过程工艺与设备课程设计-140kmolh乙烯和乙烷精馏装置设计

1、化工原理 课程设计化工原理课程设计说明书姓名： 院系： 化机0801 学号： 指导老师： 时间: 2011/7/1 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！全套图纸加扣3012250582 目录第一章 概述4第二章 方案流程简介6第三章 精馏塔工艺设计8一、设计条件8二、物料衡算及热量衡算91、物料衡算92、回流比计算93、全塔物料衡算104、逐板计算塔板数11第四章 精馏塔工艺设计141.物性数据142.初估塔径143.塔高的估算154.溢流装置的设计165.塔板布置和其余结构尺寸的选取176.塔板流动性能校核187.负荷性能图20第五章 再沸器的设计23一、设计任务与设计条件23二、估算设备尺寸24三、传热系数的校核25四、循环流量校核28第五章 辅助设备设计32一、管路设计32二、辅助容器的设计35三、泵的设计37四、传热设备41第七章 控制方案4

2、3附录1 过程工艺与设备课程设计任务书44附录2 精馏塔及再沸器计算结果汇总49附录3 主要符号说明52附录4 参考文献54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，

3、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。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

4、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：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计 一、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

5、法间壁换热3）冷却剂：制冷剂4）回流比系数：R/Rmin=1.5 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：塔底二、物料衡算及热量衡算1、物料衡算塔顶与塔底温度的确定、塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa；假设塔顶温度Tto=-17 查P-T-K图 得KA、KB 因为YA=0.99结果小于10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为-17。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.0/0.71=1.408、塔底温度设NT=41（含塔釜）则NP=(NT-1)/NT=67按每块阻力降100液柱计算 pL=410kg/m3则P底=P顶+NP*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.81/1000 =2.63KPa假设塔顶温度Tto=5 查P-T-K图 得KA、KB 因为XA=0.02结果小于10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为5。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。2=KA/KB=1.15所以相对挥发度=（1+2）/2=1.4292、回流比计算泡点进料：q=1 q线：x=xf =

6、 65% 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.728;R=1.2Rmin=5.21;3、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf解得 qnDh =91.43kmol/h ; qnWh=4kmol/h塔内气、液相流量：精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh提留段：qnLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q)qnFhM=xfMA+(1-xf)MB=0.65280.3530=28.7kg/kmolMD=xdMA+(1-xd)MB=0.98280.0230=27.75kg/kmolMW=xwMA+(1-xw)MB=0.02280.9830=29.98kg/kmolqmf= qnfhM=4018kg/sqmD= qnDhMD=2537.18 kg/sqnW=qnWhMW=1456.13 kg/sqmL=RqmD =476.194 kg/sqmV=(R+1) qmD =567.6 kg/sqmL= qmL +q qmf =616.194 kg/sqmV= qmV -(1-q) qmf =567.594

7、 kg/s4、逐板计算塔板数精馏段：y1=xD=0.99 直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段： 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=42（含釜）由excel计算的如表逐板计算序号xy10.9857710.99000 20.9800620.98596330.9733130.98117440.9653710.97551250.9560730.96884960.9452540.96104970.9327560.95197480.9184350.94148990.902180.929476100.8839250.915839110.8636670.900524120.8414850.883531130.8175470.864922140.7921140.84484150.765540.823504160.7382530.801212170.710730.778321180.6834640.755231190.656930.732358200.6336240.711929210.6052750.686642220.5715130.655883230.5323040.619251240.4880790.57671250.4398070.528726260.388970.476351270.3374110.421193280.2870770.365251290.2397390.310639300.1967550.259277310.1589490.212639320.1266220.17162330.0996370.136545340.0775610.107266350.0597980.083314360.0456940.064041370.0346120.048738380.0259790.036715390.0192960.027347400.0141480.020096410.0101990.014511420.0071780.0102265、确定实

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