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1、（精馏塔及辅助设备设计） 班 级： 化学工程0205 姓 名： 肖少华 学 号： 200248171 指导老师： 孙力、都健 设计日期： 2005年9月 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，本设计中还存在错误，希望各位老师给予指导.感谢老师的指导和参阅！目录 第一章、 概述4第二章、 流程简介5第三章、 精馏塔工艺设计6第四章、 再沸器的设计15第五章、 辅助设备的设计22第六章、 管路设计26第七章、 控制方案27附录一 主要符
2、号说明27附录二 参考文献30第一章 概述 精馏是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
3、、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、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
4、供气液分离空间和缓冲区。3 冷凝器 （设计从略）1. 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
5、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。 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
6、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： 液氨4）回流比系数： R/Rmin=1.3 3塔板形式： 浮阀 4处理量： F=180kmol/h 5安装地点： 大连 6塔板设计位置： 塔底第三章 精馏塔工艺设计一、精馏过程工艺
7、流程 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）。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
8、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）二、精馏过程工艺计算 一）、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
9、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= + =+解得：=117.55 kmol/h ，=62.45kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量2.塔板计算1）.假设塔顶温度T=258.15K，且压力P=2600kpa，查乙烯乙烷PTK图，利用归一法试差得到塔顶相对挥发度为= 1/0.7=1.429；同理，预设塔板数为100每块板的压降为100毫米水柱，得踏底压力2700
10、 kpa，塔底温度T=278.15K，查乙烯乙烷PTK图，利用归一法试差得到塔底相对挥发度为= 1.5/1=1.5；取算术平均得相对挥发度为1.465。2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=和q线方程q=0.65解得，=0.65，解得=0.73。=3.25，则R=1.3=4.225。 3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程, =0.8086+0.1895即可计算第二快塔板上升到第一块板值。 4）编程运算，得到理论板数=44块，进料板为第22块。3.摩尔流量=R *=496.65kmol/h=614.2 kmol/h= =676.65 kmol/h=614.2 kmol/hkmol/h4
11、.操作线方程精馏段操作方程: , =0.8086+0.1895提馏段操作方程： ，=1.102-0.00101685,程序:#include#includemain() int i=0,nf,nt; float x200, y300;float f=180,d=117.55,w=62.45,l=496.45,v=614.2,a=1.465,xf=0.65,yf=0.887,r=4.225,xd=0.99, xw=0.01,q=1.0; y1=xd; doi+;xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=r*xi/(r+1)+xd/(r+1);printf(x%i=%f,y%i=%fn,i
12、,xi,i,yi); while(xixf);nf=i;xnf=xi; do xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=(l+q*f)*xi/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-w); printf(x%i=%f,y%i=%fn,i,xi,i,yi); while(xi+xw); nt=i-1; printf(nf=%d,nt=%dn,nf,nt);程序结果输出：x22=0.641767,y22=0.724101x23=0.621118,y23=0.706024x24=0.595562,y24=0.683275x25=0.564578,y25=0.655119x26=0.527
13、939,y26=0.620985x27=0.485869,y27=0.580619x28=0.439162,y28=0.534269x29=0.389210,y29=0.482812x30=0.337877,y30=0.427780x31=0.287242,y31=0.371225x32=0.239274,y32=0.315440x33=0.195543,y33=0.262593x34=0.157046,y34=0.214415x35=0.124188,y35=0.172002x36=0.096873,y36=0.135802x37=0.074661,y37=0.105709x38=0.056920,y38=0.081238x39=0.042952,y39=0.061693x40=0.032078,y40=0.046304x41=0.023687,y41=0.034324x
