-
前言
设计就是根据生产任务的要求，综合各方面知识而设计的
满足生产要求的工程技术方案。
化工项目设计的基本过程是，
可
行性研究、工程设计、详细设计、项目施工、开车验收等。我们
这次课程设计主要是初步设计即方案设计和设备设计。
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。
< br>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！
0
目录
第一章
概述…………………………………………
4
第二章
1.1
精馏塔…………………………………
5
1.2
再沸器…………………………………
5
1.3
冷凝器…………………………………
5
第三章
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
第四章
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 <
/p>
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
1
第五章
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…………………………<
/p>
27
第六章
辅助设备的设计……………………………
32
第七章
管路设计……………………………………
38
第八章
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
C
程序
附件二
matlab
程序
附表三
塔板负荷性能图
2
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的应用。精馏过程在
能量剂驱动下
，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，
实现原料中各组
分的分离。
第一章
概述
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，
< br>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。
1
．
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。
3
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。再沸器的热源一般采用饱和水蒸
气，但考虑
到我们所要处理的情况，再沸器中需要加热的塔
釜液温度为
5<
/p>
℃，所以我们可以用廉价的
40
℃左右的
的热水
加热即可。
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。
2
．
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<
/p>
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
4
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
5
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，<
/p>
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，<
/p>
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：
< br>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
＝<
/p>
65
％
（摩尔百分数）
< br>
6
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
7
｛
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<
/p>
·
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<
/p>
/
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<
/p>
C
/(
c
l
·
(
t
2
-
t
1
))
第三节
塔板数的计算
1
．
泡点计算：
泡点计算流程图如下：
P,x,T
K
i
=f(T,P)
y
i
=Ki*xi
fn(T)=
∑
fn1(T
)
?
?
y
i
B
i
fn
(
T
)
(
C
T
?
i
?
T
)
2
T
?
fn
1
(
T
)
|fn(T)|
≤
T=T
b
8
①
计算过程包括：
假设塔顶温度
Tto=256K
经代计算得塔顶温度
Tt=255K
塔顶压力
Pt=2500+101.325=2601.325KPa
< br>；
由
P-T-K
图读得：
K
A
=1.00
K
B
=0.69;
??
?
K
K
A
＝
1.4
49
；
B
预设塔板数为
75
（含釜），则塔底压
力
Pt
’
=Pt+1000*9.8*
100*0.001*74*0.001=2673.87KPa
假设塔顶温度
Tto=257K
经代计算得塔顶温度
Tt=257K
由
P-T-K
图读得：
K
A
=1.48
K
B
=0.995;
???
K
A
/K
B
=1.487
??????????????????
②计算过程包括：
泡点进料：
q=1
｛
q
线：<
/p>
x
=
x
f
y
?
?
x
1
?
(
?
?
1
)
x
代入数据，解得
x
e=0.65;
y
e=0.7325;
R
min
?
x
D
?
y
e
y
?<
/p>
x
=3.165;
e
e
R=1.3Rmin=4.1145;
③为逐板计算过程：
9
逐板计算流程图如下
：
输入：
q
nF
, z
F
, R ,
x
D ,
q
nD
,
q
nW
,
x
q
,
y
q
y
1
=x
d
j=1
平衡关系求，
x
j
x
j
<
br>直至 理论进料位置：第
w
x
j
,
y
j
,
NF
,
NT
x
j
q
结束
精馏操作线
y
j+1
提馏操作线
y
j+1
NF=j+1
j=j+1
y
1
=
x
D
=0.99
x
y
y
n
n
?
?
?
(
?
?
1
)
y
n
R
x
x
D
n
?
1
?
R
?
1
n
?
R
?
1
x
i
<
x
f
23
块板
进入提
馏段：
x
y
n
n
?
?
?
(
?
?
1
)
y
n
y
q
nL
?<
/p>
qq
nF
q
nW
n
?
1
?
q
q
x
n
?
x
W
nL
?
qq
nF
?
nW
q
nL
?
nF
?
q
nW
10
｛
｛
＝
1.10502
ｘ
n -0.00105
直至
x
n
<
x
W
计算结束。理论板数：
Nt=45
（含釜）
用
C
语言程序
(
见附件<
/p>
)
进行逐板计算得，该精馏过程需理论
塔
板数
Nt
为
45,
进料位置
Nf=23
，
总板效率为
Et=0.6,
则实际塔
板数为
Np=75,
与假设相符，进料位置为第
37
块塔板。
塔内气、液相流量：
精馏段：
L=376.18256
kmol/h
；
V=467.611
kmol/h
；
提馏段
：
L
’
=516.183kmol/h
=15521.623kg/h=39.789
m
3
/h=0.011
m
3
/s
；
V
’
=467.11
kmol/h=14061.06kg/h=281.109
m
3
/h=0.078
m
3
/s
；
第四节
精馏塔工艺设计
1
．
物性数据
气相密度：
ρ
液相密度：
ρ
V
=50.2kg/ m
3
=390.1kg/ m
3
L
液相表面张力：
σ
=2.846mN/m
2
．
初估塔径
气相流量：
q
mVs
=0.078kg/s
液相流量：
q
mLs
=0.0
11kg/s
q
V
L
s
?
L
q
m
Ls
?
V
F
?
?
LV
< br>两相流动参数：
=0.393
q
V
V
s
?
V
q
m
Vs
?
L
11
初选塔板间距
H
T
=0.4m,
查《化工原理》（下册）
P107
泛点
关联图，得：
C
20
=0.05
0
.
2
C
?
< br>C
20
?
?
所以，气体负荷因子：
=0.03385
20
?
L
?
?
V
?
?
< br>u
f
?
C
液泛气速：
＝
0.088m/s
?
V
取泛点率为
0.8
操作气速：
u
=
泛点率
×
u
f=0.0704 m/s
q
VVs
A
?
气体流道截面积：
=1.108m
2
u
?
?
?
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=1.231 m
2
4
AT
D
?
塔径：
=1.252m
圆整后，取
D=1.4m
符合化工原理书
P108
表
6.10.1
及
P11
0
表
6.10.2
的经验关
联
2
AT
?
D
实际面积：
=1.539
m
?
2
4
降液管截面积：
Ad=AT
×
0.10=
0.1539
m
2
气体流道截面积：
A=AT-Ad=1.358
m
2
?
VVs
实际操作气速：
u
= 0.0563m/s
A
q
实际泛点率：
u
/
u
f
=0.640
12
3
．
塔高的估算
Np=75
有效高度：
Z= H
T
×
Np=30m
釜液高度（略），进料处两板间距增大为
0.6m
设置
4
个人孔，人孔所在板间距增至
0.6m
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
20min
釜液高度：
Δ
Z=4*Vh/(3*3.14*
D*D)
=8.616
m
所以，总塔高
h=Z+0.5*5+
5+1.5+1.5+8.616=47.616m
第五节
溢流装置的设计
1
．
降液管（弓形）
Lh=39.789
m
3
/h;
由上述计算可得：降液管截面积：
Ad=AT
×
0.10=
0.1539
m
2
由
Ad
/AT=0.10,
查《化工原理》（下册）
P113
的图
6.10.24
可得：
lw/D=0.724
所以，堰长
lw=0.724D=1.013m
2
．
溢流堰
13
取
E
近似为
1.08
?
3
?
q
VLh
?
h
ow
?
2
.
84
?
10
E
?
则
< br>堰上液头高：
=
?
l
?
?
0.03544m
?
W
?<
/p>
取堰高
hw=0.06m,
底隙
hb=0.03m
2
/
3
q
VLs
?
液体流经底隙的流速：
u
b =0.365m/s
l
w
h
b
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
由
Ad/AT=0.10,
查《化工原理》（下册）
P113
的图
6.10.24
可得
：
b
d
/D=0.155
所以降液管宽度：
b
d
=0.155D=0.2177m
D
x
?
?
(
b<
/p>
d
?
b
s
)
=0.48m
2
D
?
b
c<
/p>
r= =0.65m
2
A<
/p>
a
?
2
(
x
r
?
x
?
r
sin
)
1.123 m
2
有效传质面积：
=
2
2
2
?<
/p>
1
x
r
选取
F1
型的浮阀，阀孔直径
d
0
=0.039m;
初选
F
0
=11
；
计算阀孔气速
u
0
?
F
0
=1.55m/s
(
?
V
)
< br>0
.
5
V
S
d
u
2
0
0
n
?
?
4
14
浮阀的个数
=42
选错排方式，其孔心距估算得
90mm
按实际可能的情况进行调整确定
按<
/p>
t=105mm
布置
n=42
计算得
< br>n
?
d
2
?
?
?
4
0
2
?
n
d
0
2
2
4
D
D
=0.0326
第七节
塔板流动性能校核
1
．
液沫夹带量校核
验证泛点率
F1
< br>V
?
V
S
F
?
1
.
36
L
S
Z<
/p>
V
?
V
S
L
?
?
?
V
1
?
KC
或
F
?
L
< br>?
?
V
A
1
?
b
F
0
.
78
A
T<
/p>
KC
F
K=1;
Z=D-2b
d
=0.966m; <
/p>
A
b
=A
T
-2A
d
=1.2312
F1=0.217
或
F1=0.3138;
均低于
0.8
，故不会产生过量的液沫夹带。
15
2
．
塔板阻力
hf
的核对
< br>
h
f
= h
< br>o
+h
l
+h
< br>σ
临界孔速，联立方程
阀全开
：h
0
?
?
5
.<
/p>
34
v
?
L
0
阀未全开时
：h
2
?
u
0
?
?
?
?<
/p>
2
g
?
?
?
0
.
175
?
19
.
9
u
0
/
?
L
得
u
oc
=1.63m/s=u
o
按浮阀在未全开的状态下计算
h
o
=0.0551(m)
h
l
?
?
0
?
h
W
< br>?
h
O
W
?
=0.45
×
(0.06+0.0
354)=0.0954
（
m
）
4
?
10
?
3
?
h
?
?
?
< br>L
g
?
d
0
=0.0000758(m)
h
f
= h
o
+h
l
+h
σ
=0.09313
m
液柱
3
．
降液管液泛校核
?
< br>h
W
?
h
O
W
?
?
?
h
f
?
h
d
Hd
可取
Δ
=0
?
q
VLs
?
u
?
8
?
qv
lh
?
?
?
?
?
h
?
?
?
0
.
153
?
1
.
18
?
10
d
式中
=0.00202 m
?
?
?
?
2
g
?
l
W
h
b
< br>?
?
l
W
h
b
?
2
d
2
2
液柱
<
/p>
?
h
W
?
h
O
W
?
?
?
h
f
?
h
d
则
Hd =0.2089 m
液柱
取降液管中泡沫层相对密度：
Φ
=0.6
H
d
则
Hd
’
= =0.348 m
液柱
?<
/p>
H
T
+hw=0.51>
Hd
’
所以不会发生液泛
16
4
．
液体在降液管中的停留时间
=5.596s>5s
?
?
A
d
?
H
T
q
满足要求
VLs
5
．
严重漏液校核
取
F0’=5；
u
?
0
?
F
0
?
/
?<
/p>
V
=0.7057;
K
?
u
0
u
?
=2.196>1.5
～
2.0
；
0
故不会发生严重漏夜
第八节
负荷性能图
1
．
过量液沫夹带线
取
F1 = 0.8
V
?
V
S
?
.
36
L
< br>S
Z
V
?
V
S
L
?
?
?
1
V
F
1
?
或
F
?
L
?
?
V
A
1
< br>?
b
KC
F
0
.
78
A
T
KC
F
Ab>0.78AT
时用第一式（多见）
A
b
=A
T
-2A
< br>d
=1.0688
0.78
A
T
=0.78
×
2.011=1.5686
A
b
>0.78
A
T
得
q
v
vs
=0.2947-3.4186q
vls
< br>
q
vvh
=-3.41
86q
vlh
+1060.92
由上述关系可作得线①
17
2
．
液相下限线
?
q
VLh
?
h
ow
?
2<
/p>
.
84
?
10<
/p>
?
3
E
?
?
l
?
?
?
0
.
006
?
W
?
2
/
3
整理出：
q
VLh
=2.77
m
3
/h
——
与
y
轴平行
由上述关系可作得线②
3
．
严重漏液线
取
F
0
=5;
q
vvh
=127.44
m
3
/h
;
4
．
液相上限线
令
=
?
?
A
d
?
H
T
q
5s
VLs
得：
q
VLh
=44.28
m
3
/h
;
由上述关系可作得线④
5
．
浆液管液泛线
令
H
H
d
d
’=H
T
+h
W
?
?
将
H
d
?
h
W
?
h
O
W
?
?
?
h
f
?
h
< br>d
Δ
=0
以及
how
与
q
VLh
,
h
d
与
q
VLh
，
h
f
与
q
VVh
,
代入前式整理得：
q
VLh
=82.66m
3
/s
上述关系可作得降液管液泛线⑤
VLh
的关系全部
18
由上述关系可作得线③
q
上五条线联合构成负荷性能图（见附件四）
< br>有图可以看出：
设计点位于正常操作区的中部，
表明该气
液负荷
的波动有较好的适应能力。有图查得
q
< br>VVhmax
=1060.92
m
3
/h,
q
VVhmin
=127.44 m<
/p>
3
/h
故操作弹性：
q
VVhmax
/
q
VVhmin
≈
8.325
所以基
本满足要求。
第四章
再沸器的设计
一
设计任务与设计条件
1
．选用立式热虹吸式再沸器
塔顶压力：
2601.35MPa
塔底压力
=2673.8kpa
2
．再沸器壳程与管程的设计
壳程
管程
温度（℃）
40
4
压力
（
M
Pa
绝压）
0.1013
2.67387
蒸发量：
Db=
q
,
mVs
=14051.71kg/h
3
．
物性数据
1
）
壳程凝
液在温度（
70
℃
）下的物性数据：<
/p>
潜热：
r
c<
/p>
=2334kJ/(kg.k)
热导率：
λ
c
=0.618w/(m*K)
19
粘度：
μ
c
=0.406mPa*s
密度：
ρ
c
=977.8kg/m
3
2
）
管程流
体在（
4
℃
2.674MPa
）下的物性数据：
潜热：
r
b
=9.0373kJ/kg
液相热导率：
λ
b
=100.5715mw/(m*K)
液相粘度：
μ
b
=0.0602mPa*s
液相密度：
ρ
b
=390.1kg/m
3
液相定比压热容：
Cpb= 3.471kJ/(kg*k)
表面张力：
σ
b
＝
0.002846N/m
气相粘度：
μ
v
=0.008855mPa*s
气相密度：
ρ
v
=50.2kg/m
3
蒸气压曲
线斜率（
Δ
t/
Δ
P
）
=0.000157 m
2
K/kg
二
估算设备尺寸
热流量：
=
Q
R
?
V
b
?
b
?
V
c
?
c
1173.08kw
传热温差：
=40-5=35K
?
t
m
?
T
?
t
b
假设传热系数：
K=800W/(
m
2
K)
估算传热面积
Ap =58.65
m
?
Q
R
2
K
?
?
t
m
拟用传热管规格为：
Ф
25*2.5mm,
管长
< br>L=3000mm
则传热管数：
=249
N
A
p
T
?
?
d<
/p>
0
L
若将传热管按正三角形排列，按式<
/p>
N
T
= 3a*(a+1) +1
20