过程工艺与设备课程设计-乙烯--乙烷精馏装置设计 140kmol 1.3

1、化工原理课程设计说明书1 设计任务书1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量乙烯含量x=65%（摩尔百分数） 塔顶乙烯含量=99%，釜液乙烯含量1%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力2.5MPa（表压） 安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数R/塔底筛板1401.32 概述蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。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，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。2.1 塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的

2、产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。精馏塔是精馏装置的主体核心设备。根据塔内件的特点，气液传质设备分为两大类：板式塔和填料塔。板式塔以塔板作为气液传质的基本构件。气体或蒸汽以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，塔内气液两相逐级接触，进行传质，气液两相各组分的浓度沿塔高呈阶梯式变化。而填料塔属微分接触型的气液传质设备，基本传质元件是填料。液体在填料表面呈膜状向下流动时气体作为连续相自下而上流动，气液两相间的传质通过填料表面的液膜进行，两相各组分浓度沿塔高呈连续变化。在进行气液设备设计时，首先要合理选择塔型选择时要综合考虑物料的性质、操作条件、塔设备的性能及塔设备的加工、安装、维修等多种因素。（1） 与物性有关的因素易起泡的物系，在处理量不大时，宜选填料塔，因为在板式塔中容易引起液泛，而填料塔能使泡沫破碎。具有腐蚀性的介质，采用填料塔，因填料可用非金属材料制作，如必须采用板式塔宜选结构简单，造价低廉的筛板塔，以便更换。粘性较大的物系，因板式塔传质效率太差，可采用尺寸较大的填料。含悬浮物，或易结垢、有结晶的物料一

3、般不选用填料塔，以液流通道较大的板式塔为宜。操作过程中有热效应的系统，宜用板式塔为宜，因塔盘上有积液层，可安放传热管，进行有效的加热或冷却。（2） 与操作条件有关的因素 若塔内气相传质阻力大，宜选用填料塔，因填料塔内气相流动呈湍流，液相呈膜状流动，反之，受液相阻力控制的系统，宜选用板式塔。低的液相负荷，一般不宜采用填料塔，因这种情况下，填料表面不能充分湿润，难以保证分离效率。大的液相负荷，可选用填料塔，若用板式塔宜选用流动阻力较小的筛板塔或浮阀塔。气液比波动较大时，宜采用板式塔。操作弹性，一般板式塔优于填料塔。塔型的选择并无统一的标准。如传统的观念认为塔径大于800mm时，优先考虑采用板式塔，小于800mm时，应采用填料塔。但自20世纪70年代以来，新型填料的开发和应用，大塔中使用的填料效果优于板式塔的情况已相当普遍。就总体而言，板式塔由于其技术成熟、造价低廉、安装、检修及清洗方便等优点，一般更易于被有关厂家和设计者所接受。 一般来说，对于物系无特殊工艺特性要求，且生产能力不是过小的精馏操作，宜采用板式塔。板式塔类型不同主要在于塔板结构的千差万别，通常按塔板结构的不同分为泡罩板、筛板、

4、浮阀、网孔板、斜孔板、穿流栅板等。其中应用最多的是筛板和浮阀。根据设计任务书的要求我们采用筛板塔。相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较大，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2.2 精馏塔操作条件的选择2.2.1 操作压力精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对

5、于我们所要处理的乙烯乙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为42.99，塔底温度为52.5，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能耗，也就降低了操作费用。2.2.2 进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果来的原料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段

6、各板的分离能力，使其所需的塔板数增加。2.2.3 加热剂及加热方法再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。我们所要分离的物系为乙烯乙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。2.2.4 回流比 回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=3.509。由经验操作，回流比为最小回流比的1.12.0倍，根据任务书要求，取回流比系数为1.3，所以计算时所用的回流比为R=4.56。2.2.5冷却剂精馏塔常以循环冷却水作为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。冷却水的进口温度，随生产厂所在地全年气象条件以及凉水塔的能力而定。在设计中通常按夏天出凉水塔的水温而定，使装置在最恶劣的条件下也能正常运行。考虑到我们所处理的情况，精馏塔顶的温度在42.97，为保证一定的传热温差，我们要求进冷却器的循

7、环水进口温度在20左右，冷却水换热温升在510。2.3 再沸器选择再沸器是精馏装置的重要附属设备，其作用是使塔釜液部分汽化，从而实现精馏塔内的气液两相间的热量及动量传递。其形式主要有立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、强制循环式、釜式再沸器和内置式再沸器。其中，设计者采用的是立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。2.4 工艺流程（见乙烯-乙烷工艺流程图）由P-101A/B泵将要分离的乙烯乙烷混合物从原料罐V-101引出，送入塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-102加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入

8、乙烯产品罐V-104中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入乙烷产品罐V-103中。2.5 处理能力及产品质量此套装置的设计处理量：140kmol/h产品质量：塔顶丙烯含量大于99%，釜液丙烯含量小于1% 3 工艺设计3.1.1计算塔顶压力下混合物的泡点温度、相对挥发度，假设理论塔板数NT,计算塔底压力和塔底混合物的泡点温度、相对挥发度。取全塔的相对挥发度为,计算最小回流比、回流比R。利用逐板计算法计算理论板数NT,进料位置NF。将所得的理论板数与假设的理论板数相比，若二者相等结束计算，若不等把所计算得理论板数赋值给假设理论板数，重新计算直至二者相等。计算程序框图如下：图 1 理论塔板数和回流比计算框图输入Pd ,qnF , zF , xD , xW , Antione方程常数塔顶泡点温度tbd , 相对挥发度d假设理论板数NTt塔底压力Pw , 塔底泡点温度tbw , 相对挥发度w , 平均相对挥发度最小回流比Rmin , 回流比R全塔物料衡算qnD , qnw , qnL, qnV , qnL , qnV ,逐板计算 xi , yi , NT , NFNT=NTt结束N

9、Tt=NTYN相平衡方程： 精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：P,x,TKi=f(T,P)yi=Ki*xifn(T)=yi-1|fn(T)|?T=Tb图2 泡点计算框图输入：qnF , zF , R , xD , xwqnD , qnW , xq , yq y1=xd j=1平衡关系求，xjxjxwxjxq精馏操作线yj+1提馏操作线yj+1NF=j+1j=j+1结束xj , yj , NF , NT图3 逐板计算框图3.1.2塔底压力与温度1）塔底压力：塔底压力=塔顶压力+塔压力降塔压力降=单板压降x塔板数（实际）单板压降=100mm（水柱）近似值从而进行精馏塔的物料衡算其中利用试差法求泡点温度 查图试差 td=2 Ka=1.5 Kb=1.0A=Ka/Kb=1.50 所以 平=1.4607在双组分精馏中，只要给定进料流量、组成、温度、压力，规定其中一组分的分离要求或回收率，即可对其进行物料衡算和热量衡算。1 全塔的物料衡算式中 2 塔内气、液相流量精馏段：提馏段：式中 213精馏系统的热量衡算再沸器的热流量： 再沸器所需的热水的质量流量： 冷凝器的热流量：冷凝器所需冷却水的质量流量： 式中 根据所给设计条件，编写C语言程序，计算得出下述各变量数值：

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