1、 （精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2005年9月 班 级： 催化0210班 姓 名： 张庆 学 号： 200248073 指导老师： 王瑶 吴雪梅 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导和支持目录1 概述12 流程简介23 精馏塔工艺设计34 再沸器的设计105 辅助设备的设计166 管路设计217 控制方案21设计心得及总结 22附录一 主要符号说明24附录二 参考文献27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
2、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、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 二 方案流程简介1 精馏装置流程 精馏就是通过
3、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流，而其液相则作为塔底产品采出。2 工艺流程3 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，
4、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。4 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。5 处理能力及产品质量处理量： 100 kmol/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 第一节 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： 3塔板形式： 浮阀 4处理量： F=100 kmol/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xf65 wf63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 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为乙烯摩尔质量 MB为乙烷摩尔质量）2求摩尔流量 D + W =
5、1000.65100 = 0.99D + 0.01W解得： D = 65.31koml/h , W = 34.69kmol/h ；塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 二 热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：2） 冷凝器热流量： 冷凝器冷却剂的质量流量： 第三节 塔板数的计算注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。1 计算过程包括：假设塔顶温度t=-18 C，塔顶压力Pt=2.6Mpa。利用P-T-K图得t=-17C ; kA=1.00 ；kB=0.70 则顶=kA/kB=1.00/0.70=1.4286 ； 假设精馏塔的塔板数是60块，每块板的压降为100mmH2O； p=60100mmH2O=0.059Mpa 塔底压力为P=2.659MPa ; 沸点t=5C kA=1.49 ; kB=1 ; 则底=1.49 ； 平均=1.459 计算过程包括： 泡点进料：q=1 代入数据，解得： 4.875塔内气、液相流量： 精馏段： L=R*D=4.875*65.31=318.39kmol/h V=(R+1)*D=5.875*65.31=383.70kmol/h 提馏段 ： L=L+
6、F=318.39+100=418.39kmol/h V=V+(q-1)F=383.70kmol/h为逐板计算过程： =0.83+0.169直至 理论进料位置：第i块板进入提馏段：=1.0904-0.000904 直至 计算结束。理论板数：Nf=n（含釜）（具体程序见附件一）迭代结果：进料板： 31实际板数： =62与假设基本吻合，故假设正确则塔底压力Pb=2.5+0.1+0.00098*62=2.661MPa同可算得： 278.4K（塔底温度）第四节 精馏塔工艺设计1精馏段物性数据下，乙烯的物性数据：气相密度： 液相密度： 液相表面张力： 2初估塔径 精馏段气液相体积流量为取板间距,取2.6Mpa操作条件下进料板间距为0.7m 上清液高度=0.07m,塔顶分离高度+除沫器+封头=2m,塔底液位为1.5m,裙座5m，平均15块板取一个人孔共计4个，人孔高0.8m塔高为：查smith图，取泛点率为0.7 取D=1m （基本相符） 第五节 降液管及溢流尺寸1.溢流装置：采用单溢流弓型降液管，不设内堰1.2 堰长取 取底部液封高度为10mm.则液体流经降液管底部的流速查单流型塔板系列参数得所以
7、降液内流体停留时间：5s符合要求第六节、开孔设计选取F1型浮阀、重型、阀孔直径1、 浮阀数取阀孔动能因子为则孔速为则，每层塔板上的阀孔数为N2、浮阀排列方式取边缘区宽度安全区宽度则开孔面积： = =0.327阀排列方式采用等三角形叉排，取同一横排的孔心距为t=75mm则估算排间距为=0.101m考虑到塔的直径比较大，须采用分块式塔板，而分快式的塔板的支撑等要占去一部分开孔面积，依次排间距小于0.101m,取为0.10m实际的N为44个。阀孔动能因子变化不大，仍在912范围内塔板的开孔率为第七节、流体力学校核1、 塔板阻力（1）.干板阻力联立两式解得：由于所以用阀全开时的公式算阻力233.8pa(2)板上气液层阻力对于此物系，选取所以（3）、板上液体表面张力引起的压降甚小，可忽略不计。所以2、 液泛的校核 所以液体通过一层塔板的压降相当的液柱高度：板上清液高度所以取所以不会发生液泛（3）、液沫夹带板上液相流程长：板上液流面积：乙烯-乙烷按照正常物性系统去取K=1.0查泛点负因子图得泛点率均在0.8以下，不会产生液泛（4）液体在降液管内的停留时间5s（5）严重漏夜校核取在1.52.0之间 不会发生严重漏夜 6 负荷性能图 1）雾沫夹带上限线 2）液泛线 在板上液体表面张力引起的压降甚小，可忽略不计的情况下该式可化简为3） 液相负荷上限线 取液体在降液观官内的停留时间下限为5s 4
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