丙烯-丙烷精馏装置设计（处理量：80回流比系数：1.6）

化工原理课程设计1概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最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。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。11塔型选择精馏塔是精馏装置的主体核心设备。根据塔内件的特点，气液传质设备分为两大类：板式塔和填料塔。板式塔以塔板作为气液传质的基本构件。气体或蒸汽以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，塔内气液两相逐级接触，进行传质，气液两相各组分的浓度沿塔高呈阶梯式变化。而填料塔属微分接触型的气液传质设备，基本传质元件是填料。液体在填料表面呈膜状向下流动时气体作为连续相自下而上流动，气液两相间的传质通过填料表面的液膜进行，两相各组分浓度沿塔高呈连续变化。在进行气液设备设计时，首先要合理选择塔型选择时要综合考虑物料的性质、操作条件、塔设备的性能及塔设备的加工、安装、维修等多种因素。（1） 与物性有关的因素易起泡的物系，在处理量不大时，宜选填料塔，因为在板式塔中容易引起液泛，而填料塔能使泡沫破碎。具有腐蚀性的介质，采用填料塔，因填料可用非金属材料制作，如必须采用板式塔宜选结构简单，造价低廉的筛板塔，以便更换。粘性较大的物系，因板式塔传质效率太差，可采用尺寸较大的填料。含悬浮物，或易结垢、有结晶的物料一般不选用填料塔，以液流通道较大的板式塔为宜。操作过程中有热效应的系统，宜用板式塔为宜，因塔盘上有积液层，可安放传热管，进行有效的加热或冷却。（2） 与操作条件有关的因素 若塔内气相传质阻力大，宜选用填料塔，因填料塔内气相流动呈湍流，液相呈膜状流动，反之，受液相阻力控制的系统，宜选用板式塔。低的液相负荷，一般不宜采用填料塔，因这种情况下，填料表面不能充分湿润，难以保证分离效率。大的液相负荷，可选用填料塔，若用板式塔宜选用流动阻力较小的筛板塔或浮阀塔。气液比波动较大时，宜采用板式塔。操作弹性，一般板式塔优于填料塔。塔型的选择并无统一的标准。如传统的观念认为塔径大于800mm时，优先考虑采用板式塔，小于800mm时，应采用填料塔。但自20世纪70年代以来，新型填料的开发和应用，大塔中使用的填料效果优于板式塔的情况已相当普遍。就总体而言，板式塔由于其技术成熟、造价低廉、安装、检修及清洗方便等优点，一般更易于被有关厂家和设计者所接受。 一般来说，对于物系无特殊工艺特性要求，且生产能力不是过小的精馏操作，宜采用板式塔。板式塔类型不同主要在于塔板结构的千差万别，通常按塔板结构的不同分为泡罩板、筛板、浮阀、网孔板、斜孔板、穿流栅板等。其中应用最多的是筛板和浮阀。根据设计任务书的要求我们采用筛板塔。12精馏塔操作条件的选择121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，回流比增加或塔高增加，同时还使在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。但上述情况对于一般情况而言，对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是优有利的。因为当我们在1.6MPa的压力下操作时，精馏塔内塔顶温度为42.97，塔底温度为52.79，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。122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，如果来的原料为过冷液体，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，进料不再需要热量使之汽化，进料全部以饱和气相状态进入精馏段。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。123加热剂及加热方法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。但考虑到我们所要处理的情况，再沸器中需要加热的塔釜液温度为52.79，所以我们可以用廉价的80左右的的热水加热即可。一方面使回收其他过程难以回收的热量，另一方面降低系统有效能损失。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。124冷却剂精馏塔常以循环冷却水作为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。冷却水的进口温度，随生产厂所在地全年气象条件以及凉水塔的能力而定。在设计中通常按夏天出凉水塔的水温而定，使装置在最恶劣的条件下也能正常运行。考虑到我们所处理的情况，精馏塔顶的温度在42.97，为保证一定的传热温差，我们要求进冷却器的循环水进口温度在20左右，冷却水换热温升在510。125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。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看那种影响占主导。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=7.49。由经验操作，回流比为最小回流比的1.12.0倍，根据任务书要求，取回流比系数为1.6，所以计算时所用的回流比为R=12。 13再沸器选择再沸器是精馏装置的重要附属设备，其作用是使塔釜液部分汽化，从而实现精馏塔内的气液两相间的热量及动量传递。其形式主要有立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、强制循环式、釜式再沸器和内置式再沸器。其中，设计者采用的是立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利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。14工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）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。 15处理能力及产品质量 根据设计任务书的要求，此套装置的设计处理量：80kmol/h，产品质量：塔顶丙烯含量大于98%，釜液丙烯含量小于2% 。2工艺设计21精馏过程的物料衡算与能量衡算211理论塔板和回流比计算塔顶压力下混合物的泡点温度、相对挥发度，假设理论塔板数NT,计算塔底压力和塔底混合物的泡点温度、相对挥发度。取全塔的相对挥发度为,计算最小回流比、回流比R。利用逐板计算法计算理论板数NT,进料位置NF。将所得的理论板数与假设的理论板数相比，若二者相等结束计算，若不等把所计算得理论板数赋值给假设理论板数，重新计算直至二者相等。计算程序框图如下：图 1 理论塔板数和回流比计算框图输入Pd ,qnF , zF , xD , xW , Antione方程常数塔顶泡点温度tbd , 相对挥发度d假设理论板数NTt塔底压力Pw , 塔底泡点温度tbw , 相对挥发度w , 平均相对挥发度最小回流比Rmin , 回流比R全塔物料衡算qnD , qnw , qnL, qnV , qnL , qnV ,逐板计算 xi , yi , NT , NFNT=NTt结束NTt=NTYN相平衡方程： 精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：图3 逐板计算框图P,x,TKi=f(T,P)yi=Ki*xifn(T)=yi-1|fn(T)|?T=Tb图2 泡点计算框图输入：qnF , zF , R , xD , xwqnD , qnW , xq , yq y1=xd j=1平衡关系求，xjxjxwxj2.4塔板间距HT/m0.350.350.450.40.6同时根据选定的适宜规范塔径D的值，计算实际的操作气速u、泛点率以及降液管的面积Ad和Ad/AT。 求塔径的程序框图如下：给定初值：HT , Ad/AT ,u/uf , hL输入：V ,L ,qVVs ,qVLsFLV ,C20 ,C ,uf , uA , AT , D核对D与HT重设HT返回D值图 4 求塔径子程序框图.l wbdDAd图 5 单流型塔板图2212塔板设计1选择溢流堰型式为平直堰。2降液管管高hw及降液管底隙hb 对常加压塔一般取hw=4080mm , 降液管底隙hb一般在3040mm范围内。3堰长及弓形降液管宽度bd 在求塔径时曾给定降液管截面Ad与塔截面AT之比Ad/AT的值。而堰长与直径D的比/D有一定的关系，不宜再假定一初值。单流型塔板几何关系如图 5 所示，可以推得如下关系式： 式（20）中以给定了Ad/AT可以用数值方法求得/D的解，进而可求得。 求得/D的值代入式（21）中，可求得bd 。3 堰上方液头高度how 堰上方液头高度how可由下式计算： 式中： 液流收缩系数E考虑塔壁对液流收缩的影响，若液体流量不过大可近似取E=1。4 塔板布置有效传质区降液区受液区l wbdbsbsrxbc图 6 塔板布置图取进、出口安定区宽度一般为50100mm；边缘宽度bc一般为50mm。筛孔直径初值d0一般取38mm，以5mm左右为宜；筛孔中心距初值t=(3.52.5)d0 。 有效传质区面积Aa对于单流型弓形降液管塔板，有效传质区的面积可根据图 6 中的几何关系由下式计算：式中 筛板的开孔率为筛孔的总截面积与有效传质区面积的比，它可由下式计算： 筛孔的总截面积Ao： Ao=Aa (25) 筛孔气速uo： uo=qVVs/Ao (26) 筛孔数n： 塔板设计的程序框图如下： 输入：qVLh , qVVs , D , Ad/AT选取：hw , hb 开孔区设计计算： Aa , Ao , uo , n图 7塔板设计的程序框图 溢流区设计计算：lw , bd , how选取：, bs , bc ,do t塔板设计结束2213塔板的校核1液沫夹带量校核塔板上的液沫夹带量eV可由Hunt 提出的经验公式进行估算：式中： 通常要求eV0.1kg液体/kg气体，否则应增加开孔率，降低气速；或适当增加塔板间距。 2塔板阻力计算和校核 塔板的阻力包含气体通过塔板以及塔板上的清液层的阻力，即干板阻力、清液层阻力以及克服清液表面张力阻力之和。干板阻力ho 干板阻力ho可由下式计算： 其中：Co为孔流系数，它为筛孔直径和筛板厚度的函数。Co可由下式计算7： 液层阻力hL 气体通过塔板上清液层阻力hL可表示为： 式中为塔板上液层冲气系数，与气体的动能因子有关，动能因子为： 其中，ua以开孔区面积计的气速 塔板上液层冲气系数可按下列经验公式求取6： 克服清液表面张力阻力h 塔板总阻力： 3降液管液泛校核降液管内清液层高度： 式中： 液面落差 筛板塔盘上的液相流动阻力小，其液面落差一般不大，常可忽略不计。若液体的流量或塔径很大，可按下式计算： 式中： 液体流过降液管的流动阻力hd主要集中于底隙处，可由下式计算： 取泡沫层的相对密度为0.6，则降液管中实际泡沫层高度为： 降液管不发生液泛，应满足 若求得的过大，可设法减小塔板阻力hf ，特别是其中的ho ，或适当增加塔板间距。 4液体在降液管中的停留时间的校核 液体在降液管中的平均停留时间为： 据经验，应使不小于35 s 。若求得的过小，可适当增加Ad或HT 。5 严重漏液校核 严重漏液时的干板阻力和塔板上的液层高度有一定的关系。筛板塔的可按下式 计算： 稳定系数k为： 降液管不发生严重漏液，应满足以下条件： k1.52 (43)若所求k值过小，应适当减小开孔率或堰高。2214负荷性能图 1过量液沫夹带线（eV=0.1） 2液相下限线（hOW=0.006） 3严重漏液线式中 4液相上限线（=5） 5降液管液泛线（） 式中 2215塔板设计主程序框图：输入设计变量给定初值：HT , hL , Ad/AT 计算塔径D塔板设计给定：bc , bs , do , ,t ，计算堰长，液头高，开孔区有效传质面积Aa开孔面积Ao , 孔数，开孔率，筛孔气速流体力学校核判断是否存在液沫夹带、液泛，是否严重漏液调整塔板结构使工作点落在稳定区内负荷性能图结束调整HT ,Ad/AT调整开孔率，Hb图 8塔板设计主程序框图2216精馏塔计算结果精馏塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力： 塔顶 1.721 MPa 塔底 1.789 MPa操作温度： 塔顶 42.97 塔底 52.79 名 称数 值气相密度v kg/m335.3液相相密度L kg/m3448.83气相体积流量qvh m3/h851.35气相体积流量qLh m3/h69.654液相表面张力 mN/m4.176（2）塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名 称数 值名 称数 值塔内径 D , m1.60空塔速率 u , m/s0.138板间距 HT , m0.50泛点率 u/uf0.805液流型式单流型动能因子 Fa1.216降液管截面与塔截面积之比Ad/AT0.145孔口流速 uo ,m/s2.765出口堰堰长 lW , m1.286降液管流速 Ub , m/s0.066弓形降液管宽度 bd , m0.324稳定系数 k1.735出口堰堰高 hw , m0.040溢流强度 uL , m3/mh54.16降液管底隙 hb , m0.030堰上方液头高度 how , m0.041安定区宽度 bS , m0.070塔板阻力 hf , m0.098边缘宽度 bC , m0.050降液管清液柱高 Hd , mm0.217塔板厚 , mm4.0降液管泡沫柱高 Hd/, m0.362筛孔个数6807降液管停留时间 , s7.534筛孔直径 do , mm4.0底隙流速 ub , m/s0.501开孔率 0.074气相负荷下限 m3/h410气相负荷上限 m3/h1210操作弹性2.81（3）负荷性能图过量液沫夹带线:液相下限线:严重漏液线:液相上限线:降液管液泛线: 由图可以看出：设计点位于正常操作区的中部表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气（液）相负荷的上下限，分别由过量液沫夹带和严重漏液所限制。由图可查得 qVVh,max=1210 m3/h ,qVVh,min=430 m3/h故操作弹性为1210/430=2.81。设计较合理、适宜。注：1过量液沫夹带线:2液相下限线:3严重漏液线:4液相上限线:5降液管液泛线:2217塔高 （1）塔高实际塔板数 =114 实际进料位置 =32/0.6=54 人孔高度系统所处理的物料不易结焦、结垢，每隔10块板开一人孔，开人孔处高度设为两块塔板高度即Hop=1.0m 。人孔数Nop=10 。 塔的顶部空间高度 由于丙烯丙烷的性质所设计的塔板不易发生液泛，顶部空间高度取为 Hd =1.2 m 塔的底部空间高度 釜液的停留时间取为5 min ，则塔的底部空间高度 式中 加料板高度 加料高度设为两块塔板高度即Hf=1.0 m 。 裙座高度 裙座高度设为 Hs=5.0 m塔高 H=(Np-1-Nop-1)HT+Hf+NopHop+Hd+Hw+Hs=71.1 m 。 222立式热虹吸再沸器工艺设计12221估算再沸器尺寸 （a）再沸器的热流量 再沸器的热流量可以根据管程内液体的蒸发所需要的热流量为准，按下式进行计算 （47）式中 （b）计算传热温差 再沸器壳程为热水，管程为塔底釜液。 （48）式中 （c）假定总传热系数K 壳程为热水，管程为有机溶液总传热系数大致范围为：4601140W/(m2K) 。从中选取某一K值，作为假定传热系数K，按下式计算实际传热面积： （49） （d）工艺结构设计 根据选定的单程传热管长度L及传热管规格，按下式计算总传热管根数NTE (50) 管板上传热管按正三角形排列时，则排管构成正六边形的个数a可由下面方程解出 （51） 最大正六边形对角线上管子数目b为 b=2a+1 (52) 再沸器壳体直径D由下式确定： D=t(b-1)+(23)do (53) 再沸器的接管尺寸参考下表 再沸器接管直径D/mm壳径40060080010001200140016001800最大接管壳程100100125150200250300300直径管程2002503504004504505005002222热流量核算 （a）显热段传热系数KL 1釜液循环量 假设出口气含率为xe , 其值的大致范围为：对于水汽化率一般在2%5%，对于有机溶剂一般为10%20% 。则釜液循环量为 （54）式中 2显热段传热管内表面传热系数 传热管内釜液的质量流速为 （55）式中 管内雷诺数Re及普朗特数Pr分别为 （56） （57）式中 若Re104，0.6Pr50时，可采用下式计算显热段传热管内表面传热系数 （58） 3壳程热水表面传热系数3 壳程热水流量可由下式计算： （59）式中 换热管为正三角形排列时管程的当量直径 （60）式中 管外的流速按流体流过管间最大截面积S计算 (61)式中 壳程热水的质量流速G 式中 壳程内雷诺数Re及普朗特数Pr分别为 （62） （63）式中 壳程热水表面传热系数可用下述关联式： （64）显热段传热系数KL可用下式计算： （65）式中 （b）蒸发段传热系数KE 1两相对流给热膜系数 按下式进行计算 （66）式中Ftp为对流沸腾因子，是Xtt Martinelli 参数的函数 （67）若令 则 （68） 在再沸器设计中采用Dengler及Addams关联式来计算Ftp (69)由于蒸发段的气含率是不断变化的，设计时取气含率为出口气含率的40%处的值作为平均值，即令x=0.4xe，用式（68）求得1/Xtt，再用式（69）求得Ftp之值。hi是以液体单独存在为基础而求得的管程表面传热系数 （70） 2泡核沸腾表面传热系数 （71）式中 3泡核沸腾压抑因数 a 6 （72） Retp两相流Re数 （73） RL液相Re数 （74） F修正因子 （75） 4管内沸腾表面传热系数hv （76）蒸发段传热系数KE （77） （c）显热段和蒸发段长度 显热段的长度与传热段总长之比值 （78）式中为沸腾物系的蒸汽压曲线的斜率，可由推导得 （79） （d）计算传热系数KC (80) （e）面积裕度核算 所需的传热面积AC （81） 传热面积裕度 （82）再沸器的热流量变化相对较大，故再沸器的裕度应以大一些，一般可在30%左右。2223循环流量的校核 （a）循环推动力 （83）式中 其中的l值可参照下表，结合再沸器公称直径进行选取。直径/mm40060080010001200140016001800l/m0.800.901.061.461.58 其他各参数按如下方式处理 （84）式中 RL 两相流的液相分率，其值为 （85） 蒸发段的两相流平均相对密度以出口含气率的三分之一计算，即取x=xe/3，由式（68）求得Xtt代入式（85）求得RL，再应用式（84）求得；管程出口管内的两相流密度为常数，取x=xe，按上述步骤同样求得 （b）循环阻力 再沸器中液体循环阻力包括管程进口阻力、传热管显热段阻力、传热管蒸发段阻力、因动量变化引起得阻力和管程出口阻力，即 =+ （86）1 管程进口阻力 （87） （88） （89） （90） （91）式中2传热管显热段阻力 （92） （93） （94） （95）式中 3传热管蒸发段阻力 该段为两相流，故其流动阻力计算按两相流考虑。 气相流动阻力为 （96） （97） （98） （99）式中 液相流动阻力为 （100） （101） （102） （103）式中 两相流动阻力 （104） 4因动量变化引起得阻力 在传热管内沿蒸发段汽化率逐渐增加，两相流动加速，故管程内因动量变化所引起得阻力为 （105）式中 M的值可由下式进行计算 （106） 5管程出口阻力 该段也为两相流，故其流动阻力计算按两相流考虑。 气相流动阻力为 （107） （108） （109） （110）式中 液相流动阻力为 （111） （112） （113） （114）式中 两相流动阻力 （115） （c）循环推动力与循环阻力比/ 根据以上计算若所得的循环推动力与循环阻力比/的比值大约在1.0011.05之间，则表明所设计的再沸器所假设的传热管出口含气率xe正确，否则，重新假设传热系数K及汽化率xe ，重复上述过程，直到满足传热及流体力学要求为止。 2224再沸器工艺设计程序框图： 输入设计变量假定初值：K , xe计算：Q , Ap , NTE , KE , KL , LBC , LCD , AC ,H0.3H1.0PD , PfPD / Pf结束调整K , xeNNYY图 9再沸器工艺设计程序框图 2225 再沸器主要结构尺寸和计算结果 再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程物料名称进口丙烯丙烷水出口丙烯丙烷水流量 kg/h进作温度 进口52.9785出口5270操作压力 MPa1.791.0定性温度 52.577.5液 体密度 kg/m3448.83977.8导热系数 W/mK0.081420.668热容 kJ/kg3.0294.187粘度 mPa/s0.07350.406表面张力 mN/m4.1759汽化潜热 kJ/kg286.36气 体密度 kg/m335.3导热系数 W/mK热容 kJ/kg粘度 mPa/s0.0088冷凝潜热 kJ/kg设备结构参数形式立式热虹吸再沸器台数1壳体直径 mm1200壳程数1管径 mm25/2管心距 mm31管长 mm3000排列方式正三角形管数目（根）848折流板数10传热面积 m2199.81折流板间距 mm300管程数1材质碳钢接管尺寸 mm进口200出口450主要计算结果管程壳程流速 m/s0.320.54传热膜系数 W/m2648.394609.96污垢热阻 m2/W1.76e-44.20e-4热负荷 kW2390.1传热温差 23.9总传热系数 W/m2688.88裕度37.8%3管路设计及泵的选择31管路设计进料管线管径 进料流量80kmol/h，组成丙烯0.65，丙烷0.35，平均分子量43.3，平均密度459.01kg/m3。取管内流速为u=0.5m/s，管线直径d =0.0731 根据管材规范，该直径d应选择835管材。计算每百米管长阻力 若取钢管，粗糙度=