乙烯乙烷浮閥塔頂

1、精選優(yōu)質文檔-傾情為你奉上精選優(yōu)質文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)專心-專注-專業(yè)精選優(yōu)質文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)乙烯-乙烷精餾裝置設計報告書 編制人員： 郭義發(fā) 班 級： 應化0409 學 號： 指導老師： 王瑤 時 間： 2007年8月 前言 本課程設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章。 說明書中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了說明。 鑒于設計者經驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指導和支持目錄 概述12 工藝流程方案23 浮閥塔的工藝設計33.1 設計條件33.2 物料衡算及熱量

2、衡算33.3 塔板數(shù)的計算43.4 精餾塔工藝設計53.5 溢流型塔板布置及溢流裝置設計63.6 浮閥布置和其余結構尺寸的選取73.7 流體力學校核84 再沸器的設計115 輔助設備設計176 管路設計217 控制方案218 設備一覽表229 設計評述2410 參考文獻2411 主要符號說明24第一章 概 述 精餾是分離分離液體混合物最常用的一種單元操作，所用設備主體核心設備是精餾塔，輔助設備包括再沸器、冷凝器、儲罐、預熱器及冷卻器。1精餾塔精餾塔是精餾裝置的主體核心設備，氣、液兩相在塔內多級逆向接觸進行傳質、傳熱，實現(xiàn)混合物的分離。精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設

3、有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。常規(guī)或簡單精餾塔設有一個進料口，進料位置將塔分為精餾段和提餾段兩段，而在塔頂和塔底分別引出一股產品。精餾塔內，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。本設計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結構簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產要求，目前應用較為廣泛。2. 再沸器再沸器是精餾裝置的重要附屬設備，用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行。本設計采用

4、立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱 器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內的載熱 體供熱。立式熱虹吸特點：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結構緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。3. 冷凝器 （設計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產品，其余作回流液返回塔頂，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器 第二章 工藝流程方案精餾裝置流程 精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高

5、程度的分離，進而得到高純度的產品。 流程如下： 原料（乙烯和乙烷的混合液體）經進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內作為氣相回流，而其液相則作為塔底產品采出。 工藝流程1.物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵

6、和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。2.必要的檢測手段 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。 另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。3.調節(jié)裝置由于實際生產中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產要求，可設雙調節(jié)，即自動和手動兩種調節(jié)方式并存，且隨時進行切換。 設備選用 精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。 處理能力及產品質量處理量： 210 kmol/h產品質量：（以乙烯摩爾百分數(shù)計）進料： xf65塔頂產品： xD99塔底

7、產品: xw1第三章 浮閥塔的工藝設計第一節(jié) 設計條件1工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量zF65（摩爾百分數(shù)）塔頂乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量 xw1，總板效率為0.6。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：加熱劑水蒸氣 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑： 循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)： 3塔板形式： 浮閥4處理量： F=210 kmol/h5安裝地點： 大連6塔板設計位置： 塔頂?shù)诙?jié) 物料衡算及熱量衡算一、物料衡算1換算： 將摩爾百分數(shù)換算成質量百分數(shù)zF65 wF63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 將摩爾流量換算成質量流量：進料狀

8、態(tài)混合物平均摩爾質量：（MA為乙烯摩爾質量 MB為乙烷摩爾質量） 2求摩爾流量 D + W = 2100.65210 = 0.99D + 0.01W解得： D = 137.14koml/h , W = 72.86kmol/h ；塔內氣、液相流量：1）精餾段：； 2）提餾段： 二、熱量衡算1） 再沸器加熱蒸氣的質量流量：2） 冷凝器熱流量： 冷凝器冷卻劑的質量流量： 第三節(jié) 塔板數(shù)的計算注：下標t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)。1. 回流比計算過程： =1.437泡點進料：q=1 q線方程：xq=zF代入數(shù)據(jù)，解得： xq=0.65 , ye=0.73 2. 逐板計算過程：(1)塔內氣液相流量：精餾

9、段：L=RD=746.0416 koml/h ; V=(R+1)D=883.1816 koml/h提餾段：L=L+Qf=956.0416 koml/h ; V=V=883.1816 koml/h(2)塔內精餾段、提餾段方程：精餾段方程：提餾段方程：(3)理論塔板數(shù)的計算：（采用逐板計算法）相平衡方程為：帶入精餾段方程和相平衡方程中計算，直至xizF ,為理論進料位置：第i塊板y1=xD=0.99 x1=0.9854 y10=0.9082 x10=0.8712y2=0.9860 x2=0.9860 y11=0.8896 x11=0.8464y3=0.9815 x3=0.9732 y12=0.86

10、87 x12=0.8190y4=0.9758 x4=0.9650 y13=0.8455 x13=0.7892y5=0.9688 x5=0.9550 y14=0.8203 x14=0.7574y6=0.9604 x6=0.9431 y15=0.7935 x15=0.7244y7=0.9503 x7=0.9290 y16=0.7656 x16=0.6908y8=0.9384 x8=0.9124 y17=0.7372 x17=0.6574y9=0.9244 x9=0.8932 y18=0.7090 x18=0.6250則x18=0.6250zF=0.65 ,進料；然后進入提餾段： 帶入提餾段方程和相

11、平衡方程中計算，直至 計算結束。理論板數(shù)：=n（含釜）y19=0.6757 x19=0.5877 y29=0.1489 x29=0.1069y20=0.6362 x20=0.5447 y30=0.1149 x30=0.08155y21=0.5905 x21=0.4966 y31=0.08745 x31=0.06152y22=0.5367 x22=0.4421 y32=0.06577 x32=0.04594y23=0.4777 x23=0.3848 y33=0.04891 x33=0.03398y24=0.4157 x24=0.3273 y34=0.03596 x34=0.02488y25=0.

12、3535 x25=0.2722 y35=0.02611 x35=0.01800y26=0.2930 x26=0.2209 y36=0.01866 x36=0.01284y27=0.2383 x27=0.1763 y37=0.01307 x37=0.y28=0.1900 x28=0.1383 則x37=0.5-6,不會發(fā)生嚴重漏夜現(xiàn)象。3.液泛的驗算 為避免液泛，溢流管內的清液高度: 氣體通過一層塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨萮P 液體通過降壓管的壓頭損失，因不設內堰 板上清液高度hL=0.07m液柱則Hd=hP+hd+hL=0.0881+0.036+0.07=0.1941m 取=0.5， （HT+

13、hW）=0.5(0.45+0.032)=0.241m液柱因此 ， 滿足工程要求4.液沫夾帶驗算 板上液相流程長：Zl=D-2Wd=1.6-20.1984=1.2032m板上液流面積： Ab=AT-2Af=2.0096-20.=1.63m2乙烯-乙烷物系按正常物系取物性，查泛點負因子圖表得，F(xiàn)LV=0.2978, u/uf=0.736 , =0.032則又根據(jù) 則eV=0.0026kg液體/kg氣體兩次算出的eV20% 所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求四 循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1）當 X=Xe/3= 0.1133時 兩相流的液相分率 兩相流平均密度： 2）當 X=Xe=0.34時 兩相流

14、的液相分率： 則 根據(jù)課程設計表319 得：l=0.85m 則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： 2循環(huán)阻力Pf： 管程進出口阻力P1 進口管內質量流量： 釜液進口管內流動雷諾數(shù)： 進口管長度與局部阻力當量長度： 進口管內流體流動摩擦系數(shù)：管程進口阻力: 傳熱管顯熱段阻力 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 氣相在傳熱管內的質量流量液相流動阻力 管內動能變化產生阻力P4 動量變化引起的阻力系數(shù): 管程出口段阻力P5 氣相流動阻力Pv5 管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： 液相流動阻力p5 所以循環(huán)阻力： 則循環(huán)推動力pD略大于循環(huán)阻力pf,說明假設的出口氣化率Xe=0.34基本正確。再沸器滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。

15、第五章 輔助設備設計一、輔助容器的設計（容器填充系數(shù)?。簁=0.7）1.進料罐（常溫貯料） 20乙烯 L1 =380kg/m3 乙烷 L2 =540kg/m3 壓力取2.61MPa 由上面的計算可知 進料 Xf=65% Wf=63.4% =426.3 kg/m3 進料質量流量：qmfh=6027kg/h 取停留時間：x為4天，即x=96h 進料罐容積：1938.92m3 , 圓整后 取V=1939m32.回流罐（-17）質量流量 qmLh=RqmDs =.99kg/h L2 =413.4kg/m3設凝液在回流罐中停留時間為0.5h，填充系數(shù)=0.7201.25 m3則回流罐的容積， 取V=20

16、2m3 3.塔頂產品罐質量流量qmDh=qmDs =3935.918 kg/h；產品在產品罐中停留時間為120h，填充系數(shù)=0.71775.6 m3則產品罐的容積 取V=1776 m34.釜液罐取停留時間為5天，即x=120h質量流量qmWh=qmWs =2091.082 kg/h 867.13 m3則釜液罐的容積 取V=868m3二、傳熱設備1.冷卻器和塔頂冷凝器的集成采用臥式冷凝器 入口 出口塔頂產品 256.4k 263.2k 進料 273.2k 263.4k 傳熱溫差： 管內液體流率：F=210kmol/h取K=700 ，則傳熱面積為 ，圓整后的 A=13m22.釜液冷卻器 塔頂產品與

17、進料熱交換后，繼續(xù)與冷卻釜液 塔頂產品 入口263.2k 出口273.2k 釜液 入口 273.2k 出口278.9k 傳熱溫差： 取K=700 ，則傳熱面積為 , 圓整后取A=6 m2三、泵的設計1進料泵(兩臺，一用一備)取液體流速：u=0.564m/s液體密度： kg/ m3 取d=65mm液體粘度; 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003查得：=0.026取管路長度：l=80m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取qVLh =6.73m3/h選取泵的型號：AY 揚程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（兩臺，一用一備）取液體流速：u=0.5m/skg/ m3 取d

18、=0.128取=0.2相對粗糙度：/d=0.0016查得：=0.0225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qVLh =23.2m3/h選取泵的型號：100F-573.釜液泵（兩臺，一備一用）取液體流速：u=0.394m/skg/ m3 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0049查得： =0.03取管路長度：l=30m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個qVLh =1.87m3/h該處泵揚程為負值，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：50F-16 第六章 管路設計進料管線取料液流速 u=0.5 m/s則d

19、=0.102m/s取管子規(guī)格為1144其他各處管線類似求得管子名稱管內液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.51144塔頂蒸氣管151215塔頂產品管0.5623回流管0.52036釜液流出管0.3893.5儀表接管252.5塔底蒸汽回流管151215 貯罐容積估算表序號位號名稱停流時間/h容積/m31V-101原料中間罐9612942V-102回流罐0.5213V-103塔頂產品罐1209144V-104塔底產品罐120763第七章 控制方案序號位置用途控制參數(shù)介質物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01進料流量控制0210kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FI

20、C-02回流定量控制0430 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔壓控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯=408, 6TIC-01釜溫控制16乙烷=385, 第八章 設備一覽表系統(tǒng)所需的主要設備及主要參數(shù)序號位號名稱揚程/m流量/m/s功率/kw1P-101進料泵25101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵40257.54P-104塔頂產品泵15140.55P-105塔底產品泵3551.0換熱器傳熱面積估算表序號位號名稱熱流量/KW傳熱系數(shù)/(W/m2k)傳熱溫差/傳熱面

21、積/m2備注1E-102塔頂冷凝器42.37008.692E-101塔底再沸器4567.31158.58113.183E-103進料冷凝器46.56508.694E-104塔底冷凝器6.666507.43序號位號設備名稱形式主要性能參數(shù)操作條件1T-101精餾塔浮閥塔三D=1200 Np=74H=44.5操作溫度 t=256.51操作壓力 p=2.601Mpa2E-102塔頂冷凝器分塊管板式3E-101塔底再沸器分塊管板式4E-103進料冷凝器分塊管板式5E-104塔底冷凝器分塊管板式6P-101進料泵2臺離心泵Q=10m3/hH=25m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2臺離心泵Q=8.5m3

22、/hH=2.5m乙烷液8P-103回流泵2臺離心泵Q=25m3/hH=40m乙烯液9P-104塔頂產品泵2臺離心泵Q=14m3/hH=15m乙烯液10P-105塔底產品泵2臺離心泵Q=5m3/hH=35m乙烷液11V-101原料中間罐臥式12940 2.6Mpa12V-102回流罐立式21-16.7 2.6Mpa13V-103塔頂產品罐立式9140 2.6Mpa14V-104塔底產品罐立式76302.6Mpa15V-105不合格產品罐立式650m302.6Mpa 第九章 設計評述 這次課程設計完成后，我發(fā)現(xiàn)我對于化工原理知識的了解上升到了一個新的層面，對于設計過程中的每一步，我都能說出它的原理

23、和具體做法。對于上課時涉及較少的工藝流程也熟悉了不少。此外，在做設計的過程中復習并掌握了許多計算機知識，例如C語言，EXCEL，MATLAB，AUTO-CAD等?？傊ㄟ^這次課程設計，豐富了我各個方面的知識，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設計中的錯誤與不足之處，使我能不斷提高進步。第十章 參考文獻：1.化工單元過程及設備課程設計，匡國柱、史啟才主編，化學工業(yè)出版社，2002年。2.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊劉光啟，劉杰主編，化學化工出版社，2002年。3.化工物性算圖手冊，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。4.石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊，盧煥章，化學工業(yè)出版社，1982年。5.石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊，（續(xù)篇），馬沛生，化學工業(yè)出版社，1982年。6.石油化工設計手冊，王松漢，化學工業(yè)出版書，2002年。7.化工原理（下冊）第十一章 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 m2e單位時間夾帶的液沫量 kg/hAa塔板上有效傳質區(qū)面積 m2ev單位質量氣體夾帶的液沫質量Ad降液管截面積 m2Fa氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔總截面積 m2Nt理論塔板數(shù)AT塔截面積 m2Np實際塔板數(shù)b液體橫過塔板流動時的平均寬度 mn浮閥個數(shù)bc塔板上邊緣寬度 mp系統(tǒng)總壓力 kPa組分分壓 kPabd降液管寬度