化工单元过程及设备课程设计-- 精馏

化工单元过程及设备课程设计

前言 (2)

第一章任务书 (3)

第二章精馏过程工艺及设备概述 (4)

第三章精馏塔工艺设计 (6)

第四章再沸器的设计 (18)

第五章辅助设备的设计 (26)

第六章管路设计 (32)

第七章塔计算结果表 (33)

第八章控制方案 (33)

总结 (34)

参考资料 (35)

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正。

感谢老师的指导和参阅！

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。

1．1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。

1．2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，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。

1．3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

2．1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流，而其液相则作为塔底产品采出。

2．2工艺流程

2．2．1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。

2．2．2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。

2．2．3 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。

1)设备选用

精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。

2)处理能力及产品质量

处理量： 100kmol/h

产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）

＝65％

进料：x

＝99％

塔顶产品：x

≤1％

塔底产品: x

第三章精馏塔工艺设计

3．1设计条件

3．1．1工艺条件：

饱和液体进料，进料乙烯含量x

＝65％（摩尔百分数）

塔顶乙稀含量 x

D ＝99％，釜液乙稀含量 x

≤1％，总板效率为0.6。

3．1．2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

加热方法——间壁换热3）冷却剂：循环冷却水

4）回流比系数：R/Rmin=1.5

3．1．3塔板形式：筛板

3．1．4处理量：F=100kmol/h

3．1．5安装地点：大连

3．1．6塔板设计位置：塔顶

3．2物料衡算及热量衡算

3．2．1物料衡算

D + D + W= F

D·Xd + W·Xw= F·Xf

D=65.3061kmol/h;W=34.6939kmol/h

塔内气、液相流量：

1）精馏段：L =R·D; V =(R+1)·D; ｛

2）提馏段：L ’=L+q ·F; V ’=V-(1-q)·F; L ’=V ’+W; 3．2．2 热量衡算

⑴再沸器热流量：Q R =V ’·r ’

再沸器加热蒸气的质量流量：G R = Q R /r R

⑵冷凝器热流量：Q C =V ·r

冷凝器冷却剂的质量流量：G C = Q C /(c l ·(t 2-t 1))

假设塔顶温度Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.4K 塔顶压力Pt=2500+101.3=2601.325KPa

代入公式计算并换算得

P A o =2612.46KPa ; P B o =1527.1KPa

又得： K A =1.004281 ; K B =0.587047 /1.6＝1.4722

3.3.2最小回流比计算： q 线：x=x f

代入数据，解得xe=0.65;ye=0.7322

=3.1439

R=1.5Rmin=4.71585 3.3.3 逐板计算过程：

i i C T B

A p +-=0ln P P K i i 0=

x y )1(1-+=

αα｛

e e

D x y y x R --=min B

K K = α1y n y n

x n

)

1 ( - - = α x R D ｛

=0.825x n +0.173

直至x i < x f 理论进料位置：第i 块板

进入提馏段：

=1.09298 x n -0.0008503

直至x n < x W 计算结束。理论板数：Nt=n （含釜）由C 语言程

nF nL nW

n nW nF nL nF nL n x q qq q q x q qq q qq q y -+--++=

+1y n

y n

x n

)

1 ( - - = α α ｛

序算得理论塔板数精馏段板数量为19 总板为38（不含釜）则进料板Nf=19/0.6 =32, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6=64 则塔底压力Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa

塔底温度Tb=278.42

α=1.435825误差值为2.6147%<5%,满足精度要求。

所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。

3.4精馏塔工艺设计

3.4.1物性数据

压力2.601Mpa,温度256.4K 下，乙稀的物性数据：气相密度：ρV =33kg/ m 3 液相密度：ρL =408kg/ m 3 液相表面张力：σ=2.5mN/m 3.4.2初估塔径

液相流量：L ’=21.135m 3/h 气相流量：V ’= V =316.72m 3/h 两相流动参数：

L S

n s v LV V q L q F ρρ??=

=0.23

初选塔板间距 H T =0.4m,查《化工原理》（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：

C 20=0.055

所以，气体负荷因子： =0.0367 液泛气速：＝0.1392m/s 取泛点率0.6

操作气速：u = 泛点率 ×uf=0.0835 m/s

气体流道截面积： =1.09m 2

选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.06; 则A / AT=1- Ad / AT =0.94 截面积: AT=A/0.94=1.06m 2

塔径： =1.22m

圆整后，取D=1.2m

q A VVs

=π

D 4=2

.02020?

? ??=σC C V

L f

C u ρρρ-=

符合《化工原理》P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联

实际面积： =1.13 m

降液管截面积：Ad=AT ×0.12= 0.144m 2 气体流道截面积：A=AT-Ad=1.056m 2

实际操作气速： = 0.083m/s

实际泛点率：u / uf =0.596 塔高的估算Np=64

有效高度：Z= H T ×Np=25.6m

釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m 设置6个人孔，每个人孔0.8m

裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m. 设釜液停留时间为30min

釜液高度：ΔZ =0.77m 取其为0.8m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.8+2.4=37.5m

3.5溢流装置的设计

3.5.1降液管（弓形）

由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT ×0.12= 0.144 m 2

由Ad/AT=0.12,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得： lw/D=0.62

所以，堰长lw=0.75D=0.744m 3.5.2溢流堰取E 近似为1

24D AT π

q u VVs =2

46030D

mWs

q πρ??=3

/231084.2?

???=-W h ow l L E h

则堰上液头高： =0.0264m>6mm 取堰高hw=0.05m,底隙hb=0.04m

液体流经底隙的流速：u =0.197m/s<0.5m/s 符合要求

3.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取

取塔板厚度б=3mm

进出口安全宽度bs=bs ’=80mm 边缘区宽度bc=50mm

由Ad/AT=0.06,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得： b d /D=0.118

所以降液管宽度：b d =0.118D=0.1416m

=0.37m r= =0.56m 有效传质面积： =

0.78 m 2 取筛孔直径：do=5mm,取孔中心距：t=4.26do= 25mm

开孔率：

= =0.036 筛孔面积： =

0,0282m 2 筛孔气速： =3.12m/s 筛孔个数：

=1438

3.7塔板流动性能校核

3.7.1液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.192m

b w VLs

h l q

(2s d b b D

x +-=c b D -2

)sin (21222r x

r x r x A a -+-=a o A A =φ2

0907.0??

??t d a O A A φ=o VVs

o A q

u =20

n π

质量夹带率e v ：

=0.0056kg 液/kg e v <0.1 kg 液/kg 气，故符合要求。 3.7.2塔板阻力hf 的核对 h f = h o +h l +h σ

又 б=4mm,do=5mm,故do/б=1.25

查《化工原理》（下册）P118图6.10.30得：Co=0.81

则 = 0.061液柱

又

气体动能因子＝0.65 查《化工原理》（下册）P118图6.10.31得：塔板上液层充气系数：β=0.73

= 0.00049m 液柱

h f = h o +h l +h σ=0.117m 液柱 3.7.3降液管液泛校核

Hd 可取Δ=0

式中 =0.00595m 液柱则 Hd =0.1997m 液柱

取降液管中泡沫层相对密度：Φ=0.6

.33

107.5???? ??-?=-f T

v H H u e σ2

00021???

??=C u g h L V ρρ()液柱

m h h h 0558.0OW W L =+=β0

3104d g h L ??=-ρσ

σs m A A q u d

T VVs

a /113.02=-=

.0v

a u Fa ρ=d f OW W h h h h ++?++=2

1018.1153.02???

? ???=???? ??==-b W VLs b W VLs d d h l q h l q g u h ζd f OW W h h h h ++?++=

则Hd ’= =0.333m 液柱

所以不会发生液泛 3.7.4液体在降液管中的停留时间

=5.776s>5s ，满足要求。 3.7.5严重漏液校核

=0.015m

= 1.619

k=1.64>1.5-2.0 满足稳定性要求

3.8负荷性能图

3.8.1过量液沫夹带线

规定：e v = 0.0056（ kg 液体 / kg 气体）为限制条件

得：由上述关系可作得线①

3.8.2液相下限线

由上述关系可作得线②

3.8.3严重漏液线

H '45.0Hd h H W T >=+VLs T

d q H

A ?=τ?

?????--?=-3232.313)(101.75.21081.8W VLh W T VVh l q h H A q σ3

/231084.2???

? ???=-W VLh ow l q E h 006

.01084.23

/23=???

? ???=-W h ow l L E h ()σh h h h OW W -++='13.00056.000002h g C u V

L '='ρρk

u u 100='

V = 36000

A 0

由上述关系可作得线③ 3.8.4液相上限线

令 =5s 得： =24.4 由上述关系可作得线④ 3.8.5浆液管液泛线

Hd’=HT+hW

带入数据整理后得：

上述关系可作得降液管液泛线⑤ 上五条线联合构成负荷性能图

VLs

d q H

A ?=τd

T VLh A H q 720=3

/22249519.11350002386.0VLh VLh VVh q q q --=()σh h h h OW W -++='13.00056.00

0A V u h

f OW W W T h h h h h H ++?++=+Φ)(2

81018.1?

???=-b w h d h l L h σ

h h h h L o f ++=)

(OW W L h h h +=β2

0021???

??=C u g h L V o ρρ

作点为：q

=21.136m3/s

VLh

=316.7 m3/s

VVh

负荷性能图

设计点位于四条线包围的区间中间，

操作弹性：q

VVhmax / q

VVhmin

≈24.4/2.28=10.7

所以基本满足要求

第四章再沸器的设计

第一节设计任务与设计条件

1、选用立式热虹吸式再沸器

塔顶压力：2.601 Mpa（绝对压力）

塔底压力：Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa

2、再沸器壳程与管程的设计条件

壳程/加热水管程/釜液温度/℃40 6 压力（绝压）/Mpa0.1013 2.616

蒸发量（kg/s ) 2.903

1 壳程凝液在温度（40℃）下的物性数据：比热：r c =4174J/(kg.K) 热导率：λc =0.634w/(m*K) 粘度：μc =0.653mPa*s 密度：ρc =977.8kg/m 3

2．管程流体在（6℃ 2.616MPa ）下的物性数据：

潜热：r b =327.85kJ/kg

液相热导率：λb =87.68mw/(m*K) 液相粘度：μb =0.068mPa*s 液相密度：ρb =505kg/m 3

液相定比压热容：Cpb= 1.88kJ/(kg*k) 表面张力：σb ＝3mN/m

气相粘度：μv =0.0005mPa*s 气相密度：ρv =38kg/m 3

蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP ）=0.000503 m 2 K/kg

4.2估算设备尺寸

气相流量：L ’=L+F=2.903kg/s 液相流量：V ’= V =6kg/s

热流量： =951866w

传热温差：

c c b b R V V Q γγ==