板式精馏塔项目设计方案

板式精馏塔设计方案第三节精馏方案简介精馏塔的物料衡算；塔板数确实定：精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；塔板主要工艺尺寸的计算；塔板的流体力学验算：塔板负荷性能图；精馏塔接收尺寸计算；绘制生产工艺流程图；绘制精馏塔设计条件图；对设计过程的评述和有关问题的争论。设计方案确实定及工艺流程的说明原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至 84C后送入连续板式精馏塔(筛板塔)，塔顶上升蒸汽流承受强制循环式列管全凝器冷凝后一局部作为回流液，其余作为产品经冷却至承受热虹吸立式再沸器供给气相流，塔釜残液送至废热锅炉。第四节：精馏工艺流程草图及说明

25C后送至产品槽；塔釜、流程方案的选择生产流程方案确实定:C2C3=C3°73.20C2C3=C3°73.2020.80iC40.52 0.48 100C工C。原料

B〕如(A )

图〔A〕为按挥发度递减挨次采出，图〔B〕为按挥发度递增挨次采出。在根本有机化工生产过程中，按挥发度递减的挨次依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图〔B〕所示方法中，除最难挥发组格外。其它组分在采出前需经过屡次汽化和冷凝才能得到产品， 能量〔热量和冷量〕消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大，再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故应选用图〔A〕所示的是生产方案。工艺流程分别法的选择：在工艺流程方面，主要有深冷分别和常温加压分别法。脱乙烷塔，丙烯精制塔承受常温加压分别法。由于C2,C3在常压下沸点较低呈气态承受加压精馏沸点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较便利工艺简洁，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分离难度加大。可是深冷分别法需承受制冷剂来得到低温， 承受闭式热泵流程，将精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程简单。综合考滤应选用常温加压分别法流程。工艺特点:1、 脱乙烷塔：依据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐塔板,塔顶承受分凝器、全回流操作工艺特点:2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进展分别时它的难易程度取决于混合物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的、操作特点：

5—6C所以他们的分别很困难，在实际分别中为了能够用冷却水来冷凝丙烯的蒸气常常把C320大气压下操作，丙烷－丙烯相对挥发度几乎接近于1在这种状况下，至少需要120块塔板才能到达分别目的。建筑这样多板数的塔，高度在45米以上是很不简洁的，因而通常多以两塔串连应用，以降低塔的高度。1、压力：承受不凝气外排来调整塔压力，在其他条件不变的状况下，不凝气排放量越大、塔压越低：不凝气排放量越小、塔压越高。正常状况下压力调整主要靠调整伐自动调整。2、塔低温度：恒压下，塔低温度是调整产品质量的主要手段，釜温是釜压和物料组成打算的，塔低温度主要靠重沸器加热汽来掌握。当塔低温度低于规定值时，应加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低温度高于规定值时，操作亦反。四、改革措施：丙烯精制塔顶冷却器由四台串联改为两台并联，且每台冷却器设计时承受的材质较好，管束较多，传热效果好。五、设想：DCS空制操作系统，这样可以使操作者一目了然，可以到达集中管理，分散掌握的目的能够使信息反响准时，使装置平稳操作，提高工作效率。为了降低能耗丙烯塔可以承受空冷。第五节：精馏工艺计算及主体设备设计精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各局部尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。1物料衡算与操作线方程通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。物料衡算主要解决以下问题：依据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分别要求〔塔顶、塔底产品的浓度〕计算出每小时塔顶、塔底的产量；(2qR选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；(3)写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成状况，塔各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板构造参数供给依据。通常，原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示，但在抱负板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示。因此要留意不同的场合应使用不同的流量单位。2、塔物料衡算F=D+WFXf=DXD+WXw则代入数据为64*65%=D*98%+W*2%D=42.09375kmol/h，W=21.90625kmol/h塔气、液相流量L=RD,V=L+DL”=L+F,V”=V热量衡算再沸器热流量：q r =V”rv再沸器加热蒸汽质量流量：Gr=Qr/rR冷凝器热流量：器冷却剂的质量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2)

Qc=Vrv冷凝塔板数的计算相对挥发度利用试差法求相对挥发度】gfIJAnt<dneh”ft”hip,「勺-^―计畀内烯和内烷的徳和藍汽」扎TC3-1Antoine常数物就ABC内烯15.70271807,53-26,15丙烷15.72601872.46表压-25.16P=1620kpa,则塔顶绝压Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpaLnPA=15.7027-1807.53/316.1-26.15PA=12948.48mmHg=1726.373kpaPB=10830.29mmHg=1443.921kpaYA=P-PB/(PA-PB)=0.982KA=PA/P=1.002933XA=yA/KA=0.982/1.002933=0.977同理得yB=0.02,KB=0.838842,XB=yB/KB=0.024刀X=yA/KA+yB/KB=1.000977刀y-仁1.000977-0.000977<0.001,符合要求故塔顶温度Ttop=316.1K塔顶挥发度阿aAB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956a”AB由xn=yn/[a-〔a-1〕yn] 得，xn=0.97618查资料得表如下：41HI第度表Cl721.325KPa〕409〔如詔〕eor〔切詔409〔如詔〕eor〔切詔〕〔雌/詔〕丙烯〔L〕178435171.55内烷〔L〕166.8427.6460.92CV〕圏+0内烷〔V〕29.5液相组分质量分数为WA=0.97507WB=0.02493塔顶液相密度为471.2535kg/m3气相密度为28.03kg/m3NT=15Q100mn液柱。latm=21.94mm液柱塔底压力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa设塔底温度为326.0KlnPA”=15.7027-1807.53/(326.0-26.15)PA”=15908,14mmHg=2120.91kpa同理得PB”=13385.06mmHg=1784.527kpa由 lnPA”=A-B/(T+C) 得所以XA=P-PB”/PA”-PB”=0.996609,yB=0.976677所以，塔底温326.0KaAB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885aatopa/21.192057Rye=axe/[1+(a-1)xe]qq=1,xe=0.65时，ye=0.6888Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496R=1.2Rmin=8.99计算精馏段操作方程精馏段操作线方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1代入数据得该精馏操作方程为yn+1=0.9000xn+0.0981计算塔板数经过模拟计算得所需理论板数为NT=95理论进料板位置Nf=44总办效率为ET=0.6Nf/0.6=73所以实际塔板数为Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155实际塔板数和初设塔板数150比较接近，故所设值比较合理塔径计算两相流淌参数二 Ls/Vs*V(p1/pv)=0.2195设间距Ht=0.45m,查图知C20=0.062气体负荷因子C=C20(o/20){0.2方}=0.0465液泛气速Uf=CV(pL-pv/pv)=0.1850/su/Uf=0.64,则u=0.1184m/s则流道截面积A=Vs/u=1.3849m2孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90则At=1.4096/0.90=1.5632D=V(4At/)=1.4m查表知D=1.4，Ht=0.45,与设的吻合，则合理。塔高计算155Z=0.45*155=69.75m釜液流出量W=21.90625kom/h=1072.08kg/h=0.2978kg/s则釜液高度△Z=4W/(*D*D)=0.28m143块塔板，共设8个人孔，每个人孔处板间距增大200mm进料板100mn3m塔顶与釜液上方气液分别高度取1.5m1.5m总塔高Z=69.75+0.28+0.1+8*0.2+1.5*2=74.73m溢流装置设计计算弓形降液管所占面积Ad=At-A=0.15386Lw/D=0.73,降液管宽度Bd=D(1V [1-(Lw/)*(Lw/d)])/2=0.2216mh=0.45m确定堰长Lw=D*0.73=1.4*0.73=1.022m堰上液头高How=2.84*0.001ELh/Lw )2/3=0.028m>6mmE1的条件Hw=0.05m清夜层高度HI由选取的堰高Hw确定HIHw+How=0.05+0.028=0.078m液流强度Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100降液管底隙液体流速u=Ls/Iwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求塔板流淌性能的校核为捋制液沫夹带赧©过点巧£0.8-0.82荐阀塔板泛点率由以下曲53及堆械间距丸-455-1W1】泛心负荷闲数图=0.119,5T1【“所捉供数据,本K(g1塔板匕流道长比ZL=D-2^=1.4-2X0.222=&957mibi积旳rAh=A-2^=1.539-2X0.1539=1.231m1r<),12R.03<),12R.0312535-203+I.36*O.(X)K7S*O.957I*OJI9*L231=0.356计算干板阻力5.34尽=

534*拿型］

2803*

2077

=0.0699mLp2g 471,2535*2*9.81L2•塔板清液层阴力勺£0.50,ht=0*5易-0.5*0.0780=0.0390m： L抑制液体外表张力阻力h= %=—4“°”*4.7055_=。QQ01Q562, 般可无视P夙 470,2535*9.81*0.0393个阻力之和求塔板阻力=0.109m12.塔板负荷性能图过量液沫夹带线p,p=471.2535ig/jw\及已计算出的数擱tZt-0n95H8nitKF.Cp,p=471.2535ig/jw\及已计算出的数擱tZtL r

3847/n~,03£1“&此式为一冇投•山两点即可确定，Ibf,J；=167G.52w1/A,半兀=50詔/丙时，几1409. 由此两点作过虽液沫央带线•液相下限线)w=2.84*0.001E(Lh/lw)2/3=0.006取E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h此为液相下限线严峻漏液线内动能內了©<5时，仑发生严币術液，故取F后计算相应气和流武匕a%=3600A%a英屮叫二叩f阿叫二WOOO/阿临帕出亦4此式为一平行厶的直线，即严峻漏械线.下限线*3.液相上限线L保证液体在降液管中有一址的停留时问。令心彳件二5小则降液管箴大诡晁厶为 =720H ^=49.85m3/ftr该线为一平存£轴的线•Lh T3.7.5降液管液泛线汨曙降液営内泡沐上升至上层塔板时，即发竺了降液管液泛匚根抑:際腋菅液泛的条件*得一卞降液I况下的关系.制“尸+J=血+打俩+心+町+hjh为遍免降般管液泛，使羈巧十农*)>治+ +A+ +Ah(}iy i?将上式中九—成均表示为和岭的雷数关系•整理即获得瞬液管液泛线的关系式。*/=九+民+虬(f}”虬审=2810“E工E=1rL^irJ二1」8*10曲前ini的校樓可丸n由农mi張力影响所致的帕力也在打中所占L 匕例很小、在幕二1」8*1014*10^ A叭 仁 AA代入数据整理得k784XiO~71.7X4*10丁丫”」995.579WO6/./=0.225h63-33-3障液管蔽泛线数据3040L*/3040L*/(/h)01020F,/(J7A)1123.04107L841036.971002.y743 9231mN7“塔板负荷性能图将以上务条线标绘在同一％-匚E4、精馏塔主体设备设计计算、再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。釜式式再沸器6-2(&)和(b)所示。(a)是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而局部汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，局部液体则通过再沸器的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8〜10分钟，以分离液体中的气泡。为削减雾沫夹带，再沸器上方应有一分别空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分别空间，对于大设备，取再沸器壳径为管1.3〜1.6倍。(b)是夹套式再沸器，液面上方必需留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70流右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。热虹吸式再沸器6-2(c)、(D)、(e)所示。它是依靠釜局部汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于否则传热不良。强制循环再沸器

40%6-2中(f)所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于掌握和调整液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。6-2再沸器的型式、管路尺寸确实定、管路阻力计算及泵的选择接收直径各接收直径由流体速度及其流量，按连续性方程打算，即：d栏(6-7)式中：VS——流体体积流量，m/s；u——流体流速，m/s ；d――管子直径，m塔顶蒸气出口管径DVU应不产生过大的压降，其值可参照表6-1V6-1蒸气岀口管中允许气速参照表操作压力(绝压)蒸汽速度/m/sDR

常压

1400〜6000Pa30〜50

>6000Pa50〜70冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取dF

0.2〜0.5n/s，速度1.5〜2.5m/s。料液由高位槽进塔时，料液流速取1.5〜2.5n/sod

0.4〜0.8n/s。由泵输送时，流速取为w釜液流出的速度一般取0.5〜1.0m/So饱和水蒸气管295kPa(20〜40m/s;表压在785kPa以下时，流速取为40〜60m/s2950kPa以上时，流速取为80n/s。加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管(又叫蒸气喷出器)假设精馏塔承受直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其构造为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且简洁堵塞。其孔直径一5〜10mm5〜101.2〜1.5倍,管蒸气20〜25ms。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。离心泵的选择离心泵的选择，一般可按以下的方法与步骤进展：确定输送系统的流量与压头液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在肯定围波动，选泵时应按最大流量考虑。依据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。选择泵的类型与型号QHe从泵的样本或产品名目中选出适宜的型号。明显，选出的泵所供给的流量和压头不见得与管路要求的流量相符，且考虑到操作条件的变化和备有肯定的裕量，一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点(

QH完全所选泵的流量和压头可稍大Q、H)坐标位置应靠在泵H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。核算泵的轴功率假设输送液体的密度大于水的密度时，可按吐核N kW算泵的轴功率。第六节：关心设备的计算及选型

102”精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多承受列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。回流冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。整体式6-1(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶构造简单，不便修理，当需用阀门、流量计来调整时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

6-1冷凝器的型式6-1〔c〕所示。将冷凝器装在塔顶四周的台架上，靠转变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式6-1〔D〕、〔e〕所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶四周对造价和修理都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔供给回流液。需指出的是，在一般状况下，冷凝器承受卧式，由于卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和修理。管壳式换热器的设计与选型管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，的其它尺寸或选择换热器的型号。

进而确定换热器流体流淌阻力〔压强降〕的计算〔1〕管程流淌阻力2Ap等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般状况下进、出口阻力可无视不计，故管程总阻力的计算式为2 s 〔6-12 s

P〔P1P〕RNN式中AP1

、AP2

――分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降， P；aF——结垢校正因数，对①25mnx2.5mm1.4;对①19mnx2mm勺管子t1.5;NP――管程数；NS――串联的壳程数。上式中直管压强降△P可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降△P由下面的经2验公式估算，即P2P(6-2)壳程流淌阻力壳程流淌阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降式，即

R的公(6-3)

Po(PlP2)FSNS式中△P——流体横过管束的压强降，Pa；i△R――流体通过折流板缺口的压强降，Pa；FS——壳程压强降的结垢校正因数；液体可取u2

1.151.00Pi Ff°nC(NB1) 20P 一) u2(6-4)

2” NB(3.5 0D 2式中F――管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列0.40.3；f 壳程流体的摩擦系数；0 2——横过管束中心线的管子数；2

F=0.5，对转管子按正三角形排列：n1.1Ac

(6-5)管子按正方形排列：

n 1.19n

(6-6)c式中n――换热器总管数。cN 折流挡板数；h――折流挡板间距；。U 按壳程流通截面积A计算的流速，m/s，而A)=h(D-nd )。0------- c2管壳式换热器的选型和设计计算步骤计算并初选设备规格a.确定流体在换热器中的流淌途径bQc. 确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。d.度差校正系数不应小于

计算平均温度差，并依据温0.8的原则，打算壳程数。e.热系数的阅历值围，或按生产实际状况，选择总传热系数

依据总传K值。f. 由总传热速率方程Q=KSA，初步计算出传热面积S,并确定换热器的根本尺寸〔如DL、n及管子在管板上的排列等〕，或按系列标准选择设备规格。计算管程、壳程压强降依据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。假设压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重计算压强降直至满足要求为止。核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Ri和Rso,K，比较K的初设值和计算值，假设K/K=1.151.25UK值，重复以上计算步骤。第七节：设计结果一览表1、操作条件及物性系数名称数值名称数值塔顶气相密度28.03kg/m3塔顶液相密度471.2535kg/m3气相体积流里590.379液相体积流量31.595塔顶液相外表力4.761

1.62MPa1.69MPa塔顶塔底«特n«特n恒名称7IffBLHr”Drn1.40空塔建率叭比0.1ri电山」仮0.HE06-U)iflj1959川|!堰据爻m1.0220722Am:h1.23H2.07IliBHi亦，mhk,皿1?＜bgmbeTm0.04(J045k塔根」■液休逾道讼m堆上方液头械m-m塔板阻力hr,mBf**1Hitmm01570WH(JJ09U05CGJ92Xld.r,mni浮阀伞蠡有效餐剧垃面积汗孔血机0039Sm0320707700S3&u.m/$h吒构俭荷卜-跟mill750GJ9134).1155Lm%2S4.50.0543.27第八节：对本设计的评述作为本学期难得的一次大型作业报告，我个人而言，收获良多，首先是看到了自己的缺乏，例如一些以前学习过的容能够得到复习，到底差不多一年过去了，CAD课程容所教授的容，CAD课程。而且由于类似这种大