，由
2VVs
a T d
q u A A =
-=0.090647m/s
气体动能因子0F =0.5
a v
u ρ=0.
查图，得β=0.76
故h l =0.76*(0.05+0.03453)=0.064243m 液柱 表面张力阻力h σ
h σ= 30410L d g
σρ-?=0.000456m 液柱
所以f h =0h +l h +h σ=0.029144+0.064243+0.000456=0.m 液柱 c.降液管液泛校核
由H d =W OW f d h h h h ++?++ ,取?=0；
其中d h =82
1.1810(
)h W b
L l h -?=0.023565于是 d H =W OW f d h h h h +++=0.05+0.0288+0.01373+0.00868=0.201938m 液柱
取降液管中泡沫层密度φ=0.6，则'
d H =d H /0.6=0.33656m
而T H +W h =0.5+0.05>'d H ,故不会发生降液管液泛
d.液体在降液管内停留时间τ应保证液体在降液管内的停留时间大于3～5s ，才
能保证液体所夹带气体的释出
/d T S A H L τ==6.833241 >5s 带气体可以释放, 满足要求。 e.严重漏液校核
'0h =0.0056+0.13（W
OW h
h +）-h σ=0.016132 m 液柱,
稳定系数K=0u /'
0u
～2.0不会发生严重漏液。
（8）塔板性能负荷图 a.过量液沫夹带线
??
?????--?=-3232
.313
)(101.75.21081.8W VLh
W T VVh l q h H A q σ
，带入数据得 令V e =0.1，代入关系式，得到VVh q = 7172.154-127.5882/3
VLh q
b.液相下限线
令2/3
3
2.84100.006VLh OW
W q h E l -??=?= ?
??
，
得到VLh q =3.37 m 3/h
c.严重漏液线 2/30.5
()h h V a b cL =+
式中：a=15940×A o ×C o
×=2701.343
b=0.0056+0.13W h -h σ=0.0116435
c=42/3
3.6910/w L -?=0.000347
所以 VVh q =2701.343×(0.0116435+0.000347×3/2VLh q )5.0
d.液相上限线——保证液体在降液管中有一定的停留时间 令
5d T
s
A H s L τ?==，则降液管最大流量720VLh T d q H A ==63.61725 m 3/h e.降液管液泛线
()d T OW H H H φ=+或()T OW W OW f d H h h h h h φ+=++?++，显然为避免降液 管发生液泛，应使d h < ()T OW H h φ+
将上式表示为VLh q 与VVh q 的关系，'2'''2/3
VVh VLh VLh a q b c q d q ?=-?-?
式中：a=9
31.023.93410() 3.93410(0.05960.79)474.5
V
o o
L A C ρρ--?=??2()V o o L A C ρρ=1.37×10-7 b=0.242 c=1.09×10-5 d=4.696×310-
（9）五条曲线联合构成负荷性能图
其中:操作点为 VVh q =461.337 m 3/h ，VLh q =46.550 m 3/h
在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本满足要求 。
由图得：max VVh q ，=1075 3/m h ，min VVh q ， =330 3
/m h ，操作弹性为： 2.45
第4章 再沸器的设计
4.1 再沸器的选型及设计条件 选用立式热虹吸式再沸器
塔顶压力：2.6Mpa （绝对压力）
压力降P N h ?==382pa
塔底压力：2.673 Mpa （绝对压力） 再沸器壳程与管程的设计条件 壳程/加热水 管程/釜液 温度/℃ 100（℃） 5.5（℃） 压力 （绝压）
/Kpa
101.325 Kpa
2.673 Mpa 冷凝量/（kg/h)
蒸发量（kg/h)
17300.156kg/h
nV
q '=nV q =576.6718675 kmol/h nL
q '= nL nF q q +=625.2418675kmol/h 壳程流体在定性温度100℃下的物性数据
潜热c r =2258.4kJ/kg 热导率 c λ=0.683w/m ·K 粘度c μ=0.283mPa?s 密度c ρ=958.4kg/ m 3
逆流传热
管程流体在5.5℃下的
潜热b r =277.5kJ/kg 热导率b λ=0.09 w/(m ·K) 粘度b μ=0.0566mPa ·s 密度b ρ=402 kg/ m 3
液相定压比热容pb C =3.438 kJ/(kg ·K) 表面张力b σ=2.6897 mN ·m 气相粘度v μ=0.0096 mPa ·s 气相密度 v ρ=35 kg/ m 3 蒸汽压曲线斜率(/)s t p ??=0.00181m 2*K/kg
塔底压力下饱和温度为t b =5.5℃
4.2 估算设备尺寸 （1） 用式R b b c c Q V V γγ==计算热流量Q=1333.533 kJ/s （2） 计算传热温差m t ?=94.5℃ （3） 假设传热系数K=600W/(m 2·K)，则可以用式P m
Q
A K t =
?估算传热面积P A =23.5194m 2
（4） 拟用传热管规格为Φ38×2.5mm ，管长L=3m ，则可用式0P
T A N d L
π=
计算传热管数T N =66。 （5） 若将传热管按正三角形排列，则可以用式
取管心距
t=48mm,则壳体内径0(1)(2~3)D t b d =-+计算壳径D =493.878㎜ ， 取D=600mm=0.6m L/ D=5 (4—6)
且取管程进口管直径i D = 300㎜，出口管直径o D =450㎜
4.3 传热能力校核
（1）显热段传热系数L K
a.设传热管出口汽化率e x =0.18，则用式t b e W D x =计算t W 为26.6978 kg/s
b.显热段传热管内表面传热系数i α
用式0t G W s =， 计算传热管内质量流量
G =475.3182 kg/(m 2
·s)
用式计算Re =
i b
d G
μ雷诺数Re =277129.0404，
Pr =
pb b
b
C μλ普朗特数为Pr = 2.1621,
Re >410,0.6 Re Pr d λ计算显热段传热管内表面传热系数i α=3032.8337W/(m 2 ·K) c.计算管外冷凝表面传热系数o α 计算蒸汽冷凝的质量流量D c =Q/γc =0.5905kg/s 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M 为 M=0.9062/(0.03893π??92)=0.075319 计算冷凝液膜的0Re =4M/μ=1064.57<2100 计算管外表面传热系数为 α0=1.881/3e R -?[ρ2*g*λ3/μ2]1/3*0.75=6155.35 W/(m 2 ·K) d.污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧i R = 0.00051177m 2*K/W ， 冷凝侧o R = 0.00015 m 2*K/W ， 管壁热阻W R = 0.000051177 m 2*K/W e.用式0000 1 1 L i W o i i i m K d d d R R R d d d αα= ++++计算显热段传热系数L K L K =748.3708 W/(m 2 ·K) （2）蒸发段传热系数E K a.用式3600h G G =计算传热管内釜液的质量流量h G =1711145.857kg/㎡h 当e x =0.21，用式tt X 0.90.50.1[(1)/](/)(/)V b b V x x ρρμμ=-计算Lockhat-Martinell 参数为 1tt X = 0.7208，由h G 及1tt X ，查垂直管内流型图（Fair ）得E α=0.28 当0.4e x x =，用式tt X 0.90.50.1[(1)/](/)(/)V b b V x x ρρμμ=-计算Lockhat-Martinell 参数 1tt X = 0.3378，再由h G 及1 tt X 出查垂直管内流型图（Fair ）得α'=0.9； 用式2 E a αα' +=计算泡核沸腾压抑系数α=0.59 b.用式0.69 0.33 0.31 0.69 nb 0.2251b i b i i p b b V Qd pd Pr d A r λραμρσ???? ?? =???- ? ? ? ??? ?? ?? 计算泡核沸腾表面传热 系数nb α= 1526541.359 W/(m 2·K) c.用式0.80.40.023(/)[(1)]i b i a d Re x Pr λ=-计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系 数i a = 1817.99 W/(m 2·K) d.计算沸腾表面传热系数 用式0.5 tt 3.5(1/)tp F X =计算对流沸腾因tp F =2.03427 用式tP tp i F a α=计算两相对流表面传热系数tP α= 3698.29 W/(m 2·K) 用式V tP nb a ααα=+计算沸腾传热膜系数V α= 904357.96W/(m 2·K) e.用式0000 1 1 E i W O V i i m K d d d R R R d d d αα= ++++计算沸腾传热系数E K : E K =1044.03W/(m 2 ·K)； （3）显热段和蒸发段的长度 用式BC s i T L m PwL L t s t p L L d N K t t p C W πρ?? ? ? ???=????+ ????计算显热段长度BC L 与传热管总长L 的比值 BC L L = 0.117533； 显热段的长度L BC =0.3526m, 蒸发段长度CD L =2.6474 （4）用式L BC E CD C K L K L K L += 计算传热系数C K = 1009.28 W/(m 2·K) 实际需要传热面积为R C C m Q A K t =??=13.9819m 2 （5）传热面积裕度 用式%100?-= C C P A A A H = 68.21%>30%，该再沸器传热面积合适 4.4 循环流量的校核 （1） 循环系统的推动力D [()]CD b tp t p P L l g ρρρ?=-- 当3/e x x =时，用式0.90.50.1[(1)/](/)(/)tt V b b V X x x ρρμμ=-计算Lockhat-Martinell 参 数tt X = 3.5374 用式20.5 (211) tt L tt tt X R X X = ++计算两相流的液相分率L R = 0.37752 用式(1)tp V L b L R R ρρρ=-+计算3/e x x =时两相流平均密度tp ρ=166.8885kg/m 3 当e x x =时，用式0.90.50.1[(1)/](/)(/)tt V b b V X x x ρρμμ=-计算Lockhat-Martinell 参数 tt X = 1.13077 用式2 0.5 (211)tt L tt tt X R X X = ++计算两相流的液相分率L R = 0.22166 用式(1)tp V L b L R R ρρρ=-+计算e x x =的两相流平均密度tp ρ= 112.0233kg/m 3 式D [()]CD b tp t p P L l g ρρρ?=--中l 值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为 0.8，于是计算的循环系统的推动力为D P ?= 4809.91Pa （2） 循环阻力 a.管程进口管阻力1p ?的计算 212i i i b L G p D λρ?= 用式24t i W G D π=计算釜液在管程进口管内的质量流速G =377.696 kg/㎡s 用式i i b D G Re μ=计算釜液在进口段内的流动雷诺数i Re = 2001923.39 用式2 (/0.0254)0.3426(/0.2540.1914) i i i D L D =-计算进口管长度与局部阻力当量长度 i L =35.0425m 用式0.380.7543 0.01227i i e R λ=+ 计算进口管内流体流动的摩擦系数λ= 0.0153101 用式2 12i i i b L G p D λρ?=计算管程进口管阻力1p ?= 330.477 Pa b.传热管显热段阻力2P ?的计算 2 22BC i b L G P d λρ?=? 用式2 0.785i i T W G d N =计算釜液在传热管内的质量流速G = 475.318 kg/㎡s 用式i b D G Re μ=计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re =277129.04 用式0.38 0.7543 0.01227e R λ=+ 计算进口管内流动的摩擦系数λ= 0.0187165 用式2 22BC i b L G P d λρ?=? 计算传热管显热段阻力2P ?= 58.5254 Pa c.传热管蒸发段阻力 3P ?的计算 3331/41/44 V L P =(DP + DP ) ? 汽相流动阻力3V P ?的计算2 32CD V V V i V L G P d λρ?=? 釜液在传热管内的质量流速G = 475.318 kg/㎡s 当23 e x x = 用式V G xG =计算汽相在传热管内的质量流量V G =57.0382 kg/㎡s 用式i V V V d G Re μ=计算汽相在传热管内的流动雷诺数V Re =196068.796 用式0.380.7543 0.01227V V Re λ=+计算传热管内汽相流动的摩擦系数V λ=0.01962 用式2 32CD V V V i V L G P d λρ?=? 计算传热管内汽相流动阻力3V P ?=75.3148Pa 液相流动阻力3L P ?的计算2 32CD L L L i b L G P d λρ?=? 用式V L G G G -=计算液相在传热管内的质量流速L G =418.2801 kg/㎡s 用式i L L b d G R e μ= 计算液相在传热管内的流动雷诺数L Re =1438737.84 用式0.38 0.7543 0.01227L L Re λ=+ 计算传热管内汽相流动的摩擦系数L λ=0.0157184 用式2 32CD L L L i b L G P d λρ?=? 计算传热管内汽相流动阻力3L P ?=285.779Pa 用式3331/41/44 V L P =(DP + DP ) ?计算传热管内两相流动阻力3P ?=2480.844Pa d.蒸发段管程内因动量变化引起的阻力4P ?的计算 24/b P G M ρ?= 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）G =475.32kg/㎡s 用式22 (1)1(1)e b e L V L x x M R R ρρ-=+--计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数 M =2.5061 用式24/b P G M ρ?=计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 4P ?=1466.83Pa e.管程出口阻力5P ?的计算 气体流动阻力5V P ?的计算2 52V V V i V G L P d λρ?=? 用式0 t W G s =计算管程出口管中汽、液相总质量流速G =167.865 kg/㎡s 用式xG G V =计算管程出口管种种汽相质量流速V G =30.2157 kg/㎡s 用式) 1914.0254.0/(3426.0)0254.0/(2 -=i i D D L 计算管程出口管的长度与局部阻力的当 量长度之和L ’=52.2768m 用式i V V V d G R e μ= 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数V Re =1416360.8 用式0.38 0.7543 0.01227V Re λ=+ 计算管程出口汽相流动的摩擦系数V λ=0.015738 用式2 52V V V i V G L P d λρ?=?计算管程出口管汽相流动阻力5V P ?=7.6748 Pa 液体流动阻力5V P ?的计算52L L L i L L G P d λρ?=? 用V L G G G -=式计算管程出口管种种汽相质量流速L G =137.6492 kg/㎡s 用式i L L L d G R e μ= 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数L Re = 用式0.38 0.7543 0.01227L Re λ=+ 计算管程出口汽相流动的摩擦系数L λ=0.01609525 用式2 52L L L i L L G P d λρ?=?计算管程出口管汽相流动阻力5L P ?=45.8907 Pa 用式5551/41/44 V L P =(DP + DP ) ?计算管程出口阻力5P ?=331.561Pa f.f P ?=12345P P P P P ?+?+?+?+?计算系统阻力阻力f P ?=4668.24Pa 循环推动力D P ?与循环阻力f P ?的比值为 D f P P ??=1.03 循环推动力D P ?略大于循环阻力f P ?，说明所设的出口汽化率e x =0.18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要求。 第5章 辅助设备的设计 5.1 辅助容器的设计 容器填充系数取k =0.7 5.1.1 进料罐（低温贮料） 0℃乙烯 ρL1 =346kg/m 3 乙烷 ρL2 =402kg/m 3 压力取2.63MPa 由上面的计算可知 进料 f X =65% f W =63.4% 平均密度L ρ=100/（63.4/346+36.6/402）=364.6kg/3m 进料质量流量：mF q =4018kg/h 取停留时间：τ取2天，即τ=48h 进料罐容积：mF L q V k τ ρ= =755.7m 3 圆整得7603m 5.1.2 回流罐（-20℃） 液相回流量 mL q =485*28=13580 kg/h 近似取ρL =398kg/m 3 取停留时间为τ=0.5 h mL L q V k τ ρ= =24.4，圆整后取25 m 3 5.1.3 馏出产品罐 取产品停留时间为2天，即τ=48 h nD q =91.43 kmol/h ， V=mD L q k τρ=441.1 m 3 圆整为450 m 3 5.1.4 釜液罐 取停留时间为5天，即τ=120 h nW q =48.57 kmol/h mW L q V k τ ρ= =594.4 m 3 圆整取600m 3 5.2 泵的设计 5.2.1 进料泵（两台，一用一备） 管路直径d=0.065m 流体流速 u=0.5 m/s 流体密度 ρ=364.6 kg/m 3 粘度μ=0.091 mPa ·s 取ε=0.25mm ，相对粗糙度为ε/d=0.003 Re=du ρ μ=1.302510? 查得λ=0.024 取管路长度为l= 80m ，取90度弯管4个ε=0.75，截止阀1个 ε=7，文氏管流量计 1 个。 则f h ∑=2()2e l l u P d g g λζρ+∑?+∑+）=2.496m 取Z ?=50m 则2 2f f P u He Z h g g ρ?=?+ ++∑=52.51 m 236004 d u Q π= ?= 5.973 m 3 /h 选取泵的型号为SJA ，扬程为 17--220m ，流量为5--900m 3/h 5.2.2 回流泵（两台，一用一备） 取液体流速：u=0.5m/s ， 液体密度ρ=398kg/ m 3 ， 黏度μ=0.098mPa ·s 取d=0.128m ε=0.2，相对粗糙度：ε/d=0.0016 ，则Re du ρ μ = 查得：λ=0.0225 取管路长度：l=100m 取90度弯管4个ε=0.75，截止阀一个，文氏管流量计1个1 个 ε=7 ∑∑∑=?+++=m g pc g u d le hf 6.32)1(2ρξλ 第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液 在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h 精馏塔的设计及选型 目录 精馏塔的设计及选型 (1) 目录 (1) 1设计概述 0 1.1工艺条件 0 1.2设计方案的确定 0 2塔体设计计算 (1) 2.1有关物性数据 (1) 2.2物料衡算 (3) 2.3塔板数的确定 (4) 2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (8) 2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (11) 2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (14) 2.7塔板流体力学验算 (18) 2.8负荷性能图 (22) 2.9精馏塔接管尺寸计算 (27) 3精馏塔辅助设备的设计和选型 (31) 3.1原料预热器的设计 (32) 3.2回流冷凝器的设计和选型 (34) 3.3釜塔再沸器的设计和选型 (38) 3.4泵的选择 (40) 3.5筒体与封头 (41) 1设计概述 1.1工艺条件 （1）生产能力：2836.1kg/d（料液） （2）工作日：250天，每天4小时连续运行 （3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同） （4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16% 即每天生产99%的丙酮905.54kg。 （5）进料温度：泡点 （6）加热方式：间接蒸汽加热 （7）塔顶压力：常压 （8）进料热状态：泡点 （9）回流比：自选 （10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压） （11）单板压降≤0.7kPa 1.2设计方案的确定 （1）、精馏方式及流程： 在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器，进料输送采用离心泵，回流液采用高位槽输送。 （2）、进料状态：泡点进料。 （3）、加热方式：间接蒸汽加热。 （4）、加热及冷却方式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容 1.精馏塔操作及自动控制系统的改进 问：蒸汽压力突然变化时，将直接影响塔釜难挥发组分的蒸发量，使当时塔内热量存在不平衡，导致气-液不平衡，为此如何将塔釜热量根据蒸汽进料量自动调节达到相对稳定，从而保证塔内热量平衡是问题的关键。在生产过程中，各精馏塔设备已确定，塔釜蒸发量与气体流速成正比关系，而流速与塔压差也成正比关系，所以控制好塔顶、塔釜压力就能保证一定的蒸发量，而在操作中，塔顶压力可通过塔顶压力调节系统进行稳定调节或大部分为常压塔，为此，稳定塔釜压力就特别重要。于是在蒸汽进料量不变情况下，我们对蒸汽压力变化情况与塔釜压力的变化进行对比，发现两者成正比关系，而且滞后时间极小。于是将蒸汽进料量与塔釜压力进行串级操作，将塔釜压力信号传递给蒸汽流量调节阀，蒸汽流量调节阀根据塔釜压力进行自动调节，通过蒸汽进料量自动增大或减少，确保塔釜压力稳定，从而保证了精馏操作不受外界蒸汽波动的影响。 我们在讨论精馏塔的控制方式，主要分析的是工艺系统对塔的影响，公用工程几乎不对内部有制约。实际上也是如此。举例分析：蒸汽系统的压力突然变化的系数要远远小于一个精馏塔内部压力变化的系数，也就是说蒸汽系统的压力对比塔压是更趋于稳定；基于这个原因塔压的控制才可以串级控制再沸器的进入蒸汽流量。如果发现蒸汽系统的压力发生了变化，塔压基本没法和加热蒸汽流量串控了。第二塔的压差基本只是一个参考数据，一般不对塔压差进行控制。尽管塔压差过高我们要采取一定的措施。 DCS/SCS/APC等技术伴随着大容量的工业电脑的应用，投入成本逐渐下降，精馏塔的高级智能控制也成为可能，比如APC/SCS等技术，精馏产品纯度也得到保证。可是这些系统其实很脆弱，由于影响这些先进控制的外来因素的影响，DCS操作工随时都可能摘除这些控制，回到DCS的水平，进行人工干预。 问：个人认为首先蒸汽压力的波动可以直接影响釜温和塔釜压力的不稳定,同时造成塔内压差的波动,在锅炉补水或蒸汽温度变化的情况下如果不即时去调节蒸汽量来稳定塔内压差的话,很有可能造成反混和塔釜轻组分超标现象.这个和采用双温差控制的方式相仿,而且在现场操作的时候,如果蒸汽压力升高或降低,如果阀门保持同样的开度的话,蒸汽的流量会多少有加大和减少的情况,我认为公用系统的稳定是精馏系统温度的先决条件,楼上你认为如何? 你“说”的没有任何错误。可是问题出在哪里呢？ 我们以控制塔压力为例。假设塔的其它参数不变，只有供应塔底再沸的蒸汽压力在变化，假定塔压直控塔底再沸蒸汽的量或者串控塔底蒸汽的流量。因为该蒸汽压力的变化，然后塔压命令再沸器的流量控制阀做出调整，这样才能保持塔的稳定。这是可以实现的，完全没有问题。（这是一元参数变化） 然而实际的情况却不能让你这样子。 我们知道塔的进料除非你特意的控制其进料流量（有这种模式），否则任何塔的进料都是波动的，有时甚至有较大波幅（这时就产生二元参数变化），进料板一般不能变化了（除非特殊工艺，设计了多个可控进料口），设塔的进料变大了，就会出现塔的灵敏板以下温度降低，但是塔压已经正常，楼主的用塔压控制蒸汽流量的阀门关闭了，可这时塔底部温度却还低呢！ 如果有三元以上参数也变化呢？楼主的精馏塔还精馏吗？ 第40卷第9期2012年9月化学工程 CHEMICAL ENGINEERING （CHINA ）Vol．40No．9Sep．2012 收稿日期：2011-11-01作者简介：曹媛维（1979—），女，硕士，工程师，主要从事乙烯装置的工艺设计工作，电话：（010）58676692， E-mail ：caoyuanwei@hqcec．com 。乙烯装置丙烯精馏塔优化设计 曹媛维 （中国寰球工程公司，北京100029） 摘要：针对近年来大型乙烯装置中的丙烯精馏塔操作不稳定、能耗大的问题，利用PRO /Ⅱ软件模拟分析该塔流程，总结出随着装置规模大型化该塔采用多溢流塔板形式，计算中应考虑塔板形式对板效率取值的影响。当进料组成与设计工况不符或装置负荷增大时导致产品不达标的情况，可增设进料口在非设计工况下不同位置进料以满足分离的要求， 并且塔顶冷凝器和塔底再沸器需要考虑充分的设计余量。并创造性提出了，在传统工艺流程基础上在塔顶冷凝器后增设排放冷凝器进一步回收丙烯的节能优化方案，为实际生产提供建议性指导。关键词：丙烯精馏塔；操作波动；PRO /Ⅱ模拟中图分类号：TQ 051．81 文献标识码：B 文章编号：1005-9954（2012）09-0074-05DOI ：10．3969/j．issn．1005-9954．2012．09．0017 Optimization design of propylene rectifying column in ethylene plant CAO Yuan-wei （China HuanQiu Contracting ＆Engineering Corporation ，Beijing 100029，China ） Abstract ：According to high energy consumption and instable operation problems of propylene rectifying column in large-scale ethylene plants ，the propylene rectifying column system was simulated with PRO/Ⅱsoftware．The conclusion is that the influence of the tray type on the tray efficiency should be considered in calculation ，and it is better to use multi-overflow tray type for large-scale ethylene plant．If the propylene product is substandard in the inconsistent feed composition case or the increased duty case ， the added feed nozzles are prefered to switch the diffierent feed location for different case．Enough design margin should be considered for the top condenser and the bottom reboiler．The energy saving optimization scheme that adding a new vent condenser after the top condenser to recover more propylene product is creatively put forward ，which provides the constructive guidance for the actual production．Key words ：propylene rectifying column ；operation fluctuation ；PRO /Ⅱsimulation 丙烯主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷以 及异丙醇等， 是仅次于乙烯的重要石油化工原料［1］ 。丙烯衍生物的快速发展带动了丙烯需求的快速增长， 据估计从2006年到2015年全球范围内丙烯需求仍以4．9%的速度持续增长，中国的丙烯需求预计年均 增长达到6．3%［2］ 。目前从市场份额看，来自乙烯装置的丙烯占到59%，从炼厂轻烃分离装置回收的丙烯占到35%。本文针对乙烯装置实际运行中丙烯精馏塔进料组成和负荷波动大导致产品不合格、能耗高的问题，利用流程模拟软件PRO /Ⅱ优化该塔操作参数，并探索性地提出在冷凝器出口增设排放冷凝器进一步回收丙烯产品的工艺，为丙烯精馏塔在实际操作 中低能耗、平稳运行提供理论指导和建议。1原始工况的模拟计算 1．1 模拟计算条件 本模拟计算以80万t /a 乙烯装置丙烯精馏塔为例，该塔进料组成条件如表1所示。采出丙烯产品的规格按照GB/T 7716—2002中聚合级丙烯优等品（摩 尔分数99．6%），塔釜丙烯控制指标为摩尔分数≤2%。1．2模拟过程1．2．1 模拟图与模拟参数选择 工业生产中由于受到运输和加工制造的限制，将丙烯精馏塔分成双塔串联或并联操作，但在模拟 板式精馏塔设计方案 第三节精馏方案简介 (1) 精馏塔的物料衡算； (2) 塔板数的确定： (3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 塔板主要工艺尺寸的计算； (6) 塔板的流体力学验算： (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 绘制生产工艺流程图； (10) 绘制精馏塔设计条件图； (11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至84 C后送入连续板式精馏塔(筛板塔)，塔顶上升蒸汽 流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25 C后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 第四节：精馏工艺流程草图及说明 、流程方案的选择 1. 生产流程方案的确定: 原料主要有三个组分：C2°、C3二、C3°,生产方案有两种：（见下图A , B ）如 任务书规定： 图（A ） 为按挥发度递减顺序采出，图（B ）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工 生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B ）所示方法中，除最难挥发组 分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品， 能量（热量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大， 再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故 应选用图（A ）所示的是生产方案。 2. 工艺流程分离法的选择： 在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。 脱乙烷塔，丙烯精制 塔采用常温加压分离法。因为 C2, C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸 点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺 简单，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经 济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分 离难度加大。可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温， 采用闭式热泵流程，将 精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。综合考滤故选用常温加压分离法流 程。 1、 脱乙烷塔：根据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐 塔板,塔顶采用分 凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决 于混合 物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的 C2 C3 = C3 ° iC4 W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 工艺特点: 原料 C 工 C 。 (A ) (B ) 精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32) § 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应 化工原理课程设计 乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书 学院（系）：化工与环境生命学部 专业：能源化学工程 学生姓名：杨旭 学号：201341260 指导教师：董宏光 评阅教师： 完成日期：2016年7月7日 - 1 - 目录 第 1章概述......................................................... - 4 - 第2章方案流程简介.................................... 错误！未定义书签。 2.1精馏装置流程................................................ - 5 - 2.2 工艺流程....................................... 错误！未定义书签。 2.2.1工艺流程.............................................. - 5 - 2.2.2能量利用.............................................. - 5 - 2.3 设备选用....................................... 错误！未定义书签。 2.4 处理能力及产品质量要求......................... 错误！未定义书签。 2.5 设计的目的和意义 - 6 - 第3章精馏塔工艺设计............................................... - 7 - 3.1 设计条件.................................................... - 7 - 3.1.1 工艺条件.............................................. - 7 - 3.1.2 操作条件：........................................... - 7 - 3.1.3 塔板形式：............................................ - 7 - 3.1.4 处理量：.............................................. - 7 - 3.1.5 安装地点：............................................ - 7 - 3.1.6 塔板设计位置：........................................ - 7 - 3.2 物料衡算及热量衡算........................................ - 8 - 3.2.1 物料衡算............................................. - 8 - 3.2.2 热量衡算............................................. - 8 - 3.3 塔板数的计算........................................... - 9 - 3.3.1相对挥发度的查取...................................... - 9 - 3.3.2最小回流比计算：..................................... - 10 - 3.3.3 逐板计算过程：...................................... - 10 - 3.4 精馏塔工艺设计............................................. - 11 - 3.4.1 物性数据............................................. - 11 - 3.4.2 板间距和塔径的初步选取............................... - 11 - 3.4.3校核................................................. - 12 - 3.4.4塔板负荷性能图....................................... - 14 - 3.4.4 塔高的计算........................................... - 16 - 第4章再沸器的设计................................................ - 16 - - 2 - 简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据 3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?- 乙烯精馏塔的设计说明书 7.1.1 设计任务 由Aspen 模拟得到进料板上 S V =1.0310 (s m /3) S L =0.089141(s m /3) 气相密度V ρ=48.1423/m kg 液相密度L ρ=427.29(3/m kg 液体表面张力m σ= 2.982m mN / 7.1.2 塔和塔板主要工艺尺寸计算 塔板横截面的布置计算 1、塔径D 的计算 参考《化工原理》（下册）表10-1，取板间距H T =0.61m =L h 0.13m H T -L h =0.61-0.13=0.48m 两相流动参数计算如下 LV F = Vs Ls Lm Vm ρρ ∴LV F =（ 0.0891411.0310）（ 427. 2948. 142）2/1=0.258 参考《化工原理》（下册）图10-42筛板的泛点关联得：C 20f =0.075 f C =2.02020??? ??σf C =0.2 2.9820.0750.0512620?? = ? ?? u =f 5 .02 .02020??? ? ??-??? ??V V L f C ρρρσ=0.5 427.2948.1420.0512648.142-?? ???=0.1438(s m /) 本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速 n u '=0.8?0.1438=0.1150 s m / 所需的气体流通面积 /'Vs A n =n u '=1.0310/0.1150=8.96522m 4 1.0310 3.380.7850.1150 Vs D m u π'= ==? 根据塔设备系列化规格，将D '圆整到D=3.6 m 作为初选塔径，因此 第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； –––––塔内所需要的理论板层数； –––––总板效率； –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； –––––气体体积流量，m 3 u –––––空塔气速， u =（0.6~0.8） （3-3） V V L C u ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，3 V ρ–––––气相密度，3 C –––––负荷因子， 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子， L σ–––––操作物系的液体表面张力， 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ? ?+-=-r x r x r x A a 1 222s i n 1802π （3-11） 1 / 2 ∠1∶１０ 设计数量 职务姓名日期制图校核审核审定批准 比例 图幅 1∶20 A1 版次 设计项目设计阶段 毕业设计施工图 精馏塔 重量（Kg） 单件总重备注 件号 图号或标准号 名称 材料1 2345基础环 筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 6 789 10111213 14151617JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘 塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱 111411111111 6.723.931.55322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 1.170.411.0321.9376181210.69 2.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 1819202122232425 2627282930313233343536 3738394041 扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体 法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔 排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.6 16.944.3δ=8 1 40 6 23 45 41 39 38 37789 10 1112 3635 34 33 3213 14 31 15 1630 2917 28 2726 25 24 2318 19 202122 a b c d e f i g h j1 k l n m5 m7 Ⅵ Ⅴ Ⅳ Ⅲ Ⅱ Ⅰ 技术要求 1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行 制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301； 3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板 厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定； 4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%； 5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验； 6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm； 7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm； 8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行； 9、管口及支座方位见接管方位图。 技术特性表 管口表 总质量：27685 Kg e m1-7a f i g h j2n j4 l j3 k j1 b c d j3 序号 项 目指 标11 109 87654 3 21设计压力 MPa 设计温度 ℃工作压力 MPa 工作温度 ℃工作介质主要受压元件许用应力 MPa 焊缝接头系数腐蚀裕量 mm 全容积 m 容器类别 0.11500.027102 筒体、封头、法兰1700.58157.9327符号公称尺寸连接尺寸标准紧密面 型式用途或名称b c d e f g h i j1-4k l m1-7n 2060020453220202020402045040 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97 HG21515-95凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹 温度计口气相出口压力计口回流口进料口液面计口液面计口温度计口排气管口至再沸器口出料口人孔再沸器返回口 313028263335373929 2732 3436 38404142 43 444546 474849 505125 24 2322 21201918 1716 151******** 8 7654 32114m6 m7 m5 m4 m3 m2 m1 1 2 3 4 5 30 31 32 33 3435 5051管口方位示意图 A、B类焊缝 1：2 整体示意图1：2 Ⅵ Ⅴ 1：5 1：5 Ⅳ A B B向 A向 Ⅲ 1：5 Ⅱ 1：5 Ⅰ 1：10 平台一 平台二 357 2901 ∠1∶１０ 设计数量 职务姓名日期制图校核审核审定批准 比例 图幅 1∶20 A1 版次 设计项目设计阶段 毕业设计施工图 精馏塔 重量（Kg） 单件总重备注 件号 图号或标准号 名称 材料12345基础环 筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 6 789 10 111213 14151617JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘 塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱 111411111111 6.723.931.55322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 1.170.411.0321.9376181210.69 2.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 1819202122232425 2627282930313233343536 3738394041 扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体 法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔 排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.6 16.944.3δ=8 1 40 6 23 45 41 39 38 37789 10 1112 3635 34 33 3213 14 31 15 1630 2917 28 2726 25 24 2318 19 202122 a b c d e f i g h j1 k l n m5 m7 Ⅵ Ⅴ Ⅳ Ⅲ Ⅱ Ⅰ 技术要求 1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行 制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301； 3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板 厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定； 4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%； 5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验； 6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm； 7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm； 8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行； 9、管口及支座方位见接管方位图。 技术特性表 管口表 总质量：27685 Kg e m1-7a f i g h j2n j4 l j3 k j1 b c d j3 序号 项 目指 标11 109 87654 3 21设计压力 MPa 设计温度 ℃工作压力 MPa 工作温度 ℃工作介质主要受压元件许用应力 MPa 焊缝接头系数腐蚀裕量 mm 全容积 m 容器类别 0.11500.027102 筒体、封头、法兰1700.58157.9327符号公称尺寸连接尺寸标准紧密面 型式用途或名称b c d e f g h i j1-4k l m1-7n 2060020453220202020402045040 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97 HG21515-95凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹 温度计口气相出口压力计口回流口进料口液面计口液面计口温度计口排气管口至再沸器口出料口人孔再沸器返回口 313028263335373929 2732 3436 38404142 43 444546 474849 505125 24 2322 21201918 1716 151******** 8 7654 32114m6 m7 m5 m4 m3 m2 m1 1 2 3 4 5 30 31 32 33 3435 5051管口方位示意图 A、B类焊缝 1：2 整体示意图1：2 Ⅵ Ⅴ 1：5 1：5 Ⅳ A B B向 A向 Ⅲ 1：5 Ⅱ 1：5 Ⅰ 1：10 平台一 平台二 357 2901设备选型-精馏塔设计说明书
精馏塔设计流程
精馏塔的设计及选型
精馏塔操作常见问题
乙烯装置丙烯精馏塔优化设计_曹媛维
板式精馏塔项目设计方案
精馏塔设计
乙烯乙烷精馏工艺设计说明书
精馏塔设计指导书
乙烯精馏塔的设计说明书
精馏塔工艺工艺设计计算
精馏塔设计图(参考)
精馏塔设计图(参考)
相关主题
文本预览