乙烯 塔底 浮阀 13 1402Word文档格式.docx
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3.3塔板数的计算…………………………10
3.4精馏塔工艺设计………………………13
3.5溢流装置的设计………………………15
3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取……16
3.7塔板流动性能校核……………………17
3.8负荷性能图……………………………19
第四章再沸器的设计………………………………22
4.1设计任务与设计条件…………………22
4.2估算设备尺寸…………………………23
4.3传热系数的校核………………………24
4.4循环流量校核…………………………27
第五章辅助设备的设计……………………………32
第六章管路设计……………………………………38
第七章控制方案……………………………………39
附录一主要符号说明………………………………40
附录二参考文献……………………………………44
附件一EXCEL
附件二负荷性能图
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.精馏塔
精馏塔是该工艺过程的核心设备,精馏塔按传质元件区别可分为两大类,即板式精馏塔和填料精馏塔。
本设计为板式精馏塔。
精馏塔是一圆形筒体,塔内装有多层塔板,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,浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板塔板的优点,塔板上的孔较大,每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。
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:
▲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
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.工艺流程
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)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。
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。
3.设备选用
精馏塔选用浮阀塔,配以立式热虹吸式再沸器。
4.处理能力及产品质量
处理量:
140kmol/h
产品质量:
(以乙烯摩尔百分数计)
进料:
xf=65%
塔顶产品:
xD=99%
塔底产品:
xw≤1%
第三章精馏塔工艺设计
第一节设计条件
1.工艺条件:
饱和液体进料,进料乙烯含量xf=65%(摩尔百分数)
塔顶乙烯含量xD=99%,釜液乙烯含量xw≤1%,总板效率为0.6。
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:
制冷剂
4)回流比系数:
R/Rmin=1.3
3.塔板形式:
浮阀
4.处理量:
qnfh=140kmol/h
5.安装地点:
大连
6.塔板设计位置:
塔底
第二节物料衡算及热量衡算
一物料衡算
1.求摩尔流量
{
FXf=DXd+WXw
F=D+W
解得:
D=91.4286kmol/h;
W=48.5714kmol/h
塔内气、液相流量:
1)精馏段:
L=R·
D;
V=(R+1)·
2)提馏段:
L’=L+q·
F;
V’=V-(1-q)·
L’=V’+W;
二热量衡算
1)再沸器热流量:
QR=V’·
r’
再沸器加热热水的质量流量:
GR=QR/rR
2)冷凝器热流量:
QC=V·
r
冷凝器冷却剂的质量流量:
GC=QC/(cl·
(t2-t1))
第三节塔板数的计算
利用EXCEL计算:
1.泡点计算:
1计算过程包括:
假设塔顶温度Tto=256K经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.5K
塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa;
代入公式计算并换算得:
PAo=2618.664KPa;
PBo=1531.136KPa
又得:
KA=1.006666;
KB=0.588599;
=1.710275;
α=α1/1.16=1.474375;
②计算过程包括:
泡点进料:
q=1
q线:
x=xf
代入数据,解得xe=0.65;
ye=0.732486;
=3.121912;
R=1.3Rmin=4.058486;
③为逐板计算过程:
y1=xD=0.99
直至xi<
xf理论进料位置:
第24块板
进入提馏段:
=1.10502xn-0.00105
直至xn<
xW计算结束。
理论板数:
Nt=50(含釜)
(具体EXCEL计算见。
)
迭代结果:
进料板Nf=i/0.6=40,实际板数Np=[(Nt-1)/0.6]+1=83;
则塔底压力Pb=Pt+0.981×
0.445×
49=2622.689KPa;
塔底温度Tb=278.55K;
经验证:
上述计算结果均为正确结果。
精馏段:
L=371.0616931kmol/h;
V=462.4902931kmol/h;
提馏段:
L’=511.0616931kmol/h;
V’=462.4902931kmol/h;
第四节精馏塔工艺设计
1.物性数据
乙烷的物性数据:
气相密度:
ρV=30kg/m3
液相密度:
ρL=450kg/m3
液相表面张力:
σ=2.7mN/m
2.初估塔径
气相流量:
qmVs=3.854kg/sqVVs=qmVs/ρv=0.1285m3/s
液相流量:
qmLs=4.259kg/sqVLs=qmLs/ρL=0.00946m3/s
两相流动参数:
=0.29
初选塔板间距HT=0.45m,查《化工原理》(下册)P107泛点关联图,得:
C20=0.056
所以,气体负荷因子:
=0.0375
液泛气速:
=0.14m/s
取泛点率为0.55
操作气速:
u=泛点率×
uf=0.077m/s
气体流道截面积:
=1.668m2
选取单流型弓形降液管塔板,取Ad/AT=0.10;
则A/AT=1-Ad/AT=0.90
截面积:
AT=A/0.90=1.853m2
塔径:
=1.536m
圆整后,取D=1.6m
符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联
实际面积:
=2.011m2
降液管截面积:
Ad=AT×
0.10=0.2011m2
A=AT-Ad=1.810m2
实际操作气速:
=0.071m/s
实际泛点率:
u/uf=0.507
3.塔高的估算
Np=83
有效高度:
Z=HT×
Np=37.35m
釜液高度(略),进料处两板间距增大为0.7m
设置4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
=0.805m取其为0.9m
所以,总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.9=46.95m
第五节溢流装置的设计
1.降液管(弓形)
Lh=34.07m3/h;
由上述计算可得:
降液管截面积:
由Ad/AT=0.10,查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可得:
lw/D=0.73
所以,堰长lw=0.73D=1.168m
2.溢流堰
取E近似为1.025
则堰上液头高:
=0.028m
取堰高hw=0.06m,底隙hb=0.035m
液体流经底隙的流速:
ub=0.135m/s
ub<
0.5m/s符合要求
第六节塔板布置和其余结构尺寸的选取
取塔板厚度б=4mm
进出口安全宽度bs=bs’=70mm
边缘区宽度bc=50mm
bd/D=0.16
所以降液管宽度:
bd=0.16D=0.256m
=0.474m
r==0.75m
有效传质面积:
=1.32m2
选取F1型的浮阀,阀孔直径d0=0.039m;
初选F0=10;
计算阀孔气速=1.826m/s
浮阀的个数=59
选错排方式,
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