丙烯-丙烷体系对筛板塔底精馏装置设计（处理量：70回流比系数：1.6）

过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计 学生：郭文臣班级：化工0407学号：200448184指导老师：贺高红 董宏光 前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。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！目录第一章 概述. 3第二章 方案流程简介. 4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.27控制方案29设计心得及总结 .29附录一 主要符号说明.30附录二 参考文献.33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。筛板塔的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很容易漏液、操作弹性小、且易堵塞，应用不广。经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当，筛板仍能满足生产上所要求的操作弹性，而且效率高。小筛孔孔径一半在36mm,大筛孔孔径一般为1025mm，若采用大孔径筛板，堵塞问题即可解决。目前已发展成为应用日益广泛的一种塔板。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。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 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： 70kmol/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 精馏过程系统设计 丙烯、丙烷精馏装置设计第一节 设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf65（摩尔分数）塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量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。3塔板形式：筛板4处理量：qnfh=70kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔底第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算全塔物料衡算：= + =+=60 kmol/h ，=0.65 , =0.98 , =0.02解得：=45.93 kmol/h ，=24.06 kmol/h进料状态混合物平均摩尔质量=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol;二 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 三 热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：2） 冷凝器热流量： 冷凝器冷却剂的质量流量： 第三节 塔板数的计算假设塔顶温度t=42.5 C 塔顶压力Pt=1.72MPa查P-K-T图得：kA=1.05 ；kB=0.92 则顶=kA/kB=1.05/0.92=1.141 ；假设精馏塔的塔板数是155块，每块板的压降为100mmH2O; 塔底压力为P=1.87Mpa;塔底温度t=53 C, kA=1.19 ；kB=1.03;则底=kA/kB=1.19/1.03=1.155 =1.148；当Xe=0.65时，Ye=0.681;Rmin=9.74 R=1.6Rmin=15.59;利用EXCEL计算：逐板计算y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第40块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn6mm取堰高hw=0.03m,底隙hb=0.03 m液体流经底隙的流速： =0.47m/s0.5m/s第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=4mm进出口安全宽度bs=bs=50mm边缘区宽度bc=50mm由/=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：/D=0.17所以降液管宽度： =0.272m =0.478mr= =0.75m有效传质面积: = 1.33 m2 取筛孔直径do=4mm,筛孔中心距t=3.5do=14mm.则：开孔率=0.074筛孔总截面积Ao=0.0985 m2筛孔气速uo=2.47m/s筛孔个数n=7836第七节 塔板流动性能校核1.液沫夹带量校核由FLV=0.26和泛点率为0.844查图6.10.28，得=0.0059质量夹带率ev ： 0.00557 kg液/kg气体5s 满足要求 5. 严重漏液校核 =0.0137m 满足稳定性要求 1.525m/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： = 9509.64-159.44qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相下限线 整理出：qVLh=3.07lw=3.684 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= =4616.8 b=0.0056+0.13hw-h=0.00847 c= =0.000327得：qVVh =4616.8(0.008477+0.000327qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =78.173由上述关系可作得线5 浆液管液泛线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= =5.451014 b= =0.237 c= =9.10106 d= =0.004275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 =36.12m3/s qVVh =506.63 m3/s设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin14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 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=0.02，丙烷=0.98塔顶压力：1.72MPa塔底压力Pw=1720+ Nphf =1.86MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10054压力（MPa绝压）0.10131.861 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2319.2热导率：c =0.6725w/(m*K)粘度：c =0.5294mPas密度：c =958.1kg/m32） 管程流体在（54.2 1.86MPa）下的物性数据： 潜热：rb=325kJ/kg液相热导率：b =0.081197w/(mK) 液相粘度：b =0.07mPas液相密度：b =442.8kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.19K 表面张力：b0.00394N/m气相粘度：v =0.0088mPas气相密度：v =47.19kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.00025 m2 K/kg二 估算设备尺寸热流量： = MwV rb1000/3600= 3024774w传热温差： =46假设传热系数：K=700W/( m2 K)估算传热面积Ap =94.34 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长L=3m则传热管数： =401 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=23 管心距：t=32mm 则 壳径： =761mm 取 D= 0.800m 取 管程进口直径：Di=0.25m 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： =37.22kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： di=25-22=21mm= 268.04kg/( m2 s)雷诺数： = 80411.710000普朗特数： =2.75 显热段传热管内表面系数： = 1119.54w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： = 1.304kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.0414 kg/(m s) = 312.89 管外冷凝表面传热系数： =4440.38w/ (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=0.00009m2 K/w 管壁热阻：Rw= 0.0000396 m2 K/w 4）显热段传热系数 =613.05w/( 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 G =964937.15kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数：Xe=0.25时：在X=Xe 的情况下=1.079则1/Xtt=0.9262 再查图329，E=0.2X=0.4 Xe=0.1时 =0.3445 查设计书P96图329 得：=1.0 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.6 泡核沸腾表面传热系数: =5363.62w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：= 1029.04w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 2.054两相对流表面传热系数: = 2114.23w/( m2 K)沸腾传热膜系数： = 5332.40 w/( m2 K) = 1264.10w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 =0.0174LBC =0.274872L= 0.052LCD =L- LBC =2.954传热系数 = 1252.78m2 实际需要传热面积： = 52.72m25传热面积裕度： = 78%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=Xe/3= 0.083时 =3.476 两相流的液相分率： = 0.374两相流平均密度： = 195.4kg/m3 2）当X=Xe=0.25 = 1.07967两相流的液相分率： = 0.2166两相流平均密度： = 132.89kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.02m,则循环系统的推动力： =5824.15pa 2循环阻力Pf： (1)管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =758.40kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2708579.988进口管内流体流动摩擦系数： =0.01498进口管长度与局部阻力当量长度：=29.298m管程进出口阻力: =1140.26Pa(2)传热管显热段阻力P2 =268.038kg/(m2s) =80411.47=0.022586 =4.552Pa(3)传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 G=268.038kg/(m2s) 取X=2/3Xe 则 =44.67kg/(m2s) =106606.1168 =0.012=36.632Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=223.365kg/(m2s) =67009.559=0.02332 =184.47Pa = 1426.40Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数:= 1.439 = 233.50Pa管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 =386.94kg/(m2s) =96.73kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.79m =3847414.755 =0.0146=169.18pab. 液相流动阻力PL5=290.20 kg/(m2s) = 1451024.998=0.0157= 174.06Pa = 2745.73Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5550.46pa 又因PD=5824.15Pa 所以 =1.049循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe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： =0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.73947MPa由上面的计算可知 进料 Xf=65% 丙稀的质量分率：Mf=63.93% 则 =513.84kg/m3 进料质量流量qmfh=kg/h 取 停留时间：为4天，即=96h 进料罐容积： 797.82m3圆整后 取V=798 m32.回流罐 kg/m3 质量流量qmLh=716.17*42.04 =30107.8 kg/h则体积流量：qvlh =63.92设凝液在回流罐中停留时间为10min，填充系数=0.7则回流罐的容积 /60=15.21取V=163塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =qnD 42.04体积流量：=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 =697.76取V=6984.釜液罐取停留时间为5天，即=120h ，釜液密度为摩尔流量：质量流量qmWh=43.964 则釜液罐的容积 409.2取V=410二 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46.22，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h 管程液体焓变：H=401kJ/kg 传热速率：Q= qmfsH=2989401/3600=332.94kw 壳程水焓变：H=125.6kJ/kg 壳程水流率：q=3600 Q/H=9542.9kg/h 假设传热系数：K=700/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=6m2 2.顶冷凝器拟用0水为冷却剂，出口温度为30走壳程。管程温度为43.1管程流率：qmVs=18983.49kg/h取潜热r=353.53kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=1864.07kw壳程取焓变：H=125.8kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=53343.9kg/h假设传热系数：K=70w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=1063.顶产品冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20走壳程。管程温度由43.1降至25 管程流率：qmDs = 1931.2kg/h ; 取潜热：r=306.38kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=164.36kw壳程焓变：H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=7052.23kg/h假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=10m24.液冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.23降到25管程流率：qmWs=1057.88kg/h丙烷液体焓变：H =284kJ/kg传热速率：Q= qmVsH =83.45kw壳程取焓变：H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=3580.9kg/h设传热系数：K=700(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=5m2三.泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.5m/s，选703.0，do=0.064m=64mm液体密度： =470.9kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路长度：L =120m 取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀，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0.00981m取，1.64则qVLh =5.788m3/h选取泵的型号：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h2回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s，选1084，管路直径：d=0.1m=100mm液体密度： 液体粘度 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.002 查得：=0.0228取管路长度：l=120m 取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀排出管中截止阀一个=15d，进入突然缩小，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981取，忽略不计。则qVLh =14.14m3/h选取泵的型号：Y 扬程：60603m 流量：6.25500m3 /h3.釜液泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s选322.5，管路直径：d=0.027m=27mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0074查得：=0.033取管路长度：l=60m取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀，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0.00981取，则qVLh =0.824m3/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=0.5m/s 体积流量V=0.001763则=0.067m取管子规格703的管材。其内径为0.064 mu=0.548m/s2塔顶蒸汽管：取原料流速：u=12m/s 体积流量：V=0.2431则=0.160 m取管子规格1685.0 . 其内径为0.158m，其实际流速为u=12.39m/s3. 塔顶产品管取原料流速u=0.4m/s，其体积流量：V=4.10则=0.060m取管子规格684. 其内径为0.060 m，其实际流速为u=0.4m/s4. 回流管取原料流速：u=0.7m/s 体积流量：V=63.92则=0.180m 取管子规格1947.0 . 其内径为0.180m5釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 体积流量：V=2.253则=0.053 m取管子规格603.5. 其内径为0.053 m。6仪表接管选管规格：323 .7塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 体积流量：V=875.29则=0.176 m取管子规格1949.0 . 其内径为0.176m，所求各管线的结果如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管121685.0顶产品管0.4684回流管0.71947.0釜液流出管0.3603.5仪表接管/323塔底蒸气回流管101949.0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=513.82FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=474.463PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=38.84HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=474.465HIC-01釜液面控制03m丙烷L=443.166TIC-01釜温控制4060丙烷L=443.16设计心得及总结当做完这个设计的时候我突然发现这么庞大的一个东西竟然就这样完成了，虽然知道这不是真正意义上的科研，但面前这些数据，这些图，这些文字还是让人很有成就感的。从刚开始的举步维艰，然后是心有所悟，再到接下来的无数次在欣喜跟绝望之间的反转，整个过程过后发现自己正在做着从没有做过的事情，这些经验是整个大学的前三年都没有经历过的。我们在自己设计着一座塔，那个巨大的钢铁怪物我们说了算。学习理论知识的时候以为数据就是数据，拿公式一代不就全出来了吗，做的时候才知道，数据是需要经过校核的，算出来并不意味着就能用。这是以前从没想过的。就为了这些，往往辛苦算了一天的数据，第二天一核算，不合格。不过幸好，这一切都过来了。现在明白了，搞科研的不容易啊，不由得对那些为科研献身的科学家们致敬。在设记中严重漏液校核的的时候K比较小，要进一步提高可以继续减小开孔率，或者提高Ad/At的值，由于堰高已经改到比较小了，故不宜再作变动。再沸器设计中，出口气含率调到了0.25，传热系数调到700，这样最后k满足要求了，但面积裕度稍显大了些，可适当提高传热系数，降低面积裕度。不过要注意PD/Pf的比值会因此变小，故调节时应兼顾这两项指标。在整个过程中得到了很多同学的帮助，二宏，我这个电脑白痴多亏了你的指导，EXCEL，AUTO-CAD没你我可弄不来。广鹏，慷慨的把最后一本参考书让给了我。杰哥，你让我懂得什么叫坚持跟耐心。需要感谢的还有很多，不方便一一列举。总之，通过这次课程设计，丰富和深化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 m2E液流收缩系数Aa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 m2F0气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)F1实际泛点率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浮阀个数b