丙烯-丙烷体系对筛板塔顶精馏装置设计（处理量：50回流比系数：1.4）VIP

过程工艺与设备课程 姓名：史杰班级：化工0407学号：200448208 目录概述 1.1精馏塔41.2再沸器51.3冷凝器51.4方案流程简介6精馏装置流程62工艺流程62.1设备选用72.2处理能力及产品质量7精馏塔工艺设计83.1设计条件83.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算113.4精馏塔工艺设计133.5溢流装置的设计163.6塔板布置和其余结构尺寸的选取173.7塔板流动性能校核183.8负荷性能图23再沸器的设计244.1设计任务与设计条件244.2估算设备尺寸254.3传热系数的校核264.4循环流量校核305辅助设备的设计326管路设计397控制方案40总结40附录一 主要符号说明42附录二 参考文献43 第一章 概述精馏是分离液体混合物最常用的一中单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，是易挥发组分由液相向汽相转移，难会发组分由汽相向液相转移，实现预料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。1.精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。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。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，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。 2.再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，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。占地面积大，传热系数中等，维护、清理方便。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3.冷凝器 冷凝气是将工艺蒸汽冷凝为液体的设备，在冷凝过程中将热量传递给循环水等冷凝剂。列管式冷凝器中所用的换热表面可以是简单的光管、带肋片的扩展表面或经开槽、波纹或其他特殊方式处理过的强化表面。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。 原料（丙烯和丙烷的混合液体）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： 50kmol/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1 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=1.4 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=50kmol/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=0.593kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.3892kg/s ; qmws= 0.2038kg/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; 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/rR2） 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1泡点计算： 计算过程包括：假设塔顶温度Tto=316.37K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=327.665K塔顶压力Pt=1620+101.325=1721.325KPa； 代入公式 计算并换算得：PAo=1726.97KPa ; PBo=1444.612KPa又 得：KA=1.003283 ; KB=0.839245BAKK=a1 1.195459；计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.688726; =7.521347; R=1.4Rmin=10.53988;为逐板计算过程：y1=xD=0.98ynyn)1(-=aaxna直至xi xf 理论进料位置：第35块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 1.088183n -0.00088181 直至xn0.005时重复上述计算反之计算结束。算得理论板数：Nt=76（含釜）迭代结果：进料板Nf=i/0.6=59, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=126；则塔底压力Pb=Pt+0.9810.445126= 1845.912KPa;塔底温度Tb=327.665K; 塔内气、液相流量：精馏段：L=5.6506 kmol/s；V=6.7153 kmol/s； 提馏段 ： L=8.2306 kmol/s ；V=6.7153 kmol/s； 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据1721.325Kpa 43.15oC下，丙烯的物性数据：气相密度：V =34.59Kg/ m3液相密度：L =466.69kg/ m3液相表面张力：=4.75mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=4.3334kg/s qVVs=qmVs/v=0.12528m3/s液相流量：qmLs=3.9503kg/s qVLs=qmLs/L=0.0084645 m3/s两相流动参数： =0.248173初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）得：C20=0.06所以，气体负荷因子： =0.045007 液泛气速： 0.15907m/s 取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 uf=0.11135 m/s 气体流道截面积： =1.12509 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.12; 则A / AT=1- Ad / AT =0.88 截面积: AT=A/0.88=1.2785m2 塔径： =1.27587 m 圆整后，取D=1.2m 符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联 实际面积： =1.13097 m2 降液管截面积：Ad=AT0.12= 0.1357168m2气体流道截面积：A=AT-Ad=0.995256m2实际操作气速： = 0.125878 m/s 实际泛点率：u / uf =0.7913173 塔高的估算 Np=127 有效高度：Z= HT Np=57.15 m 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0.5m.设釜液停留时间为30min釜液高度：Z =0.5 m 取其为0.5 m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+0.5+8*（0.8-0.45）=67.2m第五节 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：Ad=AT0.12= 0.1357168m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）可得：lw/D=0.73所以，堰长lw=0.73D=0.876m2 溢流堰 取E近似为1则 堰上液头高 =0.030263m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.03m液体流经底隙的流速：ub =0.2227m/sub0.5m/s 符合要求第六节 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=50mm 边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）可得：bd/D=0.16所以降液管宽度：bd =0.17D=0.192m =0.358 mr= =0.55 m有效传质面积： = 0.727768 m2 取筛孔直径：do=4mm,取孔中心距：t=3.5do= 0.014m开孔率： = =0.074 筛孔面积： = 0.0875 m2 筛孔气速： =2.325 m/s筛孔个数： =4288第七节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.074435m质量夹带率ev =0.009207854kg液/kgev5s 满足要求 5 严重漏液校核 =0.0123967 满足稳定性要求 1.4854m/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： = 5350.67986-110.65388qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相下限线 整理出：qVLh=3.07lw=2.69 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=0.82 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =2587.053536 b=0.0056+0.13hw-h=0.008462481 c= =0.000403048得：qVVh =2587.053536 (0.00846+0.000403qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =43.9722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= =1.4934810-7 b= =0.23658 c= =1.70856105 d= =0.00531691则 原式为：1.49310-7=0.236-1.708105-0.00531691 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设计点为：qVLh =30.4722m3/s qVVh =451.013 m3/s负荷性能图：（见下页）操作弹性：qVVhmax / qVVhmin4.8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壳程管程温度（）10054.515压力（MPa绝压）0.10131.8459 1选用立式热虹吸式再沸器 塔底压力 P=1845.912Kpa2再沸器壳程与管程的设计蒸发量：Db= q,mVs =4.5314 kg/s3 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2320.7kj/kg热导率：c =0.674w/(m*K)粘度：c =0.5394mPa*s密度：c =958.1kg/m3（2）管程流体在（54.515 2.6316MPa）下的物性数据：潜热：rb=317kj/kg液相热导率：b =81.116mw/(m*K)液相粘度：b =0.0727mPa*s液相密度：b =436kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.266kj/(kg*k) 表面张力：b0.003597N/m气相粘度：v =0.008913mPa*s气相密度：v =39kg/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： = 1472721.7682w 传热温差： =100-54.515=43.96K 假设传热系数：K=650W/( m2 K) 估算传热面积Ap =49.8126 m2 拟用传热管规格为：192mm,管长L=3000mm 则传热管数： =279 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1（a为正六边形的个数） 得：b=21 管心距：t=0.025m 则 壳径： =0.557m 取D=0.6, L/D=5 符合L/D 46 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=0.24则循环气量： =18.88kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=19-22=15mm =0.0493 = 382.957 kg/( m2 s) 雷诺数： = 79014.41997 普朗特数： =2.92714显热段传热管内表面系数： = 1583.0178w/( m2 *K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.635kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.0483kg/(m s) = 364.933 符合 Re0.3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= 0.08时=3.3224 两相流的液相分率： = 0.3673 两相流平均密度： = 184.82kg/m3 2）当X=Xe=0.24 = 1.0408两相流的液相分率： = 0.2127 两相流平均密度： = 123.4337kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m, 则循环系统的推动力： = 6188.52pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 382.96kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 79014.42进口管内流体流动摩擦系数： =0.02266进口管长度与局部阻力当量长度： =29.30m管程进出口阻力: =314.75 传热管显热段阻力P2 =382.96kg/(m2s) =79014.42 =0.02266 =11.752Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =61.273kg/(m2s) =103118.56 =0.01234 =117.055Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=321.68 kg/(m2s) =6637.11 =0.02337 =546.03Pa =4353.255Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.5908 =535.08管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 =196.246kg/(m2s) = 47.10kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.787m = 1849505.44 = 0.0154 =51.078b. 液相流动阻力PL5 =149.15kg/(m2s) = 718037.90 = 0.01676 = 49.822Pa = 807.16Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 6022.99 又因PD=6188.524Pa 所以 =1.0275 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丙烯 L1 =517kg/m3 丙烷 L2 =499.5kg/m3 压力取1.84MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.9% 则 =510.54 kg/m 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2134.8kg/h 取 停留时间：x为5天，即x=120h 进料罐容积： 716.82m3 圆整后 取V=717m3 3回流罐（43.16）质量流量qmLh=3600RqmDs =14444.64kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.2h，填充系数=0.7则回流罐的容积 7.98m3取V=8m34 塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1401.12 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 278.75m3取V=279m35 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h填充系数=0.7质量流量qmWh=3600qmWs =734.04 kg/h 则釜液罐的容积 251.92m3取V=252m3二 换热设备 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43，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2134.8kg/h 管程液体焓变：H=788.5kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=2134.8788.5/3600=467.58kw 壳程水焓变：H=121.5kj/kg 壳程水流率：q=13854.2kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=15m2 2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=4.3334kg/s取潜热r=310.35kj/kg传热速率：Q= qmVsr=1344.87kw壳程取焓变：H=121.5kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=39848kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=97m23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 = 0.3892kg/s ; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=96.368kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=4130.06kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=11 m2二 泵的设计1.原料泵取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.001192 m3/s 取d=56mm液体粘度=0.066取=0.2相对粗糙度：/d=0.00357查得：=0.022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 =4.43m3/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 / =0.0085976m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00135查得：=0.0205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 =30.966m3/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=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.0004677m3/s 取d=35mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00571查得：=0.03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 =1.73m3/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：1015m 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取管子规格703。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、丙烯L=403.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙烯L=4203PIC-01塔压控制03MPa丙烯V=354HIC-02回流罐液面控制01m丙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4506TIC-01釜温控制020丙烷L=450 心得体会及设计总结 课程设计是一项十分考研我们综合实力的任务，在设计的时候我充分体会到了这句话的分量。没有设计经验让我们走了很多弯路，重复的校正计算让我不胜其烦，但这也正式我积累经验的过程。在设计初期我对计算结果是没有感觉的，只能通过公式校核或者与他人数据比较是我才能发现自己的计算结果是否合理。后来，随着大量的计算我渐渐可以直接判断结果是否在合理范围之内。在设计过程中同学们给予我很大的帮助大家一同计算帮我及时改正了许多错误。这次的设计终于完成了但还存在许多不足，在查找物性参数因资料所提供的内容有限我的许多数据都是根据线性计算间接查找的这影响了这些参数的精确性，还有我的操作弹性过大估计是我的塔板次要数据取值不够合理所致，另外我的部