丙烯-丙烷体系对筛板塔顶精馏塔的设计（处理量：70／60回流比系数：1.6／1.4）

过程工艺与设备课程设计姓名：林 鹏 班级：化工工艺0208班学号：200248084 指导教师：孙力 都健目录第一章 概述3第二章 流程简介5第三章 精馏塔工艺设计7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33第七章 控制方案34附录一 主要符号说明35附录二 参考文献38第一章 概述 精馏塔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。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。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。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。工艺流程物料的储存和运输 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。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。设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。处理能力及产品质量处理量： 60kmol/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=1.6/1.4 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=70/60kmol/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=42.7*60/3600=0.7117 kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.463kg/s ; qmws= 0.254kg/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/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)第三节 塔板数的计算迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=51, 实际板数Np= (Nt-1)/0.6 =115则塔底压力Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa塔内气、液相流量： 气相流量：qmVs=5.3kg/s qVVs=qmVs/v=0.189m3/s液相流量：qmLs=4.838kg/s qVLs=qmLs/L=0.01m3/s第四节 精馏塔工艺设计物性数据常压43下，丙稀的物性数据：气相密度：V =28kg/ m3液相密度：L =470kg/ m3液相表面张力：=4.5mN/m2.初估塔径两相流动参数 =0.223设间距： =0.45m 查费克关联图得=0.06气体负荷因子C：=0.045液泛气速： =0.179泛点率取=0.7， 操作气速u=0.125m/s所需气体流道截面积A：=1.512m2选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.1，则=1-=0.9故塔板截面积=1.68m2，塔径D：=1.463 m ， 圆整：取1.5m则实际塔板截面面积=1.766 m2，降液管截面积=0.1766 m2气体流道截面积A=1.5894m2 ，实际操作气速u=0.119 m2实际泛点率=0.67，圆整0.7且=0.45m，D=1.5m 符合经验关系塔高的估算 Np=115 有效高度：Z= HT Np=51.75m 釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置8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 =0.44m 取其为0.5m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=60.95m第五节 溢流装置的设计4.溢流装置的设计采用弓型降液管（根据课设p207）=1.5m =1.68 m2 ；=0.1 =0.168 m2查得=0.732 ， =0.732=1.098m 即为堰长堰宽 =0.15D=0.225m， 降液管面积=0.168 5.溢流堰液流强度=32.796mm取底隙=40mm=0.04m，则液体流经底隙的流速= =0.22(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度t=4mm;整个塔板面积:受液区和降液区面积 2Ad=0.414/0.32 入口安定区和出口安定区 bs=60mm=0.06m边缘区 bc=60mm=0.06m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa= =0.225m 0.465m, r=0.69m求得=1.178筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列取筛孔直径：do=7mm, 选择开孔率： = = =0.05筛孔面积： = 0.0589 m2 筛孔气速： =3.2m/s筛孔个数： =1531第七节 塔板流动性能校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.223和实际泛点率0.7，查得=0.006，则 =0.0054 kg液体/kg气体 ,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 =8.15，故所夹带气体可以释放。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13*0.08-0.00068 =0.01532 m液柱,稳定系数K=/=1.81.52.0,故不会发生严重漏液。 满足稳定性要求 1.1257m/s第八节 负荷性能图过量液沫夹带线规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： = 6926-143qVLh2/3 由上述关系可作得线液相下限线 整理出：qVLh=3.07lw=3.3 与y轴平行 由上述关系可作得线严重漏液线 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= =3000 b=0.0056+0.13hw-h=0.0114 c=0.00035得：qVVh =3000(0.0114+0.00035qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线液相上限线令 =5s 得： =54.432由上述关系可作得线降液管液泛线Hd=HT+hW令 将 =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= =108109 b= =-0.061 c= =635108 d= =0.00465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 =49.23m3/h qVVh =895.36 m3/h负荷性能图： 可见，线的位置偏上，所以它对操作的影响很小。放大后的负荷性能图：设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本满足要求第四章 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=1150.10740.479.8103=0.0569MPa 塔底压力=1.7213+0.0604=1.7781MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）100525压力（MPa绝压）0.10131.7781蒸发量：Db= q,mVs =5.26kg/s物性数据壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2257kj/kg热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m3管程流体在（52.5 1.7817MPa）下的物性数据：潜热：rb=278.182kj/kg液相热导率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =441.3kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面张力：b0.00377N/m气相粘度：v =0.071mPa*s气相密度：v =35.6kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1462000w 传热温差： =100-52.5=47.5K 假设传热系数：K=850W/( m2 K) 估算传热面积Ap =36.2 m2 拟用传热管规格为：382.5mm,管长L=3000mm 则传热管数： =101 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=11.6 管心距：t=0.048m 则 壳径： =0.6m 取 D= 800mm L/D=3.75 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.3m 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=0.19则循环气量： =27.68kg/s计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=38-22.5=33mm =0.086 = 62kg/( m2 s) 雷诺数： = 28643.9 普朗特数： =2.69058 显热段传热管内表面系数： = 310w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.6478kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.0537kg/(m s) = 759.8 管外冷凝表面传热系数： *0.75=5093w/ (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=0.00021 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.00005 m2 K/w 4）显热段传热系数 dm=(di+do)/2= 0.0355m =228w/( 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 qmws = 223200kg/( m2 h) Lockhut-martinel参数： =1.1838 则1/Xtt=0.85 查设计书P96图329 得：E=0.2 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情况下 =0.2493 再查图329，=1 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.6 泡核沸腾表面传热系数: =6673 w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 296w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 1.7475227 两相对流表面传热系数: = 1888.94 w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： = 6751.7 w/( m2 K) = 1266.69 w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 = 0.00319LBC = 0.00272L= 0.00957mLCD =L- LBC = 2.9904m4传热系数 = 1264.6 m2 实际需要传热面积： = 24 m25传热面积裕度： = 0.48780.150.2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= 0.063333333时=3.6264 两相流的液相分率： = 0.3816 两相流平均密度： = 186.96kg/m3 2）当X=Xe=0.19 = 1.1838两相流的液相分率： = 0.2267 两相流平均密度： = 123.26kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.02m, 则循环系统的推动力： = 6228.48pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 564.17kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 1986514进口管内流体流动摩擦系数： = 0.02754进口管长度与局部阻力当量长度： =29.30m管程进出口阻力: =1163Pa传热管显热段阻力P2 =320kg/(m2s) =149000 =0.0205 =0.8412Pa传热管蒸发段阻力P3 气相流动阻力Pv3 =40.6kg/(m2s) =18291.167 =0.02 =47.6Pa液相流动阻力PL3GL=G-Gv=279.4 kg/(m2s) = 129800 = 0.021 = 168Pa =1503Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.58 = 564.423管程出口段阻力P5 气相流动阻力Pv5 = 518.786kg/(m2s) = 98.569kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 35.0425m = 3333797.217 = 0.014775112 = 279.4712 液相流动阻力PL5 =212.118 kg/(m2s) = 896273 = 0.0164 = 97.6351Pa = 2735.64Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 5965 又因PD=6228.4845Pa 所以 =1.044 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1.818MPa 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=2562.12kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 680.6m3 圆整后 取V=681 m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =17476kg/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 11.86 m3取V=12 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1666.8 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 325.9m3取V=326m3釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =914.4 kg/h 则釜液罐的容积 313.5 m3取V=314m3二 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=2562.12kg/h 管程液体焓变：H=40.1kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=28.5kw 壳程水焓变：H=125.6kj/kg 壳程水流率：q=9050kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=12m2 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=5.3kg/s取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q= qmVsr=1603kw壳程取焓变：H=125.5kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=45995kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=115m2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 = 0.463kg/s ; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=129.64kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=5556kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=14 m2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=0.2939kg/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 / =0.0014 m3/s 取d=60mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003查得：=0.025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个取则qVLh =5.97m3/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 / =0.0137 m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00107查得：=0.02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个取则qVLh =49.44m3/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 / =0.00089m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04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个取则qVLh =2.393m3/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0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594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=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4426TIC-01釜温控制4060丙烷L=442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/h