丙烯-丙烷化工课程设计-- 8.3万吨年丙烯－丙烷板式精馏塔设计.doc

化工与制药学院课程设计说明书课题名称 8.3万吨/年丙烯丙烷板式精馏塔设计专业班级 化学工程与工艺01班 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 2014-6-16至2014-6-28 课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级 01 学生姓名 殷祥 发题时间： 2014 年 6 月 17 日一、 课题名称 8.3万吨/年丙烯丙烷板式精馏塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）1. 课程设计参考书：(1) 陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000(2) 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化学工业出版社，1986(3) 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995(4) 陈维杻，传递过程与单元操作. 杭州：浙江大学出版社，19932. 计算用计算机及绘图化工CAD软件三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）1. 撰写课程设计说明书一份2. 带控制点的工艺流程图一张3. 塔设备的工艺条件图（包括部分构件）一张四、 设计所需技术参数原料： 丙烯、丙烷原料温度： 泡点进料，处理量： 8.3万吨/年原料组成： 丙烯的质量分率45%，丙烷的质量分率55%产品要求： 塔顶丙烯的质量分率90%，塔底丙烷的质量分率98%生产时间： 300天/年冷却水进口温度：25加热剂： 0.3MPa饱和水蒸汽单板压降: 0.7kpa生产方式：连续操作，泡点回流五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可)1 设计方案的确定2 带控制点的工艺流程图的确定3 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比）4 塔的工艺计算(1) 全塔物料衡算(2) 最佳回流比的确定(3) 理论板及实际板的确定(4) 塔径的计算(5) 降液管及溢流堰尺寸的确定(6) 筛板孔径及排列方式的确定(7) 塔板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核）(8) 塔板负荷性能图的绘制(9) 塔板设计结果汇总表5 辅助设备工艺计算（1）塔附件设计（2）换热器的面积计算及选型（3）各种接管管径的计算及选型（4）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）2014年06月172014年06月19：查找资料，初步确定设计方案及设计内容2014年06月202014年06月22：根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿2014年06月232014年06月25：撰写设计说明书2014年06月262014年06月28：绘制工艺流程图及工艺条件图2014年06月292014年07月01：答辩指导教师（签名）： 陈苏芳 2014 年 6 月 16 日学科部主任（签名）： 2014 年 6 月 16 日 课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目殷祥化工018.3万吨/年丙酮水板式精馏塔设计指导教师评语 指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日摘 要： 本文通过设计板式精馏塔达到分离丙烯丙烷二元混合物，需要满足年处理量83000吨，原料中丙烯含量45%（质量分数，后同），塔顶产品要求含丙烯不低于90%，塔底丙烷含量不高于2%，常压操作，泡点进料。采用连续精馏流程,设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，塔釜采用液氮加热。通过全塔物料衡算、塔体工艺尺寸计算、塔板工艺尺寸计算，得到该塔板工艺尺寸。设计采用塔径2.8m，共安装59块塔板,第35块为进料板，每块板安定区宽度0.080m、边缘区宽度0.050m、开孔数28200，采用单溢流弓形降液管，全塔高度为48.8m。精馏段操作弹性 3.50 提馏段操作弹性3.77。经验算各项设计均通过流体力学验算满足设计要求。关键词：精馏塔，筛板塔，丙烯，丙烷 AbstractThis article elaborates a method to separation the propylene-propane binary mixture through a plate distillation tower in design. this rectifying tower need to fulfill following requirements: throughput in annual is 83000 ton; 45% propylene content in the raw material; propylene content should not be lower than 90% in overhead production and should not be higher than 2% in tower bottom; operate in atmosphere , import materials in bubble point.Using continuous distillation process, adopt import materials in bubble point means heating raw materials liquid to the bubble point through preheater. The rising steam in overhead adopt total condenser The condensate temperature which lower than bubble point will be back to the tower, the rest of that will be send to storage tank after cooling by production. this system is a part of the easy-separation system, the tower bottom heat by steam directly.Through the calculations with the whole tower material balance, the body process size and tray size. Adopting tower diameter is 2.8 m, a total of 59 pieces of plate installation, 35 pieces to feed plate, rectifying section opening every board number 28200, each with one overflow arch downcomer, tower height of 48.8 m. All designable datas meet the design requirements checked by fluid mechanics.Keywords: valve tower sieve plate distillation column propylene propane目 录前言- 11 -.第一章、物性数据- 12 -1.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力- 12 -1.2查取丙烯和丙烷不同温度下得密度- 12 -1.3查取丙烯和丙烷的性质- 12 -1.4丙烯丙烷系统txy数据- 12 -第二章、塔的工艺计算- 15 -2.1物料衡算- 15 -2.1.1 相对挥发度- 15 -2.1.2 回流比- 15 -2.1.3 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量- 17 -2.1.4 物料衡算- 17 -2.2 填料精馏塔温度的计算- 17 -2.2.1塔顶温度的计算- 17 -2.2.2塔底温度的计算- 17 -2.2.3进料温度的计算- 18 -2.2.4各段温度及全塔平均温度- 18 -2.3 平均密度的计算- 18 -2.3.1 填料精馏塔平均摩尔质量的计算- 18 -2.3.2 气相平均密度计算- 19 -2.4 平均表面张力的计算- 20 -2.5 混合物粘度的计算- 20 -2.6 实际塔板数的计算- 21 -2.7 塔径的初步设计- 21 -2.7.1精馏段的直径和空塔气速为：- 21 -2.7.2提馏段的直径和空塔气速为：- 22 -2.8 塔高的设计- 23 -第三章、塔板的工艺计算- 24 -3.1 溢流装置的计算- 24 -3.1.1 堰长lw的计算- 24 -3.1.2 溢流堰高度的计算（本设计中选用平直堰）- 24 -3.1.3 弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算- 25 -3.1.4 降液管底隙高度和凹形堰深度h1计算- 25 -3.2 塔板布置及开孔区的计算- 26 -3.2.1 塔板分布- 26 -3.2.2 开孔区计算- 26 -第四章、塔板的流体力学计算- 26 -4.1 气相通过筛板塔板的压力降- 27 -4.1.1 筛板塔干板阻力hc计算：- 27 -4.1.2 气体通过液层的阻力hl计算- 27 -4.1.3 液体表面张力h的计算- 27 -4.2 液面落差- 28 -4.3 液沫夹带- 28 -4.4 漏液- 28 -4.5 液泛- 29 -4.6 塔板负荷性能图- 30 -4.6.1 液沫夹带线- 30 -4.6.2 液泛线- 31 -4.6.3 液相负荷上限线- 32 -4.6.4 漏液线- 32 -4.6.5 液相负荷下限线- 33 -4.6.6 操作线- 33 -4.6.7 负荷性能图- 33 -第五章、其他辅助设备的计算及选型- 35 -5.1管径尺寸的计算- 35 -5.1.1 进料管- 35 -5.1.2 馏出液回流管- 35 -5.1.3 釜液出料管- 36 -5.1.4 法兰- 36 -5.2其他附件的选取- 36 -5.2.1 人孔的选取- 36 -5.2.2 其它数值的选取- 36 -5.3泵- 37 -第六章、全塔的热量衡算- 37 -6.1塔顶冷凝器的计算- 38 -6.2 预热器的计算- 39 -第七章、塔的相关说明- 40 -第八章、安全与环保- 42 -第九章、塔的评价- 43 -前言化学工程课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在化工生产中，常采用精馏的方式对混合物进行分离和提纯。精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的操作弹性。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计，精馏塔CAD绘制，塔板绘制，计算校核和负荷性能图的绘制等。第一章、物性数据1.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力表1. 丙烯和丙烷表面张力温度/表面张力mN/m丙烯4015.695017.13丙烷4015.155016.491.2查取丙烯和丙烷不同温度下的密度 表2.丙烯和丙烷密度温度/密度/(kg/m3)丙烯40599.550611.5丙烷40578.450589.91.3查取丙烯和丙烷的性质表3. 丙烯和丙烷的物理性质分子量/kgkmol沸点/密度/ kgm-3黏度/MPas丙烯42.0847.71.9140.0835丙烷44.1042.12.0200.07951.4丙烯丙烷系统txy数据表4.丙烯丙烷系统txy数据t/xyt/xy-47.70.990.99-44.50.380.44-470.850.88-440.290.35-46.50.750.80-43.50.210.25-460.660.71-430.120.15-45.50.560.62-42.50.040.05-450.470.53-42.200第二章、塔的工艺计算2.1物料衡算2.1.1 相对挥发度丙烯：lg P=6.051068-851.3585/(256.2420+t/)丙烷：lg P=6.079206-873.8370/(256.7609+t/)大气压：P=101.325KPax=(XD1-XD）(1-XwXw)lg ， y=PAPXA， =求平均值：=1.2762.1.2 回流比(1)最小回流比泡点进料： q=1 ， 可得Xe = XF =0.462 Ye =Xe1+(-1) Xe=0.523 Rmin=XD-YeYe- Xe=0.904-0.5230,523-0.462=6.26 (2)最佳回流比及塔板数 Rmin=6.26 ， 又R适宜=（1.22）Rmin 取各组R求塔板数：取R=1.2Rmin=7.152精馏线：y=RR+1x+XDR+1即y=0.8825x+0.1062 提馏线：y=L+qFL+qF-Wx-WXwL+qF-W 即y=1.1178x-0.00237 Nmin=lg(XD1-XD*1-XwXw)lg=lg(0.9041-0.904*1-0.0210.021)lg1.276=24.9625块 lgN-NminN+1=-0.9(R-RminRmin+1)-0.17 (R-RminRmin+10.17) 查“吉利兰关联图”： (0.17R-RminRmin+11)则可作出对应R值时的RN图表：表5. RNR1.05 Rmin1.1 Rmin1.2 Rmin1.4 Rmin1.6 Rmin1.8 Rmin2.0 RminN67595042333027由RN表作出RN图，图1.塔板数与回流比 由图取斜率为1的切点，得Ropt=1.8 Rmin 已知: xD=0.904 xW=0.021 R=11.268 所以精馏段的操作线 :y=R/(R+1)x+xD/(R+1)=0.9185x+0.074 提馏段的操作线：y=(R+1)/Rx+xW/R=4.381x-0.00695通过表5可查得理论板数N=302.1.3 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 丙烯的摩尔质量：M丙烯=42.08kmol/kg 丙烷的摩尔质量： M丙烷=44.10kmol/kg xF =0.462同理可求得：=0.904， =0.021 平均摩尔质量： MF=0.462x42.08+0.538x44.10=43.167kg/kmol MD=0.904x42.08+0.096x44.10=42.274kg/kmol MW=0.021x42.08+0.979x44.10=44.058kg/kmol2.1.4 物料衡算 原料处理量mF =11527.78 总物料衡算 F+S=D=W F*xF=D*xD+W*xW 联立解得 D=133.37kmol/h W=133.68kmol/h2.2填料精馏塔温度的计算2.2.1塔顶温度的计算 因为=0.904查丙酮水系统txy数据 由内插法可得： t丙烯=43.7 2.2.2塔底温度的计算 因为=0.021 查丙酮水系统txy数据 由内插法可得： t丙烯=42.3 2.2.3进料温度的计算 因为xF=0.462 查丙酮水系统txy数据 由内插法可得： t丙烯=44.92.2.4各段温度及全塔平均温度 各段温度及全塔平均温度 精馏段平均温度t1=tF+tD2=-44.3 提馏段平均温度t2=tF+tW2=-43.6 全塔平均温度tm=t1+t22=-44.02.3 平均密度的计算已知: 混合液密度： :质量分率 混合气体密度： :为平均相对分子质量2.3.1填料精馏塔平均摩尔质量的计算 (1)塔釜平均摩尔质量计算MVWm=0.024*42.08+0.976*44.10=44.05MLWm=0.021*42.08+0.979*44.10=44.06(2)塔顶平均摩尔质量计算 MVDm=42.08*0.904+44.10*0.096=42.27MLDm=42.08*0.881+44.10*0.119=42.32(3)进料板平均摩尔质量计算 MVFm=42.08*0.468+44.10*0.532=43.15 MLFm=42.08*0.444+44.10*0.556=43.20(4)精馏段平均摩尔质量计算 MVm1=42.27+43.152=42.71 MLm1=42,。32+43.202=42.76(5)提馏段平均摩尔质量计算MVm2=43,15+44.052=43.60MLm2=44.06+43.202=43.632.3.2气相平均密度计算由Vm=，查表2得 精馏段：Vm1=2.489kg/m3 提馏段：Vm2=2.533kg/m3表6.平均密度成分密度/(kg/m3)平均密度/(kg/m3)塔顶（47.3）丙烯608.26606.04丙烷586.79塔釜（42.3）丙烯602.26590.41丙烷581.05进料（44.9）丙烯605.38584.45丙烷584.04精馏段平均密度 L1=606.04+584.452=595.25kg/m3 L2=590.41+584.452=587.43kg/m32.4 平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即： 表面张力计算：由前面计算有：tD=-43.70C，tF=-44.90C，tW=-42.30C， 查表1可计算得出表7：表7.平均表面张力表面张力mN/m平均表面张力mN/m塔顶（47.3）丙烯（0.904）16.7416.68丙烷（0.096）16.13塔釜（42.3）丙烯（0.021）16.0215.47丙烷（0.979）15.46进料（44.9）丙烯（0.462）16.4016.08丙烷（0.538）15.81由表6可得精馏塔各段平均表面张力：精馏段平均表面张力：1=16.68+16.082=16.38mN/m提馏段平均表面张力：2=16.08+15.472=15.78mN/m2.5混合物粘度的计算查表3，由内插法可得表8：表8.平均粘度温度黏度mN*s平均黏度mN*s塔顶丙烯（0.904）47.30.18160.1854丙烷（0.096）0.2208塔釜丙烯（0.021）42.30.17160.2085丙烷（0.979）0.2093塔底丙烯（0.462）44.90.17680.1975丙烷（0.538）0.2153 2.6 实际塔板数的计算 根据，奥康内尔法：精馏段：ET =0.49* =0.692 提馏段： ET =0.49* =0.682由逐板计算法计算理论塔板数：进料口为第十七块板，所以，精馏段N1=16，提馏段N2=24；实际板数：160.692+240.682=58.359块（含塔釜） 所以有：精馏段实际板数 NP精=NT/ET=16/0.4530=23, 即为23块 提馏段实际板数 NP提=（3-1）/0.3253=6, 即为35块 全塔的实际塔板数：NP=NP精+NP提=23+35+1=59块 实际全塔效率：ET=NT/NP*100%=30/59*100%=50.847%2.7 塔径的初步设计2.7.1精馏段的直径和空塔气速为：气相体积流速： 精馏段：VS1=11.268+1*133.37*42.713600*2.486=7.81m3/s 提馏段：同理VS2=7.82 m3/s液相体积流速： 精馏段：LS1=11.268*133.37*42.763600*595.25=0.030m3/s 提馏段：同理LS2=0.034m3/s精馏段：umax=C 由 =0.030*595.257.81*2.489=0.059，取板间距，板上液层的高度HL=0.07m， 则HT-HL=0.70-0.07=0.63m。 图2. 史密斯关联图查史密斯关联图1可知：C20=0.140， =0.140*(16.38/20)1/2=0.135 由可知=2.08m/s ，取安全系数为0.7 ，则空塔气速为：=1.456m/s，所以精馏塔的直径为： 2.641m，按标准塔径圆整后为：D1=2.8m。横截面积：AT=D12/4=6.15m2空塔气速：u1=VS1/AT=7.81/6.15=1.27m/s 验证：D=2.8m , U1=4VS1/D2=4*7.81/2.82=1.27m/s , u1/umax=0.61，0.60.610.8，故塔径D=2.8m合适。2.7.2提馏段的直径和空塔气速为： 气相体积流速： VS2=V2/V2=7.82 m3/s 液相体积流速： LS2=V2/L2= 0.034m3/s由0.064，取板件距HT=0.7m，板上液层的高度 hl=0.07m，则HT- hl =0.7-0.07=0.63m查史密斯关联图可知：C20=0.140 =0.134由 可知1.98m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 1.386m/s所以精馏段塔体的直径为：2.68m，为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以按标准塔径园整后为：。因此 提馏段塔体实际的截面积为： 6.15m2 提馏段塔体实际的空塔气速： = 1.27m/s验证：U2=4VS2/D2=4*7.82/2.82=1.27，u2/uMAX=0.64，0.60.64 h0，取h1=0.06m 提馏段：取u0=0.5m/s，则=LS2/(LW*u0)=0.040m 为了防止液泛，故应选=0.05m （，符合要求） 凹形堰深度h1 h0，取h1=0.07m3.2 塔板布置及开孔区的计算3.2.1 塔板分布 本设计塔径，通过人孔装拆塔板。3.2.2 开孔区计算 常压下，td0=3，d0=5mm，故t=15mm 作图可知，开孔区孔个数共约有28200个， 开孔率=28200*4A 开孔区面积A计算得；A=5.00m2 则=0.55/5=11.07 孔面积A0=A=0.553m2 精馏段；u0=A0=7.810.553=14.12m/s 提馏段；u0=A0=7.820.553=14.14m/s第四章、塔板的流体力学计算4.1 气相通过筛板塔板的压力降 气相通过浮阀塔板的压力降的计算公式为:4.1.1 筛板塔干板阻力hc计算： hc=0.051()2， =53=1.67 查筛板的孔流系数图P196页，得C0=0.772 精馏段：hc=0.051*2.489595.25(14.120.772)2=0.070m液柱 提馏段：hc=0.051*2.533587.43(14.140.772)2=0.071m液柱4.1.2气体通过液层的阻力hl计算hl=hL， 动能因素Fa=ua， ua=， 鼓泡区面积=A-2Ad Ad为降液管面积：Ad=0.34m2， 则有=5.74m2 精馏段：ua=7.815.47=1.43m/s， Fa=1.43*2.489=2.25 提馏段：ua，=7.825.47=1.43m/s， Fa=1.43*2.533=2.27 分别查充气系数图P196，得： 精馏段：=0.57，液层阻力hl=hL=0.57*0.07=0.0399m液柱 提馏段：，=0.57，液层阻力hl=hL=0.57*0.07=0.0399m液柱4.1.3液体表面张力h的计算h=4 精馏段：h=4*0.01638595.25*9.81*0.005=2.24*10-3m液柱 提馏段：h，=4*0.01578587.43*9.81*0.005=2.19*10-3m液柱 气体通过每层塔板的压降 精馏段：PP=hpL1g=(hc+hl+h)g=(0.070+0.0399+0.00224)*595.25*9.81=654.83Pa0.7KPa 提馏段：PP=(0.071+0.0399+0.00219)*587.43*9.81=651.70Pa0.7KPa4.2 液面落差 由于塔径较大，液面落差可忽略不计4.3 液沫夹带 液沫夹带量=(-)3.2 泡沫层高度=2.5hL=0.175m 精馏段：=0.01638(1.430.7-0.175)3.2=8.59kg液/kg气0.1 提馏段：=0.01528(1.430.7-0.175)3.2=9.2kg液/kg气0.1 故本设计中液沫夹带量在允许范围内4.4 漏液 由3mmd05.86 稳定系数K=14.125.86=2.411.5 提馏段：=2.19 u0,min=4.4*0.772*0.0056+0.13*0.070.00219*587.432.682=5.62m/s 实际孔速u0=14.145.62 稳定系数K=14.145.62=2.521.5 故本设计无明显漏液4.5 液泛 Hd=(HT+hW) ， 一般物系=0.5 精馏段：(HT+hW)=0.5*（0.7+0.025）=0.363m液柱 提馏段：(HT+h，W)=0.5*（0.7+0.021）=0.361m液柱 又因Hd=(hp+hL+hd) ， hd = hd1+hd2 精馏段：hd1=0.153()2=0.153*(0.030.04*1.68)2=0.030 hd2=0.1()2 ，忽略不计 提馏段：hd=hd1=0.153()2=0.153*(0.030.04*1.68)2=0.030精馏段：Hd=0.112+0.07+0.030=0.2120.363m液柱 提馏段：Hd=0.113+0.07+0.039=0.2224000 =0.25=0.032 =0.75*5+0.17*3=4.26 由伯努利方程得HF=(LD+)u22g=(0.032*5.5/0.0566+4.26)222*9.81=1.50m故料液泵的扬程H=ZHf=28.6+150=30.10型号IS65-50-160第六章、全塔的热量衡算 6.1塔顶冷凝器