乙烯乙烷

鲁东大学

课程设计

乙烯-乙烷筛板式精馏塔工艺设计说明书

班级：高分本1201

*名：***

学号： ***********

指导老师：邢国秀、刘诗丽

设计日期： 2015/3/9-2015/3/20

成绩：

目录

第一章设计任务书 (3)

第二章精馏过程工艺及设备概述 (3)

第三章精馏塔工艺设计 (4)

第四章系统物料衡算和塔板数计算 (4)

第五章精馏塔塔板设计 (7)

第六章塔板的流动性能校核 (9)

第七章负荷性能图 (11)

第八章再沸器设计 (12)

第九章再沸器循环流量校核 (16)

第八章辅助设备设计 (19)

第十一章管路设计和泵的选型 (22)

第十二章控制方案 (25)

设计心得 (27)

附录一（主要符号说明） (27)

附录二（C语言程序） (28)

附录三参考文献 (30)

第一章 设计任务书

1.1 设计条件

工艺条件：饱和液体进料，进料含乙烯含量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 操作条件：塔顶操作压力P=2.5Mpa(表压), 回流比系数min /R R =1.5 加热剂：热水 加热方法：间壁换热 冷却剂：循环冷却水 塔板形式：筛板 处理量：180 kmol/h 安装地点：烟台 板设计位置：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 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。 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。 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。 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。精馏塔选用筛板塔，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 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）。 3.2 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。

第四章 系统物料衡算和塔板数的计算

4.1 塔顶与塔底温度的确定

塔顶压力：P=2500+101.325=2601.325KPa 假设塔顶温度Tto=-17℃

查P-T-K 图 得Ka Kb 因为Ya=0.99 所以ε=0.0029 结果符合 所以α1=Ka ／Kb=1.0／0.71=1.408 同理可得α2=Ka ／Kb=1.15

所以相对挥发度α=(α1+α2) ／2=1.46 4.2 物料衡算

F=D+W 解得 D=117.55h kmol /

w D f x W x D x F ⋅+⋅=⋅ W=62.45h kmol /

塔内气、液相流量：

精馏段： L=RD V=(R+1)D

提馏段： F q V V )1(--=' W V L +'=' 4.3理论塔板数计算

因为饱和液体进料 有==f e x x 0.65 设温度为 D T =－17℃

由Depriester K 图[5]查得A K =1.0 B K =0.7

又因为i i

o i i x y p p K == A y =0.99，B y =0.01

故 1A x =0.99 1B x =0.014

1A x +1B x =1.004 =ε|1.004-1|=0.004，所选温度基本符合

设塔板数为37块由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm 2H O ；

则W p = +D p 4418.9100⨯⨯⨯=2637KPa 设W T =4，查得[6]：A K =1.49 B K =1.00

1A x +1B x =0.9967 =ε|0.9967-1|=0.0033，所选温度基本符合

则 W α=1.49

平均 2/)(W D m ααα+==1.46 由公式1]11[11min -----=

f

D

f D m m y x y x R αα得 min R =3.78 R =1.5min R =5.67

α

lg )1/1lg(min W

W D D

x x x x N --=

=23.32

求得

1

min

+-R R R 由吉利兰图[5]查得1m in +-T T N N N

进而得到T N =36.52，与假设相符，因此确定理论塔板数为37。 计算精馏段、提馏段方程线为：

精馏段： 111++⋅+=

+R x

x R R y D n n =0.8501n x +0.1484 提馏段： W n m x W qF L W

x W qF L qF L y -+--++=

+1=1.0796n x -0.0007

相平衡方程： n n

n y y x )1(--=

αα=n

n y y 46.046.1-