丙烯-丙烷体系对浮阀塔顶精馏装置设计（处理量：80回流比系数：1.4）

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正确的说明。 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！目 录第一章 概述1第二章 流程简介3第三章 精馏塔工艺设计5第四章 再沸器的设计19第五章 辅助设备的设计26第六章 管路设计34第七章 控制方案35设计心得及总结 36附件一 程序38附录一 主要符号说明48附录二 参考文献51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。本设计为浮阀塔，浮阀塔的突出优点是操作弹性大，阻力小；塔板效率高。但用久后，操作易失常。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。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（丙稀和丙烷的混合液体）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：80kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD98塔底产品: xw2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，进料乙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙稀含量 xD98，釜液乙稀含量 xw2，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（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=1.4 3塔板形式：浮阀 4处理量：qnfh=80kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1换算将摩尔百分数换算成质量百分数：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为丙稀摩尔质量 MB为丙烷摩尔质量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.9489kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs =0.627kg/s ; qmws=0.336kg/s塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三节 塔板数的计算利用程序进行迭代计算：流程图如下：计算过程包括：给定平均相对挥发度：=1.138泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.6889 =10.454 R=1.4Rmin=14.636为逐板计算过程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）（具体程序见附件一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=82, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=169塔内气、液相流量： 精馏段： qmLs=RqmDs=9.3913kg/s qmVs=(R+1)qmDs=9.5769kg/s 提馏段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=10.1184kg/s q,mVs= qmVs =9.5769kg/s 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据常压43下，丙稀的物性数据：气相密度：V =36.2kg/ m3液相密度：L =470kg/ m3液相表面张力：=5.0mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=9.5769kg/s qVVs=qmVs/v=0.2646m3/s液相流量：qmLs=9.3913kg/s qVLs=qmLs/L=0.01998 m3/s两相流动参数： =0.2721初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C20=0.058所以，气体负荷因子： =0.04396 液泛气速： 0.1522m/s 取泛点率0.75 操作气速：u = 泛点率 uf=0.1141 m/s 气体流道截面积： =2.3182 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.12; 则A / AT=1- Ad / AT =0.88 截面积: AT=A/0.88=2.634 m2 塔径： =1.831 m 圆整后，取D=1.8m 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： =2.545m2 降液管截面积：Ad=AT0.15= 0.305 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.24 m2实际操作气速： = 0.118 m/s 实际泛点率：u / uf =0.7763 塔高的估算 Np=169 有效高度：Z= HT Np=76.05m进料处两板间距增大为0.7m设置8个人孔，人孔所在处两板间距增大为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：Z =0.40m 所以，总塔高h=(Np-7)*HT +0.7+0.8*6+5+0.4+1.5+1.5 =86.8第五节 溢流装置的设计1 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT0.15= 0.382m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.77所以，堰长lw=0.73D=1.386m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： =0.0395m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.040m液体流经底隙的流速：ub =0.360m/sub0.5m/s 符合要求3.浮阀数及排列方式 1浮阀数 选取F1型浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039 m初选阀动能因子F0=11，计算阀孔气速=1.828 浮阀个数 =1222.浮阀排列方式 进出口安全宽度bs=bs=75mm边缘区宽度bc=50mm=0.326m = 0.50m = 0.85有效传质面积：有效传质面积： =1.704选择等腰三角形排列，按t=100mm进行布孔，实排阀数n=141个重新计算塔板以下参数： 阀孔气速 =1.570m/s 动能因子 =2.078=9.45浮阀的开孔率 6.6%12%第六节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核 =0.3210.8 由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数=0.120根据表5-11所提供的数据，K可取K=1。故不会产生过量的液沫夹带。Z=D-2=1.23m=2.036m2 =0.4630.82 塔板阻力hf的计算和核对塔板阻力hf= ho+hl+h（1）干板阻力ho临界气速 =1.469 Hd 所以不会发生液泛。4 液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于3-5s =6.88s5s 满足要求,则可避免严重的气泡夹带。 5 严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速 =0.831 m/s =1.891.5 满足稳定性要求 第七节 负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标1 过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：由此可得液沫夹带线方程：=0.643 -5.407 此线记作线（1）2 液相下限线对于平直堰，其堰上液头高度必须大于0.006m，取=0.006m ，即可确定液相流量的下限 取E=1，代入 lw，可求得lw的值，则 qnLh=3.07*lw=4.25m/h此线记作线（2）-与纵轴平行3. 严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取时，计算相应气相流量则/5 =503.9此线记作线（3） 与横轴平行4. 液相上限线 98.9由上述关系可作得线（4）5. 降液管液泛线Hd=HT+hW令 将 其中 =0 为避免降液管液泛的发生，应使 （*）。其中 =0.05 hf= ho+hl+h其中h可忽略不记 将各式代入（*）式可得液泛方程线：5.71*10-8 *=0.1755-2.285* qLh2/3-3.84* qLh 液相流量1020304050气相流量184318081773173716976070809010016541607155514981434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 其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）丙稀=0.02，丙烷=0.98塔顶压力：1.72MPa塔底压力Pw=1720+ Nphfhf取100mm水柱 =1720+1000*100/1000*9.8/1000*169=1885.6KPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10049.6压力（MPa绝压）0.10131.8863 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2319.2热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPas密度：c =958.4kg/m32） 管程流体在（49.6 1.788MPa）下的物性数据：潜热：rb=330液相热导率：b =0.082w/(mK)液相粘度：b =0.07mPas液相密度：b =442.8kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.19K 表面张力：b0.00394N/m气相粘度：v =0.0088mPas气相密度：v =37.7kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000244 m2 K/kg二 估算设备尺寸热流量： = MwV rb1000/3600= 3160369.716w传热温差： =50.4 假设传热系数：K=1000W/( m2 K)估算传热面积Ap =62.7 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长L=3m则传热管数： =267 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=17.96 管心距：t=32mm 则 壳径： =618m 取 D= 0.600m 取 管程进口直径：Di=0.35m 管程出口直径：Do=0.55m 三 传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.23则循环气量： =41.64kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： di=25-22=21mm= 450.3kg/( m2 s)雷诺数： = 135075.710000普朗特数： =2.72 显热段传热管内表面系数： = 1705w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： = 1.36kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.065 kg/(m s) = 918 管外冷凝表面传热系数： = 6376w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00009m2 K/w 管壁热阻：Rw= 0.000051 m2 K/w 4）显热段传热系数 =826.5w/( m2 K)2. 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G =1620909 kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数：Xe=0.23时：在X=Xe 的情况下=1.065则1/Xtt=0.939 再查图329，E=0.1X=0.4 Xe=0.092时 =0.304728 查设计书P96图329 得：=0.5 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.45 泡核沸腾表面传热系数: =10411w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：= 1578w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 2.08两相对流表面传热系数: = 3291.2w/( m2 K)沸腾传热膜系数： = 6414.5 w/( m2 K) = 1433.9 w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 =0.019LBC =0.274872L= 0.057LCD =L- LBC =2.9434传热系数 = 1422.3m2 实际需要传热面积： = 44.1m25传热面积裕度： = 42.2%30%所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.077时 =3.37 两相流的液相分率： = 0.3970两相流平均密度： = 187.5kg/m3 2）当X=Xe=0.23 = 1.065两相流的液相分率： = 0.2151两相流平均密度： = 124.87kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m,则循环系统的推动力： =6266.1pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =432.5kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2163914.8进口管内流体流动摩擦系数： =0.015进口管长度与局部阻力当量长度：=40.8m管程进出口阻力: =375.2Pa 传热管显热段阻力P2 =450.3kg/(m2s) =135075.8=0.0207 = 13.0Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 G=366.17kg/(m2s) 取X=2/3Xe 则 =69.0kg/(m2s) =164751.6 =0.0201=178.3Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=381.2kg/(m2s) =909715.3=0.0164 =376.5Pa = 4217.7Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数:= 2.5 =1166.7管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 175.3kg/(m2s) =40.3kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 63.8m =2519351 =0.015=10.5pab. 液相流动阻力PL5=134.9 kg/(m2s) = 1060318.3=0.016= 38.5Pa = 338.7Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=6110pa 又因PD=6266Pa 所以 =1.025循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取： =0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.73947MPa由上面的计算可知 进料 Xf=65% 丙稀的质量分率：Mf=63.93% 则 =513.84kg/m3 进料质量流量qmfh=kg/h 取 停留时间：为4天，即=96h 进料罐容积： 911.7m3 圆整后 取V=912 m32.回流罐 kg/m3 质量流量qmLh=768.1*42 =32259.2kg/h则体积流量：=68.64设凝液在回流罐中停留时间为10min，填充系数=0.7则回流罐的容积 /60=16.3取V=173塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =qnD 42体积流量：=产品在产品罐中停留时间为=120h，填充系数=0.7则产品罐的容积 =724.1取V=7254 釜液罐取停留时间为5天，即=120h ，釜液密度为摩尔流量：质量流量qmWh=44=1210kg/h 则釜液罐的容积 414.8取V=415二 传热设备 1进料预热器 用80水为热源，出口约为50走壳程 料液由20加热至46.22，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h 管程液体焓变：H=401kJ/kg 传热速率：Q= qmfsH=2989401/3600=332.94kw 壳程水焓变：H=125.6kJ/kg 壳程水流率：q=3600 Q/H=9542.9kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=6m2 2.顶冷凝器拟用28水为冷却剂，出口温度为35走壳程。管程温度为43.1管程流率：qmVs=34476.8kg/h取潜热r=343kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=3284.9kw壳程取焓变：H=29.4kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=402122.5kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=460m23.顶产品冷却器拟用15水为冷却剂，出口温度为25走壳程。管程温度由43.0降至20 流率：qnDs = 52.5kmol/h ; 丙烯液体定压比热容：Cp =2.916kJ/kgK传热速率：Q=qnDsCptmM/3600=30.5kw假设传热系数：K=600 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=5m24.塔底冷却器用15水为冷却剂，出口温度为25。走壳程。管程温度由50降到20流率：qnWs=1057.88kg/h丙烷液体定压比热容：Cp =3.130kJ/kgK传热速率：Q= qnwsCptmM/3600=31.6kw假设传热系数：K=600 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=5m27塔底蒸汽回流管取原料流速：u=20m/s 体积流量：qnvs=738.68则=0.035 m取管子规格374, 其内径为37mm，所求各管线的结果如下：三.泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.5m/s，选703.0，do=0.064m=64mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路长度：L =120m 取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀，一个90度弯头；排出管中截止阀一个=15d，一个90度弯头，进入突然缩小，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981m取，1.64则qVLh =5.788m3/h选取泵的型号：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h2回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s，选1084，管路直径：d=0.1m=100mm液体密度： 液体粘度 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.002查得：=0.0228取管路长度：l=120m 取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀排出管中截止阀一个=15d，进入突然缩小，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981取，忽略不计。则qVLh =14.14m3/h选取泵的型号：Y 扬程：60603m 流量：6.25500m3 /h3.釜液泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s选322.5，管路直径：d=0.027m=27mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：