1、大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班过程工艺与设备课程设计乙烯乙烷精馏塔设计设计日期： 2016年7月7日班 级： 化工1304班姓 名： 刘明昊指导老师： 焉晓明大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班目 录前言 3第一章 任务书4第二章 精馏过程工艺及设备概述4第三章 精馏塔工艺设计7第四章 再沸器的设计21第五章 辅助设备的设计29第六章 管路设计35第七章 控制方案36附录 主要符号说明39参考资料42大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班前言精馏工艺的设计能够极大地体现学生对知识的应用能力，而设计说明书即是这种能力的结晶。本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸
2、器、辅助设备、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，本设计中还存在一些错误，希望各位老师给予指正感谢老师的指导和参阅！大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班第一章、 任务书处理量：210 koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% ，塔底产品1% ，总板效率 0.6。*设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量 fx =65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量 Dx =99%釜液乙烯含量 Wx 1%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加
3、热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽；加热方式：间壁换热冷却剂：液氨回流比系数：R/Rmin=1.3塔板形式：浮阀处理量：210 kmol/h，安装地点：大连塔板位置：塔顶第二章、 精馏过程工艺及设备概述大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班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
4、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，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。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）精馏装置必须在适当的位置设置一
5、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）必要的检测手段大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班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
6、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。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是操作弹性大，阻力相对来说较小，生产能力
7、大，塔板效率高。缺点则是浮阀使用久后，由于频繁大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班活动而易脱落或卡住，操作失常。浮阀塔已经在工业上得到广泛的应用。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 （设计略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷
8、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。精馏塔选用浮阀塔，配合使用立式虹热吸式再沸器。 第三章精馏塔工艺设计大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班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，
9、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、再沸器及冷凝大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班器的
10、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）物料衡算（1）全塔 nF nD nWq q q nF F nD nD nW nWq z q x q x 代入 nFq =210kmol/h, nDx
11、 =0.99, nWx =0.01,解得：nDq =137.15kmol/h， nWq =72.85kmol/h（2）精馏段 nV nVq qnV nD nLq q q (3) 提馏段 nL nL nFq q qq nV nVq q热量衡算大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班冷凝器冷却剂的质量流量 cc V 2 1QG = C (t -t )冷凝器热流量 c VQ =Vr再沸器加热蒸汽的质量流量 rr RQG = r再沸器热流量 r Vq =Vr2. 塔板计算(1).塔顶露点及相对挥发度假设塔顶温度T=258.15K，由P-T-K 图查得 1.05AK , 0.73BK ,故Ax =0
12、.99/1.05=0.943, (1 ) /B D Bx x K =0.01/0.73=0.0137 。 显 然 ，Ax + Bx =0.95676mm因此，上述设计满足要求。大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班3.2.2.5、塔板布置及其他结构尺寸的选取塔板厚度 取4mm，由 d / TA A =0.134查经验表有 /db D=0.161，即降液管宽 db =0.225m。(1)、受液区和降液区 db =0.225m=225mm(1)、入口安定区和出口安定 sb = sb =70mmbcbdbs r x（3）边缘区： cb =50mm（4）有效传质区aA = 2 2 2 12( s
13、in )xx r x r r ，x=（D-2 db ）/2=0.475m，r =（D-2 cb）/2=0.65m，代入即有 aA =1.114 2m（5）阀孔的尺寸及排列型式：F1 阀孔直径： 0d =39mm排列：正三角形取动能因子 0F =10，则阀孔气速为 0u = 202dD = 1035 =1.690m/s，阀孔数n=20 04 sVd u ，即n= 24*0.1724*0.039 *1.690 =85.4=86。lW大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班取孔中心矩为t=100mm。按此数据排孔来调整实际浮阀数为n=101。则有：实际阀孔气速 0u = 24*0.1724*0.
14、039 *n =1.429m/s，实际动能因子 0F =0u 0.5V =8.5，实际开孔率 =n 202dD =0.0781.5，满足设计要求。3.2.2.7、塔板负荷性能图-确定塔的操作弹性(1)、过量液沫夹带线（气相负荷上限线）泛点率：1F = 1.36VS SL Vb FV L ZA KC 或 1F = 0.78 VS L VT FV A KC bA =1.215 2m ， TA =1.539 2m ，bA =0.79 TA 0.78 TA ,故用第一式来算。取 1F =0.8，即：0.8= 35 1.36 *0.95420 351.217*1*0.12S SV L ，即有 SV =0
15、.370-4.091 SL即 hV =1332-4.091 hL(2)、液相下限线hL =3.07 Wl =3.159 3 /m h（3）、严重漏液线（气相下限线）0F =5= 0/ 3600h VV A 即 hV =18000 0A / V ，而 0A = TA =0.078*1.539=0.120 2m ，即 hV =365.1 3 /m h。（4）、液相上限线令停留时间 d TSA HL =5s，则 hL =3600 SL = 0.207*0.453600* 5 =67.07 3 /m h。（5）、降液管液泛线令dH = T WH h =，将 dH = Wh + OWh + fh + d
16、h 以及 OWh 与 hL ，dh 与 hL ，fh 与 hL 、 hV的关系全代入并整理，可得：大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班a 2hV = b - c 2hL - d 2/3hL式中 a =1.38* 710 ， b =0.178， c =6.97* 610 ， d =2.91* 310即： 2hV =1.29* 610 -50.51 2hL -2.109* 410 2/3hL注： 2/332.84*10 hOW WLh E l ， dh = 281.18*10 hW bLl h fh = 0 W OWh h h 而 2200 20/ 360015.34 5.342 2 hV
17、 VL L Vuh g g A 。由以上可得塔板负荷性能图：注：降液管线太高对结果无大的影响，故不予画出。由图中有,maxhL =67.07 3 /m h， ,minhL =35.1. 3 /m h。即塔板操作弹性为：,maxhL / ,minhL =1.91。操作裕度为（ ,maxhL - hL ）/ hL =0.18。大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班第四章 再沸器的设计4.1、再沸器的选型及设计条件（1）、选型综合考虑，选择立式热虹吸式再沸器。塔顶压力：2.601MPa；塔底压力：2.633MPa（2）、设计条件 壳程/水 管程/釜液温度/ 50（） 4.0（）压力（绝压）/
18、101.325 Kpa 2.633 Mpa冷凝量/（kg/h)蒸发量（kg/h) 21724.5注：第三章已得 nVq =724.15kmol/h， nLq =797.00 kmol/h，选用逆流传热壳程流体在定性温度40下的物性数据热导率 c =0.634m w/(mK) 粘度 c =0.653m Pa s密度 c =992.2kg/ 3m 定压比热容 PcC =4.174 kJ/(kgK)管程流体4.0下的物性数据：潜热 br =283.733kJ/kg 热导率 b =0.0961 w/(mK)粘度 b =0.0566mPas 密度 b =420 kg/ m3液相定压比热容 pbC =3.
19、431 kJ/(kgK)大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班气相粘度 v =0.0088 mPas 气相密度 v =35.012 kg/ m3蒸汽压曲线斜率： spt )/( 1.452 kgKm /10 244.2、估算设备尺寸（1）、计算热流量 RQ = bV br =21724.5*279.733/3600=1688.1kW（2）、计算传热温差，假定壳层出口温度为 30，则mt = 50 4 30 450 4ln 30 4 =35.1=35.1K（3）、假定传热系数为K=1000 W/( 2m K）（4）、估算传热面积A= RQ /(K mt )=1688.1* 310 /(10
20、00*35.1)=48.09 2m（5）、工艺结构设计管规格拟用 38*2.5，管长 L 取 3000mm 管数 TN =0Ad L =48.09/( *0.033*3)=155采用正三角形排列：b=1.1TN =13.69，管间距取48mm，则壳径 SD = 01 2 3t b d =48*12.69+2.5*33=691.9.4mm，圆整得700mm。L/ SD =4.3,在4 6之间。取管程进口直径为250mm，出口直径300mm。4.3、传热能力校核（1）、显热段传热系数计算设传热管出口处气含率ex =0.21，所以大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班循环量 bt eDW x
21、=（21724.5/3600）/ ex =28.74kg/s传热管面积 20 4 i Ts d N =0.133 2m单位面积上循环量为 0WG s =216.09 kg/s管内雷诺数 eR i bdG =0.033*216.09/ （ 0.0566* 310 ）=12598910000普朗特数Pb br bCP =（3.431*0.0566）/0.0981=1.98（在0.6 160内）显热管内传热膜系数 i 0.8 0.40.023 i e ri R Pd =1081W/( 2m s)壳层传热膜系数：热水质量流量 cm = 2 1)RPc QC t t（ =1688.1/4.174*(50
22、-30)=20.22kg/s。壳层当量直径2 234 0.0382 40.038e td =0.029m设折流板间距为B=0.3m，则壳层流通面积0 38(1 ) 0.3 0.7 1 48i s dS BD t 0.043 2m雷诺数为 0 30.029 20.22Re 0.653 10 0.043e cc id mS =2088310000普朗特数 Pc crcCP =4.174*0.653/0.634=4.30（在0.6 160内）因此，管外冷凝表面传热系数 0 = 0.1410.55 300.36 c e re wR Pd ，取大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班w =1，则 0
23、 =3041 W/( 2m s)管内污垢热阻： 30.17 10iR WKm /)( 2 管外污垢热阻： 30 0.2 10R WKm /)( 2 管质选用不锈钢，则 w =45 W/(mK)所以，管壁热阻 50.0038 8.44 1045w wbR WKm /)( 2 由上数据代入下式：LK = 0 0 0 0 01 1i wi i i md d dR R Rd d d ( 02im d dd =0.036m)即有： LK =677 )/( 2 KmW （2）、蒸发段传热系数计算a、泡核沸腾因数计算传热管内的釜液的质量流量：hG =3600G= 57.78 10 )/( 2 hmkg 0.
24、10.5 0.5 0.135 0.0566420 0.0088V bL V 0.36取x= ex =0.21时 ttX/1 = 0.9 / (1 ) /e ex x =0.843，查图（教材P71）得 Ea =0.4 当 0.4 ex x 0.0841/ ttX = 0.9 0.9 / (1 ) / 0.084/ (1 0.084) / 0.36e ex x =0.323由 hG 及 1/ ttX 再查图得 a =1.0，故 泡核沸腾修正因数a= 2 aaE 0.7计算泡核沸腾表面传热系数nb ：大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班nb = 0.69 0.69 0.33 0.310.2
25、25 ( ) ( 1) ( )ib R i Lri b b V P dQ dPd A r 底 60.69 0.69 0.336 0.31 230.0961 1.6881 10 0.033 4200.225 1.98 ( ) ( 1)0.033 48.1 283.733 0.0566 352.633 10 0.033( ) 9208 W/ m .2.732 10 K b、计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数 i ：i = 4.08.0)1()(023.0 reib PxRd 0.8 0.40.09610.023 ( ) 125989 (1 0.084) 1.980.033 991 )/( 2
26、 KmW c、沸腾表面传热系数对流沸腾因子： 0.53.5 1/tp ttF X 1.99两相对流表面传热系数： tp tp iF 1.99*991=1972 )/( 2 KmW 沸腾表面传热系数： v = tp nba 1972+0.7*9208=8418 )/( 2 KmW 计算沸腾传热系数EKEK = 1 1o i o w o oi v i m od R d R d Rd d d =1326 )/( 2 KmW （3）、显热段和蒸发段的长度：计算显热段的长度 BCL 与传热管总长L的比值 LLBC 为：9 44 3( / )( / ) 1.452 10 0.01940.033 155 4
27、95 35.11.452 10 3.431 10 386 28.74BC i T L ms pb b tL t pd N K tL t p C W 所以 BCL =0.058m CDL =3-0.058=2.942m大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班(4)、实际数据由上有实际计算传热系数 CK ：CK = L BC E CDK L K LL （ 677*0.058+1326*2.942 ） /3=1314)/( 2 KmW 实际需要的传热面积为：( )RCC mQA K t 1688100/(1314*35.1)=36.6 m2传热面积裕度：CCP AAAH )( =（48.09-3
28、6.6）/36.6=31.39 % 30%4.4、循环流量的校核（1）、循环推动力 DP DP = CD L tp tpL l g 其中，l查得推荐值为1.02m，CDL =2.942m， L =420kg/s取x= ex /3，由 ttX/1 = 0.9 / (1 ) /e ex x 有 ttX =3.69，又有; 1tp V L L LR R ， 0.52 21 1ttL tt ttXR X X 代入有 LR =0.3845， tp =183.78kg/ 3m 。同理取x= ex ，可得 tp =122.64 kg/ 3m 。因而 DP =4796Pa。(2)、循环阻力fPfP = 1P
29、+ 2P + 3P + 4P + 5Pa、管程进出口阻力 1P大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班1P = 22ii i LL GD 而 D fDP PP ， 0.380.75430.01227i eiR 20.785i iWG D ， ie bDGR 代入数据：G =585.78kg/( 2m s )， eR =2.587* 610 ， i =0.01503，iL =29.299m， 1P =775Pa。b、传热管显热段阻力 2P 2P = 22BCi LL Gd 而 BCL =0.058m， ie bdGR ， 20.785 ii TWG d N ， 0.380.75430.012
30、27 eR ，代入数据有G =216.90 kg/( 2m s)， eR =1.26* 510 ， =0.02096， 2P =2Pac、传热管蒸发段阻力 3P 气相阻力3VP = 22CD VV i VL Gd 而 0.380.75430.01227V eVR ， VG xG ， i Ve VdGR ，x取23 ex =0.14，CDL =2.942m，代入数据有 VG =30.37 kg/( 2m s)，eR =1.14* 510 ，V =0.02131，3VP =25Pa。液相阻力 3LP = 22CD LL i LL Gd 而0.380.75430.01227L eLR ， L VG
31、G G ， i Le LdGR ,代入数据有 LG =186.53kg/( 2m s)， eR =1.09* 510 ， L =0.02147， 3LP =84Pa。大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班则 3P = 41/4 1/43 3V LP P =767Pa。d、管内动量变化产生的阻力 4P4P = 2 / LG M 而M = 1 11e eLL V Lx xR R ，带入 LR =0.3845，ex =0.21，有M =4.817，G =216.9 kg/(2m s)， 4P =539Pa。e、管程出口段阻力 5P气相阻力 5VP = 20 2 VV VGLD 而 0.380.
32、75430.01227V eVR ， VG xG ， 200.785tWG D ， 0 Ve VD GR ， 200 / 0.02540.3426 / 0.0254 0.1914DL D ，代入数据（ 0D =0.3m），有G =407.08kg/(2m s )， VG =56.99 kg/( 2m s)， eR =1.94* 610 ，V =0.01535，L=35.04m，5VP =83Pa。液相阻力 5LP = 20 2 LL LGLD 而 0.380.75430.01227L eLR , L VG G G , 0 Le LD GR ，代入数据有 LG =350.09kg/( 2m s)
33、， eR =1.88* 610 ， L =0.01539， 5LP =274Pa。因而管程出口段阻力 5P = 41/4 1/45 5V LP P =2522Pa。由上可得循环阻力 fP =775+2+767+539+2522=4605Pa大连理工大学化工原理课程设计 化工1304班（3）、循环推动力与循环阻力的比值计算D fDP PP =(4796-4605)/4796=0.040，在0.01 0.05之间。第五章 辅助设备设计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 L1 =346kg/m3乙烷 L2 =402kg/m3压力取2.63MPa由
34、上面的计算可知进料 Xf=65% Wf=63.4%平均密度 L =100/（63.4/346+36.6/402）=364.6kg/ 3m进料质量流量： mFq =6027kg/h取停留时间：x为4天，即x=96h进料罐容积：mFLq xV k =2267m3 圆整得2670 3m5.1.2.回流罐（-17）液相回流量 mLq =587*28=16436kg/h液相密度 L =398kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为x=0.5h，填充系数k =0.7mLLq xV k =29.50 m3圆整并考虑预量得V =35 m35.1.3.塔顶产品罐质量流量 mDq =3840.2kg/h；大连理工大学
35、化工原理课程设计 化工1304班产品在产品罐中停留时间为x=120h，填充系数k =0.7即有 mDLq xV k =1654.1 m3则产品罐的容积取V=1660 m35.1.4.釜液罐取停留时间为5天，即x=120h, 填充系数k =0.7质量流量mWq =2185.5 kg/hmWLq xV k =892.04 m3则釜液罐的容积取V=900m3贮罐容积估算表序号 位号 名称 停流时间/h 容积/m31 V-101 原料中间罐 96 26702 V-102 回流罐 0.5 353 V-103 塔顶产品罐 120 16604 V-104 釜液罐 120 9005.2、传热设备5.2.1.冷却器和塔顶冷凝器的集成
