丙烯-丙烷体系对筛板塔底精馏塔的设计（处理量：80回流比系数：1.2）

目录第一章 概述4第二章 流程简介5第三章 精馏塔工艺设计5第四章 再沸器的设计13第五章 辅助设备的设计19第六章 管路设计24第七章 控制方案24附录一 主要符号说明25附录二 参考文献26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。过去认为它易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现，只要设计合理和操作适当，晒斑人能够满足生厂上所需的操作弹性，而且效率比较高。小筛孔孔径一般36mm，大筛孔孔径一般1025mm。如果采用大筛板，堵塞问题即可解决。目前已发展成为日趋广泛的一种塔板。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。3 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。4 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 精馏塔选用筛板塔，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，进料丙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 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：加热剂水蒸气加热方法间壁换热3) 冷却剂：循环冷却水4) 回流比系数：R/Rmin=1.23塔板形式：筛板4处理量：qnfh=80kmol/h5安装地点：大连6塔板设计位置：塔底7. 物料密度：MA=42 MB=44 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 52.5kmol/h ; qmws= 27.5kmol/h 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)假设初值Tto、Tbo、2并输入Pt(绝)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L计算1计算=(1+2)/2计算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N计算2计算并输出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2将2代入YN第三节 塔板数的计算利用程序进行迭代计算：流程图如下：泡点初值To总压PAntoinec常数outputy-1p0A p0BKA KB泡点计算2塔板数计算注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。 计算过程包括：假设塔顶温度Tt0=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.13K塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa代入公式 计算并换算得：PAo=1726.955KPa ; PBo=1444.432KPa又 得：KA=1.004 ; KB=0.829BAKK=a1 1.2207设a2 1.2168=(a1+a2)/2 1.2188计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.6936 =6.569 R=1.2Rmin=7.8826代入TC迭代：迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=65, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=132则塔底压力Pb=Pt+0.980.47Np= 1773.6KPa同可算得：塔底温度Tb=326K 2 1.21897 符合假设 所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量： 精馏段： qmLs=RqmDs=7.88256*52.5=413.8344kmol/h qmVs=(R+1)qmDs=8.88*52.5=466.3344kmol/h 提馏段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=493.8344kmol/h q,mVs= qmVs =466.3344kmol/h 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据常压43下，丙烷的物性数据：气相密度：V =42.76kg/ m3液相密度：L =460.16kg/ m3液相表面张力：=4.3mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=466.3344kmol/h 液相流量：qmLs=413.8344kmol/h 两相流动参数： =0.2766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： =0.0426 液泛气速： 0.12987m/s 取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 uf=0.09091m/s 气体流道截面积： =1.468m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.112; 则A / AT=1- Ad / AT 截面积: AT=1.650m2 塔径： =1.45m 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： =2.0096 m2 降液管截面积：Ad=AT0.112= 0.2251 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.785 m2实际操作气速： = 0.0746 m/s 实际泛点率：u / uf =0.57443 塔高的估算 Np=132 有效高度：Z= HT Np=59.4m 釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置4个人孔，每个人孔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 = 0.49m 取其为0.5m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=68.6m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=AT0.112= 0.1814m2由Ad/AT=0.112,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.74所以，堰长lw=0.74D=1.184m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： =0.030337m考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高hw=0.05m,底隙hb=0.03m第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=3mm进出口安全宽度bs=bs=70mm边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.112,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.16所以降液管宽度：bd =0.16D=0.256m =0.614mr= =0.75m有效传质面积： = 1.3411 m2 取筛孔直径：do=4mm,取孔中心距：t=4.76do= 0.01905m开孔率： = =0.04 筛孔面积： = 0.053644 m2 筛孔气速： =2.4825m/s筛孔个数： =4271第七节 塔板流动性能校核1. 液沫夹带量校核由=0.2766 泛点率=0.5744 查得 =0.003 =0.00267 (kg液体/kg气体) 5s 满足要求 3 严重漏液校核 =0.015mk=1.7857m/s1.5m/s第八节 负荷性能图1 过量液沫夹带线规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： = 8062-157.36qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相上限线 整理出：qVLh=3.07lw=3.63488 与y轴平行，由上述关系可作得线3 严重漏液线 将下式分别代入 近似取Co为前面计算的值 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =2194.75 b=0.0056+0.13hw-h=0.0111 c= =0.0003297得：qVVh =2194.75(0.0111+0.0003297qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s得： =59.875由上述关系可作得线5 浆液管液泛线Hd=HT+hW令 将 ，其中=0以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得： 式中：a= =207.5109 b= =0.22 c= =937108 d= =0.00406上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图,操作弹性为3.01,符合条件。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：1.7213MPa 压力降：Nphf=1320.1170.479.8103=0.07113MPa 塔底压力=1.7213+0.07113=1.79243MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10053压力（MPa绝压）0.10131.79243 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2256.9kj/kg热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.1kg/m32） 管程流体在（53 1.7924MPa）下的物性数据：潜热：rb=265.8kj/kg液相热导率：b =0.072w/(m*K)液相粘度：b =0.075mPa*s液相密度：b =445kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 1.641kj/(kg*k) 表面张力：b0.004173N/m气相粘度：v =0.0088mPa*s气相密度：v =31.1kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.0018 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1603000w 传热温差： =100-53=47K 假设传热系数：K=7000W/( m2 K) 估算传热面积Ap =48.73 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长L=3000mm 则传热管数： =207 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 管心距：t=1.25m 则 壳径： =604.54mm 取 管程进口直径：Di=0.15m 管程出口直径：Do=0.35m 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=0.25则循环气量： =24.13kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： = 336.72kg/( m2 s) 雷诺数： = 9400010000 普朗特数： =1.71 显热段传热管内表面系数： = 930.13w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.71027kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.044kg/(m s) = 6180.15所以，传热面积裕度基本合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.083时=2.835 两相流的液相分率： = 0.342 两相流平均密度： = 172.8kg/m3 2）当X=Xe=0.25 = 0.08804两相流的液相分率： = 0.1956 两相流平均密度： = 112.049kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.4m, 则循环系统的推动力： = 5597.98pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 491.82kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 983600进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01625进口管长度与局部阻力当量长度： =29.299m管程进出口阻力: =517.59Pa 传热管显热段阻力P2 =336.56kg/(m2s) =94240 =0.01632 = 32.37Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =56.09kg/(m2s) =134000 =0.02077 =133.71Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=280.47 kg/(m2s) = 78500 = 0.02268 = 255.12Pa = 2993.87Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.9875 = 760管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 192.12kg/(m2s) = 48.53kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 46.53m = 2183000 = 0.01933 = 83.39b. 液相流动阻力PL5 =144.09 kg/(m2s) = 768000 = 0.01665 = 69.89Pa = 1221.53Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 5525.36 又因PD=5597.98Pa 所以 =1.01 循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.25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：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.721MPa(绝压) 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =516.3 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=3416kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 907.38m3 圆整后 取V=908m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =470kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.5h，填充系数=0.7则回流罐的容积 20.84m3取V=21 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=4.69 m3/h；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 804.26m3取V=805m34 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=326.3 m3/h 则釜液罐的容积 466.13 m3取V=467m3二 传热设备 1进料预热器 用90水为热源，出口约为70走壳程 料液由20加热至45，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=3416kg/h 管程液体焓变：H=401kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=3416401/3600=380.55kw 壳程水焓变：H=125.6kj/kg 壳程水流率：q=8179.63kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积：=7.73m2 圆整后取A=8m2 2塔顶冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为43管程流率：qmVs=19586取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q= qmVsr=1644.3kw壳程取焓变：H=125.8kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=39055.3kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积：=117.8 m2 圆整后 取A=118m23塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由43降至25 管程流率：qmDs = 2205kg/h; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=171.5kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=6437.14kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 =17.78 m2 圆整后 取A=18 m24釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20，走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.336kg/s丙烷液体焓变：H =282kj/kg传热速率：Q= qmVsH =82.88kw壳程取焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=3552kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=8 m2三 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =7.15m3/hd=0.071m取d=72mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0028Re=2.964105查得：=0.026取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=2.441m取= 55 m则=58.7mqVLh =7.12m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0115 m3/s d=0.172m液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00109Re=6.11105查得：=0.022取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=2.52m取则=103.80mqVLh =41.80m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00119m/s d=0.062m液体粘度 取=0.3相对粗糙度：/d=0.0048Re=12.07105查得：=0.034取管路长度：l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=2.13m取则=-3.11mqVLh =4.34m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s 第六章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格685。其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5855顶蒸气管151335.5顶产品管0.563.53回流管0.51805釜液流出管0.5576.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151217第七章 控制方案 精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。 将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=31.14HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4456TIC-01釜温控制4060丙烷L=445系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101丙烯精馏塔筛板塔D=1600mmNp=132H=68.6m操作温度t=53操作压力P=1792.4kPa2E-101进料预热器管壳式换热器q=3416 kg/hA=8m2Tc1=20 Tc2=45Th1=90Th2=703E-102塔T-101顶冷凝器管壳式换热器q=19586 kg/hA=112m2Tc1=10 Tc2=30Th1=Th2=434E-103塔T-101再沸器立式热虹吸式D=0.6m=20725*2.5*3000mmP=1792.4kPaTc=53Tb=1005E-104塔顶产品冷却器管壳式换热器q=2205 kg/hA=18m2Tc1=10 Tc2=20Th1=43Th2=256E-105釜液冷却器换热器q=3047.14 kg/hA=7 m2Tc1=10 Tc2=20Th1=52.1Th2=257P-101进料泵2台离心泵He=58.7mQ=7.12 m3/h丙烯、丙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵He=-3.11mQ=4.34 m3/h丙烷液9P-103回流泵2台离心泵He=103.8mQ=41.8 m3/h丙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵丙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵丙烷液12V-101原料中间罐卧式丙烯、丙烷混合液13V-102回流罐卧式V=25 m3丙烯液14V-103塔顶产品罐立式600 m3常压15V-104塔底产品罐立式350 m3常压16V-105不合格产品罐立式常压附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2e单位时间夹带的液沫量 kg/hAa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn筛孔个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa及组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm质量流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol/hdo筛孔直径 mqnW釜液摩尔流量 kmol/hET塔板效率/液流收缩系数qVLh液相体积流量 m3 /hqVLs液相体积流量 m3 /sh克服液体表面张力的阻力 mqVVh气相体积流量 m3 /hhow堰上方液头高度 mqVVs气相体积流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常数r摩尔汽化潜热 kj/kmolk塔板的稳定性系数T热力学温度 Klw堰长 mt摄氏温度 M摩尔质量 kg/kmolFLV