丙烯-丙烷精馏装置设计

PAGEPAGE24目录任务书…………………………1第一章精馏概述……………11．1精馏概述…………11．2设计原则…………11．3精馏塔说明…………21．3．1精馏塔主体………………………21．3．2再沸器…………21．3．3冷凝器……………2第二章方案流程简介…………32．1工艺流程.……………32．2系统保障与维护……………………42．2．1物料的储存和运输………………42．2．2必要的检测手段………………42．2．3调节装置…………42．3工艺参数与操作条件…………………42．4流程简图……………5第三章工艺计算……………63．1工艺计算………………63．1．1物料衡算3．1．2塔板计算…………63．2计算机计算…………73.3.1物性数据……………93.3精馏塔工艺设计………………………93．3．2塔径与塔高估算…………………93．3．3塔径初步核算……………………113．3．4堰及降液管设计…………………113．3．5孔布置……………………123．3．6干板压降hd……………………123．3．7稳定性……………133．3．8塔板压降…………133．3．9降液管内液面高度Hd……………133．3．10雾沫夹带量eV…………………143．3．10负荷曲线………………………143．3．10．1过量液沫夹带线……………143．3．10．2液相下限线…………………153.3.10.3液相上限线………………………153．3．10．4严重漏液线…………………153.3.10.5浆液管液泛线……………………153.4再沸器设计……………163.4.1物性数据……………163.4.1.1壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据……3.4.1.2管程流体在（,2.84bar）下的物性数据…………173.4.2估算设备尺寸………………………173.5.1塔顶冷凝器…………183.5.2泵的设计…………183.5.3管路设计……..……………………203.5.3.1进料管线…………203.5.3.2塔顶蒸汽管………………………203.5.3.3塔顶产品管………………………213.5.3.4回流管……………213.5.3.5釜液流出管………………………3.5.3.6仪表接管…………21附录：参考文献………………22第一章精馏概述1．1精馏概述蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。该系统采用连续精馏模式，分离二元体系1.2设计原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。⑴满足工艺和操作的要求：所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。⑵满足经济上的要求：要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。⑶保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1．3精馏塔说明1．3．1精馏塔主体（见下图）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。1．3．2再沸器主要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。此次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。该设备有如下特点：循环推动力为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。1．3．3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2．1工艺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系统保障与维护2．2．1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。2．2．2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。2．2．3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。2．3工艺参数与操作条件塔顶操作压力23.45bar进料：XF＝92.5mol％塔顶产品：XD1=XD＝99.6mol％测线出料：XD2＝96mol％塔底产品:XW≤9mol％进料压力:23.45bar进料温度：55℃塔顶操作压力:18.84bar2．4流程简图第三章工艺计算3．1工艺计算3．1．1物料衡算F＝D+WFxF=D+W其中：D——塔顶液相组成，W——塔底产品，——塔顶产品组成，摩而分数——塔底产品组成，摩而分数解得D=12500kg/hrF=13563kg/hrW=1063kg/hr3．1．2塔板计算手册查得：丙烯：A=15.7027B=1807.53C=-26.15丙烷：A=15.7260B=1872.46C=-25.16代入公式，则可计算并换算得：PAo=1726.373KPa;PBo=1443.921Kpa又得：KA=1.003705;KB=0.839489BAKK＝1.195615BAKK泡点进料：q=1x=xf则，又逐板计算y1=xD=0.996ynyynynxn)1(直至xi<xf理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynyynynxn)1(直至xn<xW计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）迭代结果：进料板理论板数Nf=89；全塔理论板数为NT=1793．2计算机计算将操作条件与物料衡算结果输入ASPENPLUS得到相关数据如下：输入数据：输出数据：3.3精馏塔工艺设计3.3.1物性数据（以第一块板为计算对象，优化结果见图表V=0.678m3/sL＝ρV＝41.59kg/m3ρL＝471.48kg/m3＝4.4mN／m3．3．2塔径与塔高估算设HT=0.5mhl＝0.1mD—塔径，m；V—气相流量，m3/s；u—适宜空塔气速，m/s。计算塔径的关键在于确定适宜的空塔气速。一般适宜的空塔气速为最大允许气速的0.6~0.8倍，此处取u=0.7umax 式中： umax—最大允许气速，m/s； C—负荷系数，m/s； ρV、ρL—气、液相密度，kg/m3式中C20──由图8-11查出的物系表面张力为20mN／m的负荷系数，m／s；──操作物系的液体表面张力，mN／m；C──操作物系的负荷系数，m／s。也可用下述回归式表示式中H──板间无液空间，H＝HT－hL，m；HT──板间距，m；hL──清液层的高度，m；代入数据计算查图得D=3250mm圆整得3400mm有效高度：H=HT×（175-1）=87m;进料处两板间距增大为0.8m设置10个人孔，每个人孔0.6m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.8m.设釜液停留时间为20min，釜液高度：ΔZ=0.05m总塔高h=87+10*(0.6-0.5)+5+1.5+1.8+0.05=96.8m3．3．3塔径初步核算按表7－4，取lw＝0.8D=2720m,AT=9.079m2Af=UG==代入数据得UG=0.0923,=0.0093kg/kg气停留时间计算式中，τ──停留时间，s；Af──降液管截面积，m2；HT──板间距，m；L──液相流量，m3/s代入数据得τ＝9.1>5s3．3．4堰及降液管设计堰长：lw＝0.8D=2720m堰上清液层：how式中how──堰上液流高度，m；L──液流量，m3/h；lw──堰长，m；E──液流收缩系数，一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。代入数据得how=56mm液面梯度:b=(lw+D)=1.8D=3.06m由图7－6得Wd/D=0.135所以Wd＝0.44Z1=D-2Wd＝2.5hf＝2.5hL＝2.5*0.1=0.25m板上清液层高度的hL计算设hL＝0.1m0.1-0.056=0.044取=0.4,则0.04-+0.056=0.09m=90mm降液管底部距下一板的间距h00.04-0.006=0.034m取ho=0.03m3．3．5孔布置取5mm=3.5则t=17.5mm由图8-2得到=7.5％边缘区确定取0.08m0.05m1.57m1.65m则X/r=0.95由图8-3得到8m2则0.6m2孔数n由图8-4得到=4000则n＝320003．3．6干板压降hd对于筛板式中hd——干板压降，m液柱；u0——筛孔气速，m/s；C0——流量系数。代入数据得hd=0.0097m3．3．7稳定性由式h=4/(9810L×d0)=U0M=4.4=4.4*0.70=1.2K=U0/U0M=1.13/1.25=0.91按漏夜下限气速考虑的负荷下限为设计值之109%.3．3．8塔板压降式中F0——气相动能因子，kg1/2/（m·s）；V——气相流量，m3/s；AP——鼓泡区面积，m2；ρv——气相密度，kg/m3。代入数据得F0=7.28kg1/2/（m·s）查得h1=0.055m则hp=0.064m3．3．9降液管内液面高度Hd降液管内液面高度Hd代表液体通过一层塔板时所需的液位高度，可用下式计算Hd=hw+how+Δ+ht+hd式中Hd——降液管内液面高度，m；hw——外堰高度，m；how——堰上液流高度，m；Δ——出口堰之间的液面梯度，m；ht——气体通过一块塔板的压降，m液柱；hd——液体通过降液管的压降，m液柱。对于筛板和浮阀塔板，一般液面梯度Δ都很小，可以忽略。hd可按下列经验公式计算式中hd——液体经过降液管的压降，m液柱；L——液相流量，m3/s；H0——降液管底部离塔板的距离，m；lw——堰长，m。为了防止由降液管引起的液泛现象，应满足下式Hd≤φ（HT+hw）（1-46）式中HT——板间距，m；φ——泡沫层的相对密度，对于容易起泡的物系，φ=0.3~0.4；对于不易起泡的物系，φ=0.6~0.7；对于一般物系，φ=0.5。代入数据得Hd=m2Hd-hw=0.33m<φ（HT+hw）=0.5*(0.5+0.4)=0.45m3．3．10雾沫夹带量eV雾沫夹带是下层塔板产生的雾滴被上升的气流带到上层塔板的现象。雾沫夹带将导致塔板效率下降。综合考虑生产能力和板效率，应该控制雾沫夹带量eV＜0.1kg液/kg气。式中eV——雾沫夹带量，kg液/kg气；σ——液体的表面张力；N/m；HT——板间距；m；hL——板上清液层高度，m；uG——液层上部的气体速度，对于单流型塔板：uG＝V/AT－Af，m/s；V——气体流量，m3/s；代入数据得eV＝0.00003<0.1kg液/kg气3．3．10负荷曲线3．3．10．1过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：可得液沫夹带线方程：=0.44687-4.8953．3．10．2液相下限线对于平直堰，其堰上液头高度必须大于0.006m，则取=0.006m，可确定液相流量的下限取E=1，代入lw，可求得lw的值，则Lh=3.07*lw=3.159m/h与纵轴平行3.3.=5S时降液的最大流量为：令=5s360m33．3．10．4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=0.775则=1674m3/h,与横轴平行3.3.10.5浆液管液泛线令Hd’=HHd’=HT+hW将其中Δ=0为避免降液管液泛的发生，应使…………（*）。其中=0.04mhf=ho+hl+hσ其中hσ可忽略不记将各式代入（*）式可得液泛方程线：3.01*10-5*=35-0.88*qLh2/3-3.39*0.0001*qLh2计算降液管液泛线上3.4再沸器设计再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（℃）10052.23压力（MPa绝压）0.10131.7883.4.1物性数据3.4.1.1壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据潜热：rc=2257热导率：λc=0.6813w/(m*K)粘度：μc=0.287mPa·s密度：ρc=958.1kg/m3.4.1.2管程流体在（,2.84bar）下的物性数据潜热：rb=280液相热导率：λb=79.6mw/(m·K)液相粘度：μb=0.070667mPa·s液相密度：ρb=443.162kg液相定比压热容：Cpb=1.703·K表面张力：σb＝0.005168N/m气相粘度：μv=0.00883mPa·s气相密度：ρv=38.8kg蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.00438m3.4.2估算设备尺寸热流量：=Mw·V’·rb·1000/3600=1744066.776w传热温差：=100-=38.75K假设传热系数：K=650W/(m2K)估算传热面积Ap=49.7276m2拟用传热管规格为：Ф38×3mm,管长L=45则传热管数：=102若将传热管按正三角形排列，按式NT=3a(a+1)+1;b=2a+1得：b=11管心距：t=1.4*do=0.0532m则壳径：=0.627取D=0.800取管程进口直径：Di=0.管程出口直径：Do=0.33.5.1塔顶冷凝器拟用32℃水为冷却剂，出口温度为38管程温度为47.25℃管程流率：qmVs=6489kg/h取潜热r=353.53kJ/kg传热速率：Q=qmVs•r=637kw壳程取焓变：ΔH=125.8kJ/kg则壳程流率：qc=Q/ΔH=18235.7kg/h假设传热系数：K=650w/(m2•oC)则传热面积：3.5.2泵的设计进料泵(两台，一用一备)F=322.3Kmol/