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1、过程工艺与设备课程设计（二）（丙烯丙烷精馏装置设计）学 院（系）： 化工与环境生命学部_班 级： 环工1302_学 生 姓 名： 崔世璇_学 号： 201346075_指 导 教 师： 吴雪梅、李祥村_完 成 日 期： 2016年7月10日_前 言化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计、控制方案和经
2、济分析共八章。说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，得到了吴雪梅和李祥村老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！ 目 录前 言I目 录II第一章 概述11.1精馏塔11.1.1塔型选择11.1.2板型选择21.2再沸器21.3冷凝器（设计从略）3第二章 方案流程简介42.1精馏装置流程42.2工艺流程42.2.1物料的储存和运
3、输42.2.2必要的检测手段42.2.3调节装置42.3设备选用42.4处理能力及产品质量5第三章 精馏过程系统设计63.1 设计条件63.1.1 工艺条件63.1.2 操作条件63.1.3塔板形式：63.1.4处理量：63.1.5安装地点：63.1.6塔板设计位置：63.2 塔顶、塔底温度与压力的确定63.2.1 塔顶温度与压力的计算63.2.2 塔底温度与压力的计算73.2.3 平均相对挥发度73.3 物料衡算及热量衡算73.3.1物料衡算73.3.2 热量衡算83.3 塔板数的计算83.3.1回流比的计算83.3.2给出假设，进行迭代93.3.4计算结果143.4 精馏塔工艺设计143.
4、4.1物性数据143.4.2初估塔径143.4.3塔高的估算163.5 溢流装置的设计163.5.1 降液管 （弓形）163.5.2溢流堰163.5.3受液盘和底隙173.6 浮阀数及排列方式173.6.1浮阀数173.6.2浮阀排列方式173.7 塔板流动性能校核183.7.1液沫夹带量的校核183.7.2塔板阻力计算183.7.3降液管液泛校核193.7.4液体在降液管内停留时间193.7.5严重漏液校核193.8 负荷性能图193.8.1过量液沫夹带线193.8.2液相下限线203.8.3严重漏液线203.8.4液相上限线203.8.5降液管液泛线203.8.6负荷性能图213.9 塔设
5、计结果表223.9.1操作条件及物性参数223.9.2塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果22第四章 再沸器的设计234.1 设计任务与设计条件234.1.1选用立式热虹吸式再沸器234.1.2再沸器壳程与管程的设计234.2 估算设备尺寸244.3 传热系数的校核244.3.1显热段传热系数KL244.3.2蒸发段传热系数KE计算254.3.3显热段及蒸发段长度274.3.4平均传热系数KC274.3.5传热面积裕度：274.4 循环流量校核274.4.1循环系统推动力274.4.2循环阻力Pf：284.5 再沸器设计结果31第五章 辅助设备的选型325.1冷凝器325.2 进料预热器325.3
6、 两端产品冷却器335.3.1塔顶产品冷却器335.3.2塔底产品冷却器335.4 容器335.4.1进料罐（常温贮料）345.4.2回流罐（43）345.4.3塔顶产品罐345.4.4塔底产品罐345.5辅助设备设计汇总355.5.1换热器设计汇总355.5.1储罐设计汇总35第六章 管路设计及泵的选择366.1管路设计366.1.1进料管366.1.2塔顶蒸气管366.1.3塔顶产品管366.1.4回流管366.1.5釜液流出管376.1.6仪表接管376.1.7塔底蒸汽回流管376.1.8管线设计结果376.2 泵的选择386.2.1进料泵(两台，一用一备)386.2.2回流泵（两台，一
7、用一备）386.2.3釜液泵（两台，一用一备）396.2.4料液输出泵406.2.5 泵设计结果40第七章 控制方案41第八章 经济概算428.1 项目总投资估算428.2 项目生产成本分析438.2.1 直接生产成本438.2.2 设备折旧成本438.2.3 项目生产成本438.3 项目经济效益分析43设计心得及总结44附录一 主要符号说明45附录二 参考文献47第一章 概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，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挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进
8、行传热、传质的过程。所用设备主体核心设备是精馏塔、再沸器、冷凝器，辅助设备包括储罐、预热器及冷却器。1.1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。1.1.1塔型选择板式塔填料塔压力降一般比填料塔大适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）小大塔效率稳定，
9、大塔比小塔有所提高塔径在1400mm以下效率较高；塔径增大，效率会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔低直径小于800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加表1- 1 板式塔和填料塔的性能比较在本次设计中采用板式塔，一方面板式塔的设计比较成形，可借鉴的数据和设计结果较多；另一方面，板式塔的造价相对低廉，安装维修都更为简便。1.1.2板型选择塔板类型泡罩塔板筛板塔板浮阀塔板优点塔板操作弹性大，塔效率也比较高，不易堵结构简单、造价低、塔板阻力小操作弹性大，塔板压降低，塔板效率较高缺点结构复杂，制造成本高，塔板阻力大，生产能力
10、小容易漏液、操作弹性小，且易堵塞浮阀易脱落或损坏表1- 2 不同类型塔板的优缺点比较本设计为浮阀塔，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，漏液量不多；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。且经长期研究发现其能满足生产要求，目前应用较为广泛。1.2再沸器再沸器将塔底液体部分汽化后送回塔内，使塔内气液相接触传质得以进行。立式虹吸式卧式虹吸式强制循环式釜式再沸器内置式优点结构紧凑，占地面
11、积小，传热系数高维护、清理方便适于高粘度、热敏性物料，固体悬浮液和长显热段和低蒸发比的高阻力系统可靠性高，维护、清理方便结构简单，传热面积小缺点壳程不能机械清洗，不适宜高粘度或较脏的传热介质占地面积大，传热系数中等耗能大传热系数小 ，壳体容积大，占地面积大，造价高，易结垢传热效果不理想表1- 3 不同类型再沸器性能比较本设计采用立式虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。循环推动力釜液和换热器传热管气液混合物的密度差，塔釜提供气液分离空间和缓冲区，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。1.3冷凝器（设计从略）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
12、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。本设计塔顶温度约为42C，选用普通的循环水即可满足要求。第二章 方案流程简介2.1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（丙烯和丙烷的混合液体）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
13、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工艺流程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、液位等各项参数。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
14、，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设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸再沸器。2.4处理能力及产品质量处理量：50kmol/h产品质量：（以丙烯摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD98塔底产品: xw2第三章 精馏过程系统设计3.1 设计条件3.1.1 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0.6。3.1.2 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：加热剂热水 加热方法间接加热3）冷却剂：循
15、环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.4。3.1.3塔板形式：浮阀3.1.4处理量：=50kmol/h3.1.5安装地点：大连3.1.6塔板设计位置：塔底3.2 塔顶、塔底温度与压力的确定3.2.1 塔顶温度与压力的计算已知：塔顶压力（绝压）， ，设塔顶=43，查PTK图得，由得，|1.008-1|=0.008，所选温度基本符合，故假设正确，塔顶温度为316K，3.2.2 塔底温度与压力的计算工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷-丙烯密度约450kg/m3,则塔底压力（绝压），N为假设实际塔板数。设塔底=53，查PTK图得，得3.2.3 平均相对挥发度3.3 物料衡算及热量衡算3.3.
16、1物料衡算1) 全塔物料衡算其中： 塔顶采出量 塔底采出量 进料量 塔顶产品组成，摩尔分数 塔底产品组成，摩尔分数 进料组成，摩尔分数解得结果： 换算为质量流量：其中：塔顶，塔底，进料物流摩尔质量,kg/kmol； 塔顶，塔底，进料物流质量流量kg/h。换算为体积流量：查物性手册得，40C下密度（kg/m3）60C下密度（kg/m3）丙烷液体466.8427.6丙烯液体478.0435.0表3- 1 不同温度下丙烯丙烷的密度塔顶：98%丙烯，按43C的纯丙烯计算密度，塔底：98%丙烷，按53C的纯丙烷计算密度，进料混合液体取密度，2) 塔内气、液相流量：精馏段：，提馏段：， 饱和液体进料，q=
17、1，则： 3.3.2 热量衡算1）再沸器热流量： 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：3.3 塔板数的计算3.3.1回流比的计算联立q线方程和相平衡关系，有 ，3.3.2给出假设，进行迭代具体为：假设实际板数确定塔顶塔底压力根据压力和组成算出相对挥发度平均相对挥发度理论板数 实际板数与假设比较精馏线方程提馏线方程第一次：首先假设80/0.6=134块实际板。算出塔底压力，查PTK图得，得平均相对挥发度，精馏线方程提馏线方程相平衡方程利用逐板计算法计算理论板数，用excel输出结果如下：板数xy板数xy10.9774586080.98540.606904804
18、0.63565106920.9746616110.977511091550.5960419260.62509185330.9717089440.974881915560.5845512540.61389222640.9685941230.972106407570.572431130.60204534350.9653106710.969178476580.5596854810.58954949560.9618521510.96609203590.5463243610.57640873170.9582122180.962841022600.5323644230.56263341680.954384
19、660.959419485610.5178292770.5482407290.9503634580.955821581620.5027497140.533254984100.9461428430.952041651630.4871637770.517707955110.9417173550.948074272640.4711166450.501638855120.9370819190.943914314650.4546603230.485094261130.9322319090.939557004660.4378531440.468127793140.9271632230.9349979946
20、70.4207590560.450799591150.9218723660.93023343680.4034467360.433175586160.9163565240.925260024690.3859885440.415326585170.9106136450.920075132700.3684593340.397327189180.904642520.914676826710.350935190.379254573190.8984428610.909063968720.3334921060.36118718200.8920153760.903236289730.3162046790.34
21、3203361210.8853618390.897194453740.2991448430.325380024220.8784851570.890940129750.2823807050.307791333230.8713894220.884476047760.2659755150.290507507240.8640799620.877806056770.2499867990.273593756250.8565633770.870935165780.2344656840.25710939260.8488475570.863869575790.2194564120.24110712270.840
22、9416950.856616704800.2049960650.225632561280.8328562760.849185193810.1911144730.210723943290.8246030540.841584899820.1778343050.196412021300.8161950130.833826871830.1651713150.182720169310.8076463010.825923312840.1531347130.169664625320.7989721590.817887523850.1417276520.157254889330.7901888230.8097
23、33829860.1309477770.145494209340.7813134150.801477494870.1207878330.134380158350.7723638160.79313461880.1112362970.123905256360.7633585270.784721987890.1022780070.114057622370.7543165210.776257015900.0938947890.104821625380.7452570850.76775753910.0860660440.096178528390.7361996530.75924166920.078769
24、30.088107091400.7271636440.750727674930.071980720.080584148410.7181682910.742233825940.0656755570.073585122420.7092324830.733778193950.0598285510.067084499430.7003746070.725378534960.0544142820.061056236440.6916123980.717052131970.0494074640.055474125450.6829628040.708815654980.0447831880.0503120954
25、60.6744418650.700685036990.0405171330.045544467470.6660646040.6926753531000.0365857180.041146164480.6578449360.6848007281010.0329662310.037092875490.6497955940.677074241020.0296369180.033361184500.6419280750.6695078591030.026577050.029928663510.6342525980.662112391040.0237669580.026773939520.6267780
26、880.6548974421050.0211880540.023876734530.6171465270.6455812091060.0188228340.0212178831070.0166548690.018779342得理论进料为52块板，理论总板数为107块（不含釜） 则实际板数为107/0.6=178.333块。第二次：设实际板为179块。算出塔底压力，查PTK图得，得平均相对挥发度，精馏线方程提馏线方程相平衡方程同上，通过excel利用逐板计算法计算理论板数，板数xy板数xy10.9774001160.98540.6138720960.64301789620.974652710.9
27、77561399550.6034025670.63286600330.9717513420.974984427560.5922895260.62206144940.9686895350.972263045570.5805266430.61059279150.9654608110.969391176580.568113030.59845349660.9620587310.966362746590.5550538890.58564264770.9584769370.963171713600.5413610990.57216561480.9547092050.959812115610.5270537
28、040.55803465490.9507494940.956278113620.5121582820.543269423100.9465920090.952564042630.4967091520.527897347110.9422312630.948664465640.48074840.511953845120.9376621410.944574236650.4643257010.495482349130.9328799790.940288559660.4474979220.478534123140.9278806330.935803058670.4303285030.46116785515
29、0.9226605590.931113845680.4128866190.443449015160.9172168920.926217596690.3952461440.42544899170.9115475290.921111626700.377484450.40724402180.9056512070.91579396710.3596810740.388913953190.8995275840.910263415720.3419162970.370540868200.8931773150.90451967730.3242697120.352207619210.8866021210.8985
30、63337740.3068187980.333996343220.8798048580.892396034750.2896375880.315987230.8727895750.886020438760.2727954580.298255991240.8655615560.879440345770.2563560850.280874913250.8581273630.872660715780.2403766010.263909479260.8504948550.8656877790.2249069670.247418652270.8426731980.858528673800.20998956
31、60.23145399280.8346728580.85119223810.1956590170.216059232290.8265055760.843688189820.1819421910.201270105300.8181843250.836027562830.1688584170.187114341310.8097232530.828222518840.1564198410.173611886320.8011376010.820286327850.1446319120.160775276330.792443610.812233283860.1334939640.148610133340
32、.7836584090.804078622870.1229998630.137115771350.7747998860.795838408880.1131386930.126285859360.765886550.787529422890.1038954440.116109131370.7569373780.779169022900.0952517020.106570098380.7479716550.770775009910.0871863030.097649757390.7390088090.762365473920.0796759460.089326265400.7300682460.7
33、53958635930.0726957570.081575576410.7211691750.745572697940.0662197990.074372021420.7123304520.737225678950.0602215220.067688833430.7035704160.728935262960.0546741460.06149861440.6949067460.720718653970.0495510.055773719450.6863563190.712592431980.0448257940.050486632460.6779350930.704572429990.0404
34、728460.04561022470.6696579940.6966736111000.036467260.041117977480.6615388280.6889099791010.0327850650.036984212490.6535902110.6812944841020.0294033170.033184187500.6458235090.6738389571030.0263001690.029694223510.6382488040.666554061040.0234549120.026491774520.6308748780.6594492511050.0208480.02355
35、5469530.6237092010.6525327641060.0184610470.0208651361070.016276820.0184018得理论进料为53块板，理论总板数为107块（不含釜），则实际板数为107/0.6=178.333块。假设成立。结论：理论进料为53块板，理论总板数为108块（含釜）实际进料第88块板，实际总塔板数为180块（含釜）。回流比R=15.12塔底压力（绝压）塔底温度：=53流量：精馏段： 提馏段： 3.3.4计算结果名 称数 值理论塔板数 NT107进料板位置 NF53回流比R15.12相对挥发度 1.133塔顶产品量 qnD (mol/h)32.81
36、25塔底产品量qnW (mol/h)17.1875精馏段气相流量qnV (kmol/h)528.94精馏段液相流量 qnL (kmol/h)496.13提馏段气相流量 qnV (kmol/h)528.94提馏段液相流量 qnL (kmol/h)546.13塔顶温度TD ()43塔底温度TW ()53塔顶压力PD (MPa)1.72（绝）塔底压力PW( MPa)1.799（绝）表3- 2 精馏塔计算结果3.4 精馏塔工艺设计3.4.1物性数据1.80Mpa，53下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：查得气相密度：液相密度：液相表面张力：3.4.2初估塔径两相流动参数：设塔板间距（一般取值范围为0.
37、40.6m），查费克关联图得图3- 1 费克关联图气体负荷因子C： 液泛气速：泛点率取（一般取值范围为0.60.8），操作气速所需气体流道截面积选取单流型，弓形降液管板，取（一般取值范围为0.60.12），则故塔板截面积塔径，圆整，取1.6m则实际塔板截面面积， 实际降液管截面积， 实际气体流道截面积， 实际操作气速， 实际泛点率，在0.60.8之内且选，符合经验关系。3.4.3塔高的估算实际板数，塔板间距，塔高，设釜液停留时间为30min，釜液高度，设置10个人孔（一般每隔1520块板设一人孔），人孔及进料所在处两板间距增大为0.9m，裙座取5m，塔顶空间高度1.5m，釜液上方气液分离高度取
38、4m。所以，总塔高h=80.55+（10+1）*(0.9-0.45)+0.43+4+5+1.5=96.43m。3.5 溢流装置的设计3.5.1 降液管 （弓形）由上述计算可得降液管截面积，由，查化工原理下册P235图10.2.23得，所以堰长，。溢流强度，符合要求。3.5.2溢流堰E：液流收缩系数，一般可近似取 E =1。堰上方液头高度 取堰高。3.5.3受液盘和底隙取平形受液盘，底隙hb取0.04m（通常在3040mm），液体流经底隙的流速，符合要求。3.6 浮阀数及排列方式3.6.1浮阀数受液区和降液区面积相等，总面积为，入口安定区和出口安定区，边缘区，单流型弓形降液管塔板，有效传质面积，
39、其中：， 求得。采用F1型浮阀，浮阀孔的直径。初选阀动能因子，计算阀孔气速，浮阀个数。3.6.2浮阀排列方式选择正三角形排列，按t=125mm进行布孔，实排阀数n=102个，重新计算塔板以下参数：1) 浮阀的开孔率2)3) ，所以正确。3.7 塔板流动性能校核3.7.1液沫夹带量的校核 ，故不会产生过量的液沫夹带。3.7.2塔板阻力计算1) 干板阻力ho临界气速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2) 塔板清液层阻力hL液相为碳氢化合物=0.5（一般取值为0.40.5） 3) 表面张力阻力ha所以塔板阻力3.7.3降液管液泛校核 液面落差一般较小，可不计，取=0。取降液管中
40、泡沫层密度=0.4，则，而，故不会发生降液管液泛。3.7.4液体在降液管内停留时间 液体在降液管中的停留时间应大于35s，故可避免严重的气泡夹带。3.7.5严重漏液校核 漏液点气速稳定系数，不会发生严重漏液。3.8 负荷性能图3.8.1过量液沫夹带线，令，即，整理得，由上述关系可作得线3.8.2液相下限线由得，由上述关系可作得线3.8.3严重漏液线令，得， 由上述关系可作得线3.8.4液相上限线令，得，由上述关系可作得线3.8.5降液管液泛线取降液管中泡沫层密度，取0.5，忽略，整理得，则上述关系可作得降液管液泛线3.8.6负荷性能图操作作点为：，将以上曲线绘制如下：图3- 2 负荷性能图设计点位于封闭中间偏右下，操作弹性操作弹性：，所以基本满足要求。3.9 塔设计结果表3.9.1操作条件及物性参数操作压力：塔顶
