丙烯-丙烷体系对筛板塔顶精馏塔的设计（处理量：210回流比系数：1.7）

过程工艺与设备课程设计 化机0203 秦娜200242123前言 本课程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。 说明书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说明。 鉴于设计者经验有限，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 概述4 1.1精馏塔41.2再沸器51.3冷凝器5第二章 方案流程简介62.1 精馏装置流程6 2.2 工艺流程62.3设备选用72.4处理能力及产品质量7第三章 精馏塔工艺设计93.1设计条件93.2物料衡算及热量衡算93.3塔板数的计算103.4精馏塔工艺设计143.5溢流装置的设计173.6塔板布置和其余结构尺寸的选取183.7塔板流动性能校核193.8负荷性能图21第四章 再沸器的设计244.1设计任务与设计条件244.2估算设备尺寸254.3传热系数的校核264.4循环流量校核29第五章 辅助设备的设计32第六章 管路设计40第七章 控制方案41第八章 总结42附录一 主要符号说明43附录二 参考文献48附件一 EXCEL 附件二 负荷性能图 第一章 概述 精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1.精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。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。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，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。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。 2.再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，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。本设计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。立式热虹吸特点：循环推动力：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。3.冷凝器 （设计从略） 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（乙稀和乙烷的混合液体）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.工艺流程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）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。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。3 设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 210kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计 第一节 设计条件1 工艺条件：饱和液体进料，进料丙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD99，釜液丙稀含量 xw1，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：P=2.5MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气 加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.7 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=210kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1换算将摩尔百分数换算成质量百分数：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为丙稀摩尔质量 MB为丙烷摩尔质量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65280.3532=28.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=1.67kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 1.0647kg/s ; qmws= 0.6053kg/s 塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三节 塔板数的计算利用EXCEL计算：1泡点计算： 计算过程包括：假设塔顶温度Tto=256K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=256.5K塔顶压力Pt=2500+101.325=2601.325KPa； 代入公式 计算并换算得：PAo=2618.625KPa ; PBo=1531.136KPa又 得：KA=1.00655 ; KB=0.588531;BAKK=a1 1.710275；=1/1.16 1.474375;计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.732486; =3.121899; R=1.7Rmin=5.307228;为逐板计算过程：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第18块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 1.088183n -0.00088181 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=48（含釜）（具体EXCEL计算见附件一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6=31, 实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=80；则塔底压力Pb=Pt+0.9810.44549= 2622.689KPa;塔底温度Tb=278.83K; 经验证:上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量：精馏段：L=5.6506 kmol/s；V=6.7153 kmol/s； 提馏段 ： L=8.2306 kmol/s ；V=6.7153 kmol/s； 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据常压-7.5下，乙稀的物性数据：气相密度：V =35kg/ m3液相密度：L =403.2kg/ m3液相表面张力：=1.6mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=6.7153kg/s qVVs=qmVs/v=0.1919m3/s液相流量：qmLs=5.6506kg/s qVLs=qmLs/L=0.01401 m3/s两相流动参数： =0.2479初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C20=0.06所以，气体负荷因子： =0.03621 液泛气速： 0.1174m/s 取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 uf=0.0822 m/s 气体流道截面积： =2.3345 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.12; 则A / AT=1- Ad / AT =0.88 截面积: AT=A/0.88=2.653 m2 塔径： =1.84 m 圆整后，取D=2.0m 符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联 实际面积： =3.1416 m2 降液管截面积：Ad=AT0.12= 0.3770 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.7646 m2实际操作气速： = 0.0694 m/s 实际泛点率：u / uf =0.59133 塔高的估算 Np=80 有效高度：Z= HT Np=36 m 釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置5个人孔，每个人孔0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m.设釜液停留时间为30min釜液高度：Z =0.9062 m 取其为1 m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+1=45.7m第五节 溢流装置的设计1 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT0.12= 0.3770 m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.76所以，堰长lw=0.76D=1.398m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： =0.031008m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.045m液体流经底隙的流速：ub =0.2227m/sub0.5m/s 符合要求第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=3mm 进出口安全宽度bs=bs=80mm 边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.17所以降液管宽度：bd =0.17D=0.34m =1.42 mr= =0.95 m有效传质面积： = 1.2501 m2 取筛孔直径：do=7mm,取孔中心距：t=3.6do= 0.0252m开孔率： = =0.07 筛孔面积： = 0.0875 m2 筛孔气速： =2.1931 m/s筛孔个数： =2274第七节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.1775m质量夹带率ev ： =0.00007694 kg液/kgev5s 满足要求 5 严重漏液校核 =0.0146m 满足稳定性要求 1.3443m/s第八节 负荷性能图1 过量液沫夹带线规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： = 8337.30-135.27qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相下限线 整理出：qVLh=3.07lw=4.293 与y轴平行 由上述关系可作得线3 严重漏液线 将下式分别代入 近似取Co为前面计算的值 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =3503.1 b=0.0056+0.13hw-h=0.01057 c= =0.000295得：qVVh =3503.1(0.01057+0.000295qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =122.148由上述关系可作得线5 浆液管液泛线Hd=HT+hW令 将 =0以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得： 式中：a= =81.4521109 b= =0.173 c= =298.1554108 d= =0.0040887得： 上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为：qVLh =50.436m3/s qVVh =690.84 m3/s负荷性能图：见附件二 设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin3所以基本满足要求第四章 再沸器的设计一 设计任务与设计条件 1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.6013MPa 压力降：Nphf=800.09590.40329.8103=0.03031 MPa 塔底压力: 2.6013+0.03031=2.6326 MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）1005.83压力（MPa绝压）0.10132.6316蒸发量：Db= q,mVs =6.7153 kg/s3 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2257kj/kg热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流体在（5.83 2.6316MPa）下的物性数据：潜热：rb=295.039kj/kg液相热导率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：b =0.0566mPa*s液相密度：b =450kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.428kj/(kg*k) 表面张力：b0.0027N/m气相粘度：v =0.0566mPa*s气相密度：v =30kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1845318.702w 传热温差： =100-5.83=94.17K 假设传热系数：K=900W/( m2 K) 估算传热面积Ap =21.77 m2 拟用传热管规格为：382.5mm,管长L=2500mm 则传热管数： =73 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=9.85 管心距：t=0.048m 则 壳径： =0.5197m 取D=6, L/D=4.9 符合L/D 46 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.38m 三 传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.24则循环气量： =27.98kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=38-22.5=33mm =0.0624 = 448.40 kg/( m2 s) 雷诺数： = 261437.03 普朗特数： =2.13886 显热段传热管内表面系数： = 1848.65w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.8176kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.094kg/(m s) = 1328.62 符合 Re0.150.2所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.08时=2.3259 两相流的液相分率： = 0.3129 两相流平均密度： = 161.42kg/m3 2）当X=Xe=0.24 = 0.7286两相流的液相分率： = 0.1776 两相流平均密度： = 104.59kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.02m, 则循环系统的推动力： = 5911.605pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 520.29kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2518961.986进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01506进口管长度与局部阻力当量长度： =29.30m管程进出口阻力: =637.68 传热管显热段阻力P2 =448.36kg/(m2s) =1980390 =0.0544 = 14.73Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =71.73kg/(m2s) =41825.81 =0.01948 =83.81Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=376.63 kg/(m2s) = 2195899 = 0.01931 = 226.87Pa = 2265.86Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.1034 = 939.65管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 246.71kg/(m2s) = 59.21kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 44.23m = 397529.21 = 0.01789 = 121.67b. 液相流动阻力PL5 =187.5 kg/(m2s) = 1258833.92 = 0.015148 = 72.28Pa = 1513.20Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 5824.94 又因PD=5911.609Pa 所以 =1.0149 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =420kg/m3 乙烷 L2 =470kg/m3 压力取2.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 则 =437.02 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=6012kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 1320.65m3 圆整后 取V=1321 m3 3回流罐（-7.5）质量流量qmLh=3600RqmDs =20342.18kg/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 16.62取V=174 塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =3833 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数=0.7则产品罐的容积 902.13取V=9035 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =2179.08 kg/h 则釜液罐的容积 854.78 m3取V=855m3二 泵的设计取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.003821 m3/s 取d=99mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0025查得：=0.023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 =9.3m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0125m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00156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个取则qVLh =45.30m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00134m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00367查得：=0.04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个取则qVLh =3.79m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格1033。其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594第九章 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乙烷、乙烯L=403.32FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=354HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜温控制020乙烷L=450总结完成了两周的设计，经历的过程是痛苦和曲折的，从选择计算参数，到计算设计，再到验证校核，其中的经验过程基本上是课堂教学中学不到的。这次课程设计使我初步体会到作为一个工程设计人员，所必需具备的工程意识。在我确定参数时，一些参数的取值似乎让设计进入了死胡同，进行校核时，经常把前几天的设计否定，要从新计算，经常，为了两个参数要反复整个计算过程十几遍。面对这样的困难，我觉得这些试验，这些反复就是设计的经验，每一丝进展都是对我莫大的鼓励，这些是先前纸上谈兵所体会不到的。我们学完了化工原理课程，可以应付考试，到了真正做设计的时候，才发现自己真的知之甚少，有时候甚至觉得无从下手。当设计终于做完的时候，其中必定充满了很多很多的错误，但我完全可以坦然面对这些错误，因为进步正是在错了再改，一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计，我深刻的体会到：从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是差了很远。现在我们是作设计，已经觉得很困难，到了下工厂操作的时候，必然又会遇上新的问题。但我们从来就是不惧怕困难的，在不断的征服困难的过程中，我们才能也必然会掌握这门技术。这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理和具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如，EXCEL，AUTO-CAD等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2e单位时间夹带的液沫量 kg/hAa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn筛孔个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管