精馏塔和再沸器的设计毕业设计论文

化工原理课程设计

说明书

姓名：闫建伟

班级：应化0410

学号：200449042

指导教师：

董宏光

韩志忠

2007年7月4日

前言

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七章。

说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说明。

鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老师给予指正。

感谢老师的指导和参阅！

目录

第一章概述 (4)

1.1精馏塔 (4)

1.2再沸器 (5)

1.3冷凝器 (5)

第二章方案流程简介 (6)

2.1 精馏装置流程 (6)

2.2 工艺流程 (6)

2.3设备选用 (7)

2.4处理能力及产品质量 (7)

第三章精馏塔工艺设计 (9)

3.1设计条件 (9)

3.2物料衡算及热量衡算 (9)

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：x f＝65％

塔顶产品：x D＝99％

塔底产品: x w≤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x f＝65％（摩尔百分数）塔顶乙烯含量x D＝99％，釜液乙烯含量x w≤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：q nfh=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

FX f=DX d+WX w

｛

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)·D;

2）提馏段：L’=L+q·F; V’=V-(1-q)·F; L’=V’+W;

二热量衡算

1）再沸器热流量：Q R=V’·r’

再沸器加热热水的质量流量：G R= Q R/r R

2）冷凝器热流量：Q C=V·r

冷凝器冷却剂的质量流量：G C= Q C/(c l·(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： P A o =2618.664KPa ; P B o =1531.136KPa

又

得：K A =1.006666 ; K B =0.588599;

＝1.710275； ＝1.474375;

②计算过程包括：

泡点进料：q=1

e=0.65;y e=0.732486;

=3.121912;

i

i i i C T B

A p +-=0ln e e e D x y y x R --=min

R=1.3Rmin=4.058486;

③为逐板计算过程：

y 1=x D =0.99

直至x i < x f 理论进料位置：第24块板

进入提馏段：

＝ 1.10502ｘn -0.00105

直至x n < x W 计算结束。理论板数：Nt=50（含釜）

（具体EXCEL 计算见附件一）

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;

1

+R x

D

塔底温度Tb=278.55K;

=

-a

a

a

(<

05

/)

.0

024704

.0

经验证:上述计算结果均为正确结果。

塔内气、液相流量：

精馏段：

L=371.0616931 kmol/h；V=462.4902931 kmol/h；

提馏段：

L’=511.0616931 kmol/h ；V’=462.4902931 kmol/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：q mVs=3.854kg/s q VVs=q mVs/ρv=0.1285m3/s 液相流量：q mLs=4.259kg/s q VLs=q mLs/ρL=0.00946 m3/s

两相流动参数： =0.29 初选塔板间距 H T =0.45m,查《化工原理》（下册）

P107泛点关联图，得：C 20=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 ×u f=0.077 m/s

气体流道截面积： =1.668m 2 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=1.853 m 2 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： =2.011 m 2 降液管截面积：Ad=AT ×0.10= 0.2011 m 2 气体流道截面积：A=AT-Ad=1.810 m 2

L

V m m s V s V LV q q q q F ρρρρVs Ls V L V L ==2.02020??? ??=σC C V

V L f C u ρρρ-=u

q

A VVs =πAT D 4=24

D AT π=