化工单元过程及设备课程设计1

化工单元过程及设备

课程设计

指导教师：吴雪梅

学生姓名: 张长伟

班级：生工1101

学号：201141014

时间：2014年7月1日

目录

前言 (2)

第一章任务书 (3)

第二章精馏过程工艺及设备概述 (4)

第三章精馏塔工艺设计 (6)

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 (32)

第七章塔计算结果表 (33)

第八章控制方案 (33)

总结 (34)

参考资料 (35)

前言

本课程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。

说明书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说明。

鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，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。

1．1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。

1．2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：

1.循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。

2.结构紧凑、占地面积小、传热系数高。

3.壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。

4.塔釜提供气液分离空间和缓冲区。

1．3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

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。

2．2工艺流程

2．2．1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。

2．2．2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。

2．2．3 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。

1)设备选用

精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。

2)处理能力及产品质量

处理量： 100kmol/h

产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）

＝65％

进料：x

f

＝99％

塔顶产品：x

D

塔底产品: x

≤1％

w

第三章精馏塔工艺设计

3．1设计条件

3．1．1工艺条件：

饱和液体进料，进料乙烯含量x

f

＝65％（摩尔百分数）

塔顶乙稀含量 x

D ＝99％，釜液乙稀含量 x

w

≤1％，总板效率为0.6。

3．1．2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：循环冷却水

4）回流比系数：R/Rmin=1.5

3．1．3塔板形式：筛板

3．1．4处理量：F=100kmol/h

3．1．5安装地点：大连

3．1．6塔板设计位置：塔顶

3．2物料衡算及热量衡算

3．2．1物料衡算

D + D + W= F

D·Xd + W·Xw= F·Xf

D=65.3061kmol/h;W=34.6939kmol/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;

3．2．2 热量衡算

⑴再沸器热流量：Q

R =V’·r’

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