過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計精餾塔及蒸餾輔助設(shè)備設(shè)計

1、 （精餾塔及蒸餾輔助設(shè)備設(shè)計）目錄概述 1精餾塔 1再沸器 2 冷凝器 3方案流程簡介 4精餾裝置流程 4工藝流程 4設(shè)備選用 5處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量要求 5精餾塔工藝設(shè)計 6 3.1 設(shè)計條件 6 3.2 物料衡算及熱量衡 7塔板數(shù)的計算 7精餾塔工藝設(shè)計19溢流裝置的設(shè)計12塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取 12塔板流動性能的校核 14負(fù)荷性能圖 16第4章 再沸器的設(shè)計18 4.1 設(shè)計任務(wù)及設(shè)計條件 18估算設(shè)備尺寸 19傳熱系數(shù)的校核 20循環(huán)流量的校核 23第 5章 輔助設(shè)備的設(shè)計28輔助容器的設(shè)計 28泵的設(shè)計 29第 6章 管路設(shè)計33第 7章 控制方案 34附錄一 主要符號說明 3

2、5附錄二 Excel表格 38附錄三 符合性能圖 41附錄四 參考資料42全套圖紙加153893706前言 本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。 說明中對浮閥塔板式精餾塔以及再沸器的設(shè)計計算做了詳細(xì)的闡述，對于其它諸如輔助設(shè)備和管路的設(shè)計等僅作簡單說明。雖然已經(jīng)盡可能地參考各方資料并作了數(shù)次修改，但是鑒于設(shè)計者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計中還存在許多錯誤及不足之處，希望各位老師不吝指教！不勝感激！ 2005年7月05日第 1章概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1.1 精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或

3、填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。較常用的精餾塔包括篩板式、泡罩式以及浮閥式等。本設(shè)計為浮閥式精餾塔。浮閥塔綜合了前兩者的優(yōu)點(diǎn)，取消了結(jié)構(gòu)復(fù)雜的上升管和泡罩。為避免堵塞和漏夜過多，塔板上開孔比較大（標(biāo)準(zhǔn)直徑為39mm），每個孔還裝有可以上下浮動的浮閥。浮閥的開度可根據(jù)氣體通過閥孔的氣速自動調(diào)

4、節(jié)。當(dāng)氣體負(fù)荷較低時，浮閥的開度較小，漏夜量不多；氣體負(fù)荷較高時，浮閥開度較大，阻力又不至于增加過多大，所以這種塔板操作彈性大，阻力比泡罩塔板大為減小，其生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。另外，這種塔板的效率也較高。其主要缺點(diǎn)是浮閥使用過久后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住，操作失常。常用的浮閥有F1型和V4型兩種，后者常用于減壓塔。此外，浮閥還有條形型式的浮閥，如條形浮閥、方形浮閥和導(dǎo)向浮閥等，其性能較常規(guī)浮閥有所改進(jìn)，在工業(yè)上得到了應(yīng)用和推廣。本設(shè)計選用F1型浮閥。1.2 再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管

5、殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸再沸器的特點(diǎn)：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。1.3 冷凝器 （設(shè)計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。 第2章 方案流程簡介 精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如

6、下： 原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆颠^程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2.2 工藝流程 精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，

7、從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。3. 調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，自動和手動并存，且隨時進(jìn)行切換。2.3 設(shè)備選用 精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.4 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量要求處理量： 100kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD99塔底產(chǎn)品: xw1第3章 精餾塔工藝設(shè)計 3.1 設(shè)計條件3.1.1 工藝條件：

8、飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量xf65（摩爾百分?jǐn)?shù)）塔頂乙烯含量 xD99，釜液丙稀含量 xw1，總板效率為0.6。 3.1. 2 操作條件：1）塔頂操作壓力：P=2.5MPa（表壓）2）加熱劑及加熱方法：加熱劑70熱水 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：某種制冷劑 4）回流比系數(shù)：R/Rmin 塔板形式： 本設(shè)計采用F1型浮閥塔板。 3.1.4 處理量：Fh=100kmol/h 3.1.5 安裝地點(diǎn)：大連 塔板設(shè)計位置：塔底 3.2 物料衡算及熱量衡算3.2.1 物料衡算 D+W=F Dxd+Wxw=Fxf解得： D = 65.3kmol/h ; W= 2塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =R*D;

9、V =(R+1)*D;2)提餾段：L=L+q*F;V=V-(1-q)*F; L=V+W;3.2.2 熱量衡算1）再沸器熱流量：QR=V*r 再沸器熱水的質(zhì)量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(cl*(t2-t1)3.3 塔板數(shù)的計算利用Excel 進(jìn)行迭代計算出理論塔板數(shù)計回流比等參數(shù)，計算結(jié)果見附錄二。假設(shè)塔頂溫度Tto=256K，經(jīng)泡點(diǎn)迭代計算得塔頂溫度Tt=256.5K；塔頂壓力 代入公式 計算并換算得：PAo=2618.664KPa ; PBo又 得：KA=1.006666 ; KBBAKK /3.3.2最小回流比計算：泡點(diǎn)進(jìn)料

10、：q=1 q線：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;y 3.3.3 逐板計算過程：y1=xDynynxn)1(直至xi xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板進(jìn)入提餾段：ynynxn)1( 直至xn xW 計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）（具體計算見附件一）迭代結(jié)果：進(jìn)料板Nf=i/0.6+1=44, 實(shí)際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6+1=74則塔底壓力Pb=Pt+Np= 2633.5964KPa可算得：塔底溫度K=1.438033，誤差值為2.4649%6mm取堰高h(yuǎn)w=0.04m,底隙m液體流經(jīng)底隙的流速：ub =0.234m/s3.6 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取3.6.1 塔板及其分

11、布取塔板厚度=3mm 進(jìn)出口安全寬度bs=bs=100mm 邊緣區(qū)寬度bc=50mm由,查化工原理（下冊）P113的圖可得：bd所以降液管寬度：bd 4m有效傳質(zhì)面積： = 0.618 m2 選取F1型浮閥，其閥孔直徑：do=39mm取動能因子F0=12， = m/s=40估算孔心距AO/Aa=得：t=133mm ,根據(jù)估算提供的孔心距t進(jìn)行布孔，并按實(shí)際情況進(jìn)行調(diào)整來確定浮閥的實(shí)際個數(shù)n。按t=100mm布孔，實(shí)際排閥數(shù)目為n=42。重新計算塔板以下參數(shù)： 閥孔氣速： =m/s閥孔個數(shù)： =42動能因子：F0=塔板開孔率：=A0/AT%10%,滿足要求。3.7 塔板流動性能校核3.7.1 液

12、沫夾帶量校核 ZL=D-2bd=0.952m,Ab=AT-2Ad=1.231m,CF=0.12(查化工原理P217圖5-17) 代入上兩式得：F1=0.170.8,F2=0.23UOK,故閥未全開，用下式計算h0。得h0503mL: 3.克服表面張力所造成的阻力： hf= ho+hl+h m液柱降液管液泛校核 Hd 可取=0 m液柱則 Hd = m液柱取降液管中泡沫層相對密度：則Hd= =0.295 m5s 滿足要求 嚴(yán)重漏液校核 =m/s， u0=m/s K= u0/u0=1.5 滿足穩(wěn)定性要求 3.8 負(fù)荷性能圖 過量液沫夾帶線 因?yàn)锳b/AT=0.80.78,故用F1式計算，取F1=0.

13、8，計算得：Vhh+1591.2 整理出：Lh 與y軸平行 嚴(yán)重漏液線 = 192.6 3.8.4 液相上限線令 =5s 降液管液泛線Hd=HT+hW令 將 =0以及how與Lvh , hd 與Lvh ，hf 與Vvh , Lvh 的關(guān)系全部代入前式整理得： 以上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點(diǎn)為：Lh 3/h Vh =24.32 m3/h負(fù)荷性能圖：見附錄三 操作彈性：Vhmax / Vhmin，操作裕度：(Vhmax-Vh)/Vh=(-3)/3=%第4章 再沸器的設(shè)計選用立式熱虹吸式再沸器壓力降：Nphf=112103殼程管程溫度（）70壓力（MPa絕壓）蒸發(fā)量：Db= Vms程凝液在溫度（7

14、0）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2334kJ/kg熱導(dǎo)率：c w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =kg/m3 2.6324MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb液相熱導(dǎo)率：b w/(m*K)液相粘度：b =mPa*s液相密度：b =450kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面張力：b氣相粘度：v =0.0005mPa*s氣相密度：v =30kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）= m2 K/kg 4.2 估算設(shè)備尺寸 熱流量： = 傳熱溫差：K 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=600W/( m2 K) 估算傳熱面積 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長L

15、=2500mm 則傳熱管數(shù)： =67 若將傳熱管按正三角形排列，按式 得： 則 殼徑：m 取 D= 500mm 取 管程進(jìn)口直徑：m 管程出口直徑：5m 4.3 傳熱系數(shù)的校核L假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=則循環(huán)氣量： kg/si 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-22.5=33mm = kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 普朗特數(shù)： =39顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = w/( m2 K)o 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流=41116kg/(m s) = 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = w/ (m2 K) 3. 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=614125 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=15 m2

16、 K/w 管壁熱阻：Rw=b/1 m2 K/w4.顯熱段傳熱系 = w/( m2 K) 4.3.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 G= 2041399.725kg/( m2 h) 1.Lockhut-martinel參數(shù)： = 則1/Xtt=0.3008 查設(shè)計書P96圖329 得： 在Xe=0.09 X0.4Xe=36的情況下 =89 再查圖329，= 2.泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.5 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =w/( m2 K) 3.單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 對流沸騰因子 ： =81 兩相

17、對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = w/( m2 K) = w/( m2 K) 4.3.3顯熱段及蒸發(fā)段長度 =LBC =mLCD =L- LBC =m4.3.4傳熱系數(shù) =實(shí)際需要傳熱面積： = m24.3.5傳熱面積裕度： =0.4356所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4 循環(huán)流量校核4.4.1循環(huán)系統(tǒng)推動力：3時= 兩相流的液相分率： =4 兩相流平均密度： = kg/m3 =22兩相流的液相分率： =兩相流平均密度： = kg/m3根據(jù)課程設(shè)計表319 得：L=0.85m(考慮到焊接要求),則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = pa Pf：P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速：

18、 =kg/(m2s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 2749437進(jìn)口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： = 496進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度： =m管程進(jìn)出口阻力: =PaP2 =kg/(m2s) =18369 = PaP3 氣相流動阻力Pv3 =kg/(m2s) =2177493 =22.202Pa液相流動阻力PL3GL=G-Gv= kg/(m2s) =34114057133 =Pa = PaP4 動量變化引起的阻力系數(shù): = =5.管程出口段阻力P5 氣相流動阻力Pv5 = kg/(m2s) =kg/(m2s) 管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和： =m =20008050 = 液相流動阻力PL5

19、 =kg/(m2s) =1787134 =54 = Pa = Pa 所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 所以，在1.0051.05范圍內(nèi)，故滿足循環(huán)流量校核要求 第5章 輔助設(shè)備設(shè)計 5.1 輔助容器的設(shè)計 5.1.1進(jìn)料罐（常溫高壓貯料） 20乙烯L1 =420kg/m3 乙烷L2 =470kg/m3 由上面的計算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.41% 則 =437.01 kg/m3 進(jìn)料狀態(tài)下的平均分子量：進(jìn)料質(zhì)量流量：Fmh=28.7F=2870 kg/h取 停留時間：x為4天，即x=96h 進(jìn)料罐容積：m3 圓整后 取V=905 m3 ）質(zhì)量流量L

20、mh設(shè)凝液在回流罐中停留時間為，填充系數(shù)m3 取V=7m3塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量Dmh= kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)m3取V=448m35.1.4 釜液罐取停留時間為5天，即x=120h質(zhì)量流量Wmh=30W =1041 kg/h m3取V=380m3 5.2.1進(jìn)料泵(兩臺，一用一備)液體密度： kg/ m3 Fvs = Fms/ =0.0018 m3/s 取d=70mm液體粘度 取相對粗糙度：查得：取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則Lvh=3/h選取泵的型號：AY 揚(yáng)程：3065m流量：2.560m3 /s5.2.2回流泵（兩臺

21、，一開一用）液體密度： kg/ m3 Lvs =Lms / =0.005 m3/s 取d=115mm液體粘度 取相對粗糙度：查得：取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則Lvh =3/h選取泵的型號：DSJH 揚(yáng)程：38280m 流量：951740m3 /s5.2.3釜液泵（兩臺，一開一用）液體密度： kg/ m3 Wvs = WMs 液體粘度 取相對粗糙度：查得：取管路長度：l=40m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則Lvh =3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時不使用，但非正常工作或停止工作時，需要使用。選取泵的型號：GI 揚(yáng)程：1015

22、10m 流量：0.190m3 /s 第6章 管路設(shè)計則取管子規(guī)格685。其它各處管線類似求得如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管703頂蒸氣管1532510頂產(chǎn)品管603回流管1803釜液流出管32儀表接管/323塔底蒸氣回流管1532510第7章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。 將本設(shè)計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=4372FI

23、C-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔壓控制03MPa乙烷V=304HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜溫控制410乙烷L=450附錄一 主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2F0氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2)Aa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2NT理論塔板數(shù)Ad降液管截面積 m2Np實(shí)際塔板數(shù)Ao板孔總截面積 m2n浮閥個數(shù)AT塔截面積 m2p系統(tǒng)總壓力 kPa組分分壓 kPab液體橫過塔板流動時的平均寬度 mQ熱負(fù)荷 w(kw)bc塔板上邊緣寬度 mD餾出液摩爾流量 kmol/hbd降液管寬度 mF進(jìn)料摩爾流量