乙烯塔顶筛板13100

1（精馏塔及辅助设备设计）设计日期：2005年7月2日班级：化机0201姓名：陈跃飞学号：200242076指导老师：2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7章。说明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正确的说明。鉴于本人经验有限，设计中难免存在错误和不妥之处，希望老师给予指正感谢老师的指导和参阅！3目录第一章任务书………………………………………………………4第二章精馏过程工艺及设备概述………………………………………4第三章精馏塔的设计………………………………………………5第一节设计条件………………………………………………………………..6第二节物料衡算及热量衡算…………………………………………………….6第三节塔板数的计算…………………………………………………………….6第四节精馏塔工艺设计计算…………………………………………………….8第五节塔板的校核………………………………………………………………11第六节负荷性能图……………………………………………………………..12第四章再沸器………………………………………………………14第一节物性数据………………………………………………………………..14第二节估算设备尺寸…………………………………………………………..14第三节传热系数效核…………………………………………………………..15第四节循环流量效核…………………………………………………………..17第五章辅助设备……………………………………………………21第一节传热设备……………………………………………………………..…21第二节泵的设计…………………………………………………………..……21第三节罐的设计………………………………………………………..………22第六章管路设计……………………………………………………23第七章控制方案……………………………………………………4第一章、任务书处理量：100koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料65%，塔顶产品99%塔底产品1%。**********************************************************设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量fx==65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量Dx=99%釜液乙烯含量Wx≤1%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：热水；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=1.3塔板形式：筛板处理量：100kmol/h，安转地点：大连塔板位置：塔顶***********************************************************第二章、精馏过程工艺及设备概述精馏是分离液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，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。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（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.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。5（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。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第三章精馏塔工艺设计精馏过程工艺流程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）6第一节设计条件1.饱和液体进料进料含乙烯含量fx=65%(摩尔百分数,下同)塔顶乙烯含量Dx=99%,釜液乙烯含量1%,总板效率为0.62.操作条件:⑴.塔顶操作压力P=2.5Mpa(表压)⑵.回流比系数min/RR=1.33.塔板形式:筛板4.处理量:100hkmol/5.安装地点:大连6.塔板设计位置:塔顶7.塔顶温度的确定第二节物料衡算及热量衡算一.物料衡算F=D+W解得D=65.31hkmol/F=wDfxWxDxFW=34.69hkmol/塔内气,液相流量:精馏段:L=RDV=(R+1)D提留段:qFLLFqVV)1(WVL二.热量衡算再沸器热流量vRrVQ再沸器加热蒸汽的质量流量RRRrQG冷凝器热流量vcrVQ冷凝器冷却剂的质量流量)(12ttCQGpcc第三节塔板数的计算因为饱和液体进料有fexx0.65设温度为–16.5℃查表知ABC乙烯15.53681347.01-18.15乙烷15.66371511.42-17.16根据Antoine公式计算两物质的饱和蒸汽压iiioiCTBApln得OAp=2618.664KpaOBp=1531.136Kpa7又因为ppyoiiDxy1=0.99故1Ax=0.991Bx=0.01071Ax+1Bx=0.99+0.017=1.000710007.10.0007310满足要求,所选温度基本符合!8.其他参数的计算所以=1.710275/1.16=1.474375ey=0.732486故minR=3.1219R=1.3minR=4.05847所以计算精馏段,提馏段方程线为精馏段:111RxxRRyDnn=0.8023nx+0.1957提馏段:00105.00105.11nmxy相平衡方程nnnyyx)1(=nnyy474375.0474375.18注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。在EXECL上进行迭代计算，经过调试的理论板数为41块，进料位置是第13块板，并调试出每块板的温度,且计算出得n11.432137故所选数值基本符合要求!实际进料在第13/0.6=22块实际塔板数PN=PN/0.6=69块第四节精馏塔工艺设计计算根据上述所得结果进行查表,计算得出数据,进行设计.⑴.物性数据3．塔板数计算：假设初值Tto、Tbo、α2并输入Pt(绝)、xf、xD、xw、qmfs、qmDs、qmws、ρL计算α1计算α=(α1+α2)/2计算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt－0.98×10－4×N计算α2计算并输出α、Nf、N、R、qmLs、qmVs∣α-(α1+α2)/2∣ε将α2代入YN①②③①9气相密度v=34.043/mkg液相密度L=401.73/mkg液相表面张力=3.112mN/m粘度L=0.0927smPa⑵.初估塔径气相流量=330.369hkmol/=9356.05hkg/=274.68hm/3液相流量=265.059hkmol/=7530.33hkg/=19.08hm/3两相流动参数VLSnsvLVVqLqF=0.236初选塔板间距TH=0.4m由图可查得20C=0.052气体负荷因子2.020)20(CC=2.0)20112.3(052.0=0.0427液泛气速VVLfCu=0.14m/s取泛点率0.75,操作气速和所需的气体流道截面积为fuu75.0=0.105m/sA=uqsvv=0.7272m选取单流型,弓型降液管塔板,并取TdAA=0.09则TdTAAAA10.91故塔板截面积TA=91.0A=0.7992m塔径TAD4=1.01m按塔设备系列标准圆整,取实际塔径D=1.0m对照表,所取塔径及液流型式合适.相应地所取塔板的有关尺寸为:塔板截面积TA=24D=0.7852m降液管截面积dA=0.09TA=0.070652m气体流道截面积TAA91.0=0.7142m并可求得:实际操作气速Aqusvv=0.1068sm/泛点率=fuu=0.763所以TH=0.4,塔径为1.0m符合经验关系式.⑶.塔高的估算实际塔板数为69块,则有效塔高0Z0Z=694.0=27.60m10设釜液在釜内停留时间为20min,由上述数据知hV=19.08hm/3则釜液的高度为Z=)/(312DVh=2.024m将进料所在板的板间距增至700mm,6个人孔所在板的板间距TH增至800mm.此外再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m,裙座取5m,各段高度之和为.37624m⑷.降液管及溢流堰尺寸1.降液管尺寸由以上设计结果得塔径D=1.0mTdAA=0.09查表得Dlw=0.7故堰长Dlw7.00.17.0=0.7m因此降液管宽度bd))/(11(