乙烯-乙烷體系對浮閥塔板塔底精餾塔及輔助設備設計（處理量：100回流比系數(shù)：1.3）

前言 本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。 說明中對浮閥塔板式精餾塔以及再沸器的設計計算做了詳細的闡述，對于其它諸如輔助設備和管路的設計等僅作簡單說明。雖然已經盡可能地參考各方資料并作了數(shù)次修改，但是鑒于設計者經驗有限，本設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！ 年 月 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，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。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。簡單精餾中，只有一股進料，進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。較常用的精餾塔包括篩板式、泡罩式以及浮閥式等。本設計為浮閥式精餾塔。浮閥塔綜合了前兩者的優(yōu)點，取消了結構復雜的上升管和泡罩。為避免堵塞和漏夜過多，塔板上開孔比較大（標準直徑為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節(jié)。當氣體負荷較低時，浮閥的開度較小，漏夜量不多；氣體負荷較高時，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、方形浮閥和導向浮閥等，其性能較常規(guī)浮閥有所改進，在工業(yè)上得到了應用和推廣。本設計選用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，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行。本設計采用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。立式熱虹吸再沸器的特點：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)。1.3 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2章 方案流程簡介2.1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?；亓饕簭乃斞厮飨?，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。2.2 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)，自動和手動并存，且隨時進行切換。2.3 設備選用 精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.4 處理能力及產品質量要求處理量： 100kmol/h產品質量：（以乙烯摩爾百分數(shù)計）進料：xf65塔頂產品：xD99塔底產品: xw1第3章 精餾塔工藝設計 3.1 設計條件3.1.1 工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量xf65（摩爾百分數(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=1.3 3.1.3 塔板形式： 本設計采用F1型浮閥塔板。 3.1.4 處理量：Fh=100kmol/h 3.1.5 安裝地點：大連 3.1.6 塔板設計位置：塔底 3.2 物料衡算及熱量衡算3.2.1 物料衡算1.總物料衡算 D+W=F Dxd+Wxw=Fxf解得： D = 65.3kmol/h ; W= 34.7kmol/h 2塔內氣、液相流量：1）精餾段：L =R*D; 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 再沸器熱水的質量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質量流量：GC= QC/(cl*(t2-t1)3.3 塔板數(shù)的計算利用Excel 進行迭代計算出理論塔板數(shù)計回流比等參數(shù)，計算結果見附錄二。3.3.1試差法計算過程假設塔頂溫度Tto=256K，經泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=256.5K；塔頂壓力Pt=2500+101.325=2601.325KPa 代入公式 計算并換算得：PAo=2618.664KPa ; PBo=1531.126KPa又 得：KA=1.006666 ; KB=0.588599BAKK=a1 /1.61.4743753.3.2最小回流比計算：泡點進料：q=1 q線：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.732486 =3.119265 R=1.3Rmin=4.0550453.3.3 逐板計算過程：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理論進料位置：第i塊板進入提餾段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 計算結束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）（具體計算見附件一）迭代結果：進料板Nf=i/0.6+1=43, 實際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6+1=83則塔底壓力Pb=Pt+0.980.445Np= 2637.5623KPa可算得：塔底溫度Tb=278.56K=1.438033，誤差值為2.4649%6mm取堰高hw=0.06m,底隙hb=0.035m液體流經底隙的流速：ub =0.19m/sub0.5m/s 符合要求3.6 塔板布置和其余結構尺寸的選取3.6.1 塔板及其分布取塔板厚度=4mm 進出口安全寬度bs=bs=70mm 邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad/AT=0.10,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：bd/D=0.16所以降液管寬度：bd =0.16D=0.224m =0.406mr= =0.65m有效傳質面積： = 0.98 m2 3.6.2閥孔的尺寸及排列選取F1型浮閥，其閥孔直徑：do=39mm取動能因子F0=8， =1.461 m/s=53估算孔心距AO/Aa=得：t=126mm ,根據(jù)估算提供的孔心距t進行布孔，并按實際情況進行調整來確定浮閥的實際個數(shù)n。按t=125mm布孔，實際排閥數(shù)目為n=49。重新計算塔板以下參數(shù)： 閥孔氣速： =1.57m/s閥孔個數(shù)： =49動能因子：F0=8.6塔板開孔率：=A0/AT=4.1%10%,滿足要求。3.7 塔板流動性能校核3.7.1 液沫夾帶量校核 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=0.230.8 滿足要求。3.7.2 塔板阻力hf的校核hf= ho+hl+h1.干板阻力ho ：聯(lián)立上兩式得： U0=1.57m/sUOK,故閥未全開，用下式計算h0。得h0=0.048m2.塔板氣液層阻力hL: =0.0378m 3.克服表面張力所造成的阻力： hf= ho+hl+h=0.0859 m液柱3.7.3 降液管液泛校核 Hd 可取=0 =0.00545 m液柱則 Hd =0.175 m液柱取降液管中泡沫層相對密度：=0.4則Hd= =0.4384 m5s 滿足要求 3.7.5 嚴重漏液校核 =0.913m/s， u0=1.57m/s K= u0/u0=1.721.5 滿足穩(wěn)定性要求 3.8 負荷性能圖3.8.1 過量液沫夾帶線 因為Ab/AT=0.80.78,故用F1式計算，取F1=0.8，計算得：Vh =-4.84Lh+1591.2 3.8.2液相上限線 整理出：Lh=3.07lw=3.14 與y軸平行 3.8.3 嚴重漏液線 = 192.6 3.8.4 液相上限線令 =5s 得： =44.3523.8.4 降液管液泛線Hd=HT+hW令 將 =0以及how與Lvh , hd 與Lvh ，hf 與Vvh , Lvh 的關系全部代入前式整理得： 以上五條線聯(lián)合構成負荷性能圖作點為：Lh =330.09m3/h Vh =24.32 m3/h負荷性能圖：見附錄三 操作彈性：Vhmax / Vhmin3.02，操作裕度：(Vhmax-Vh)/Vh=(600-330.09)/330.09=81.8%可見，設計點位于五條線包圍的區(qū)間中間稍偏下，操作彈性滿足要求，但操作裕度過大，不過基本滿足操作要求。第4章 再沸器的設計4.1設計任務與設計條件 4.1.1再沸器的選擇選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：2.60101325MP壓力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底壓力=1.7213+0.0604=1.7817MPa4.1.2再沸器殼程與管程的設計殼程管程溫度（）705.56壓力（MPa絕壓）0.1013252.6324蒸發(fā)量：Db= Vms =2.75kg/s4.1.3物性數(shù)據(jù)1 程凝液在溫度（70）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2334kJ/kg熱導率：c =0.668w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32管程流體在（5.56 2.6324MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=279.12kJ/kg液相熱導率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：b =0.0566mPa*s液相密度：b =450kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面張力：b0.0027N/m氣相粘度：v =0.0005mPa*s氣相密度：v =30kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 4.2 估算設備尺寸 熱流量： = 767.58KW 傳熱溫差： =64.44K 假設傳熱系數(shù)：K=900W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =13.2 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長L=2000mm 則傳熱管數(shù)： =56 若將傳熱管按正三角形排列，按式 得：b=8.23 管心距：t=0.048m 則 殼徑： =0.461m 取 D= 600mm L/D=3.3333 取 管程進口直徑：Di=0.15m 管程出口直徑：Do=0.20m 4.3 傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.21則循環(huán)氣量： =13.1kg/s1.計算顯熱段管內傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內質量流速： di=38-22.5=33mm =0.0479 m2 = 273.64kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 159545 普朗特數(shù)： =2.14顯熱段傳熱管內表面系數(shù)： = 1245.55w/( m2 K) 2.殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算o 蒸氣冷凝的質量流量： = 0.33kg/s傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質量流=0.049kg/(m s) = 481 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 6165w/ (m2 K) 3. 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝側：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.000052 m2 K/w4.顯熱段傳熱系數(shù) dm=(di+do)/2= 0.0355m = 643.07w/( m2 K) 4.3.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算 傳熱管內釜液的質量流量：Gh=3600 G= 985104kg/( m2 h) 1.Lockhut-martinel參數(shù)： =1.3643 則1/Xtt=0.733 查設計書P96圖329 得：E=0.2 在Xe=0.21 X0.4Xe=0.084的情況下 =0.281 再查圖329，=0.8 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): =14544.6w/( m2 K) 3.單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 1161.12w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 對流沸騰因子 ： = 1.856 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 2155 w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： =9427.32 w/( m2 K) =1292.3 w/( m2 K) 4.3.3顯熱段及蒸發(fā)段長度 = 0.015LBC = 0.015L= 0.03mLCD =L- LBC = 1.97m4.3.4傳熱系數(shù) =1318.30實際需要傳熱面積： = 9.04 m24.3.5傳熱面積裕度： =0.460.3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：1.當X=Xe/3= 0.07時=4.247 兩相流的液相分率： = 0.408 兩相流平均密度： = 201.36kg/m3 2.當X=Xe=0.21 = 1.364兩相流的液相分率： = 0.243兩相流平均密度： = 132.06kg/m3根據(jù)課程設計表319 得：L=0.85m(考慮到焊接要求),則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 3702.496pa 4.4.2循環(huán)阻力Pf： 1.管程進出口阻力P1 進口管內質量流速： =741.68kg/(m2s)釜液進口管內流動雷諾數(shù)： = 1965583進口管內流體流動摩擦系數(shù)： = 0.015332進口管長度與局部阻力當量長度： =17.815m管程進出口阻力: =1112.98Pa2.傳熱管顯熱段阻力P2 =273.64kg/(m2s) =159543 =0.02022 = 1.56Pa3.傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動阻力Pv3 =38.31kg/(m2s) =2528460 =0.0151 =22.084Pab. 液相流動阻力PL3GL=G-Gv=235.33 kg/(m2s) = 137207 = 0.0207 =76.04Pa = 687.61Pa 4.管內動能變化產生阻力P4 動量變化引起的阻力系數(shù): = 2.442 = 273.645.管程出口段阻力P5 a. 氣相流動阻力Pv5 = 267kg/(m2s) = 56.07kg/(m2s) 管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： = 29.3m = 28035000 = 0.0134 = 82.289b. 液相流動阻力PL5 =210.93kg/(m2s) = 931670 = 0.0163 = 94.44Pa = 1411.32Pa 所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=3619.84 又因PD=3702.496Pa 所以 =1.023，在1.0051.05范圍內，故滿足循環(huán)流量校核要求 第5章 輔助設備設計 5.1 輔助容器的設計 5.1.1進料罐（常溫高壓貯料） 20乙烯L1 =420kg/m3 乙烷L2 =470kg/m3 壓力取2.62MPa 由上面的計算可知 進料 Xf=65% Wf=63.41% 則 =437.01 kg/m3 進料狀態(tài)下的平均分子量： =0.65*28+0.35*30=28.7進料質量流量：Fmh=28.7F=2870 kg/h填充系數(shù)?。簁=0.7取 停留時間：x為4天，即x=96h 進料罐容積： 900.67m3 圓整后 取V=905 m3 5.1.2回流罐（-16.5）質量流量Lmh=28L=7414.12kg/h設凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 6.3m3 取V=7m35.1.3塔頂產品罐質量流量Dmh=28D=1828.4 kg/h；產品在產品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)=0.7則產品罐的容積 447.77m3取V=448m35.1.4 釜液罐取停留時間為5天，即x=120h質量流量Wmh=30W =1041 kg/h 則釜液罐的容積 379.7 m3取V=380m3 5.2泵的設計5.2.1進料泵(兩臺，一用一備)取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 Fvs = Fms/ =0.0018 m3/s 取d=70mm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=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則Lvh=6.92m3/h選取泵的型號：AY 揚程：3065m流量：2.560m3 /s5.2.2回流泵（兩臺，一開一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 Lvs =Lms / =0.005 m3/s 取d=115mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.00174查得：=0.025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 =18.7m3/h選取泵的型號：DSJH 揚程：38280m 流量：951740m3 /s5.2.3釜液泵（兩臺，一開一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 Wvs = WMs / =0.00064m/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0044查得：=0.05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 =2.289m3/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：GI 揚程：101510m 流量：0.190m3 /s 第6章 管路設計進料管線取料液流速：u=0.5m/s則取管子規(guī)格685。其它各處管線類似求得如下：名稱管內液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.5703頂蒸氣管1532510頂產品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5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量指標、產品產量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質量指標是產品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產品純度進行控制。最常用的間接質量指標是溫度。 將本設計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數(shù)介質物性L(kg/m3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=4372FIC-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塔板上有效傳質區(qū)面積 m2NT理論塔板數(shù)Ad降液管截面積 m2Np實際塔板數(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進料摩爾流量 kmol/hbs塔板上入口安定區(qū)寬度 mL液相摩爾流量 kmol/hbs塔板上出口安定區(qū)寬度 mV氣相摩爾流量 kmol/hC計算液泛速度的負荷因子W釜液摩爾流量 kmol/hC20液體表面張力20mN/m時的負荷因子 Lvh液相體積流量 m3 /hD塔徑 mh克服液體表面張力的阻力 mdo閥孔直徑 mhow堰上方液頭高度 mET塔板效率液流收縮系數(shù)hw堰高 mLvs液相體積流量 m3 /sK相平衡常數(shù)Vvh氣相體積流量 m3 /hk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)Vvs氣相體積