化工原理课程设计-丙烯-丙烷-筛板-精馏塔.docx

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1、化工原理 课程设计化工原理课程设计丙烯-丙烷精馏装置设计处 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安装地点：总板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：筛板回 流 比：1.2班 级： 姓 名： 学 号： 指导老师： 设计日期： 成 绩： 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。 鉴于本人经验有限，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 精馏过程工艺

2、设计概述- 1 -一、概述- 1 -二、工艺设计基本内容- 1 -1、塔型选择- 1 -2、板型选择- 1 -3、进料状态- 2 -4、回流比- 2 -5、加热剂和再沸器的选择- 2 -6、冷凝器和冷却剂选择- 3 -三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）- 3 -第二章 筛板塔的工艺设计- 4 -一、物性数据的确定- 4 -1、塔顶、塔底温度确定- 4 -2、回流比计算- 5 -3、全塔物料衡算- 5 -4、逐板计算塔板数- 6 -5、确定实际塔底压力、板数：- 6 -二、塔板设计- 7 -1、塔高计算- 7 -2、塔径计算- 7 -3、塔板布置和其余结构尺寸的选取- 8 -4、塔板校核- 9

3、 -5、负荷性能图- 11 -第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计- 14 -一、设计条件及物性参数- 14 -二、工艺设计- 14 -1、估算再沸器面积- 14 -2、传热系数校核- 15 -3、循环流量校核- 18 -第四章 管路设计- 22 -一、物料参数- 22 -二、设计- 22 -第五章 辅助设备的设计- 24 -一、储罐设计- 24 -二、传热设备- 25 -三、泵的设计- 26 -第六章 控 制 方 案- 30 -附录1.理论塔板数计算- 31 -附录2.过程工艺与设备课程设计任务书- 33 -附录3.主要说明符号- 37 -参考资料：- 38 - 38 -第一章 精馏过程工艺设

4、计概述一、概述化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目建设过程大致可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段2）工程设计阶段3）项目的施工阶段4）项目的开车、考核及验收单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性2）过程的经济性3）过程的安全性4）清洁生产5）过程的可操作性和可控制性蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次

5、混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。二、工艺设计基本内容1、塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。本设计选取的是板

6、式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2、板

7、型选择板式塔大致分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板等；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本设计为筛板塔，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘度性大的、脏的和带固体粒子的料液。操作压力精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回

8、流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为42.99，塔底温度为51.22，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能耗，也就降低了操作费用。3、进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果进料

9、为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段各板的分离能力，使其所需的塔板数增加。4、回流比 回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的

10、不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=11.02。由经验操作，回流比为最小回流比的1.22.0倍，根据任务书要求，取回流比系数为1.2，所以计算时所用的回流比为R=13.22。5、加热剂和再沸器的选择再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。我们所要分离的物系为丙烯丙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。本设计采用立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利

11、用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。6、冷凝器和冷却剂选择本设计用水作为冷却剂。冷凝器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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器三、工艺流程（见丙

12、烯丙烷工艺流程图）由P-101A/B泵将要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-102加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-104中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-103中。第二章 筛板塔的工艺设计设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x=65%（摩尔百分数）塔顶丙烯含量=98%，釜液丙烯含量2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa（

13、表压） 安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数R/Rmin塔顶筛板601.4一、物性数据的确定1、塔顶、塔底温度确定、塔顶压力Pt=1620+101.325=1721.325KPa；假设塔顶温度Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.145K查P-T-K图 得KA、KB 因为YA=0.98结果小于10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为316.145。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.15、塔底温度设NT=128（含塔釜）则NP=(NT-1)/NT=213按每块阻力降100液柱计算 pL=470kg/m3则P底=P顶+

14、NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000 =1885KPa假设塔顶温度Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度T=324.37K查P-T-K图 得KA、KB 因为XA=0.02结果小于10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为324.37。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。2=KA/KB=1.112所以相对挥发度=（1+2）/2=1.1312、回流比计算泡点进料：q=1 q线：x=xf = 65% 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.2189;3、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+

15、qnWhxw=qnFhxf解得： qnDh =39.375kmol/h ; qnWh=20.625kmol/h塔内气、液相流量：精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh提留段：qnLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q) qnFh代入回流比R得：精馏段：qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h； 提馏段 ： qnLh=580.494 kmol/h ；qnVh=559.869 kmol/h；M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmolMD=xdMA+(1-xd)MB=0.984

16、20.0244=42.04kg/kmolMW=xwMA+(1-xw)MB=0.02420.9844=43.96kg/kmolqmfs= qnfhM/3600=0.7117kg/sqmDs= qnDhMD/3600=0.4598 kg/sqnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/sqmLs=RqmDs =6.078 kg/sqmVs=(R+1) qmDs =6.538 kg/sqmLS= qmLs +q qmfs =6.7899 kg/sqmVs= qmVs -(1-q) qmfs =6.538 kg/s4、逐板计算塔板数精馏段：y1=xD=0.98 直至xi xf 理论进料位置：第51

17、块板进入提馏段： 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=128（含釜）由excel计算的如表附录1.5、确定实际塔底压力、板数：进料板Nf=i/0.6=101, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=213；塔底压力Pb=Pt+0.479.810.1213（Np）=1819KPa; （0.47为塔顶丙烯密度）二、塔板设计1、塔高计算取塔板间距HT=0.45m塔的有效高度Z=HT(NP-1)=0.45212=95.4顶部高度取1.3m釜液高度取2m，液面-板取0.6m每20块板设一人孔，则共有10个人孔，人孔高为0.6m 10*0.6=6m进料板与上一板间距为2HT=0.9m塔体高度=塔有

18、效高度Z+顶部高度+底部高度+其他 =95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45) =1062、塔径计算物性参数确定塔顶压力温度气相密度液相密度液相表面张力1721.325KPa42.99526kg/ m3470kg/ m34.76mN/m塔底压力温度气相密度液相密度液相表面张力188552.2235kg/ m3447kg/ m33.6 mN/m气相流量：qmVs=6.538kg/s qVVs=qmVs/v=0.25146m3/s液相流量：qmLs=6.0782kg/s qVLs=qmLs/L=0.0129m3/s两相流动参数： =0.219初选塔板间距 HT=0.45m,查化工

19、原理（下册）P237筛板塔泛点关联图，得：C20=0.062所以，气体负荷因子： =0.0465 液泛气速： 0.1923m/s 取泛点率0.7 则操作气速：u = 泛点率 uf=0.135 m/s 气体流道截面积： =1.868 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.103;(查书164) 则A / AT=1- Ad / AT =0.897 截面积: AT=A/0.88=2.0828 m2 塔径： =1.628m 圆整后，取D=1.7m 符合化工原理书P237表10.2.6及P231表10.2.2的要求。塔板实际结构参数校正： 实际面积： =2.2698 m2 降液管截面积：

20、Ad=AT0.103= 0.233m2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.036 m2实际操作气速： = 0.124 m/s 实际泛点率：u / uf =0.6423（要求在0.6-0.8之间）降液管流速ud=qvLs/Ad=0.553、塔板布置和其余结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度；边缘宽度根据，由化工原理图10.2.23可查得，故降液管宽度由故，有效传质区面积 取筛孔直径，筛孔中心距则开孔率故，筛孔总截面积筛孔气速筛孔个数（个）选取塔板厚度（书241页），取堰高（书234和238页）由，查化工原理图6.10.24得，液流强度由式考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙（书234）降液管

21、低隙液体流速4、塔板校核 、液沫夹带量由和泛点率0.6243，查化工原理图10.2.27得，则kg液体/kg气体 30% 该再沸器的传热面积合适。3、循环流量校核A、循环系统的推动力 当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率计算两相流的平均密度根据公式，计算得出循环系统的推动力（查表3-19）B、循环阻力a、 管程进口管阻力的阻力计算釜液在管程进口管内的质量流速计算釜液在进口管内的流动雷诺数计算进口管长度与局部阻力当量长度计算进口管内流体流动的摩擦系数=0.0496计算管程进口管阻力b、 传热管

22、显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速计算釜液在传热管内流动时的雷诺数计算进口管内流体流动的摩擦系数计算传热管显热段阻力c、 传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算计算汽相在传热管内的质量流速计算汽相在传热管内的流动雷诺数计算传热管内汽相流动的摩擦系数计算传热管内汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算液相在传热管内的质量流速计算液相在传热管内的流动雷诺数计算传热管内液相流动的摩擦系数计算传热管内液相流动阻力计算传热管内两相流动阻力d、 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力e、 管程出口管阻力 气相流动阻力的计算计算管程出口管中汽、

23、液相总质量流速计算管程出口管中汽相质量流速计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数计算管程出口管汽相流动的摩擦系数计算管程出口管汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算管程出口管中液相质量流速计算管程出口管中液相流动雷诺准数计算管程出口管中液相流动的摩擦系数计算管程出口液相流动阻力计算管程出口管中的两相流动阻力计算系统阻力循环推动力与循环阻力的比值为循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率Xe=0.215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。第四章 管路设计一、物料参数查P-T-K图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为45.9，第6

24、2快理论版为进料板，第101块为实际进料板。进料出压力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.此温度下，丙烯的密度La=517kg/m3丙烷的密度Lb=499 kg/m3平均密度=510.19 kg/m3二、设计进料管线取流体流速u=0.5液体密度=510.19 kg/m3qVfs= qnfh42.7/510.19/3600=0.001395m3/s则管内径0.0596m选取管规格703.5实际流速0.4475m/s 塔顶蒸汽管线取流体流速u=10液体密度=26 kg/m3qVVS= qmVs/26=0.25146 m3/s则管内径0.1789m选取管

25、规格1976实际流速9.66m/s 塔顶产品接管线取流体流速u=0.5液体密度=470kg/m3qVDS= qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m3/s则管内径0.0497m选取管规格573实际流速0.474m/s 回流管线取流体流速u=0.5液体密度=470kg/m3qVLS= qmLs/470=0.014447 m3/s则管内径0.1918m选取管规格2198实际流速0.446m/s 釜液流出管线取流体流速u=0.5液体密度=447kg/m3qvWs= qmWs/447=4.5206/447=0.000563 m3/s则管内径0.037878m选取管规格452实际流速0

26、.42676m/s 塔底蒸汽回流管取流体流速u=10液体密度=26kg/m3qVVS= qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s则管内径0.154m选取管规格1946实际流速7.11m/s 仪表接管选取规格为252.5的管子管路设计结果表名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.4475703.5顶蒸气管9.6661946顶产品管0.475573回流管0.44642198釜液流出管0.42676452塔底蒸气回流管7.1191946仪表接管/252.5第五章 辅助设备的设计一、储罐设计容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =499kg/m3

27、 丙烷 L2 =517kg/m3 压力取p=1.819MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =510.19 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 取 停留时间：x为2天，即x=48h 进料罐容积： 344.34m3 圆整后 取V=345 m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =21881.52kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数=0.7则回流罐的容积 16.627 m3取V=17m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h

28、，填充系数=0.7则产品罐的容积 340.88m3取V=340m34.釜液罐取停留时间为72h质量流量qmWh=3600qmWs =906.67kg/h 则釜液罐的容积 186.88 m3取V=190m3储罐容积估算结果表序号位号名称停留时间/h容积/1V101原料罐483452V102回流罐0.25173V103塔顶产品罐723404V104塔底产品罐72190二、传热设备 1进料预热器 用90水为热源，出口约为70走壳程 料液由20加热至46，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 管程液体焓变：H=370kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=25

29、62370/3600=263.317kw 壳程水焓变：H=175kj/kg 壳程水流率：q=5416.8kg/h 假设传热系数：K=600w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=10m2 2塔顶冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为43管程流率：qmVs=4.52kg/s取潜热r=504kj/kg传热速率：Q= qmVsr=2278.371kw壳程取焓变：H=128kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=64079.19kg/h假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=152m2根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积A，其结

30、果列与表中：序号位号名称热流量/kW传热系数/W(/m2k)传热温差/传热面积/备注1E101进料预热器263.3137046.941090水2E102塔顶冷凝器2279.3750421.46415230循环水3E103塔底再沸器1961.480048.785026100饱和水蒸气4E104塔顶产品冷却器128.62528014.841320循环水5E105塔底产品冷却器79.1232817.17720循环水三、泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.4475m/s液体密度： kg/ m3 选用703.5 di=63mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003175查得：=

31、0.025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Z=N*HT+2=83*0.45+240P=0.06MPa则qVLh =5.021m3/h选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /h参考(化工原理上册400页)2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.48248m/s液体密度： kg/ m3 选用1594 di=151mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.001325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P=0.005MPa则qVLh =31.104m3/h选取泵的型号：

32、HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /h3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.388741m/s液体密度： kg/ m3 选用1946 di=182mm液体粘度 取=0.02相对粗糙度：/d=0.0011查得：=0.02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=70*0.45+235P=0.1MPa则qVLh =36.407m3/h选取泵的型号：HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /h4.塔顶产品泵取液体流速：u=0.474848m/s液体密度： kg/ m3 选用573 di=51mm液体粘度 取=0.02相对粗糙度：/d=0.0

33、03922查得：=0.25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 =3.492m3/h选取泵的型号：HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /s5. 塔底产品泵为了方便储罐中的产品运输出去，在两个储罐中还设置了两个料液输出泵。泵设备及主要参数序号位号名称型号扬程/m流量m3/h1P-101进料泵GL10-15000.1-902P-102釜液泵HY1-20015-2203P-103回流泵HY1-20015-2204P-104塔顶产品泵HY1-20015-2205P-105塔底产品泵HY1-20015-220第六章 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丙烯、丙烷4702FIC-02回流定量控制01500kg/h丙烯4703PIC-01塔压控制03MPa丙烯4704HIC-02回流罐液面控制01m丙烯4705HIC-01釜液面控制03m丙烷4476TIC-01釜液温控制