丙烯---丙烷精馏装置设计.doc

过程工艺与设备课程设计任务书 丙烯-丙烷精馏装置设计 学 院系化工与环境生命学部专 业学 生 姓 名 学 号指 导 教 师吴雪梅李祥村评 阅 教 师吴雪梅李祥村 完 成 日 期72013年7月4日 大连理工大学Dalian University of Technology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七章 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正确的说明 由于只有两周的时间做第二周内我几乎每天都在熬夜写只有封面目录和前言部分为打印其余部分均为手写部分数据上可能会有一些错误如保留位数的不同计算的错误等前后的数据由于工程量浩大也许有不一致的地方属于学生我自己的能力不够请老师谅解 感谢老师的指导和参阅 目录 概述1方案流程简介3精馏过程系统分析5再沸器的设计 14辅助设备的设计 21管路设计 25控制方案 27设计心得及总结 28附录一 主要符号说明29附录二 参考文献31 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工艺流程物料的储存和运输 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浮阀塔配以立式热虹吸式再沸器处理能力及产品质量处理量 70kmolh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 精馏过程系统设计 丙烯丙烷精馏装置设计第一节 设计条件1工艺条件饱和液体进料进料丙烯含量xf65摩尔分数塔顶丙烯含量xD98釜液丙烯含量xw2总板效率为062操作条件 1塔顶操作压力P 162MPa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RRmin 163塔板形式浮阀4处理量qnfh 70kmolh 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 物料衡算全塔物料衡算 60 kmolh 065 098 002解得 4593 kmolh 2406 kmolh进料状态混合物平均摩尔质量 0984200244 4204kgkmol 001842098244 43964 kgkmol二 塔内气液相流量塔内气液相流量1精馏段 2提馏段 三 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 第三节 塔板数的计算假设塔顶温度t 425 C 塔顶压力Pt 172MPa查P-K-T图得kA 105 kB 092 则顶 kAkB 105092 1141 假设精馏塔的塔板数是143块每块板的压降为100mmH2O 塔底压力为P 186Mpa塔顶温度t 53 C kA 119 kB 103则底 kAkB 119103 1155 1148当Xe 065时Ye 0681Rmin 974 R 16Rmin 1559Nmin 5639 0751- 解得 87 143进料位置 2367 解得 40P P 1720198370001 1756 Mpa查表Pc 455 Tc 916C Pr PPc 172455 0378Tr TTc 0865查表Z 072 382953C纯丙烷的 474第四节 精馏塔工艺设计物性数据定性温度T取塔顶温度TD 3161K塔底温度T2 32523K的平均温度32065K液相密度5177178MPa表面张力5177178MPa丙烯4537416丙烷44536465气相密度5177178MPa表面张力5177178MPa丙烯4786丙烷4035 液相密度L 09824537001844536 45355 kg m3V 47860984035002 4771 kg m3液相表面张力 46509824160018 463 mNm初估塔径摩尔质量Mv 0984200244 4204gmol ML 097642002444 42048gmol质量流量Wv VMv 73867542043600 863kgs WL LML 746175420483600 872kgs假设板间距HT 045m两相流动参数 0267 查化工原理下册P107筛板塔泛点关联图得C20 0053 463所以气体负荷因子 00396 液泛气速 0155ms 取泛点率07 操作气速u 泛点率 uf 011 ms气体体积流量 WvV 0181 m3s气体流道截面积 165 m2 选取单流型弓形降液管塔板取Ad AT 009 则A AT 1- Ad AT 091 截面积 AT A091 219 m2 塔径 167m 圆整后取D 16m符合化工原理书P108表6101及P110表6102的经验关联 实际面积 2 m2 降液管截面积Ad AT-A 018 m2气体流道截面积A AT 1- 182 m2实际操作气速 011 ms 实际泛点率u uf 071与所取07基本符合则实际HT 045mD 16muf 0155msu 011ms AT 2 m2 A 182 m2 u uf 071塔高的估算实际塔板数为Np理论板数为NT 140包括再沸器其中精馏段61块提馏段79块则Np NT-1061 139061 233块实际精馏段为102-1 101块提馏段为132块塔板间距HT 045 m有效高度Z HT Np-1 1044m进料处两板间距增大为08m 设置8个人孔每个人孔08m裙座取5m塔顶空间高度15m釜液上方气液分离高度取18m设釜液停留时间为20min排出釜液流量 WvV 0181 m3s密度为b 45355kgm3釜液高度Z 3 162 0024m 取其为003m 总塔高h Z8 08-045 515180032 07-045 11603m 第五节 溢流装置的设计降液管弓形由上述计算可得降液管截面积Ad A-AT 018 m2由 0099查化工原理下册P113的图61024可得lwD 073所以堰长lw 073D 1168 m溢流堰 取E近似为1则堰上液头高 2951mm 6mm取堰高hw 0029m底隙hb 0035m液体流经底隙的流速 3600 0266ms 第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取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 009查化工原理下册P113的图61024可得bdD 014 所以降液管宽度 0224m 0496m r 075m 有效传质面积 1228 m2 采用F1Z-41型浮阀重阀浮阀孔的直径 0039 m初取阀孔动能因子 11计算适宜的阀孔气速 160浮阀个数 952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 0907 AaAo 05 0110m取t 100mm浮阀的开孔率 66 10 160 1105所以 11正确 第七节 塔板流动性能校核液沫夹带量校核 034 08 由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数 0120根据表5-11所提供的数据K可取K 1Z D-2 12m 164m2 045 08故不会产生过量的液沫夹带塔板阻力hf的计算和核对塔板阻力hf hohlh1干板阻力ho临界气速 1341因阀孔 气速大于其临界气速所以在浮阀全开状态计算干板阻力 00662塔板清夜层阻力hl 液相为碳氢化合物 05 00295 m3克服表面张力阻力h 00001046 m很小一般忽略不计 以上三项阻力之和求得塔板阻力hf hohlh 00660029500001046 00995m降液管液泛校核Hd 可取 0液体通过降液管的阻力主要集中于底隙处近似取 3则得 001m液柱则 Hd 0169 m液柱取降液管中泡沫层相对密度 05则Hd 0338m液柱HThw 0450029 0429m Hd 所以不会发生液泛液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于3-5s 4935s 5s 满足要求则可避免严重的气泡夹带 严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜故漏液点的气速可取 5的相应孔流气速 0765 ms 20915 满足稳定性要求 第八节 负荷性能图以气相流量为纵坐标液相流量为横作标过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式 由此可得液沫夹带线方程 0373-389 此线记作线1液相上限线对于平直堰其堰上液头高度必须大于0006m 取 0006m 即可确定液相流量的下限 取E 1代入 lw可求得lw的值则 Lh 307lw 359mh此线记作线2-与纵轴平行3 严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜故取时计算相应气相流量则 31238此线记作线3 与横轴平行4 液相上限线 5832 2916 720由上述关系可作得线45浆液管液泛线 令 将 其中 0 为避免降液管液泛的发生应使 其中 005 hf hohlh其中h可忽略不记 将各式代入式可得液泛方程线134 10-5 01755-263 qLh23-768 qLh 此线记作线5计算降液管液泛线上的点如表所示液相流量1020304050气相流量110110691034994949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 其壳程以水蒸气为热源管程为塔底的釜液釜液的组成为摩尔分数丙稀 002丙烷 098塔顶压力172MPa塔底压力Pw 1720 Nphf 172014200973474466889807103 178836KPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度10054压力MPa绝压0101317880物性数据壳程凝液在温度100下的物性数据潜热rc 23192热导率c 06725w mK 粘度c 05294mPas密度c 9581kgm3管程流体在54 1788MPa下的物性数据潜热rb 330液相热导率b 0082w mK 液相粘度b 007mPas液相密度b 4428kgm3 液相定比压热容Cpb 319K 表面张力b000394Nm气相粘度v 00088mPas气相密度v 4719kgm3 蒸气压曲线斜率tP 000025 m2 Kkg二 估算设备尺寸热流量 MwV rb10003600 2633400w 传热温差 46 假设传热系数K 850W m2 K 估算传热面积Ap 6735 m2 拟用传热管规格为252mm管长L 3m 则传热管数 286 若将传热管按正三角形排列按式 NT 3a a1 1b 2a1 得b 186 管心距t 32mm 则 壳径 638m 取 D 0600m 取 管程进口直径Di 025m 管程出口直径Do 035m 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 022则循环气量 3627kgs 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速 di 25-22 21mm 36617kg m2 s 雷诺数 1098517 10000普朗特数 273 显热段传热管内表面系数 144543w m2 K 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量 11354kgs 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量 0051 kg m s 38194 管外冷凝表面传热系数 554036w m2 K 3 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri 0000176 m2 Kw 冷凝侧Ro 000009m2 Kw 管壁热阻Rw 0000051 m2 Kw 4显热段传热系数 7358w m2 K 2 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量Gh 3600 G 131822097 kg m2 h Lockhut-martinel参数Xe 022时在X Xe 的情况下 1268569则1Xtt 07969 再查图329E 01X 04 Xe 0088时 0304728 查设计书P96图329 得 08 2泡核沸腾压抑因数 E 2 045 泡核沸腾表面传热系数 62934w m2 K 3单独存在为基准的对流表面传热系数 13427w m2 K 沸腾表面传热系数KE 对流沸腾因子 193两相对流表面传热系数 258905w m2 K 沸腾传热膜系数 542108 w m2 K 13244 w m2 K 3显热段及蒸发段长度 002 LBC 0274872L 006LCD L- LBC 294 4传热系数 131284m2 实际需要传热面积 4361m25传热面积裕度 54 30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 Xe3 0073时 394 两相流的液相分率 03954 两相流平均密度 20361kgm3 2当X Xe 022 1268569两相流的液相分率 02333 两相流平均密度 13949kgm3根据课程设计表319 得L 08m则循环系统的推动力 580433pa 2循环阻力Pf 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速 73894kg m2s 釜液进口管内流动雷诺数 2639078374进口管内流体流动摩擦系数 0015进口管长度与局部阻力当量长度 29298m 管程进出口阻力 108444Pa传热管显热段阻力P2 36617kg m2s 10985174 00214 912Pa 传热管蒸发段阻力P3 气相流动阻力Pv3 G 36617kg m2s 取X 23Xe 则 537kg m2s 12816037 0021 895Pa液相流动阻力PL3GL G-Gv 31267kg m2s 74566034 00167 25778Pa 251652Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数 22 66617管程出口段阻力P5 气相流动阻力Pv5 37701kg m2s 8294kg m2s 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和 4079m 3298847 0015 3952pa 液相流动阻力PL5 29407 kg m2s 14703437 00157 17853Pa 1442387Pa所以循环阻力Pf P1 P2 P3 P4 P5 571864pa 又因PD 580433Pa 所以 1014循环推动力略大于循环阻力说明所设的出口汽化率Xe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 07 1进料罐常温贮料 20丙稀 L1 522kgm3 丙烷 L2 500kgm3 压力取173947MPa由上面的计算可知 进料 Xf 65 丙稀的质量分率Mf 6393 则 51384kgm3 进料质量流量qmfh kgh 取 停留时间为4天即 96h 进料罐容积 79782m3 圆整后 取V 798 m3 kgm3 质量流量qmLh 405624204 170522648kgh则体积流量 359398设凝液在回流罐中停留时间为10min填充系数 07则回流罐的容积 60 855取V 93塔顶产品罐质量流量qmDh 3600qmDs qnD 4204体积流量 产品在产品罐中停留时间为 120h填充系数 07则产品罐的容积 69776取V 698釜液罐取停留时间为5天即 120h 釜液密度为摩尔流量质量流量qmWh 43964 则釜液罐的容积 4092取V 410二 传热设备 1进料预热器 用80水为热源出口约为50走壳程 料液由20加热至4622走管程传热温差 管程液体流率qmfh 3600 qmfs 2989kgh 管程液体焓变H 401kJkg 传热速率Q qmfsH 29894013600 33294kw 壳程水焓变H 1256kJkg 壳程水流率q 3600 QH 95429kgh 假设传热系数K 650w m2K 则传热面积 圆整后取A 6m2 2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431 管程流率qmVs 1898349kgh取潜热r 35353kJkg传热速率Q qmVsr 186407kw壳程取焓变H 1258kJkg则壳程流率qc QH 533439kgh假设传热系数K 650 w m2K 则传热面积 圆整后 取A 114m23顶产品冷却器拟用0水为冷却剂出口温度为20走壳程管程温度由431降至25 管程流率qmDs 19312kgh 取潜热r 30638kJkg则传热速率Q qmDsr 16436kw壳程焓变H 839kJkg则壳程流率qc QH 705223kgh假设传热系数K 650 w m2K 则传热面积 圆整后 取A 11m24液冷却器拟用0水为冷却剂出口温度为20走壳程管程温度由5223降到25 管程流率qmWs 105788kgh丙烷液体焓变H 284kJkg传热速率Q qmVsH 8345kw壳程取焓变H 839kJkg则壳程流率qc QH 35809kgh 假设传热系数K 650 w m2K 则传热面积 圆整后 取A 5m2三泵的设计1进料泵 两台一用一备 液体流速u 05ms选7030do 0064m 64mm液体密度 kg m3 液体粘度 取 02相对粗糙度d 0003125 查得 0026取管路长度L 120m 取90度弯管2个其中吸入管装吸滤筐和底阀一个90度弯头排出管中截止阀一个 15d一个90度弯头进入突然缩小文氏管流量计1个喷嘴阻力取000981m取164则qVLh 5788m3h选取泵的型号AY 扬程30650m 流量25600m3 h2回流泵两台一备一用实际液体流速u 05ms选1084管路直径d 01m 100mm液体密度 液体粘度 取 02相对粗糙度d 0002查得 00228取管路长度l 120m 取90度弯管4个其中吸入管装吸滤筐和底阀排出管中截止阀一个 15d进入突然缩小文氏管流量计1个喷嘴阻力取000981 取忽略不计则qVLh 1414m3h选取泵的型号Y 扬程60603m 流量625500m3 h3釜液泵两台一备一用实际液体流速u 05ms选3225管路直径d 0027m 27mm液体密度 kg m3 液体粘度 取 02相对粗糙度d 00074 查得 0033取管路长度l 60m取90度弯管2个其中吸入管装吸滤筐和底阀一个90度弯头排出管中截止阀一个 15d一个90度弯头进入突然缩小文氏管流量计1个喷嘴阻力取000981 取则qVLh 0824m3h该处泵扬程为负值说明正常工作时无须使用该泵但在非正常工作或者停止工作时需使用该泵不可忽略 第六章 管路设计1进料管线取料液流速u 05ms 体积流量V 0001608则 0064m取管子规格703的管材其内径为0064 m2塔顶蒸汽管取原料流速u 12ms 体积流量V 61194则 0134 m取管子规格15285 其内径为0135m其实际流速为u 1188ms塔顶产品管取原料流速u 04ms其体积流量V 407则 0060m取管子规格684 其内径为0060 m其实际流速为u 04ms 回流管取原料流速u 07ms 体积流量V 3595则 0135m取管子规格15285 其内径为0135m其实际流速为u 0 7ms5釜液流出管取原料流速u 03ms 体积流量V 2387则 0053 m取管子规格6035 其内径为0053 m6仪表接管选管规格323 7塔底蒸汽回流管取原料流速u 10ms 体积流量V 51166则 0135 m 取管子规格15285 其内径为0135m所求各管线的结果如下名称管内液体流速ms管线规格mm进料管05703顶蒸气管1215285顶产品管04684回流管0715285釜液流出管036035仪表接管323塔底蒸气回流管1015285 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 kgm3 1FIC-01进料流量控制03000kgh丙烷丙稀L 51392FIC-02回流定量控制01500kgh丙稀L 474466883PIC-01塔压控制02MPa丙稀V 3884HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L 474466885HIC-01釜液面控制03m丙烷L 4431626TIC-01釜温控制4060丙烷L 443162 设计心得及总结两周的设计在忙碌间走过回想起来其过程是痛苦曲折却又有着深刻意义在进行各种计算以及参数选择的时候常常遇到进退两难或者无从下手的情况这对于我们是一个考验因为我们没有选择要想穴道真正的应用知识这是一次很好的锻炼机会所以我们要坚持要硬着头皮做下去问题在我们的努力下是总会得以解决的只要付出努力当你的迷茫达到一定的时候就必然会走向成功虽然在此过程我们或许在有些时候选择了一个错误的方向遇到很多的困难但是即使很困扰即使很缓慢终究也会胜利的那些付出依然也是有价值的错了不怕要从中学到经验只要能掌握课本上我们难以学到的难以掌握的最大的收获因为从书本上的理论知识到真正的生产实践期间的距离真是相差很远 虽然我们困难不断但是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能够深刻的了解设计原理和设计步骤等等而且通过做设计我还复习并掌握了许多计算机知识例如EXCELWORD CAXA等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液流收缩系数Aa塔板上有效