1、计题目：年产一万吨原油裂解装置中乙烯塔系的浮阀精馏塔设计设计条件：1、操作压强为 21kg/cm2。2、原料为乙烯和乙烷混合液体，含乙烯 89.36（质量分率）处理量为 378kg/h。3、产品要求：塔顶乙烯 99.46（质量分率） 。设计任务：1、完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。2、完成带控制点的工艺流程示意图，t-x-y 相平衡图，塔板负荷性能图，晒空布置图一级塔的工艺条件图。3、写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果总和和对自己设计的评价。指导老师： 时间：2 年 6 月全套图纸加 153893706前言（1） 、学会如何查阅资料、手册图表，选用合适的数据及
2、计算公式；（2） 、合理确定工艺流程；（3） 、进行工艺尺寸的设计计算，包括塔高，塔径及塔板上气液接触元件的主要尺寸，为检测工艺设计的合理性，需要进行流体力学验算，为了解所设计的塔的操作性能的好坏，需要画出塔板的操作负荷性能图；（4） 、确定辅助设备的选型；（5） 、做出流程图及塔的结构图。第一章 设计方案的确定本次设计任务是设计年产一万吨原油裂解装置中乙烯塔系的浮阀精馏塔，因此采用浮阀式精馏塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用泡点进料，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜采用间接蒸汽再沸器加热，使部分釜液变为气体以供气体回流。主要流程（见带控制点流程图）：将乙烯乙烷混合气经泵压
3、缩到操作压下，使之变为液体，经原料预热器预热到泡点进入精馏塔，在塔中进行气液传质，使乙烯与乙烷分离。塔顶蒸汽主要是乙烯，将蒸汽通过全凝器冷凝，一部分冷凝液作为回流液回到塔中，一部分冷凝液作为产品冷却器冷却到要求的温度后到产品贮罐，然后用泵输送到所需要的车间；塔釜的产品主要是乙烷，进入再沸器，部分加热成气相回流到塔中，部分液相经冷却器冷却到所需的温度后贮存在釜液贮罐中，然后用泵输送到所需要的车间。整个精馏塔中所需的热量都由再沸器提供。塔顶的全凝器用液氨作为冷却剂，塔釜的再沸器用氨气作为加热剂，通过它们液化或汽化来到达冷凝和加热的效果，全凝器中汽化了的液氨也可再通入再沸器中作为加热剂，因此可以循环
4、使用，节约费用。第二章 主要设备工艺计算（读取物性数据、物料核算、工艺设计结构、尺寸的计算）一、塔的物料衡算已知条件：F378Kg/h 89.36%FX9.46D9.4%()WX质 量 分 数乙烯的分子量28.05 kg/Kmol 乙烷分子量30.07 kg/Kmol操作压强 P 4219.8/02.6pa.0/13250.atmM 1 料液及塔顶、塔底产品含乙烯摩尔分数X = =0.900 = =0.995F0.362859147DX.9462805.3.7= =0.100w.0628532原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量MF=0.900 28.05+(1-0.900) 30.07=28
5、.25 kg/kmolMD=0.995 28.05+(1-0.995) 30.07=28.06 kg/kmolMW=0.100 28.05+(1-0.100) 30.07=29.87 kg/kmol3. 物料衡算原料处理量：F= =13.38 kmol/h3782.5总物料衡算：F=D+W乙烯物料衡算： FXF =DXD + WXW13.38 0.900=D 0.995+W 0.100联立解得： D=11.96 kmol/h W=1.42 kmol/h二、 塔板数的计算1 温度和平衡常数的计算由 P=20.33atm 查 PTK 图 1,由 1- 5s，故降液管尺寸可用。（4）降液管底隙高度
6、oh可按下式计算： oh0swLUl取降液管底隙处液体流速 0.10m/s，则0代入上式得： 03.61/.295hm因为 0.025m,0.29m且 47180.6w故降液管底隙高度设计合理。2、 塔板布置及浮阀数目与排列采用 型重阀，取阀孔动能因数 101F0F孔速 01/21/2.6/38.VUms型重阀的公称直径： 1 0.39d取边缘区宽度 .cW泡沫区宽度 5sm板上鼓泡区面积： 221sin80a XAXRR0.3.2CDR式 中 ： 5()(745).126dsXWm将结果代入上式得： 222123.0.20.16.0.16sin.398aA对于整块塔板浮阀排列方式采用正三角形
7、叉排。阀孔总面积： 2038./60.512sVAmU孔心距 00.139.97.9.70.486ad开孔数目为： 22150548aAn以正三角形叉排方式作塔板布置图，排得阀孔数为 6 个。按 n 实际 6 重新核算孔速及阀孔动能因数： 22038./601.9/14()SVUmsnd实 际 实 际 .9vF实 际 实 际阀孔动能因数仍在 912 范围内 ，所以实际的阀孔数能满足要求。塔板开孔率 0.0651%16.3%39aA加压塔开孔率常小于 10% ，所以开孔率合适。三.流体力学验算（一）精馏段流体力学验算1、气体通过浮阀塔板得压降（用相当塔内液体的液柱高度 表示）phpclh（1）干
8、板阻力临界孔速（浮阀由部分全开转变为全部全开时的临界速度 ）ocU1.8251.82573.46ocvUms因为 所以.49/OCsU实 际液柱2 237.1495.35. 0.538.vcLh mg实 际（2）气体通过板上清液层的压降 lh此设备分离乙烯和乙烷混合物，即液相为碳氢化合物，既可取充气系数m 液柱 0.5 0.5(470.13).lLhwo （ +） =（3）液体表面张力所造成的阻力 h3504.518.601g2489.Lhd lm 液 柱由于此阻力很小，可以忽略不计。因此，将 、 、 代入式 可得气体流经一层浮阀塔板clhpclh的压降所相当的液柱高度为： 0.53.0.83
9、5m液 柱单板压降 0.83429814pLPgPa2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度()dTwHhdpLdHh（1） 气体通过塔板的压降所相当的液柱高度 ，已算出ph0.0835m p（2） 液体通过降液管的压头损失 d因不设进口堰 2 20.5/360.153.1.68SdwLh mlh（3） 板上液层高度 L因已选定板上液层高度为： 0.06m 则代入式 得： LhdpLdHh0.835.608.142dHm取 0.6 ，又已选定 ，.3TH0.7w则 m()0.6(3.47)0.28TwHh所以 ，符合防止淹塔的要求。d3、液沫夹带泛点率 F 1.360%VSSL
10、LFbZKCA板上液体流经长度 2.5.74.352LdZDWm板上液流面积 0196016bTfA乙烯和乙烷属无泡沫正常系统，因此可按正常系统物性系数 K1.0，查泛点负荷系数图 6得 =0.092 代入式得：FC泛点率 F37.437.62.51.30.36025861%24.08094对于直径在 0.9 以下的塔，为避免过量的液沫夹带，应控制泛点率不超过70%。根据上式计算出的泛点率在 70%以下，因此可以知道液沫夹带能够满足 的要求。0.1()/kgve液 （ 气 ）（二）提馏段流体力学验算1、气相通过浮阀塔板得压降（用相当的液柱高度 表示）phpclh（1）干板阻力临界孔速（浮阀由部
11、分全开转变为全部全开时的临界速度 ）ocU1.8251.82573.430ocvU因为 所以OC实 际2 238.01495.345.40.57.vcLUh mg实 际（2）气体通过板上清液层的压降 lh此设备分离乙烯和乙烷混合物，即液相为碳氢化合物，既可取充气系数0.5 0.56.03lLh（4） 液体表面张力所造成的阻力 h3504.919.10g780.Lh md lm 液 柱由于此阻力很小，可以忽略不计。因此，将 、 、 代入式 可得气体流经一层浮阀塔板的clhpclh压降所相当的液柱高度为： 0.5.30.85液 柱单板压降 .841794pLPgPa2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要
12、求控制降液管中清液层高度()dTwHhdpLdHh气体通过塔板的压降所相当的液柱高度 ，已算出p0.0850mp（5） 液体通过降液管的压头损失 dh因不设进口堰 m2 203.61/0.153.5.140SdwLhl（6） 板上液层高度 L因以选定板上液层高度为： 0.06m 则代入式 得： LhdpLdHh0.85.6014.6dHm取 0.6 ，又已选定 ，0.3THm0.47wh则 ()0.6(47)28Twh所以 ，符合防止淹塔的要求。dH3.液沫夹带泛点率 F 1.360%VSSLLFbZKCA板上液体流经长度 2.5.70.35LdDW板上液流面积 0.196164bTf m乙烯
13、和乙烷可按正常系统物性系数 K1.0，查泛点负荷系数图 6得 =0.092 代入式得：FC泛点率 F38.38.023.61.0.560417%2.9094对于直径在 0.9 以下的塔，为避免过量的液沫夹带，应控制泛点率不超过70%。根据上式计算出的泛点率 F 在 70%以下，因此可以知道液沫夹带能够满足 的要求。0.1()/kgve液 （ 气 ）四、塔板负荷性能图（一）精馏段塔板负荷性能图1液沫夹带线按式作出，即： 泛点率 F1.360%VSSLLFbZKCA式中 、 、 、 、K 、 及 均为已知值。FCVLbALZ按泛点率70%计算得：70%1.360%VSSLLFbZKCA7.1.36
14、.54258170094S S整理得 0.9SSVL（）31528S由式（）可知液沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个 值，SL按式（）算出相应的 值列于下表 3：SV，SL3m/s0.0001 0.0005 0.0020，V0.03319 0.03258 0.030282液泛线由式、及式 可得： ()dTwHh ()Twh pLclLdh由上式确定液泛线，忽略式中 项将 、 、 25.34vcLUhg实 际 lLh 232.8410howwhEl、 20.1SdwlLWO代入式得：+ + + ()TwHh 25.34vLUg实 际 20.153Swlh(1) Wh232.840hwLEl
15、因物系一定，塔板结果尺寸一定，则 、 、 、 、 、 、 及THWh0wlvL等均匀为定值，而 与 的关系为： U实 际 SV204SVUnd实 际 实 际式中阀孔数 与孔径也为定值。 n实 际则式变为+ + +()TwHh 5.342vLg2204SVnd实 际 20.153SwLlh(1) Wh232.810swEl上式简化为： 222/3469.0.137485.1.0SSSVL（）2 /3. 9SL在操作范围内任取若干 值，代入上式计算出相应的 值列于下表 4：S SV,SL3/ms0.0001 0.0005 0.0020,V0.0169 0.0163 0.01463.液相负荷上限线液
16、相的最大流量应保证液体在降液管中停留时间不低于 35s。液体在降液管内停留时间 35TfSHAL求出上限液体流量 值（常数） ，在 图上，液相负荷上限线与气体SVL流量 无关的竖直线。SV当 3 作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （）3max0.173.() 017/TfSHALms4漏液线对于 型重阀，依 计算，则1F1/20VFU实 际 1/20VUF实 际又知 则得： 204SVdN实 际 2001/24SVdn实 际式中 、 、 均为已知数，可由此式求出气相负荷 的下限值，由0n实 际 V S此作出与液体流量无关的水平漏液线。以 5 作为规定气体最小负荷的标准，则0F2min0()
17、4SVd实 际 实 际U2001/24VFdn实 际 （）2 33.1596.84/37.ms5液相负荷下限线取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件，由 的计算式计算0.owh owh出 的下限值，由此作出液相负荷下限线，该线是与气相流量无关的竖直SL线。取 E1，则2min360()2.840.61SwLEl3/2min.1()WS lL（）3/230.60.5.160/84ms根据表 3、4 和式（） 、 （） 、 （）可分别作出塔板负荷性能图上的（） 、 （） 、 （） 、 （） 、 （）共五条线，见下图：点 P00.0050.010.0150.020.0250.030.0350.040
18、0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025Ls(m3/s)Vs(m3/s)（）线为液沫夹带线， （）线为液泛线， （）线为液相负荷上限，（）线为漏液线， （）线为液相负荷下限线， （）线为操作线 。由塔板负荷图可看出：（1） 在规定任务的气液负荷的操作点 P（设计点） ，处在适宜的操作区，则设计合理。（2） 塔板的气相负荷上限完全由液泛线控制，操作下限由漏液线控制。（3） 按照固定的液气比，由图中查出塔板的气相负荷上限 0.0158 max()sV气相负荷下限线 0.00584min()sV操作弹性0.0158/0.00584=2.71操作弹性大于 2.0，符合要求。（二
19、）提馏段塔板负荷性能图1液沫夹带线按式作出，既 泛点率1.360%VSSLLFbZKCA式中 、 、 、 、K 、 及 均为已知值。FCVLbAFCLZ按泛点率70%计算得：70%1.360%VSSLLFbZA8.021.36.541717094S S整理得 70.9SSVL（）032815S由式（）可知液沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干 值，按SL式（）算出相应的 值列于下表 3：SV，SL2m/s0.0001 0.0005 0.0020， 0.03269 0.03209 0.029832液泛线由式、及式 可得： ()dTwHh ()Twh pLclLdh由上式确定液泛线，忽略式中 项
20、将 、 、 25.34vcLUhg实 际 lLh 232.8410sowwhEl、 20.1SdwlLWO代入式得：+ + + ()TwHh 25.34vLUg实 际 20.153Swlh(1) Wh232.840swLEl因物系一定，塔板结果尺寸一定，则 、 、 、 、 、 、 及THlvL等均匀为定值，而 与 的关系为： 实 际 SV204SVUd实 际 实 际n式中阀孔 与孔径也为定值。 实 际n则式变为+ + +()TwHh 5.342vlg2204SVd实 际n20.153SwLlh(1) Wh232.810wLsEl上式简化为： 222/348.710.3148501SSSVL（）
21、2 /3.57SVL在操作范围内任取若干 值，代入上式计算出相应的 值列于下表 4：S SV,SL3/ms0.0001 0.0005 0.0020,V0.0166 0.0161 0.01443.液相负荷上限线液相的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 35s。液体在降液管内停留时间 35TfSHAL求出上限液体流量 值（常数） ，在 图上，液相负荷上限线与气体SVL流量 无关的竖直线。SV当 3 作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （）3max0.173.() 017/TfSHALms4漏液线对于 型重阀，依 计算，则1F1/20VFU实 际 1/20VUF实 际又知 则得： 204SVd
22、n实 际 实 际 201/24SVdn实 际式中 、 、 均为已知数，可由此式求出气相负荷 的下限值，由0实 际 V S此作出与液体流量无关的水平漏液线。以 5 作为规定气体最小负荷的标准，则0F2min0()4SVdU实 际 实 际 2001/24VFdn实 际 （）2 33.1596.8/3.ms5液相负荷下限线取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件，由 的计算式0.owh owh计算出 的下限值，由此作出液相负荷下限线，该线是与气相流量无关的SL竖直线。取 E1，则2min360()2.840.61SowwLhEl /2min.()WSL（）3/230.10.5.106/846ms根据表
23、3、4 和式（） 、 （） 、 （）可分别作出塔板负荷性能图上的（） 、 （） 、 （） 、 （） 、 （）共五条线，见下图：点 P00.0050.010.0150.020.0250.030.0350.040 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025Ls(m3/s)Vs(m3/s)（）线为液沫夹带线、 （）线为液泛线、 （）线为液相负荷上限线、（）线为漏液线、 （）线为液相负荷下限线、()线是操作线。由塔板负荷图可看出：（1） 在规定任务的气液负荷的操作点 P（设计点） ，处在适宜的操作区，则设计合理。（2） 塔板的气相负荷上限完全由液泛线控制，操作下限由漏液线控制。（
24、3） 按照固定的液气比，由图中查出塔板的气相负荷上限 0.0151 max()sV气相负荷下限线 0.00581min()sV操作弹性0.0151/0.00581=2.60操作弹性大于 2.0，符合要求。五、塔高的确定1、塔高的确定塔高是由塔顶空间 、塔底空间 、有效塔高 、加料板空间高度DHBPH及裙座高度FHS即： DBPFSO（1）塔顶空间 的确定塔顶空间是塔内最上层塔板与塔顶封头底边的距离。其距离取远高于板间距的值，在设计计算过程中板间距 为 0.3m，根据经验一般取塔顶空间TH1.0m。DH（2）塔底空间 的确定B塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底封头底边的间距。其值由塔底贮液停留时间
25、 和塔底液面到最下层塔板间距（一般是 12m）决定。本塔设计取 5min 则 25603./.5378SBLHmA（3）进料段高度取为板间距的 2 倍较合适，故取 。 .F（4）有效塔高 的确定P(1)(4)0.312PTHNm由于塔径很小，为了方便维修，如果条件允许最好在每一块塔板设计一个手孔（直径为 150mm） ，这里不作详细说明。其中设计的手孔不影响塔板间距。 （5）封头高度的确定本设计采用标准椭圆封头，故 =D/4=0.5/4=0.125m (塔顶和塔底OH封头采取相同高度)（6）裙座高度的确定取出口管路的液体流率 0.5/ums4361.1.4SLd查7可知管路的弯曲最小半径为 R
26、=5d=0.255m取出料管管长 L1.3d=0.067m，取 0.07m10.25.0.7.45Hm取支承高度 =1.0m 则： 120.451.SHm所以 全塔高度：H1.0+1.53+12+0.125+0.6+1.4516.58m2、塔板结构的确定当塔径在 300900mm 时，一般采用整块式。本设计 D=500mm，所以采用整块式。 （具体见塔板阀孔布置图）第四章 辅助设备选型一、塔顶全凝器本设计全凝器采用管壳式换热器，全凝器中使用液氨为冷却剂使乙烯乙烷混合气冷凝，液氨和混合气两者均发生相变。因乙烯是易燃气体，且无味，泄漏不易被察觉，故选择液氨走壳程，乙烯乙烷走管程。液氨在 20.33
27、atm 时，临界温度 t=-43 ，塔顶蒸出的蒸汽温度 TD=-OC23.5 =249.65KOC查3并内插得 -23.5 乙烯、乙烷的汽化潜热：O1302.97kJg236.59kJgm20.7.7053.29/gX KJ 查3并内插计算得 -43 时氨的气化潜热为：OC14.kJg氨蒸汽流量： 1409.45kg/hhWV热负荷： mCQ氨1409.53.2140.所以 Q427472.09 =118.74KWKJh液氨的流量： CW5./kg本设计采用逆流时平均温度差为：mt19.5DTtOC根据两个流体的情况，假设 K200 2/()OWmC故传热面积 8.7410.3395mQSt由
28、9查换热器系列标准中选定 DG-400-0.6-22.30- -1型换热器，有关参25数如下：项目 单位 数值公称直径 DN /mm 400公称压力 PN/ 0.6aMP计算换热面积 22.302m管程数 1 管子直径 mm 25.管长 m 3管子总数 98管子排列方法 实际传热面积： 2098.14(0.25.)18.46Sndl m若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： 2018.743./()69.5OmQKWmCSt与假设值相近，所以所选换热器可用。二、再沸器本设计再沸器采用列管式换热器，设备使用氨气为加热剂使乙烯乙烷混合气液化，氨气和乙烯乙烷混合气两者均发生相变。同样，
29、选择氨气进入换热管的壳程，乙烯乙烷走管程。氨气在 0.9atm 时，临界温度 t=37 时，塔釜流出液温度 TW=-OC6.8 =266.35KOC查3并内插得 -6.8 时乙烯、乙烷的汽化潜热：OC， 123.7/KJg273.86/KJg所以 m1.10.0926.75/gXKJ 查3并内插得氨的汽化潜热： 4/J氨釜液流量： 42.42kg/hhWD热负荷： 42.69.7512.80/3.18cmQkJhKW逆流时平均温度差为： 37-(-6.8)=43.8tOC根据两个流体的情况，假设 K200 20/()Wm故传热面积 3.180.47mSt由化工原理 （上册）换热器系列标准中选定 DG-159-1.6- -1型换热1.52器，有关参数如下：项目 单位 数值公称直径 mm 159公称压力 PN/ 1.6aMP计算换热面积 1.22m管程数 1管子直径 mm 25.管长 m 1.5管子总数 11管子排列方法 实际传热面积： 2013.4(0.25.)1.504Sndl m若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
