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1、目录第1 章概述1 第2章流程简介3 第3章精馏塔工艺设计5 第4章再沸器的设计17 第5章辅助设备的设计25 第6章管路设计33 第7章控制方案34 第 8 章塔计算结果表35 附录一 主要符号说明37 附录二 参考文献41 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。错误！未找到引用源。 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
2、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。12 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：1. 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。2.结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3.壳
3、程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4.塔釜提供气液分离空间和缓冲区。13 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21 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
4、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。22 工艺流程221 物料的储存和运输精馏过程必须在适当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，从而保证装置能连续稳定的运行。222 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
5、方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。223 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。1)设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2) 处理能力及产品质量处理量： 100kmol/h 产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料： xf65塔顶产品： xD99塔底产品 : xw1第三章精馏塔工艺设计31 设计条件311 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 。312 操作条件：1）塔顶
6、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：循环冷却水4）回流比系数： R/Rmin=1.5 313 塔板形式：筛板314 处理量： F=100kmol/h 315 安装地点：大连316 塔板设计位置：塔底32 物料衡算及热量衡算321 物料衡算D + D + W= F DXd + WXw= FXf D=65.3061kmol/h ;W=34.3969kmol/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; 3 22 热量衡算错误！未找到引用源。
7、再沸器热流量： QR=Vr再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR 错误！未找到引用源。 冷凝器热流量： QC=Vr 冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1) 33 塔板数的计算利用 excel 表格进行迭代，计算理论塔板数计回流比等参数，计算结果见附录。3.3.1 试差法计算过程假设塔顶温度 Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.4K 塔顶压力 Pt=2500+101.3=2601.325KPa 代入公式计算并换算得ii iiCTBAp0lnPAo=2612.46KPa ; P Bo=1527.1KPa 又得： KA=1.004281 ; KB=0.5
8、87047 / 1.6 1.4722 3.3.2 最小回流比计算：泡点进料： q=1 q 线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.7322 =3.1439 R=1.7Rmin=4.71585 3.3.3 逐板计算过程：y1=xD=0.99 直至 xi6mm 24 6030 DLmWsq3/231084.2Wh owlLEh取堰高 hw=0.05m,底隙 hb=0.03m 液体流经底隙的流速： u =0.264m/s 5s 满足要求3.7.5 严重漏液校核=0.015m = 1.619 k=1.641.5-2.0 满足稳定性要求3.8负荷性能图3.8.1 过量液沫夹带线规定： e
9、v = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得：dfOWWhhhh2822 1018.1153.02bWVLsbWVLsd dhlqhlqguhdfOWWhhhhdH45.0HdhHWTVLsTd qHA3232 .313)(101.75 .21081.8WVLh WTVVhlqhHAqhhhhOWW13.00056.000002hgCuVLkuu100=4470-111.83qVLh2/3由上述关系可作得线3.8.2 液相上限线由上述关系可作得线3.8.3 严重漏液线hV= 36000A0u= 417.12由上述关系可作得线3.8.4 液相上限线令 =5s 得： =53.28 由
10、上述关系可作得线3.8.5 浆液管液泛线Hd =HT+hW006.01084.23/23WVLh owlqEh整理出：qVLh=3.07lw=3.224 与y轴平行VLsTd qHAdTVLhAHq720006.01084.23/23Wh owlLEhhhhhOWW13.00056.0000AVuh带入数据整理后得：上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为： qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s 负荷性能图：3/22249519.11350002386. 0VLhVLhVVhqqqdfOWWWThhhhhH)(281018.1bwh dhlLhh
11、hhhLof)(OWWLhhh200 21 Cu ghLV o可见，线的位置偏上，所以它对操作的影响很小。放大后的负荷性能图：设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性： qVVhmax / qVVhmin2.73 所以基本满足要求（程序见附件二）第四章再沸器的设计4.1 设计任务与设计条件4.1.1选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力： 2.60135MPa 压力降： Nphf=1120.1170.479.8 103=0.0604MPa 塔底压力 =1.7213+0.0604=1.7817MPa 4.1.2 再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）70 5.5 压力（ MPa绝压）0.1013
12、2.619 蒸发量： Db= q, mVs =3.43007kg/s 1物性数据1）壳程凝液在温度（ 70）下的物性数据：潜热： rc=2334kJ/kg 热导率： c =0.668w/(m*K)粘度： c =0.406mPa*s 密度： c =977.8kg/m3 2）管程流体在（ 5.5 2.62MPa ）下的物性数据：潜热： rb=278.12kJ/kg 液相热导率： b =90.714mw/(m*K) 液相粘度： b =0.0566mPa*s 液相密度： b =440kg/m3 液相定比压热容： Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面张力： b2.7mN/m 气相粘度： v =0
13、.0005mPa*s 气相密度： v =30kg/m3 蒸气压曲线斜率（ t/P）=0.000181 m2 K/kg 4.2 估算设备尺寸热流量： = 957400w ccbbRVVQ传热温差： =64.5假设传热系数： K=850W/( m2 K) 估算传热面积 Ap =17.5 m2 拟用传热管规格为： 382.5mm,管长 L=2.5m 则传热管数： =59 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=8.45 管心距： t=0.048m 则 壳径： =0.45m L/SD =5.56 取 管程进口直径： Di=0.18m 管程出口直径： Do=0.
14、3m 4.3 传热系数的校核4.3.1 显热段传热系数 K 假设传热管出口汽化率 Xe=0.18 则循环气量： =19.06kg/s 1)计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速：di=38-22.5=33mm bmtTtmRtKQLdANp T00)32()1(dbtDSeb txDW0sWGt=0.05 = 381.2kg/( m2? s) 雷诺数： = 222254.417普朗特数： =2.14显热段传热管内表面系数： = 1624w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算 o 蒸气冷凝的质量流量： =0.41kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.05kg/(m ? s)= 521.61管外冷凝表面传热系数：3/1322 88.1eoRga= 7849.73w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧： Ri=0.000176 m2? K/w 冷凝侧： Ro= 0.00021 m2? K/w 管壁热阻： Rw=b/w= 0.000052m2? K/w 4）显热段传热系数 K dm=(di+do)/2= 0.0355m= 766.41w/( m2? K)TiNds2 040sWGtbiGdRebbPb rCPn r ii iPd8 .0Re023.0cr
