过程工艺与设备课程设计-丙烯---丙烷精馏装置设计 80kmol 1.6.doc

过程工艺与设备课程设计 化机0401 前言 本课程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。 说明书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4 1.1精馏塔41.2再沸器51.3冷凝器5第二章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程62.3设备选用72.4处理能力及产品质量7第三章 精馏塔工艺设计93.1设计条件93.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算103.4精馏塔工艺设计143.5溢流装置的设计173.6塔板布置和其余结构尺寸的选取183.7塔板流动性能校核193.8负荷性能图21第四章 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29第五章 辅助设备的设计32第六章 管路设计40第七章 控制方案41第八章 总结42附录一 主要符号说明43附录二 参考文献48附件一 EXCEL 附件二 负荷性能图 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.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。 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： 80kmol/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=1.6 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=80kmol/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 二 热量衡算1再沸器热流量:Q=Vr=898.3kmol/h*12.60kJ/mol=3.14*10W 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量Q=V*r=898.3*12.698/3600=3.168*10W3)再沸器所需加热蒸汽的质量流量D=1.39kg/s第三节 塔板数的计算利用EXCEL计算：1泡点计算：塔顶压力Pt=1.62+0.101325=1.721325MPa；由于塔顶丙烯含量为98%故可以认为是纯丙烯 查物性手册知：t顶=41=314.15由于y/ K+ y/ K=1查p-t-k可知 K=1.0 K=0.88所以 顶= K/ K=1.135回流比的确定泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 ye=0.678由于 xe=0.65; 所以 =10.79; R=1.6Rmin=17.26精馏段上升蒸汽和下降液体摩尔流率精馏段：V=(R+1)D=958.5 kmol/h L=RD=906.17 kmol/h提馏段：V=V+(q-1)F=V=958.5 kmol/h L=L+F=986.17 kmol/h塔板数的计算：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第 43块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn5s 满足要求 5 严重漏液校核 满足稳定性要求 故不会产生严重漏液. m/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： = 15931-176.9qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相下限线 整理出：qVLh=4.4 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= =4279 b=0.0056+0.13hw-h=0.0101 c= =得：qVVh =4279(0.0101+qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =152.9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= =57.1*10 b= =0.32 c= = d= =得： 57.1*10=0.32-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 =52.9m3/s qVVh =898.3 m3/s负荷性能图：见附件二 设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin19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塔底压力: 1.89MPa塔底温度：48.12再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10048.8压力（MPa绝压）0.10131.89蒸发量：Db= q,mVs =6.7153 kg/s1 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2257kj/kg热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流体在（48.8 1.89MPa）下的物性数据：潜热：rb=305kj/kg液相热导率：b =0.08246w/(m*K)液相粘度：b =0.0735mPa*s液相密度：b =448.3kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3028j/(kg*k) 表面张力：b0.0027N/m气相粘度：v =0.08246mPa*s气相密度：v =44.84kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000261 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = w 传热温差： =51.2 假设传热系数：K=700W/( m2 K) 估算传热面积Ap =87.6 m2 拟用传热管规格为：383mm,管长L=4500mm 则传热管数： =187 若将传热管按正三角形排列，按式 得：b=15 管心距：t=0.048m 则 壳径： =0.8m 取=800mm,L/D=4500/800，符合的条件 取 管程进口直径：Di=0.20m 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： =42.99kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=38-23=32mm = 292.66 kg/( m2 s) 雷诺数： = 12700010000 普朗特数： =2.7,0.6Pr160 显热段传热管内表面系数： = 1067.6w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 1.39kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.0622g/(m s) = 866.7 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= 0.0833时=2.34 两相流的液相分率： = 0.314 两相流平均密度： = 171.5kg/m3 2）当X=Xe=0.25 = 0.726两相流的液相分率： = 0.177 两相流平均密度： = 116.3kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.90m, 则循环系统的推动力： = 10978pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 1367.7kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 3721590进口管内流体流动摩擦系数： =0.0146进口管长度与局部阻力当量长度： =23.56m管程进出口阻力: =3588 传热管显热段阻力P2 =285.7kg/(m2s) =778231 =0.0166 = 6.1Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =47.7kg/(m2s) =16400 =0.0311 =108Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=238kg/(m2s) = 103600 =0.0216 =219.1Pa = 2499.3Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.71 =91.6 Pa管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 447.2kg/(m2s) = 111.8kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： =40.79m =38000 = 0.0259 = 213 Pab. 液相流动阻力PL5 =173.9kg/(m2s) = 75712 =0.0228 = 371Pa = 4541Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 10725 Pa 又因PD=10978Pa 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙烯 L1 =420kg/m3 丙烷 L2 =470kg/m3 压力取1.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 则 =465 kg/m3 取 停留时间：x为3天，即x=72h 进料罐容积:=733.15m3 取V=750m3 3回流罐设凝液在回流罐中停留时间为0. 5h，填充系数=0.7则回流罐的容积取 V=79.1*0.5/0.7=56.5m可取702 塔顶产品罐产品在产品罐中停留时间为144h，填充系数=0.7则产品罐的容积 3 釜液罐取停留时间为6天，即x=144h 则釜液罐的容积 732.3 m3取V=750m3二 泵的设计取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.003821 m3/s 取d=99mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0025查得：=0.024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 =11.4m3/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=0.6046m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0131m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00155查得：=0.02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 =54.7m3/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=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00129m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00343查得：=0.04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 =4.75m3/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：101510m 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则取管子规格1033。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第九章 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总结前两周的设计终于完成了，过程是艰难的，从选择计算参数，到计算设计，再到验证校核，这反反复复中的收获是在课上得不到的。这次小小的课程设计使我初步体会到作为一个工程设计人员，所必需具备的工程意识。可能这样的设计对于一名真正的工程设计人员来说算不了什么，可是这对于我们来说已经是一道很难的难题了。面对这样的困难，我觉得这些试验，这些反复就是设计的经验，每一丝进展都是对我莫大的鼓励，这些是先前纸上谈兵所体会不到的。正如那句话说的，实践是检验真理的唯一标准。书到用时方恨少。我们学完了化工原理课程，可以应付考试，到了真正做设计的时候，才发现自己真的知之甚少，有时候甚至觉得无从下手。当设计终于做完的时候，其中必定充满了很多很多的错误，但我完全可以坦然面对这些错误，因为进步正是在错了再改，一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计，我深刻的体会到：从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是差了很远。现在我们是作设计，已经觉得很困难，到了下工厂操作的时候，必然又会遇上新的问题这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面。以前的认识仅仅是停留在考试题上面，仅仅这道一些典型习题的求解。现在，通过塔的设计，我对化工原理中的一些理论和概念都有了更深刻的理解。对于上课时涉及较少的具体的工艺流程也有了一定的了解。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如，WORD,EXCEL，AUTO-CAD,C语言等。总之，通过这次课程设计，丰富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单位时间夹带的液沫量 kg/hAa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 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)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筛孔个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm质量流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol/hdo筛孔直径 mqnW釜液摩尔流量 kmol/hET塔板效率液流收缩系数qVLh液相体积流