化工原理课程设计-丙烯丙烷精馏塔及其辅助设备的工艺设计60kmol 1.6.doc

化工原理课程设计丙烯丙烷精馏塔及其辅助设备的工艺设计班 级：化学工程与工艺0706姓 名：学 号： 指导老师：赵毅日 期： 2010.7.738目录第一章 概述11.1 精馏塔11.2 再沸器11.3 冷凝器1第二章 方案流程简介32.1 精馏装置流程32.2 工艺流程3第三章 精馏塔工艺设计53.1 设计条件53.2 物料衡算及热量衡算53.3 塔板数的计算63.4 精馏塔工艺设计7第四章 再沸器的设计154.1 设计任务与设计条件154.2 估算设备尺寸164.3 传热系数的校核164.4 循环流量的校核19第五章 辅助设备的设计255.1辅助容器的设计255.2 传热设备265.3 泵的设计27第六章 管路及贮罐设计336.1 管路设计336.2、贮罐容积估算表33第七章 总结37附录一 主要符号说明39附录二 主要参考文献41第一章 概述第一章 概述精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1.1 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。 1.2 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。 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。1.3 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 方案流程简介第二章 方案流程简介2.1 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。2.2 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。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 精馏塔工艺设计第三章 精馏塔工艺设计3.1 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 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=60kmol/h5. 安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶3.2 物料衡算及热量衡算1、 物料衡算 qnD + qnW = qnFqnDxD + qnWxW = qnFxF解得： qnD = 39.4kmol/h ; qnW = 20.6kmol/h 塔内气、液相流量：1）精馏段：; ;2）提馏段：; 2 、 热量衡算1）再沸器热流量： 再沸器加热蒸气的质量流量：Gr= Qr/rR2）冷凝器热流量：Qc=Vrv冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cv(t2-t1)3.3 塔板数的计算1、塔板计算：(试差法)1） 相对挥发度的计算：塔顶操作压力（绝）：P=1.62MPa+0.101MPa=1.721MPa,=0.98,=0.02查教师提供的excel表格，塔顶温度为41.49484C，顶= =1.135, 假设精馏塔的塔板数是160块，每块板的压降为100mm液柱；p=160*100mm*9.8*460 =0.072128Mpa,塔底压力(绝)为P=1.79MPa 同理：1.72MPa时，=0.02，=0.98，1=1.124 1.82MPa时，=0.02，=0.98，2=1.128利用差减法，求得底=，平均=（顶+底）/2=1.1282）逐板计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.678 =10.79; R=1.6Rmin=17.26;3）据得到的R值计算精馏段的操作方程：y1=xD=0.98 直至xi xf 理论进料位置：第45块板4）由得到的R值计算提馏段的操作方程： 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nf=45 Nt=97（不含釜） （具体计算见附件一）由此得实际板数：97/0.6=1622、摩尔流量 3、相关方程：q线方程：相平衡方程： 精馏段操作线方程：=0.945+0.0537提馏段操作线方程： =1.029xn-5.73e-43.4 精馏塔工艺设计1. 物性数据操作条件：塔顶 ，压强（绝）P=1.721MPat=41.49摄氏度在此操作条件下，丙烯的物性数据：1）气相密度： P=1.721mpa,利用SRK方程迭代计算得 （迭代过程见附件2）2）液相密度： 利用差减法求得 3）液相表面张力： 4）摩尔质量：2初估塔径（按精馏段）设间距： 查筛板塔泛点关联图得C20=0.07气体负荷因子： 液泛气速：取泛点率 空塔气速：u=0.7*0.183=0.1281m3/s 气相通过塔截面积：A=Vs/u=0.2288/0.1281=1.786m2选取单流型、弓形降液管塔板，取 则 所以，塔板截面积塔径D： m 圆整后取D=1.6m查表，符合经验关系由圆整后的数据可计算得： 实际塔板截面面积：降液管截面面积：气体流道截面面积： 实际气速： 实际泛点率：（与所设值基本相符）塔高计算实际塔板数块Np=97/0.6=162其中，精馏段75块，提馏段87块（不含釜）得:塔的有效高度Zo=0.6*162=97.2m进料处两板间间距0.8m 197块板，共设置20个人孔，每个人孔处HT=0.5裙座取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取1.5m则 总塔高3.塔板布置和其余结构尺寸的选取整个塔板面积： 受液区和降液区面积：进出口安全宽度bs=bs=60mm=0.06m边缘区宽度bc=50mm=0.05m查表：lw/D=0.675 , bd/D=0.13 bd=D*0.13=0.208m选择塔板为单流型有效传质面积： 其中，求得：筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率：取筛孔直径筛孔中心距， 得筛孔总截面积：筛孔气速： 筛孔个数：选取板厚4mm,取堰高hw=0.05mAd/AT=0.08 查图6.10.24得lw/D=0.675 得lw=1.08mhow=2.84*10-3E(qvlh/lw)2/3=0.0415mhb取0.03m4.塔板流动性能校核a、 液沫夹带量的校核ev 由=0.2624 泛点率0.67 查得=0.005=0.00474kg液体/kg气体,故不会发生降液管液泛d、 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 液体所夹带气体可以释放, 满足要求。e、 严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13*（0.05+0.0415）-0.000706=0.0154m液柱,稳定系数K=/=2.1631.52.0不会发生严重漏液。漏点气速uo=uo/k=1.63m/s 5.塔板性能负荷图a、 过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到= 12300-193.6Lh2/3b、 液相下限线 令，得到=3.32 m3/hc、严重漏液线 式中：a=15940AoCo=2940 b=0.0056+0.13-=0.00114 c=3.46所以， =2940 *(0.00114+0.000346d. 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=69.552m3/he. 降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使,0.630%，该再沸器传热面积合适4.4 循环流量的校核1 、循环系统的推动力 当=0.067时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 2.594444用式计算两相流的液相分率=0.328926用式计算出的两相流平均密度=166.1689kg/m3当=0.2时，用式计算Lockhat-Martinell参数=0.840201用式计算两相流的液相分率= 0.191003用式计算的两相流平均密度= 108.8619 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为1.1，于是计算的循环系统的推动力为= 11194.13Pa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：=1483.85 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数：= 4192374用式计算进口管内流体流动的摩擦系数：= 0.01465用式计算管程进口管阻力= 4243.33 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：=276.06 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数：=78874.29用式计算进口管内流动的摩擦系数：=0.02266用式计算传热管显热段阻力=143.3Pa3）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= 276.06 kg/s当=0.133用式计算汽相在传热管内的质量流量：=36.72kg/s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数：=8718.18用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数：=0.03627用式计算传热管内汽相流动阻力=175.16Pa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：=239.34 kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数：=68382.86用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数：=0.02324用式计算传热管内汽相流动阻力：=313.76Pa用式计算传热管内两相流动阻力：=3790.914Pa ）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）：= 276.06kg/s用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.7用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力： =459.0299Pa 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：=370.9617658kg/s用式计算管程出口管种种汽相质量流速：=49.46156877kg/s用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=44.23383055m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数：=2125214.398用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数：=0.015242563用式计算管程出口管汽相流动阻力：=73.57203 Pa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：=321.500197kg/s 用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数：=1662177.889 用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数：=0.015533523用式计算管程出口管汽相流动阻力：=208.4513Pa用式计算管程出口阻力=2049.543474Pa）=计算系统阻力阻力=10931.17Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.02406 循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.2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 辅助设备的设计第五章 辅助设备的设计5.1辅助容器的设计容器填充系数取=0.71、进料罐（20）20时 丙烯的密度近似取为：515 kg/m3 丙烷的密度近似取为：500 kg/m3压力取为1.721MPa由上面的计算可知： 进料 =65% 则其质量百分数为：=63.4%则 进料质量流量:F=（60*0.65*42+60*0.35*44）kg/h=2562 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取4天，=424=96h则V=2562*96/(509.5*0.7) m3=689.6m3圆整后 取V=690m32、 回流罐（42） 丙烯=472kg/m3 取L=404 kg/m3 取停留时间为=0.25 h则回流罐的容积18.73 m3 圆整后 取V=19 m33、塔顶产品罐取产品停留时间为3天，即=72 h=39.4kmol/h，所以39.4*421654.8kg/h则塔顶产品罐的容积=294.9m3圆整为295m34、釜液罐取停留时间为5天，即=120 h=20.6 kmol/h20.6*44kg/h=906.4kg/h则釜液罐的容积=269.2 m3 圆整取270m35.2 传热设备塔顶冷凝器 压力（绝）：1.721 MPa温度：热物流：丙烯 53 冷物流：水 10 出口30=30274.92则=30274.92*302.54*1000/3600=2.50W传热温差设传热系数K=400W/(m2K) 则传热面积为：2.进料预热器热物料：水： 进口温度：90 出口温度：70冷物流：丙烯、丙烷混合物：进口温度：20 出口温度：47.5 (0.65*42+0.35*44)kg/kmol=42.7kg/kmol则Q=G*Cp（t2-t1）=0.717*3*1000*(20+47.5)=144119.25w42.5 50 设传热系数K=400W/(m2K) 则传热面积为： 塔釜产品温度42，塔顶产品温度53，分别加压保存即可，不另设冷凝器。5.3 泵的设计进料泵（两台，一用一备）509.5 kg/m3 设流体流速=0.5 m/s 粘度u=0.068mpa*s 取d=65mm 标准管703mm所以 实际=(70-2*3)mm=64mm则实际流体流速取=0.2mm，相对粗糙度为/d=0.0031查得=0.027取管路长度为l= 100m局部阻力：弯头：4个，=35 =2.45m 半开口截止阀：2个，=475 =33.25m 文氏管流量计：1个，=12 =0.84m则=）=取原料罐出口高度：=1m 进料口高度：=52.2m则=54.78 m=5.035m3/h选取泵的型号为65Y-60B，扬程为 30-650m ，流量为2.5-600m3/h回流泵（两台，一用一备）472 kg/m3 粘度=0.066 mPas设流体流速=0.5 m/s 取标准管2457.5mm所以 实际=(245-2*7.5)mm=230mm则实际流体流速取=0.2mm，相对粗糙度为/d=0.00087查得=0.0190取管路长度为l= 120m局部阻力：弯头：4个，=35 =8.05m 半开口截止阀：1个，=475 =109.25m 文氏管流量计：1个，=12 =2.76m则=取塔釜出口高度：=1m 进料口高度：=100m则=101.53 m=64.22m3/h选取泵的型号为AY釜液泵（两台，一用一备）448.3 kg/m3 粘度=0.05766 mPas设流体流速=0.5 m/s 取标准管2457.5mm所以 实际=(245-2*7.5)mm=230mm则实际流体流速取=0.2mm，相对粗糙度为/d=0.00087Re=8.8285查得=0.0195取管路长度为l=30m局部阻力：弯头：4个，=35 =8.04m 半开口截止阀：1个，=475 =108.585m 文氏管流量计：1个，=12 =2.7432m则=）=取回流罐出口高度：=1m 回流液入口高度：=7m 则=-1.8 m= 2.74m3/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。选取泵的型号为选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s第六章 管路及贮罐设计第六章 管路及贮罐设计6.1 管路设计例：进料管线取料液流速=0.5 m/s 取d=65mm 标准管703mm取管子规格：703mm。其它各处管线类似求得如下：管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703塔顶蒸气管151805塔顶产品管0.5603回流管0.52457.5釜液流出管0.52457.5仪表接管/252.5塔底蒸汽回流管15194116.2、贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐968052V-102回流罐0.25273V-103塔顶产品罐724204V-104塔底产品罐120385 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。系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性(kg/m3)1FIC-01进料流量控制04000kg/h丙烷、丙烯=509.52FIC-02回流定量控制05000kg/h丙烯L=4723PIC-01塔压控制02MPa丙烯V=284HIC-02回流罐液面控制02m丙烯L=4725HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4456TIC-01釜温控制4060丙烷L=445系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101丙烯-丙烷精馏塔筛板塔D=1800mm,N=197H=109.5m操作温度t=42操作压力P=1.721Mpa2E-101原料预热器操作压力P=1.792Mpa3E-102塔T-101顶冷凝器操作压力P=1.721Mpa4E-103塔T-101再沸器D=1.2m,=582,L=6m操作压力P=1.9173Mpa5E-104塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-101进料泵2台离心泵丙烯、丙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵丙烷液9P-103回流泵2台离心泵丙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵丙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵丙烷液12V-101原料罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V-105不合格产品罐立式常压第七章 总结第七章 总结 这次化工原理课程设计是我做过的最庞大的作业。通过这次大练兵，让我体会到化工过程单元设计是一个收集信息、编辑信息以及整理信息的过程。首先需要查找必要的基础信息如物料的物性、常用的公式等，接着是最复杂的计算过程，通过分割，将一个整体分为几部分计算，如这里的精馏塔、再沸器，精馏塔里又有塔盘、塔径、塔高、物料衡算及热量衡算等。最后将分块信息整合到图纸上。 计算虽然很辛苦，但是同时也让我看到自己的很多薄弱环节。EXCEL、AUTOCAD等常用软件使用不熟练大大延缓了设计进程，很多时候是在边学边做。当然，现在毕竟只是在学校做一个简单的设计，很多现场的限制条件都没有考虑进去，老师的要求也不会那么高，布置这样一个作业本身就是让我们有一个接触单元设计的机会，收悉设计的基本方法。从这个角度上来说，这样一个作业只是个起点而不是终点。在今后的学习中，可以多接触一些化工常用的模拟软件，提高设计的效率，多参阅相关书籍，掌握设计的方法，让自己更专业一些。附录附录一 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，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽