化工原理课程设计-设计一连续操作精馏装置.doc

中国石油大学（华东）化工原理课程设计学生姓名：专业班级： 化学工程与工艺卓越09-2班学 号：09031620指导教师： 实习时间： 2012.8.27 2012.9.9任务书一、题目设计一连续操作精馏装置，用以分离 轻烃 混合物。二、原始数据1、原 料处理量：525吨/天；组 成：nC3,0.1800，iC4,0.1000， nC4,0.3000，iC5,0.1200，nC5,0.3000(wt-fr)；进料状态：e= 0.35。2、产品要求塔顶产品： nC4收率98.5%； 塔底产品： iC5收率98.5%。 三、设计要求1. 用Mathcad 完成简捷计算及塔板设计、换热器的选用及塔主体设备机械设计；2. 用Aspen plus（学号为单号）或Pro（学号为双号）完成塔的严格设计；3. 用Autocad绘制流程简图、浮阀排列图、塔体总图及塔盘装配图；4. 说明书提纲（见附页）；5. 提交电子版及纸板：设计说明书、计算源程序、图纸。目录1.工艺计算31.2操作压力计算51.6.非清晰分割下的物料衡算61.7.回流比和最小理论板数的计算81.8.实际塔板数的计算101.9.全塔热量衡算102塔板的设计和计算122.1塔直径及塔板部件尺寸设计122.2塔板上流体流行的选择182.3降液管及溢流堰尺寸的确定182.3.1 精馏段182.3.2精馏段192.4阀门及其排列方式：192.5 塔板布置202.5.1精馏段207.参考文献411.工艺计算1.1清晰分割物料衡算组分符号ABCDE组成nC3iC4nC4iC5nC5质量分数0.18 0.10 0.30 0.12 0.30 进料质量分数转化为摩尔分效：进料的平均相对分子质量清晰分割法进行全塔物料衡算已知：进料的质量流量为525吨/天，其中轻关键组分是nC4,重关键组分是iC5,采用清晰分割进行全塔的物料衡算：如下所示：已知：1.2操作压力计算ABCDE进料F0.2430.1030.3070.0990.248塔顶D0.37470.15790.46430.00310塔底W000.01750.27670.7058根据泡点方程：假设回流罐顶部的压力为7.5atm，在t=40，由相平衡常数图查得：结果已经非常接近于1，所以可以认为假设成立，因此回流罐顶部的压力为：塔顶压力：P=7.5atm1.3.计算塔顶的温度取塔顶到回流罐的压降为：P=0.16atm假设塔顶温度为50P，在压力为7.66atm下，查平衡常数图可得：根据露点方程结果接近于1，所以假设成立，则塔顶温度为：tD=501.4.计算塔底温度假设总共有23块塔板，每个塔板的压降为4mmHg，全塔总压降为92mmHg。塔底压力：设塔底的温度为114,在PW下查平衡相图得：由泡点方程：结果接近于1，所以假设成立，塔顶温度为5.计算进料温度和进料压力查相平衡图可得： 假设进料温度为66，进料位置为第10块塔板。则进料位置压力为：结果非常接近于1，因此假设成立。1.6.非清晰分割下的物料衡算 根据：i=Ki/Kh 可以求得塔顶和塔底的相对挥发度塔顶：塔底：各组分的平均相对挥发度：根据亨斯别克公式可得：将以上结果应用于A,D组分：由以上检验，可以得出XAW,XBW,XEW,的含量均在0.00001以下，则可以得到清晰分割成立。1.7.回流比和最小理论板数的计算 塔底和塔顶的平均温度tm=(tD+tW)/2=82,压力为7.5atm，查相平衡图如下表所示，计算出相对挥发度，以重组分nC5作为对比组分。表2 各组分对nC5相对挥发度表组分ABCDEKi3.231.711.40.650.5156.273.322.721.261.00根据恩德伍德公式：将以上数据带入（2）式：取初值：x=1.4 =root(f(x),x) =1.666将结果带入（1）式中得：根据亨斯别克方程：轻组分在塔顶、塔底的相对挥发度如下表：表3：轻重关键组分在塔顶、塔顶、相对挥发度KCKD=KC/KD塔顶0.690.282.464塔底2.081.081.926=2.464*1.926=2.178将结果带入芬斯克方程：取 R=(1.1 1.5 1.75 2.1 2.4 2.6 2.8 3.0) X=(0.33 0.188 0.262 0.345 0.403 0.436 0.466 0.492 )查吉利兰图得： Y=(0.67 0.48 0.39 0.35 0.32 0.30 0.28 0.26 )n=(1.067 1.455 1.698 2.037 2.523 2.717 2.911)做出N*(R+1)R/Rmin关系图如下：图1：N*(R+1)R/Rmin关系图由上图可知： n=1.7 R=Rmin*1.7=1.752 N=45.6/(R+1)=16.5691.8.实际塔板数的计算 塔顶、塔底几何平均温度：t.m平均=t.D*t.W=80.555C 根据奥康奈尔关联式计算全塔效率：ET=0.49*(*)-0.245=0.243*0.04667+0.103*0.12333+0.307*0.09667+0.099*0.13889+0.248*0.1411=0.102=1.22/0.62=1.968 ET=0.49*(*)-0.245 =0.726N.实际=N2/ET=22.815 结果比较接近于23，与假设相符，所以假设成立，因此实际塔板数为23块。1.9.全塔热量衡算 （1）塔顶温度 tD=50C，由图表集查出各组分的焓值如下：(2)塔顶产品带出的热量QD（3）进料带入热量QF由图表集查出进料状态下各物质的焓值：（4）求塔底带出热量 由图表集查出塔底各物质的焓值：（5）散失与周围的热量Q1 一般取 Q1=0.05QB（6）由全塔热平衡计算塔底再沸器的热负荷QB 列热量衡算方程：（7）确定冷却水和加热蒸汽用量设水进出口温度分别为：t1=30C t2=40C水的比热：CP=4174J/(kg*K)冷却水的用量GC：蒸汽加热一般比塔底温度高20C，因此取蒸汽温度134C。查图表集的饱和蒸汽的汽化潜热rB=527.38kcal/kg则蒸汽用量GB:2塔板的设计和计算2.1塔直径及塔板部件尺寸设计2.1.1塔经的计算 由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的密度如下表所示丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷气相kg/m316.30 23.71 24.44 38.92 51.77 液相kg/m3446.78 518.60 541.95 589.53 595.75 气相密度：液相密度：a、 塔板间距smith法计算查smith气相负荷因数图 C20=0.084由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的表面张力如下表所示:表面张力N/M0.00408 0.00716 0.00913 0.01181 0.01280 波津法：塔径取较大值归元后计算b、取塔间距smith法计算查smith气相负荷因数图 C20=0.076由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的表面张力如下表所示:表面张力N/M0.00408 0.00716 0.00913 0.01181 0.01280 波津法：塔径取较大值归元计算c、取塔间距查smith气相负荷因数图 C20=0.105由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的表面张力如下表所示:表面张力N/M0.00408 0.00716 0.00913 0.01181 0.01280 波津法：塔径取较大值归元后计算由以上计算a、b、c、计算结果取H.T*D2最小值一组是b在以提馏段的最后一块为基准计算塔径：用aspen物性分析，查出塔底物系密度如下表：ABCDE气相kg/m313.0217.9718.2024.2724.87 液相kg/m3223.11396.02437.81507.93517.53 气相密度：液相密度：a、取塔间距smith法计算查smith气相负荷因数图 C20=0.063由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的表面张力如下表所示:表面张力N/M0.00000 0.00122 0.00274 0.00554 0.00641 波津法：塔径：取较大值归元：计算b、取塔间距查smith气相负荷因数图 C20=0.081由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的表面张力如下表所示:表面张力N/M0.00000 0.00122 0.00274 0.00554 0.00641 波津法：塔径取较大值归元计算c、取塔间距smith法计算查smith气相负荷因数图 C20=0.057由aspen物性分析方法查的塔顶个物系的表面张力如下表所示:表面张力N/M0.00000 0.00122 0.00274 0.00554 0.00641 波津法：塔径：取较大值归元后：计算：由以上计算a、b、c、计算结果取H.T*D2最小值一组是b。D=1.6m2.2塔板上流体流行的选择精馏段：提馏段：由以上数据可得：由溢流类型和液体流量及塔径关系可知，应选择单溢流。2.3降液管及溢流堰尺寸的确定2.3.1 精馏段溢流堰长度：取堰高溢流堰的类型取平口堰由 查弓形函数表则降液管高度降液管宽度选取受液盘为凹型受液盘，受液盘的深度为60mm 降液管底隙高度： 采用凹形受液盘不需要设置进口堰。2.3.2精馏段单溢流堰长：堰高溢流堰采用平口堰：由查弓形函数表得则降液管面积降液管高度选取受液盘为凹型受液盘，受液盘的深度为60mm 降液管底隙高2.4阀门及其排列方式： 采用F-1型重阀，用2mm厚薄板冲成直径39mm，阀径48mm，浮阀的排列方式采用叉排，按等腰三角形排列，其底边固定为75mm，三角形高75mm。2.5 塔板布置2.5.1精馏段本精馏塔采用分块式塔板，选取破沫区宽度W.F，边缘区宽度W.C阀空动能因数F.0阀孔速一般情况下F-1浮阀的孔径取39mm，故阀孔个数开孔率元整浮阀数.01在03m/s之间，所以假设和元整都成立降液管高度：降液管的面积塔板有效鼓泡区面积选取三角形排列的底边孔心距S三角形高度为：浮阀的排数2.5.2提馏段本精馏塔采用分块式塔板，选取破沫区宽度W.F边缘区宽度W.C如下阀空动能因数F.0 阀孔速：一般F-1浮阀孔径取39mm，故浮阀数为：开孔率元整浮阀数降液管宽度则降液管的面积.02在03m/s之间所以假设和元整都成立塔板有效鼓泡区面积A.B 选取三角形排列的底边孔心距S 三角形高度t浮阀的排数n 2.6塔内各参数校核2.6.1 精馏段 2.6.1.1塔板流体力学校核对于F-1型重阀计算阀开、阀关临界状态下气速由由于按阀全开后计算产生压降查图可得，一般液体收缩系数：堰上液层高度液体通过液层的充气系数则气体通过液层的压降为液体表面张力的阻力塔板压降液柱的高度将h.p转化为汞柱进过以上计算，校核，计算出张力为3.34mmHg，与起初假设4mmHg比较接近，可以认为假设成立。2.6.1.2降液管内液面高度降液管下口至塔板距离h.s为保证液封取液体通过降液管下口的液头损失h.f液柱降液管中清液层高度一般浮阀塔板的液面落差很小可忽略不计淹塔条件检验板间距淹塔不会发生2.6.1.3液体在降液管中停留时间一般要求（3-5）s由以上计算t符合要求2.6.1.4雾沫夹带量浮阀塔板的雾沫夹带量其中空塔气速塔板上的清液层高取塔板上鼓泡区面积液体表面张力由aspen差的各物质粘度如下表所示：ABCDE塔顶kgf*s/m29.14E-078.31E-078.30E-077.70E-077.67E-07即远小于10%所以不会发生漏液2.6.1.5塔板的负荷性能曲线 2.6.1.5.1过量雾沫夹带线查泛点负荷因数图则浮阀泛点因数关系方程如下2.6.1.5.2淹塔线2.6.1.5.3过量漏液线2.6.1.5.4降液管超负荷线液体在降液管中的最小停留时间得到平衡纵轴垂直线2.6.1.5.5液相负荷下限线得到平衡纵轴垂直线操作弹性K在3-4之间符合要求。2.6.2提馏段 2.6.2.1塔板的水力学校核 对于F-1计算阀开、阀关临界状态下气速由由于按阀全开后计算压降查图得到一般液体收缩系数E 堰上液层高度液体通过液层的充气系数则气体通过液层的压降为hl1 液体表面张力的阻力塔板压降液柱的高度hp将h.p转化为汞柱H.p由以上计算、校核得，计算出的张力3.581mmHg，与起初假设的4mmHg比较接近。可以认为假设成立。2.6.2.2降液管内液面高度降液管下口至塔板距离h.s为保证液封，取液体通过降液管下口的液头损失hf液柱降液管中清液层高度一般浮阀塔板液面落差很小，可以忽略不计淹塔条件检验板间距淹塔不会发生。2.6.2.3液体在降液管中停留时间.2较一般要求3s稍小再校验液体在降液管中的线速度w.d 一般要求，wd0.12m/s，因此wd尚能符合条件，堰的长度可以考虑适当加长降液管下端的倾斜状2.6.2.4雾沫夹带量浮阀塔板的雾沫夹带量由以下公式估算其中空塔气速塔板上的清液层高hl取塔板上鼓泡区面积液体表面张力2由aspen查得各物质粘度如下表所示：ABCDE塔底kg*s/m21.075E-069.866E-079.845E-079.256E-079.115E-07所以可得e0 远小于10% 即所以由以上计算可得不会发生漏液。2.6.2.5塔板的负荷性能图 2.6.2.5.1过量雾沫夹带线查泛点负荷因数图则浮阀泛点因数关系方程如下：2.6.2.5.2淹塔线2.6.2.5.3过量漏液线 2.6.2.5.4降液管超负荷线液体在降管中的最小停留时间：得到平行纵轴的垂直线 2.6.2.5.5液相负荷下限线得到平行纵轴的垂直线操作弹性 K在3-4之间，负荷要求。三、塔结构设计 3.1塔高设计塔顶空间高度HD塔底空间高度HB 取停留时间进料空间高度HF塔的总高3.2 封头设计 采用椭圆形封头。查标准椭圆封头基本尺寸表，封头的公称直径取1800mm，曲面高度450mm，直边高度为40mm，封头厚度22mm。3.3 人口和手孔的设计 采用圆形人口，每隔7块塔板设置一个人口，人孔的规格600*480mm在塔顶、塔底都设置人孔。3.4 群坐设计采用圆筒形裙坐裙座设置4个直径为50mm的排气孔设置2个D.g450人孔塔底管线引出口的补强圈的尺寸直径为100mm，外径X厚度为250X8mm 基础环的内径基础环的外径裙座圈的高度为4m 裙座与塔体封头的焊接型式为对接焊3.5接管设计 3.5.1塔顶蒸汽出口管的直径： 将其标准化公称直径200mm，接管外径219X8mm，接管伸出长度为200mm，补强圈外径400mm，内径223mm 3.5.2回流管管径管内液体流速 将其标准化公称直径100mm，接管外径108X6mm，接管伸出长度为150mm，补强圈外径200mm，内径112mm 3.5.3进料管管径 进料的气相密度如下表进料气相密度ABCDE气相kg/m315.33 21.87 22.38 32.46 35.04 进料的气相流量VFS进料的气速f 进料管的管径df 将其标准化公称直径300mm，接管外径325X6mm，接管伸出长度为2000mm，补强圈外径550mm，内径329mm3.5.4塔底出口管径管内液体流速 塔底各物质液相的密度如下表：塔顶液相密度表ABCDE液相kg/m3446.78 518.60 541.95 589.53 595.75 将其标准化公称直径80mm，接管外径89X6mm，接管伸出长度为150mm，补强圈外径180mm，内径93mm3.5.5塔底至再沸器连接管管径dL管内液体流速 将其标准化公称直径150mm，接管外径159X6mm，接管伸出长度为200mm，补强圈外径300mm，内径163mm3.5.6塔底至再沸器连接管的管径管内液体流速 将其标准化公称直径200mm，接管外径219X8mm，接管伸出长度为200mm，补强圈外径400mm，内径223mm3.5.7各接管汇总表各接管汇总表名称公称直径Dg接管伸出长度H补强圈外径D补强圈内径dmmmmmmmmmm塔顶蒸汽出口管的直径200219X8200400223回流管的直径100108X6150200112进料管的直径300325X10200550329塔底出料管径8089X615018093塔底至再沸器接管管径150159X6200300163再沸器返塔连接管管径200219X8200400223四、塔的辅助设备选用 4.1冷凝器的计算和校核 假设冷却水进口温度为21C，出口温度为29C（1）换热器流体流动采用逆流流动，则换热器两端平均温差t.m1（2）计算塔底冷凝器热负荷查表的总传热系数经验值K1 估算传热面积A1 查表的水的比热容冷却水的用量为m：有机蒸汽走壳程查固定管板冷却器的基本参数表查得：公称直径管程数管数管长选择不锈钢管管的内径平均水温水的各项参数比热容导热系数密度粘度普朗常数管道内液体流速水的流速对于的圆形管内强制湍流管程的传热膜系数假设壁温平均温度雷诺数tw=25Cts=50Ctm=(tw+ts)/2=37.5C用aspen计算以下参数选择正三角形错列，则垂直列数垂直方向的根数：管的外径壳程的传热系数.0 假设壁温与假设不相符，需要重新假设tw=36Cts=50C平均温度 用aspen计算以下参数选择正三角形错列，则垂直列数垂直方向的根数管的外径壳程的传热系数.0 tw与假设比较接近，所以假设成立总传热系数K：壁厚壳程内污垢热阻管程内的污垢热阻Ri内外管的平均直径dm 导热系数换热面积A 与初选换热器相差不大，基本符合。与初选换热器相差不大，基本相符密度粘度水的流速i雷诺数由柏拉修斯公式直管阻力局部阻力管程压降当量直径雷诺数壳程摩擦因数正三角形折流板数流体穿过两折流板之间的管束时的阻力降Ps1 选用化工原理表6.6 折流挡板缺口拱高与壳径之比为0.2 可知弓形面积系数为弓形面积计算流体经过折流板缺口的压力降Ps2 由公式由于组分是气体，壳程结构校正系数壳程数壳程压降壳程压降在合理范围0 .035-0.18Mpa以内4.2再沸器的计算和校核塔底饱和水蒸气的温度塔底烃类组分的温度由于热流体为水蒸气，冷流体为轻烃有机物，可取K=1000塔底重沸器热负荷根据化工原理课程设计表附录选立式虹吸式重沸器公称直径1000mm，管子数758，管程数4,管长6000mm，选择不锈钢25X2，公称压力1.6MPa五泵的设计 5.1塔底泵的选型查AY型离心油泵性能表选65AY60B 流量扬程转速效率必需气蚀余量 2m 轴功率 3.5kw六、塔附属设备汇总表表1 塔板设计表板间距HT/mm塔截面积AT/m2降液管堰长lw/mm降液管面积Ad/m2Ad/AT/%浮