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1、处理量210kmol/h乙稀乙烷精馏装置设计过程工艺与设备课程设计全套图纸加153893706前言 本课程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。 说明书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说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正。 目录第一章 概述455第二章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程677第三章 精馏塔工艺设计999101417181921第四章 再沸器的设计2424252629第五章 辅助设备的设计32第六章 管路设计40第七章 控制方案41第八章
2、 总结42附录一 主要符号说明43附录二 参考文献48附件一 EXCEL 附件二 负荷性能图 第一章 概述 精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1.精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。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。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将
3、塔分为精馏段和提馏段两段，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。 2.再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，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：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
4、、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（乙稀和乙烷的混合液体）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
5、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
6、。 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 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 210kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1处理量210kmol/h乙稀乙烷精馏装置设计第三章 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，进料丙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD99，釜液丙稀含量
7、xw1，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气 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=1.7 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=210kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1换算将摩尔百分数换算成质量百分数：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wfxD99 wDxw1 wW 将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为丙稀摩尔质量 MB为丙烷摩尔质量）M=xfMA+(1-xf)MB=2832=28.7kg/kmol进料状态
8、下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = kg/s ; qmws= kg/s 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 再沸器加热蒸气的质量流量：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
9、塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa； 代入公式 计算并换算得：PAo=2618.625KPa ; PBo又 得：KA=1.00655 ; KB=0.588531;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; =3.121899; R=1.7Rmin=5.307228;为逐板计算过程：y1=xDynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第18块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa n 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt
10、=48（含釜）（具体EXCEL计算见附件一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6=31, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=80；则塔底压力Pb=Pt+149= KPa;塔底温度K; 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=5.6506 kmol/s；V=6.7153 kmol/s； 提馏段 ： L=8.2306 kmol/s ；V=6.7153 kmol/s； 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据常压下，乙稀的物性数据：气相密度：V =35kg/ m3液相密度：L =kg/ m3液相表面张力：mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=kg/s qVVs=qmVs/v=m3/s液相流量：qmLs=kg/s qVLs=qmLs/L= m3/s两相流动参数： =初选塔板间距 HT=,查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C20所以，气体负荷因子： =3621 液泛气速： 174m/s 操作气速：u = 泛点率 uf= m/s 气体流道截面积： =2.3345 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=; 则A / AT=1- Ad / AT = 截面积= m2 塔径： =1.84 m 圆整后，取D=m 符合化工原理书P108表 实际面积： = m2 降液管截面积：Ad=AT= 770 m2气体流道截面积：
