化工单元过程及设备课程设计--精馏.docx

化工单元过程及设备课程设计目录前言 2第一章 任务书3第二章 精馏过程工艺及设备概述4第三章 精馏塔工艺设计6第四章 再沸器的设计18第五章 辅助设备的设计26第六章 管路设计32第七章 塔计算结果表33第八章 控制方案33总结 34参考资料35前言 本课程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。 说明书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！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。11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。但易漏液，易堵塞。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。12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：1. 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 2. 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3. 壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4. 塔釜提供气液分离空间和缓冲区。13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21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（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。22工艺流程221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。22 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。223 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。1) 设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2) 处理能力及产品质量处理量： 100kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计31设计条件311工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙稀含量 xD99，釜液乙稀含量 xw1，总板效率为0.6。312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：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.5313塔板形式：筛板314处理量：F=100kmol/h315安装地点：大连316塔板设计位置：塔顶32物料衡算及热量衡算321物料衡算D + D + W= F DXd + WXw= FXf D=65.3061kmol/h ; W=34.6939kmol/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; 322 热量衡算再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)假设塔顶温度Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.4K塔顶压力Pt=2500+101.3=2601.325KPa 代入公式 计算并换算得PAo=2612.46KPa ; PBo=1527.1KPa又 得： KA=1.004281 ; KB=0.587047BAKK=a1/1.61.47223.3.2最小回流比计算：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得xe=0.65;ye=0.7322 =3.1439R=1.5Rmin=4.715853.3.3 逐板计算过程：ynynxn)1(-=ay1=xD=0.99=0.825xn+0.173直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa =1.09298 xn-0.0008503直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）由C语言程序算得理论塔板数精馏段板数量为19 总板为38（不含釜）则进料板Nf=19/0.6 =32, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6=64则塔底压力Pb=Pt+0.980.47Np= 2616.47KPa塔底温度Tb=278.42=1.435825误差值为2.6147%6mm取堰高hw=0.05m,底隙hb=0.04m液体流经底隙的流速：u =0.197m/s0.5m/s 符合要求3.6 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=80mm边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.06,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.118所以降液管宽度：bd =0.118D=0.1416m =0.37mr= =0.56m有效传质面积： = 0.78 m2 取筛孔直径：do=5mm,取孔中心距：t=4.26do= 25mm开孔率： = =0.036筛孔面积： = 0,0282m2 筛孔气速： =3.12m/s筛孔个数： =14383.7塔板流动性能校核3.7.1液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.192m质量夹带率ev ： =0.0056kg液/kgev5s，满足要求。 3.7.5严重漏液校核 =0.015m = 1.619 k=1.641.5-2.0满足稳定性要求 3.8负荷性能图3.8.1过量液沫夹带线规定：ev = 0.0056（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： 由上述关系可作得线3.8.2液相下限线 由上述关系可作得线3.8.3严重漏液线 = 3600 由上述关系可作得线3.8.4液相上限线令 =5s 得： =24.4由上述关系可作得线3.8.5浆液管液泛线Hd=HT+hW 带入数据整理后得： 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作点为：qVLh =21.136m3/s qVVh =316.7 m3/s负荷性能图 设计点位于四条线包围的区间中间，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin24.4/2.28=10.7所以基本满足要求第四章 再沸器的设计第一节 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：2.601 Mpa（绝对压力）塔底压力：Pb=Pt+0.980.47Np= 2616.47KPa2、再沸器壳程与管程的设计条件壳程/加热水 管程/釜液温度/406压力 （绝压）/Mpa0.10132.616蒸发量（kg/s)2.9031 壳程凝液在温度（40）下的物性数据：比热：rc=4174J/(kg.K)热导率：c =0.634w/(m*K)粘度：c =0.653mPa*s密度：c =977.8kg/m32管程流体在（6 2.616MPa）下的物性数据：潜热：rb=327.85kJ/kg液相热导率：b =87.68mw/(m*K)液相粘度：b =0.068mPa*s液相密度：b =505kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 1.88kJ/(kg*k) 表面张力：b3mN/m气相粘度：v =0.0005mPa*s气相密度：v =38kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000503 m2 K/kg 4.2估算设备尺寸气相流量：L=L+F=2.903kg/s液相流量：V= V =6kg/s 热流量： =951866w 传热温差： =22.54 假设传热系数：K=400W/( m2 K) 估算传热面积Ap =105.57 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长L=4.2m 则传热管数： =320 若将传热管按正三角形排列，按式 得：b=22.54 管心距：t=0.032m 则 壳径： =0.45m=80mm L/ =5.25m 4.3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=0.18则循环气量： = 16.13kg/s 1)计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： =110.94kg/( m2 s) 雷诺数： = 0.021126.7/(0.068*0.001)=3291910000 普朗特数： =1.46 显热段传热管内表面系数： =510.5w/( m2 K)2)壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： qm水 =17.98kg/s折流板间距B=0.3Ds=0.27m，壳程流通面积So=BD（1-do/t）=0.0532m2,当量直径 de=1.103t2/do-do=0.02m, =10393,Pr=4.3, 管外表面传热系数o =3360w/ (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=0.00026 m2 K/w 管壁热导率w =17W/m K 4）显热段传热系数 = 283.6W/( 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=110kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数：当X=Xe=0.18 =1.39 则1/Xtt=0.717 查设计书P96图329 得：E=0.97 在Xe=0.18 X0.4Xe=0.072的情况下 =0. 28 再查图329，=1.52）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=2.47 泡核沸腾表面传热系数: =24.92W/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 542w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子 ：Ftp=3.5(1/Xtt)0.5 =1.856 两相对流表面传热系数: =904.772W/( m2 K) 沸腾传热膜系数： =935.503 w/( m2 K) =453.348w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 = 0.0417LCD =L- LBC = 4.025m4传热系数 = 446.26m2 实际需要传热面积： = 94.628m25. 传热面积裕度：Ap=3.14Nt doL=3.14*580*0.025*4.5=138.47m2 = (204.89-138.4)/204.89=0.31160.3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= 0.06时=4.24两相流的液相分率： = 0.4078 两相流平均密度： =228.5kg/m3 2）当X=Xe=0.18 = 0.317两相流的液相分率： = 0.114 两相流平均密度： = 91.1kg/m3根据课程设计表319 得：L=1m, 则循环系统的推动力： =10024pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 ,管程面积s=0.785Ntdi2=0.145m2 设进口管内径Di=18.2mm,则进口管内质量流速： G=Wi /(Di2/4)=620.32 kg/(m2*s) 釜液进口管内流动雷诺数： Re=Di/b=1660268进口管内流体流动摩擦系数： i =0 .01227+0.7543/Re0.38=0.0155进口管长度与局部阻力当量长度： =285.37m管程进出口阻力: =9280.37Pa 传热管显热段阻力P2 : di=0.021;NT=580 =110.94kg/(m2s) Re=37596 =0.026 =1.58Pa 传热管蒸发段阻力P3 : di=0.021m;v =5*Pa*sv =38kg/m3 a. 气相流动阻力Pv3 x为该段平均气化率 , 取x=(1/3)Xe=0.06 =6.66kg/(m2s) =31927 =0.0277 =3.093Paa. 液相流动阻力PL3G=G-Gv=104.28 kg/(m2s)ReL =di *GL /b =36778 = 0.0268 = 55.46Pa = 270.40Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.376P4 =G2 M/b =33.53Pa 管程出口段阻力P5a.气相流动阻力Pv5 =95780 = 0.0276 =32.3Pab.液相流动阻力PL5 =104.28 kg/(m2s) = 32083 = 0.027 =57.87Pa =282.16Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 =9868.04Pa 又因PD=10024Pa 所以 =1.015,大致在1.01到1.05之间，故符合要求第五章 辅助设备设计5.1 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=进料罐（常温贮料） -13乙烯 L1 =408kg/m3 乙烷 L2 =435kg/m3 压力取2.601MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=3600*1.116=4017.6kg/h 取 停留时间：x为60h 进料罐容积： 722m3 圆整后 取V=720m3 5.1.2回流罐（-18.7）质量流量qmLh=3600RqmDs =8623kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数=0.7则回流罐的容积 7.54m3取V=7.54 m35.1.3塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =3600*0.72=2160 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数=0.7则产品罐的容积 460.98m3取V=460m35.1.4釜液罐取停留时间为80h,质量流量qmWh=3600qmWs =3600*0.405=1040.4kg/h 则釜液罐的容积 273.45 m3取V=273m35.2 传热设备5.2.1 进料预热器 用25水为热源，出口约为15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=3600*1.1116=4018kg/h 管程液体比热容：Cp=1840J/K.kg 传热量：Q= qmfsCp（tb-ta）=6.16kW 壳程水比热：Cp=4.183kJ/kg.K 壳程水流量：q=0.147kg/s 假设传热系数：K=700w/(m2K) 则传热面积：5.2.2塔顶冷凝器拟用液氨为冷却剂，进出口温度为-50，-20。走壳程。管程温度为-18.7液氨比热容Cp=2.16Kj/K.kg,料液汽化焓H=550kJ/kg管程流量：qmVs=24.64kg/s传热速率：Q= qmVsr=1596.85kW则壳程流量：qc =2518/2016/40=29.15kg/s假设传热系数：K=700w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=170m25.2.3塔顶产品冷却器拟用液氨为冷却剂，进出口温度为-60，-45,走壳程。管程温度由-18.7降至-28 取潜热：r=1.8kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=8.5kw则壳程流率：qc=Q/H=0.26kg/s假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积 5.2.4釜液冷却器拟用液氨为冷却剂，进出口温度为-50，-20,走壳程。管程温度由-18.7降至-10传热速率：Q= qmVsH =8.37kw则壳程流率：qc=Q/H=0.129kg/s 假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积： 5.3 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.55m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.00194m3/s 选用实际流速u=0.381液体粘度 取=0.2mm相对粗糙度：/d=0.0025查得：=0.0255取管路长度：l=30m ；流量计当量长度le/di=12;取90度弯管4个，截止阀一个，孔板流量计1个,查书求阻力系数，2突然扩大2突然缩小，=3取则qVLh =6.98m3/h选取泵的型号：卧式化工流程泵：IH 扬程：5125m 流量：6.3400m3 /h 温度:-20-105度5.3.2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.55m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.00587 m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00248查得：=0.032取管路长度：l=84m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =21.136m3/h 选取泵的型号：卧式化工流程泵：AY 扬程：30650m 流量： 2.5600m3 /h 温度：-45-420度5.3.3釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.69m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.504m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0043查得：=0.031 取管路长度：l=20m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =2.393m3/h选取泵的型号：卧式化工流程泵：ZA 扬程：2-250 m 流量： 22100m3 /h 温度：-80-450度 第六章. 塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶2.601 MPa（绝压） 塔底 2.616MPa（绝压）操作温度：塔顶 -18 .7 塔底 6 名称气相密度（Kg/m3）33液相密度（Kg/m3）408气相体积流率（m3/h）316.7液相体积流率（m3/h）21.14液相表面张力（dyn/m）0.003(2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名称aaaa名称塔内径D（m）1.2空塔气速u（m/s）0.0835板间距HT（m）0.4泛点率u/uf0.596液流型式单流型动能因子F00.37降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.06孔口流速U0（m/s）2.72出口堰堰长lw（m）0.868降液管流速Ub（m/s）0.07弓形降液管宽度bd（m）0.11稳定系数k1.78出口堰堰高hw（mm）50溢流强度uL（m3/mh）13.34降液管底隙hb（mm）40堰上液层高度how（mm）24边缘区宽度bc（mm）50每块塔板阻力hf（mm）18.4安定区宽度bs（mm）80降液管清液层高度Hd（mm）186板厚度b（mm）4降液管泡沫层高度Hd/(mm)310筛孔个数1648降液管液体停留时间（s）7.86筛孔直径（mm）5底隙流速ub（m/s）0.169开孔率（%）3.6第7章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.53m/s则 取管子规格734。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0.41688.54顶蒸气管151336顶产品管0.46604回流管0.4441404.5釜液流出管0.36483.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管1527311.5第八章 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乙烷、乙烯L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4703PIC-01塔压控制02MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4705HIC-01釜液面控制03m乙烯L=442.96TIC-01釜温控制4060乙烯L=442.9 总结完成了两周的设计，经历的过程是痛苦和曲折的，从选择计算参数，到计算设计，再到验证校核，其中的经验过程基本上是课堂教学中学不到的。这次课程设计使我初步体会到作为一个工程设计人员，所必需具备的工程意识。在我确定参数时，一些参数的取值似乎让设计进入了死胡同，进行校核时，经常把前几天的设计否定，要从新计算，经常，为了两个参数要反复整个计算过程十几遍。面对这样的困难，我觉得这些试验，这些反复就是设计的经验，每一丝进展都是对我莫大的鼓励，这些是先前纸上谈兵所体会不到的。我们学完了化工原理课程，可以应付考试，到了真正做设计的时候，才发现自己真的知之甚少，有时候甚至觉得无从下手。当设计终于做完的时候，其中必定充满了很多很多的错误，但我完全可以坦然面对这些错误，因为进步正是在错了再改，一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计，我深刻的体会到：从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是差了很远。现在我们是作设计，已经觉得很困难，到了下工厂操作的时候，必然又会遇上新的问题。但我们从来就是不惧怕困难的，在不断的征服困难的过程中，我们才能也必然会掌握这门技术。这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理和具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如，EXCEL，AUTO-CAD等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。参考文献1.化工原理课程设计，王国胜主编 大连理工大学出版社2.化工传递与单元操作课程设计 柴诚敬主编 天津大学出版社3.化工原理（上，下册）第二版 大连理工大学编4.化工物性算图手册，