1、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。2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 83.1 精馏过程工艺流程 83.2 精馏过程工艺计算 93.2.1 理论板个数的计算 93.2.2 塔板设计计算 12第 4 章 再沸器的设计 194.1 再沸器的选型及设计条件 194.2 估算设备尺寸 204.3 传热能力校核 2
2、04.4 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 383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 =65%（摩尔分数，下同）fx塔顶乙烯含量 =99%，釜液乙烯含量 1%，总板效率为 0.6DxW2.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4第 2 章 精馏过程工艺及设备概
3、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（
4、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5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
5、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
6、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6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
7、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。7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
8、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）83.
9、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
10、品质量（物料衡算及热量衡算）a.物料衡算= + nFqnDnWq= +xxx=140 kmol/h ， =0.65 , =0.99 , =0.01nFFDxWx解得： =91.43 kmol/h ， =48.57 kmol/hDqnWq塔内气、液相流量精馏段： =R , =nLnDnVLnD提馏段： = , =qFqVqb.热量衡算再沸器热流量 rV9再沸器加热蒸汽的质量流量 rrRQG=冷凝器热流量 cVQ=r冷凝器冷却剂的质量流量 ccV21C(t-)（2）塔板计算a.相对挥发度的计算， ， ；AyKxByx1设 ，查 P-T-K 图得 ；017DtC0.9,.6ABK则 ；.435ABK
11、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 ；2HO塔底压力为 =2.673MPaPfLNhg顶底设 ，查得 ；05WtC1.425,.0ABK则 1.42底平均 1.3顶 底b.回流比的计算饱和液体进料：q=1 0.65e根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程 = ，解得ey1+(-)ex=0.732486。 = =3.121912，则 R=1.7 =5.30725。eyminR- DexyminRc.操作线方程精馏段操作方程: ,11DnnxyR10=0.841452297 +0.1569622261nynx提馏段操作方程： ，nLFnWnWLFqqx=1.0842
12、2 -0.000017341nyx（3）核算假设的塔板数计算过程包括：给定平均相对挥发度：=1.43精馏段：y1=xD=0.99直至 xi6mmOWh3232.8410()hWLEl堰高取 =0.050m，底隙取 =0.030m，Whb溢流强度 =0.012931*3600/1.98=42.397m /（mh）wVLlq 3此值不大于 100-130 m /（mh）符合要求3（6）塔板布置及其他结构尺寸的选取由于 D(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度 =4mm;整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2A =0.3534d入口安定区和出口安定区 b s=70mm=0.07m边缘区 b
13、c=50mm=0.05m选择塔板为单流型，有效传质面积 A =a221sin()xxrrr堰长 =D*0.732=1.098mwl堰宽 =0.255mdb=0.425()2sdDxr= =0.7c求得 =1.112193aA2m筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率 = =0.907*0a20()dt取 d0=6mm,t=4*d0, 得 =0.056688筛孔总截面积 = * =0.0630470Aa2m15筛孔气速 = =2.032585m/s0uVsqA筛孔个数 n= /( * )=2230 个0420d（7）塔板流动性能的校核a.液沫夹带量的校核由 =0.330757 泛点率 0.7 查
14、得 =0.0049LVF= =0.005339 kg 液体/kg 气体e1LsVvq,故不会发生降液管液泛THWdd.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出=6.833241 5s 带气体可以释放, 满足要求。/dTSAHLe.严重漏液校核=0.0056+0.13（ ）- =0.016132 m 液柱,0hWOhh稳定系数 K= / = = =1.6981.52.0 不会发生严0u o0.514.7重漏液。（8）塔板性能负荷图a.过量液沫夹带线，带入数据得3232.31 )(10.75.08. WVLhWTVh lqhHAq令 =0.1，
15、代入关系式，得到 = 7172.154-127.588e Vh 2/3VLhqb.液相下限线令 ，2/332.84100.6VLhOWWqhEl得到 =3.37 m3/hVLhqc.严重漏液线 2/30.5()hhabcL式中：a=15940A oCo =2701.343V17b=0.0056+0.13 - =0.0116435Whc= =0.00034742/33.6910wL所以 =2701.343(0.0116435+0.000347 )Vhq 3/2VLhq5.0d.液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令 ，则降液管最大流量 =63.61725 m3/h5dTsAHL 720V
16、LhTdqHAe.降液管液泛线或 ，显然为避免降()dTOW()TOWOWfdHhhh液管发生液泛，应使 ,0.630%，该再沸器传热面积合适%10CPAH4.4 循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 D()CbtptPLlg23当 时，用式 计算 Lockhat-3/ex0.90.50.1(1)/(/)(/)t VbVXxMartinell 参数 = 3.5374t用式 计算两相流的液相分率 = 0.3775220.5(1)tLtR LR用式 计算 时两相流平均密度 =166.8885kg/m3tpVLbR3/extp当 时，用式 计算 Lockhat-Martinell 参ex0.90.
17、50.1(1)/()()t VbVXx数 = 1.13077t用式 计算两相流的液相分率 = 0.2216620.5(1)tLtR LR用式 计算 的两相流平均密度 = 112.0233kg/m3tpVLbRextp式 中 值，参照表 p98 表 3-19 并根据焊接需要取D()CbtptPlgl为 0.8，于是计算的循环系统的推动力为 = 4809.91PaDP（2） 循环阻力a.管程进口管阻力 的计算 1p21ibLGp用式 计算釜液在管程进口管内的质量流速 =377.696 kg/s24tiWGD用式 计算釜液在进口段内的流动雷诺数 = 2001923.39iibRe iRe用式 计算进
18、口管长度与局部阻力当量长度 2(/0.54).3426.19iiLD=35.0425mi用式 计算进口管内流体流动的摩擦系数 = 0.01531010.38750.12ii eR 用式 计算管程进口管阻力 = 330.477 Pa1ibLGpD1p24b.传热管显热段阻力 的计算 2P22BCibLGd用式 计算釜液在传热管内的质量流速 = 475.318 kg/s20.785iTWGdN用式 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 =277129.04ibDRe Re用式 计算进口管内流动的摩擦系数 = 0.01871650.387540.12e 用式 计算传热管显热段阻力 = 58.5254 P
19、a22BCibLGPd2Pc.传热管蒸发段阻力 的计算 33331/41/4VLP(D +) 汽相流动阻力 的计算V2CViVGd釜液在传热管内的质量流速 = 475.318 kg/s当 23ex用式 计算汽相在传热管内的质量流量 =57.0382 kg/sVGVG用式 计算汽相在传热管内的流动雷诺数 =196068.796idRe Re用式 计算传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.019620.387540.12VVe V用式 计算传热管内汽相流动阻力 =75.3148Pa23CDViVLGPd 3VP液相流动阻力 的计算3L23CDLLibGPd用式 计算液相在传热管内的质量流速 =418.
20、2801 kg/sVLG L用式 计算液相在传热管内的流动雷诺数 =1438737.84ibdRe Re用式 计算传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.01571840.387540.12LLe L25用式 计算传热管内汽相流动阻力 =285.779Pa23CDLLibGPd 3LP用式 计算传热管内两相流动阻力 =2480.844Pa3331/41/4VL=( +) 3d.蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 的计算 4P24/bGM管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速） =475.32kg/s用式 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数22(1)1()ebeLVLxxMR=2.5061用
21、式 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 24/bPG=1466.83Pae.管程出口阻力 的计算5P气体流动阻力 的计算V25VViGLPd用式 计算管程出口管中汽、液相总质量流速 =167.865 kg/s0tWGs用式 计算管程出口管种种汽相质量流速 =30.2157 kg/sxV VG用式 计算管程出口管的长度与局部阻力的当)194.025./(346.0iDL量长度之和 =52.2768m用式 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数 =1416360.8iVdGRe VRe用式 计算管程出口汽相流动的摩擦系数 =0.0157380.387540.12Ve V用式 计算管程出口管汽相流动阻
22、力 =7.6748 Pa25VViGLPd 5VP26液体流动阻力 的计算5VP52LLiGd用 式计算管程出口管种种汽相质量流速 =137.6492 kg/sLG LG用式 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数 =1094385iLdRe Re用式 计算管程出口汽相流动的摩擦系数 =0.016095250.387540.12Le L用式 计算管程出口管汽相流动阻力 =45.8907 Pa25LLiGPd 5LP用式 计算管程出口阻力 =331.561Pa5551/41/4VL=(D +) 5f. = 计算系统阻力阻力 =4668.24Paf1234Pf循环推动力 与循环阻力 的比值为 =1.0
23、3Df DfP循环推动力 略大于循环阻力 ，说明所设的出口汽化率 =0.18 基f ex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 =0.7k5.1.1 进料罐（低温贮料）0乙烯 L1 =346kg/m3 乙烷 L2 =402kg/m3 27压力取2.63MPa由上面的计算可知 进料 =65% =63.4% fXfW平均密度 =100/（63.4/346+36.6/402）=364.6kg/L 3m进料质量流量： =4018kg/hmFq取停留时间： 取2天，即 =48h进料罐容积： =755.7m3 圆整得760
24、mFLVk3m5.1.2 回流罐（-20）液相回流量 =485*28=13580 kg/hmLq近似取 L=398kg/m3 取停留时间为 =0.5 h=24.4，圆整后取 25 m3mLVk5.1.3 馏出产品罐取产品停留时间为 2 天，即 =48 h=91.43 kmol/h，nDqV= =441.1 m3 圆整为 450 m3mLk5.1.4 釜液罐取停留时间为 5 天，即 =120 h=48.57 kmol/hnWq=594.4 m3 圆整取 600m3mLVk贮罐容积估算表序号 位号 名称 停流时间/h 容积/m 3281 V-101 进料罐 48 7602 V-102 回流罐 0.
25、5 253 V-103 塔顶产品罐 48 4504 V-104 釜液罐 120 6005.2 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 =364.6 kg/m3粘度 =0.091 mPas取 =0.25mm，相对粗糙度为 /d=0.003Re= =1.302 510du查得 =0.024取管路长度为 l= 80m，取 90 度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则 = ）=2.496mfh2()eluPdg取 =50m Z则 =52.51 m2ffPuHehg29= 5.973 m3/h2360
26、4duQ选取泵的型号为 SJA，扬程为 17-220m ，流量为 5-900m3/h5.2.2 回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/s，液体密度 =398kg/ m3 ，黏度 =0.098mPas取d=0.128m=0.2，相对粗糙度：/d=0.0016 ，则 Redu查得：=0.0225取管路长度：l=100m 取90度弯管4个 =0.75，截止阀一个，文氏管流量计1个1 个 =7 mgpcudlehf 6.32)(取 mZ32hfgupfHe1.362=23.2m3/hVLq选取泵的型号：100F-575.2.3 釜液泵（两台，一用一备）管路直径 d=0.02m30流体流速
27、u=0.3 m/s流体密度 =364.6 kg/m3粘度 =0.091 mPas取 =0.2，相对粗糙度为 /d=0.01Re= =2.4*104du查得 =0.033去管路长度为 l=30 m ，取 90 度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则 = =2.39456mfh2()eluPdg取 = 5.2 m 则 = 2.8mZ2ffuHZhg=0.34 m3/h23604duQ这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。5.3 传热设备5.3.1 冷却器和塔顶冷凝器的集成入口 出口塔顶产品温度/K 256.15 263.2塔底产品温度/K 273.15 263.4传热温差： =8.6K12ln/mtt管内液体流率： =140kmol/hFq
