化工单元过程及设备课程设计--精馏塔及辅助设备设计.docx

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1、化工单元过程及设备课程设计（精储塔及辅助设备设计）前百本设计说明书包括任务书、精馆过程工艺及设备概述、精馆塔工艺设计、再沸器的设计、辅助设备的设计、管路设计和控制方案共7章。说明中对精馈塔的设计计算做了一些阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了比较正确的说明。鉴于设计者经验有限，本设计中肯定会存在许多各种各样的错误，希望各位老师给予指正最后感谢老师的指导和参阅！第一章任务书4第二章精储过程工艺及设备概述5第三章精储塔工艺设计7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30第七章控制方案30*C5CJlCc*cc*ccccC5C第一章、任务书处理量：14OkOnII/h产

2、品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料65%,塔顶产品99%塔底产品（1虬设计条件L工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量。=65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量M=99%釜液乙烯含量XWWM,总板效率为0.62 .操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数:RRmin=l.7塔板形式：筛板处理量：140kmolh,安转地点：大连塔板位置：塔底第二章、精储过程工艺及设备概述精憎是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最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应用。精储过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液

3、两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精循过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。L精编装置流程精储就是通过多级蒸储，使混合气、液两相经过多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，是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。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液体）经过料管由精储塔的某一位置（进料板处）流入精储塔内，开始精编操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过

4、塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精储塔。3 .工艺流程（1）精储装置必须在实弹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，从而保证精储装置能连续稳定的运行。（2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表,以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。(3)调节装置

5、由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。4 .设备简介及选用所用设备主要包括精僧塔及再沸器和冷凝器。1)、精储塔精储塔是一圆形筒体，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。简单精微中，只有一股进料，进料位置将塔分为精储段和提储段，而在塔顶和塔底分别引出一股产

6、品。精谯塔内，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。2) .再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精储塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。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：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间

7、和缓冲区。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。精储塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器第三章精僧塔工艺设计一、精僧过程工艺流程L分离序列的选择对于双组分精储或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2 .能量的利用精微过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，

8、直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精储过程或生产系统能耗量是十分必要的。1） .精储操作参数的优化在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。2） .精储系统的能量集成着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3 .辅助设备（略）4 .系统控制方案（略）二、精储过程工艺计算一）、理论板个数的计算精储塔的分离计算是精微装置过程设计的关键。通过分离计算确定给定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量;确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、

9、温度及压力；确定精储塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程(M).气液相平衡方程(E).组分归一方程(三)以及热量衡算方程（三）,即描述复杂精馈塔的基本方程(MESH).基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焰及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。L处理能力及产品质量(物料衡算及热量衡算)物料衡算Z*iinF=QnDQnWJQnFXF=QnDXD+QnvXWQnF=140kmol/h,xf=0.65,xd=0.99,xw=0.01解得：=91.43kmol/h,QflW=48.57kmol

10、/h塔内气、液相流量精微段：QnL=RqD,qnV=qnL+qnD提微段：clnL-cInL+QnF,QnVnV热量衡算再沸器热流量=y再沸器加热蒸汽的质量流量a=&rR冷凝器热流量Qc二Vrv冷凝器冷却剂的质量流量GC=CVW2F)2 .塔板计算1) .假设塔顶温度T=25665K,查取乙烯乙烷Antoine常数。由Antoine公式InE=A-3，计算得乙烯乙烷的Pi,由=上二&计算出乙烯塔顶含量为0.99满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度为a=PP;=1.47406；对归一方程判据，收敛误差在1%。以内。(XX2) .根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程I”；、，%e=0

11、65,l(-l)xexd-ye解得Ve=0.732486。Rmin=3.121912,贝!庐L7Rnin=5.30725。ye-e3) .根据得到的R值计算精僧段操作方程笫+1=白怎+总,1=0.8414522970.156962226即可计算第二快塔板上升到第一块板内值。4) .由第一块板计算得到的西和乃值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100mm液柱。由密度和混合物组成计算A=0.382kpa,即从上到下每块板压力增加0.382kpa0由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。5) .经过模拟计算，得到理论板数N尸42块。(各板的计算数据见咐表

12、)3 .摩尔流量QnL-R*%o=485.2418675kmolhqfiv=576.6718675kmol/hqnL=QnL+cInF=625.2418675kmol/hQ11v=cinV=576.6718675kmol/h4.操作线方程精偏段操作方程：Rxd二Xn+R+1/?+1=0.841452297Z+0.156962226提循段操作方程：.%QnWxWclL + qqF QnW QnL + WnF - QnW+=l.08422-0.000017345.确定实际塔板数理论板数：42（包括釜）；进料位置：从上至下第19块实际板数：41/0.6=68.3333,取整：69o实际进料：从上至下

13、第19块。二）、塔板设计计算1 ,物性参数（以塔底查取）T=278.59,P=2.6226Ma塔底（釜液）中乙烯含量相对乙烷少的多，故计算釜液气液相密度P时，可近似取乙烷对应密度：液相：Pl=386kgm3气相：Pv=L353*2.6226/0.10325=34.37kgm3液相表面张力取。=2.69mN/mqnv=576.6718675kmolh=17300.15603kg/h=503.3505m3h=0.1398196m3s=485.2418675kmolh=14557.25603kg/h=37.7130985m3h=0.0105m3s2 .初估塔径两相流动参数为y=/后=%后=0.304

14、77设间距：W7=O.5m查费克关联图得GO=0.0615，、0.2气体负荷因子C：C=C20=0.0412液泛气速Nf：=CJq/=0.14泛点率取%/二7操作气速U巾.098RzS所需气体流道截面积4A=匕=L716475uAd选取单流型，弓形降液管踏板，取丁二0.1l,AAO则7二1-7二0.9故塔板截面积Ar二卷二1.90719f塔径D：D=W=L558305m圆整：取L5勿则实际塔板截面面积A,=1.77481mAA参数才取推荐值=0.103降液管截面积A。=。.1828f气体流道截面积A=I.597329nf实际操作气速800991nf实际泛点率%,=0. 704且二0.5加，D=l.5m符合经验关系3 .塔高计算实际板数.二69,精微段32,提偏段37（含釜）塔有效高度Z0=0.569=34.5m釜液流出量：9卬=48.57A质量流量为：Qmw=1457.1kg/h体积流量九卬二与匕二3.775Pl设釜液停留时间为20力釜液高度Z=q=0.712mJTVD进料处两板间距增至0.8%69块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处/二0.8R裙坐取5勿塔顶及釜液上方气液分离高度取1.5/总塔高Z=Zg+Z+（0.8-0.6）5+L5x2+5=44.212勿（圆整取Z=45m）4 .溢流装置的设计采用弓型降液管（根据课设p207