丙烯-丙烷体系对浮筏塔顶精馏装置设计（处理量：50回流比系数：1.6）VIP

过程工艺与设备课程设计-丙烯-丙烷精馏装置设计设计日期： 2008年7月18日 班 级： 制药0510班 姓 名： 闫建 指导老师： 肖武 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7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一点说明。 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 - 概述第二章 - 方案流程简介第三章 -精馏过程系统分析第四章 -再沸器的设计第五章 -辅助设备的设计第六章 -管路设计第七章 -控制方案课程设计总结及心得附录一 主要符号说明附录二 参考文献 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。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： 50kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：塔顶产品：塔底产品: 第三章 精馏过程系统分析3.1 设计条件3.1.1 工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量(摩尔百分数)塔顶丙烯含量，釜液丙烯含量，总板效率为0.6。 3.1.2 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=1.63.1.3 塔板形式：浮阀3.1.4 处理量：=50kmol/h 3.1.5 安装地点：大连 3.1.6 塔板设计位置：塔顶 3.2 物料衡算及热量衡算3.2.1 物料衡算全塔物料衡算：= + =+=50kmol/h，=0.65 , =0.98, =0.02。解得：=32.8215 kmol/h ，=17.1785 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;3.2.2 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 3.2.3 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： 3.3 塔板数的计算3.3.1.假设塔顶温度T=316.11K，且压力P=1720kpa，查取丙烯丙烷Antoine常数。由Antoine公式，计算得丙烯丙烷的Pi，由计算出丙烯塔顶含量为0.98满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度为= 1.138 ；对归一方程判据，收敛误差在1以内。根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=，=0.65，解得=0.681。=9.74，则R=1.6=15.6。根据得到的R值计算精馏段操作方程, =0.9398+0.059。即可计算第二块塔板上升到第一块板值。由第一块板计算得到的和值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100液柱。由密度和混合物组成计算=0.461kpa,即从上到下每块板压力增加0.461kpa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。经过模拟计算，得到理论板数=95块。3.3.2摩尔流量=R *=511.87kmol/h=544.68 kmol/h= =561.87 kmol/h=544.68 kmol/h3.3.3操作线方程精馏段操作方程: , =0.9398+0.059提馏段操作方程： ，=1.031-0.000633.3.4确定实际塔板数理论板数：94（包括釜）； 进料位置：从上至下第46块实际板数：95/0.6=156.7，取整：157。实际进料：从上至下第78块。 3.4 精馏塔工艺设计3.4.1 物性数据定性温度T塔底温度T2=325.23K液相: 丙烯 = 451.82 kg/m3 丙烷 =442.9kg/m3 气相: 丙烯 =31 kg/m3 丙烷 =35.5 kg/m3 按混合物计算得： =443.07 kg/m3 =35.41kg/m3液相表面张力取=4.762 mN/m=318.28 kmol/h=13991.59 kg/h =394.13/h =0.1098/s=335.46kmol/h=14748.23 kg/h =33.3/h =0.00925/s3.4.2 初估塔径 两相流动参数 =0.298设间距： =0.4m 查费克关联图得=0.052气体负荷因子C：=0.039液泛气速： =0.132泛点率取=0.6 操作气速u=0.0792m/s所需气体流道截面积A：=1.386 m2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=1.540 m2塔径D：=1.4008 m 圆整：取1.4m则实际塔板截面面积=1.539 m2降液管截面积=0.154 m2气体流道截面积A=1.385 m2实际操作气速u=0.0793 m2实际泛点率=0.6 圆整 0.6且=0.4m，D=1.4m 符合经验关系3.4.3 塔高估算实际板数=157，精馏段78，提馏段79（含釜）塔有效高度=0.4157=62.8釜液流出量：=17.188 kmol/h 质量流量为： =755.59 kg/h体积流量=1.705m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度=0.369m进料处两板间距增至0.8m157块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m裙坐取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +（0.8-0.6）5+1.52+5=74.67m3.5 溢流装置的设计3.5.1 降液管（弓形）采用弓型降液管（根据课设p207）=1.4m =1.539m2 ； =0.1 =0.154 m2查得=0.735 ， =0.735=1.029m 即为堰长堰宽 =255 mm， 降液管面积=0.1613.5.2 溢流堰 液流强度=32.3486mm取底隙=30mm=0.03m，则液体流经底隙的流速= =0.300.5,故合格3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取 3.6.1.取塔板厚度=4mm 进出口安全宽度bs=bs=80mm 边缘区宽度bc=50mm由/=0.09,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：所以降液管宽度： =0.2m =0.52mr= =0.75m有效传质面积： = 1.424 m2 采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径=0.039 m初取阀孔动能因子=11，计算适宜的阀孔气速=1.78浮阀个数 =943.6.2.浮阀排列方式由于直径较大，所以采用分块式塔板，等腰三角形排列.孔心距t=(0.907*(Aa/Ao)0.5 *=0.118m取t=100mm浮阀的开孔率 5.6%10%=1.77=10.9 所以=11 正确 3.7塔板流动性能校核3.7.1.液沫夹带量的校核 由=0.298泛点率0.6查得=0.0028 =0.00296液体/kg气体 ,故不会发生降液管液泛3.7.4.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 =6.66 5s 带气体可以释放。3.7.5 严重漏液校核 =0.0056+0.13()-=0.0056+0.13(0.05+0.0288)-0.0011=0.0147液柱,稳定系数K=/=1.941.52.0不会发生严重漏液。 3.8负荷性能图3.8.1过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到= 5464-143.793.8.2液相下限线令，得到=3.16 m3/h3.8.3严重漏液线 式中：a=15940AoCo=0.00259 b=0.0056+0.13-=0.0056+0.130.05-0.0011=0.011 c=1.62所以， 3.8.4液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=44.352 m3/h3.8.5降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使,0.6160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数=579W/(m2K)3）计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量=0.456kg/s计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为M=0.456/=0.041计算冷凝液膜的=4M/=579.52100计算管外表面传热系数为=1.88=7435.24）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧= 0.000176，冷凝侧= 0.00021，管壁热阻= 0.00004955）用式计算显热段传热系数=388.6W/(m2K)（2）蒸发段传热系数1).用式计算传热管内釜液的质量流量=733000kg/h当=0.24，用式计算Lockhat-Martinell参数为 0.912，由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.2当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.306，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=1.0；用式计算泡核沸腾压抑系数=0.62）用式计算泡核沸腾表面传热系数= 5762.6 W/(m2K)3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 534.1 W/(m2K)4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子=1.94用式计算两相对流表面传热系数= 1036 W/(m2K)用式计算沸腾传热膜系数= 4493.56W/(m2K)用式计算沸腾传热系数:=1167W/(m2K)；（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.19；LBC=0.57（4）用式计算传热系数= 1019 W/(m2K)实际需要传热面积为= 21.1m2（）传热面积裕度 用式= 56.9%，该再沸器传热面积合适3.循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 当=0.08时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 3.91用式计算两相流的液相分率= 0.387用式计算出的两相流平均密度=197.33kg/m3当=0.24时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 1.10用式计算两相流的液相分率= 0.219用式计算的两相流平均密度= 124.55 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为0.8，于是计算的循环系统的推动力为= 4839.2Pa（2） 循环阻力1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=515.7 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 143.90用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 =23.56m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.0157用式计算管程进口管阻力= 554.8 Pa2）传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 203.7 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=93363用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.022用式计算传热管显热段阻力= 17.76Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 203.7kg/s当=0.16用式计算汽相在传热管内的质量流量=32.6kg/h用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=122250用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.021用式计算传热管内汽相流动阻力=23.5Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速=171.10kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=78421用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.023用式计算传热管内汽相流动阻力=55.08Pa用式计算传热管内两相流动阻力=593.06Pa ）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=203.7kg/s用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.57用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻=240.23Pa 5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=390用式计算管程出口管种种汽相质量流速=93.6用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=27用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=2450000用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0151用式计算管程出口管汽相流动阻力=22185液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速=296.4用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=946833用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0163用式计算管程出口管汽相流动阻力=189用式计算管程出口阻力=3281.88Pa）=计算系统阻力阻力=4687.73Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.03循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.24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=0.71. 进料罐（常温贮料）20 丙烯 =526 kg/m3 丙烷 =500 kg/m3压力取1.762Mpa （绝对压力）又进料=0.65所以丙烯质量分率为=63.9%=516.3 kg/m3进料质量流量=2139.18 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取4天，=4 24=96h m3圆整取 570 m32. 回流罐（40）=483 kg/m3 取停留时间为=0.5 h所以= =12.41 m3 =17.73 m3 ，圆整后取20 m3 3. 馏出产品罐取产品停留时间为5天，即=120 h=32.812 kmol/h，所以=2.853 m3/h=489.12 m3圆整为490 m34. 釜液罐取停留时间为5天，即=120 h=17.188 kmol/h=211.8m3=302.5 m3 圆整取303 m3二传热设备的设计1.进料预热器用90热水为热源，出口约为70，走壳程料液由20加热至45，走管程传热温差 47.456 K管程液体流率 Wh=F=2139.18管程流体焓变 =401 kJ/kg传热量 Q= Wh=238.28kw壳程水焓变 =125.6 kJ/kg壳程水流率q=6829.71kg/h假设传热系数K=700w/传热面积=7.17圆整后取82.塔顶冷凝器拟用0水为冷却剂，出口温度为30，走壳程管程温度为4021.64管程流率Wh=/3600=3.89kg/s取潜热r=302.54kJ/kg传热速率Q=Wh r=1176.9kw壳程取焓变 =125.8kJ/kg壳程流率q=Q/3600=33679.17假设传热系数K=700w/作为传热面积=77.69圆整后取781. 塔顶产品冷却器用0水做为冷却剂，出口温度为20,走壳程管程温度由43降至2514.8K管程流率Wh=/3600=0.3828 kg/s取潜热r=260kJ/kg则传热量Q= Wh r=99.53kW壳程焓变取=84.0 kJ/kg则壳程流率为q =Q/=4265.57kg/h假定传热系数为K=680w/，则传热面积=9.6圆整后取102. 釜液冷却器用10水做为冷却剂，出口温度为20，走壳程管程温度由52.11降至2517.52管程流率Wh=/3600=0.2101kg/s丙烷液体焓变=282kJ/kg则传热量Q=Wh=59.25kW壳程水焓变取=84.0kJ/kg则壳程水的流率为q=Q/=2539.21kg/h假定传热系数为K=680，则传热面积=4.97圆整后取5三泵的设计1.进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.065m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =516.3 kg/m3粘度=0.068 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.003Re=2.47查得=0.024取管路长度为l= 80，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1 个。则m =2.51取=50m 则=52.6 m= 5.23 m3/h选取泵的型号为33157 ，扬程为 60m ，流量为30m3/h1. 回流泵（两台，一用一备）管路直径d=0.0236m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =475 kg/m3 粘度=0.066 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.0008Re=9.25e5查得=0.018去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.1m取=60 m则=62.8m=40.2 m3/h选取泵的型号为41391A，扬程为 70 m ，流量为 105 m3 /h2. 釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.021m流体流速 u=0.3 m/s流体密度 =448 kg/m3粘度=0.092 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.009Re=3.07查得=0.036去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.41m取= 5.2 m则=2.06m=0.37 m3/h这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s则d=0.054m取管子规格为，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5687塔顶蒸气管141218塔顶产品管0.52009.4回流管0.51509釜液流出管0.5455仪表接管塔底蒸汽回流管14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=0.001608则=0.064m取管子规格703的管材。其内径为0.064 m2塔顶蒸汽管：取原料流速：u=12m/s 体积流量：V=611.94则=0.