乙烯乙烷精馏塔设计 精品推荐.docx
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乙烯乙烷精馏塔设计精品推荐
过程工艺与设备课程设计
乙烯——乙烷精馏塔设计
设计日期：
2014年6月25日
班级：
化高1102班
姓名：
黄磊
指导老师：
贺高红
前言………………………………………………………………
第一章任务书……………………………………………………
第二章精馏过程工艺及设备概述………………………………
第三章精馏塔工艺设计…………………………………………
第四章再沸器的设计……………………………………………
第五章辅助设备的设计…………………………………………
第六章管路设计…………………………………………………
第七章控制方案…………………………………………………
附录主要符号说明……………………………………………
参考资料……………………………………………………………
前言
精馏工艺的设计能够极大地体现学生对知识的应用能力，而设计说明书即是这种能力的结晶。
本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7章。
说明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正确的说明。
鉴于设计者经验有限，本设计中还存在一些错误，希望各位老师给予指正
感谢老师的指导和参阅！
第一章、任务书
处理量：
210koml/h
产品质量：
（以乙烯摩尔质量计）进料65%，塔顶产品99%，
塔底产品≤1%，总板效率0.6。
**********************************************************
设计条件
1.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=99%
釜液乙烯含量≤1%，总板效率为0.6
2.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：
液氨
回流比系数：
R/Rmin=1.3
塔板形式：
浮阀
处理量：
210kmol/h，
安装地点：
大连
塔板位置：
塔底
第二章、精馏过程工艺及设备概述
精馏是分离液体混合物（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。
精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液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。
为实现精馏过程，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。
2.1、精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过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。
其流程如下：
原料（丙烯和丙烷混和液体）经过进料管由精馏塔的某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，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馏塔。
2.2、工艺流程
（1）精馏装置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，从而保证精馏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
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。
2.3、设备简介及选用
所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。
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。
本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是操作弹性大，阻力相对来说较小，生产能力大，塔板效率高。
缺点则是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或卡住，操作失常。
浮阀塔已经在工业上得到广泛的应用。
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和缓冲区。
3）.冷凝器（设计略）
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。
精馏塔选用浮阀塔，配合使用立式虹热吸式再沸器。
第三章精馏塔工艺设计
3.1、精馏过程工艺流程
3.1.1.分离序列的选择
对于双组分精馏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）。
3.1.2.能量的利用
精馏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，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，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。
1）精馏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）精馏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）
3.2、精馏过程工艺计算
3.2.1．理论板个数的计算
精馏塔的分离计算是精馏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、温度及压力；确定精馏塔内温度、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（S）以及热量衡算方程（H），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）。
基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，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。
1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）
物料衡算
（1）全塔
代入=210kmol/h,=0.99,=0.01,解得：
=137.15kmol/h，=72.85kmol/h
（2）精馏段
（3）提馏段
热量衡算
冷凝器冷却剂的质量流量
冷凝器热流量
再沸器加热蒸汽的质量流量
再沸器热流量
2.塔板计算
（1）.塔顶露点及相对挥发度
假设塔顶温度T=258.15K，由P-T-K图查得,,故=0.99/1.05=0.943,=0.01/0.73=0.0137。
显然，+=0.9567<1。
重新假设T=256.15K,同理由。
P-T-K图查得，，故有，，+=1.004≈1。
因而假设成立，即=256.15K，塔顶相对挥发度=/=1.00/0.70=1.43。
（2）.塔底泡点及相对挥发度
查相关数据，可取混合液体中乙烷密度为420kg/,乙烯密度为386kg/，则有混合液体密度为
即=[0.65*28+0.35*30]/[0.65*28/386+0.35*30/420]=407kg/。
又有:
假设=76,则=2600+75*0.1*407*9.81=2633kPa,同上根据P-T-K图有=1.46，=1.0，=1.46，=277.15K。
（3）.塔板数计算
由上有==（+）/2=1.45，即有：
平衡线方程=
q线方程=0.65
两线交点为E（0.65,0.73）,又有=，即=（0.99-0.73）/（0.73-0.65）=3.29,即有=1.3=4.28.故有：
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
由逐板计算法可得
板数
yn
xn
1
0.99
0.985565
2
0.986308
0.980268
3
0.982017
0.974568
4
0.9774
0.96756
5
0.971724
0.959515
6
0.965207
0.950328
7
0.957766
0.939902
8
0.949321
0.928154
9
0.939804
0.915018
10
0.929165
0.900462
11
0.917374
0.884488
12
0.904435
0.867144
13
0.890387
0.848532
14
0.875311
0.828806
15
0.859333
0.808176
16
0.842622
0.786894
17
0.825385
0.765253
18
0.807855
0.743563
19
0.790286
0.722137
20
0.772931
0.701274
21
0.756032
0.681241
22
0.739805
0.662263
23
0.724433
0.64451
24
0.707961
0.625729
25
0.687302
0.60252
26
0.661771
0.574353
27
0.630789
0.540918
28
0.59401
0.502251
29
0.551476
0.458861
30
0.503747
0.411789
31
0.451968
0.362556
32
0.397812
0.312995
33
0.343294
0.264986
34
0.290485
0.220184
35
0.241203
0.179806
36
0.196787
0.144542
37
0.157997
0.114582
38
0.12504
0.089716
39
0.097687
0.069477
40
0.075425
0.053264
41
0.05759
0.04044
42
0.043484
0.030399
43
0.032439
0.022599
44
0.023859
0.016577
45
0.017235
0.01195
46
0.012145
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