《化工原理设计 乙烯 塔底 浮阀 13 140(4).》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理设计 乙烯 塔底 浮阀 13 140(4).（45页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、化工原理课程设计说明书姓名：闫建伟班级：应化0410学号：200449042指导教师：董宏光 韩志忠2007年7月4日前言 本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。 说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老师给予指正。 感谢老师的指导和参阅！目录第一章 概述4 1.1精馏塔41.2再沸器51.3冷凝器5第二章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程62.3设备选用72.4处理能力及产品质量7第三章 精馏塔工艺设计93.1设计条件
2、93.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算103.4精馏塔工艺设计133.5溢流装置的设计153.6塔板布置和其余结构尺寸的选取163.7塔板流动性能校核173.8负荷性能图19第四章 再沸器的设计224.1设计任务与设计条件224.2估算设备尺寸234.3传热系数的校核244.4循环流量校核27第五章 辅助设备的设计32第六章 管路设计38第七章 控制方案39附录一 主要符号说明40附录二 参考文献44附件一 EXCEL 附件二 负荷性能图 第一章 概述 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 精馏塔精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区
3、别可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。本设计为板式精馏塔。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板，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，浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板塔板的优点，塔板上的孔较大，每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。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
4、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
5、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
6、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： 140kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数
7、计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1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xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量 xw1，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：加热剂热水 加热方法间壁换热3）冷却剂：制冷剂4）回流比系数：R/Rmin=1.3 3塔板形式：浮阀 4处理量：qnfh=140kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔底 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1.求摩尔流量 FXf=DXd+WXwF=D+W解得： D = 91.4286km
8、ol/h ; W= 48.5714kmol/h 塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热热水的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三节 塔板数的计算利用EXCEL计算：1泡点计算： 计算过程包括：假设塔顶温度Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.5K塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa； 代入公式 计算并换算得：PAo=2618.
9、664KPa ; PBo=1531.136KPa又 得：KA=1.006666 ; KB=0.588599;BAKK=a1 1.710275；=1/1.16 1.474375;计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.732486; =3.121912; R=1.3Rmin=4.058486;为逐板计算过程：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第24块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 1.10502n -0.00105 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=50（含釜）（具体EXCEL计算见附件
10、一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6=40, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=83；则塔底压力Pb=Pt+0.9810.44549= 2622.689KPa;塔底温度Tb=278.55K; 经验证:上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量：精馏段：L=371.0616931 kmol/h；V=462.4902931 kmol/h； 提馏段 ： L=511.0616931 kmol/h ；V=462.4902931 kmol/h； 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据乙烷的物性数据：气相密度：V =30kg/ m3液相密度：L =450kg/ m3液相表面张力：=2.7mN/m2 初估塔
11、径气相流量：qmVs=3.854kg/s qVVs=qmVs/v=0.1285m3/s液相流量：qmLs=4.259kg/s qVLs=qmLs/L=0.00946 m3/s两相流动参数： =0.29初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P107泛点关联图，得：C20=0.056所以，气体负荷因子： =0.0375 液泛气速： 0.14m/s 取泛点率为0.55 操作气速：u = 泛点率 uf=0.077 m/s 气体流道截面积： =1.668m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.10; 则A / AT=1- Ad / AT =0.90 截面积: AT=A/0.90=1.853 m2 塔径： =1.536m 圆整后，取D=1.6m 符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联 实际面积： =2.011 m2 降液管截面积：Ad=AT0.10= 0.2011 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.810 m2实际操作气速： = 0.071m/s 实际泛点率：u / uf =0.5073 塔高的估算 Np=83 有效高度：Z= HT
