化工原理课程设计

过程工艺与设备课程设计任务书 丙烯 学 院（系）： 化工与环境生命学部 专 业： 学 生 姓 名： 学 号： 指 导 教 师： 吴雪梅、李祥村 评 阅 教 师： 吴雪梅、李祥村 完 成 日 期： 2013 年 7 月 4 日 大连理工大学 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。 由于只有两周的时间做， 第二周内， 我几乎每天都在熬夜写 ，只有封面、目录和前言部分为打印、其余部分均为手写，部分数据上可能会有一些错误，如保留位数的不同，计算的错误等。前后的数据由于工程量浩大也许有不一致的地方，属于学生我自己的能力不够，请老师谅解！ 感谢老师的指导和参阅！ 目录 第一章 概述 1 第二章 方案流程简介 3 第三章 精馏过程系统分析 5 第四章 再 沸器的设计 14 第五章 辅助设备的设计 21 第六章 管路设计 25 第七章 控制方案 27 设计心得及总结 28 附录一 主要符号说明 29 附录二 参考文献 31 第一章 第二章 第三章 第四章 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，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时， 开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。 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 ： 70h 产品质量：（以丙稀摩尔百分数计） 进料： 65 塔顶产品： 98 塔底产品 : 2 第三章 精馏过程系统设计 丙烯、丙烷精馏装置设计 第一节 设计条件 饱和液体进料，进料丙烯含量 65 （摩尔分数） 塔顶丙烯含量 98， 釜液丙烯含量 2， 2操作条件： 1）塔顶操作压力： P=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/ 3塔板形式：浮阀 4处理量： 0h 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 全塔物料衡算： x = x + x 60 h ， 得： h ， h 进料状态混合物平均摩尔质量2+4= 2+4=kg/二 塔内气、液相流量： 塔内 气、液相流量： 1）精馏段： L R D； ( 1)V R D 2）提馏段：;L ( 1 ) ;V q F L V 热量衡算 1） 再沸器加热蒸气的质量流量：/R R r2） 冷凝器热流量： CQ v r冷凝器冷却剂的质量流量： 1 1 2/ ( ) c t t 第三节 塔板数的计算 假设塔顶温度 t=C 塔顶压力 则 顶 =kA/ 假设精馏塔的塔板数是 143 块，每块板的压降为100塔底压力为 P=塔顶温度 t=53 C, 则 底 =kA/ = 当 =()1(=1N=-(1; 解得 87； =143； 进料位置：()1(= 1 N； 解得： 40 P=P+ P =7*表 =表 Z= 3 1 0*5=3C 纯丙烷的v=4743精馏塔工艺设计 1. 物性数据 定性温度 D=底温度 平均温度 相 密度（ ， 表面张力（ ， 丙烯 烷 相 密度（ ， 表面张力（ 丙烯 丙烷 液相密度 L = V =相表面张力： = mN/m 2. 初估塔径 摩尔质量： 2+4=2+4=质量流量： 600=s 600=s 假设板 间距 两相流动参数： 查化工原理（下册） 板塔泛点关联图，得： =以，气体负荷因子： =泛气速： s 取泛点率 作气速： u = 泛点率 m/s 气体体积流量 V=m3/s l 0 u 气体流道截面积： =取单流型弓形降液管塔板，取 则 A / - 面积 : ： =整后，取 D=合化工原理书 的经验关联 实际面积： =2 液管截面积： 体流道截面积： A=- =际操作气速： = m/s 实际泛点率： u / 所取 则实际 D=s,u=s, 2 A=u / . 塔高的估算 实际塔板数为 论板数为 40（包括再沸器），其中精馏段 61块，提馏段 79块，则 +1=139/=233（块） 实际精馏段为 10201块；提馏段为 132块，塔板间距 m 有效高度： Z= （ =料处两板间距增大为 24 设置 8个人孔，每个人孔 座取 5m,塔顶空间高度 液上方气液分离高度取 设釜液停留时间为 20 排出釜液流量 V=m3/s 密度为 b =液高度： Z= 3* )=取其为 总塔高 h=Z+8*(5+*(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： T=化工原理（下册） 得： =长 m 2 溢流堰 取 则堰上液头高： 3/ 堰高 隙 体流经底隙的流速： =80缘区宽度 0 化工原理（下册） 得： =)(11 所以降液管宽度：=r= =效传质面积： = 采用 浮阀，重阀浮阀孔的直径0d=m 初取阀孔动能因子0F=11，计算适宜的阀孔气速 0 =2 sd 2)s 1222 a 浮阀个数 n v =95 由于直径较大，所以采用分块式塔板，等腰三角形排列 . 孔心距 t=(o)0d=t=100阀的开孔率 02044 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 3s 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0F=5的相应孔流气速 0 0 =m/s 00 = 满足稳定性要求 第八节 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： 1F v s 由此可得液沫夹带线方程： A 91） 2 液相上限线 对于平直堰，其堰上液头高度 取 即可确定液相流量的下限 取 E=1，代入 求得 值，则 h 此线记作线（ 2） 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50 F 时，计算相应气相流量 则 03 6 0 0 =3 此线记作线（ 3） 与 横 轴平行 4 液相上限线 h 3 6 0 3 (20 由上述关系可作得线（ 4） 5 浆液管液泛线 令 将 其中 =0 为避免降液管液泛的发生，应使 3 HT+ （ *）。 其中 3/ ho+hl+中 忽略不记 20 0 将各式代入（ *）式可得液泛方程线： 10 23* 310 * 610 * 此线记作线（ 5） 计算降液管液泛线上的点：如表所示 液相流量 10 20 30 40 50 气相流量 1101 1069 1034 994 949 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 =烷 =顶压力： 底压力 720+ =1720+142 10 3=再沸器壳程与管程的设计 壳程 管程 温度（） 100 54 压力（ 压） 物性数据 1） 壳程凝液在温度（ 100 ）下的物性数据： 潜热： 热导率： c =m*K) 粘度： c =s 密度： c =） 管程流体在（ 54 的物性数据： 潜热： 30 液相热导率： b =m K) 液相粘度： b =s 液相密度： b = 液相定比压热容： K 表面张力： b m 气相粘度： v =s 气相密度： v = 蒸气压曲线斜率（ t/ P） =： = V 1000/3600 = 2633400w 传热温差： =46 假设传热系数： K=850W/( ) 估算传热面积 = 拟用传热管规格为： 25 2长 L=3m 则传热管数： =286 若将传热管按正三角形排列，按式 3a(a+1)+1; b=2a+1 得： b=心距： t=32 壳径： =638m 取 D= 管程进口直径： 程出口直径： 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 循环气量： =s mt0)32()1( 0)32()1( 1) 计算显热段管内传热膜系数 i 传热管内质量流速： 52=21 s) 雷诺数： = 0000 普朗特数： =热段传热管内表面系数： = ) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算 o 蒸气冷凝的质量流量： = s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =m s) = 外冷凝表面传热系数： = () 0t0 40tP d 322/3/1gR ) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧： K/w 冷凝侧： K/w 管壁热阻： K/w 4）显热段传热系数 = K) 2. 蒸发段传热系数 传热管内釜液的质量流量： 600 G = h) ： 在 X=的情况下 = 1/查图 3 29， E=e= =设计书 29 得： =）泡核沸腾压抑因数： =( E+ )/2=核沸腾表面传热系数 : 0000 11 2 2 = K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = K) 沸腾表面传热系数： 流沸腾因子 ： = 相对流表面传热系数 : = K) 沸腾传热膜系数： = w/( K) = 1324.4 w/( K) =传热系数 = XF a od 1w 实际需要传热面积： = 传热面积裕度： = 54%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= =相流的液相分率： = 相流平均密度： = ）当 X= 相流的液相分率： = 相流平均密度： = 据课程设计表 3 19 得： L=则循环系统的推动力： =循环阻力 1212 R 1212 R 1_ 1_gl P _ 管程进出口阻力 进口管内质量流速： =s) 釜液进口管内流动雷诺数： = 口管内流体流动摩擦系数： =口管长度与局部阻力当量长度： =程进出口阻力 : = 传热管显热段阻力 =s) = 传热管蒸发段阻力 a. 气相流动阻力 =s) 取 X=2/3 =s) =785.0 22 ) 2 221 2 2 22 d22 2 23 785.0b. 液相流动阻力 L=s) = 管内动能变化产生阻力 量变化引起的阻力系数 : = 管程出口段阻力 a. 气相流动阻力 s) =s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 3298847 =d22 2 23 41 /44)P P(P 33 1)1()1( 22 xR 42 19 2 5 d22 225 b. 液相流动阻力 s) = 以循环阻力： 又因 以 =环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率 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： =L d 225 41 /44)P P(P 55 PP 22 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 522kg/ 丙烷 500kg/压力取 上面的计算可知 进料 5% 丙稀的质量分率： 44354265 则 =料质量流量 2 9 8 kg/h 取 停留时间： 为 4天，即 =96h 进料罐容积： 整后 取 V=798 6 6 8 463 kg/ 质量流量 h 则体积流量： 3 设凝液在回流罐中停留时间为 10充系数 =回流罐的容积 /60=m 取 V=9 3m 3 塔顶产品罐 L n 600 积流量： 3产品在产品罐中停留时间为 =120h，填充系数 =产品罐的容积 =m 取 V=698 3m 4 釜 液罐 取 停 留 时 间 为 5 天，即 =120h ， 釜 液 密 度 为32 /1 6 3 摩尔流量： hk m 0 6 2 量流量 m 取 V=410 3m 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 走管程传热温差： h 2050()1 管程液体流率： 600 989kg/h 管程液体焓变： H=401kJ/热速率： Q= =2989 401/3600=程水焓变： H =程水流率： q=3600 Q/ H =h 假设传热系数： K=650w/() 则传热面积： 圆整后取 A=6拟用 0水为冷却剂，出口温度为 30走壳程。 管程温度为 管程流率： h 取潜热 r=热速率： Q= r=程取焓变： H=壳程流率： ： K=650 w/() 27.5 A 1则传热面积： 圆整后 取 A=114拟用 0水为冷却剂，出口温度 为 20走壳程。至 25 管程流率： h ; 取潜热： r=传热速率： Q= r=程焓变： H=壳程流率： ： K=650 w/() 则传热面积 圆整后 取 A=11拟用 0水为冷却剂，出口温度为 20。走壳程。 管程温度由 到 25 管程流率： h 丙烷液体焓变： H =284kJ/热速率： Q= H =A 25()1A 25()1壳程取焓变： H =壳程流率： ： K=650 w/() 则传热面积： 圆整后 取 A=5 1进料泵 (两台，一用一备 ) 液体流速： u=s，选 70 4体密度： 液体粘度 取 =对粗糙度： /d= =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7 ，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 ( 2 m 25.4 A 取 0 ， 则 822 36004 2 h 选取泵的型号： 扬程： 30 650m 流量： 600h 2回流泵（两台，一备一用） 实际液体流速： u=s，选 108 4， 管路直径： d=00体密度： 液体粘度 取 =对粗糙度： /d= =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 7 排出管中截止阀一个5d，进入突然缩小 ，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取 ( 2 取 00 ， 忽略不计。 则 2223/ 36004 2 h 选取泵的型号： Y 扬程： 60 603m 流量： 500h 台，一备一用） 实际液体流速： u=2 管路直径： d=7体密度： 液体粘度 00 取 =相对粗糙度： /d= =管路长度： l=60m 取 90度弯管 2个（ ），其中吸入管装吸滤筐和底阀7 ，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 ( 2 取 ， 则 44L 36004 2 h 该处泵扬程为负值，说明正常工作时无须使用该泵，但在非正常工作或者停止工作时，需使用该泵，不可忽略。 第六章 管路设计 1进 料管线 取料液流速： u=s 体积流量 V= 则 =管子规格 70 3 的管材。其内径为 m 2塔顶蒸汽管： 取原料流速： u=12m/s 体积流量： V= 则 =m 取管子规格 152 其内径为 实际流速为 u=24s 3. 塔顶产品管 取原料流速 u=s，其体积流量： V= 则 =管子规格 68 4. 其内径为 m，其实际流速 为 u=24s 4. 回流管 取原料流速： u=s 体积流量： V= 则 =管子规格 152 其内径为 实际流速为 u=240. 7m/s 5釜液流出管 取原料流速： u=s 体积流量： V= 则 =m 取管子规格 60 其内径为 m。 6仪表接管 选管规格： 32 3 . 7塔底蒸汽回流管 取原料流速： u=10m/s 体积流量： V= 则 =m 取管子规格 152 其内径为 求各管线的结果如下： 名称 管内液体流速（ m/s） 管线规格（ 进料管 70 3 顶蒸气管 12 152 产品管 68 4 回流管 152 液流出管 60 表接管 / 32 3 塔底蒸气回流管 10 152 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/1 料流量控制 03000 kg/h 丙烷 丙稀 L= 流定量控制 01500 kg/h 丙稀 L= 压控制 02稀 V= 流罐液面控制 01m 丙稀 L= 液面控制 03m 丙烷 L= 温控制 4060 丙烷 L=设计心得及总结 两周的设 计在忙碌间走过，回想起来，其过程是痛苦、曲折却又有着深刻意义，在进行各种计算以及参数选择的时候，常常遇到进退两难或者无从下手的情况，这对于我们是一个考验，因为我们没有选择，要想穴道真正的应用知识，这是一次很好的锻炼机会，所以，我们要坚持，要硬着头皮做下去。问题在我们的努力下是总会得以解决的，只要付出努力，当你的迷茫达到一定的时候，就必然会走向成功。虽然在此过程，我们或许在有些时候选择了一个错误的方向，遇到很多的困难，但是即使很困扰，即使很缓慢，终究也会胜利的，那些付出依然也是有价值的。错了不怕，要从中学到经 验，只要能掌握课本上我们难以学到的，难以掌握的最大的收获。因为从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是相差很远。 虽然我们困难不断，但是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，能够深刻的了解设计原理和设计步骤等等。而且，通过做设计，我还复习并掌握了许多计算机知识，例如 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。 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 液流收缩系数 板上有效传质区面积 m2 位质量气体夹带的液沫质量 液管截面积 0 气体的动能因子 (s*) 际泛点率 孔总截面积 t 理论塔板数 截面积 p 实际塔板数 b 液体横过塔板流动时的平均宽度 m n 浮阀个数 板上边缘宽度 m p 系统总压力 分分压 液管宽度 m 板阻