丙烯-丙烷体系对塔底浮阀精馏装置设计（处理量：70回流比系数：1.6）

化工原理课程设计丙烯-丙烷精馏装置设计处 理 量：70kmol/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：大连总板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：浮阀回 流 比：1.6班级：工业催化0407学生：孙兆松学号：200448202 指导教师：贺高红 董宏光2007年9月前 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 概述4第二章 流程简介5第三章 精馏塔工艺设计5第四章 再沸器的设计15第五章 辅助设备的设计21第六章 管路设计26第七章 控制方案26附录一 主要符号说明27附录二 参考文献29第一章 概述 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。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。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，漏夜量不多；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。2 再沸器作用：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。3 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。4 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（丙稀和丙烷的混合液体）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 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 70kmol/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 xD98，釜液丙稀含量 xw2，总板效率为0.6。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=1.63 塔板形式：浮阀4处理量： =70kmol/h5安装地点：大连6塔板设计位置：塔底7. 物料密度：MA=42 MB=44 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 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 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=0.65420.3544=42.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.8303kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.5364kg/s ; qmws= 0.2939kg/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 利用程序进行迭代计算：流程图如下：1.泡点计算泡点初值To总压PAntoinec常数outputy-1p0A p0BKA KB2塔板数计算假设初值Tto、Tbo、2并输入Pt(绝)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L计算1计算=(1+2)/2计算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N计算2计算并输出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2将2代入YN 注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。 计算过程包括：假设塔顶温度Tt0=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.31K塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa代入公式 计算并换算得：PAo=1726.975KPa ; PBo=1444.612KPa又 得：KA=1.0033 ; KB=0.8392BAKK=a1 1.1955设a2 1.1885=(a1+a2)/2 1.1920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=0.6887 =7.5183 R=1.6Rmin=12.0293为逐板计算过程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第32块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=69（含釜）迭代结果：进料板Nf=32/0.6+1=55, 实际板数Np=(69-1)/0.6+1=115则塔底压力Pb=Pt+0.474*9.810.1Np= 1774.85KPa同可算得：塔底温度Tb=325.75K 2 1.1887 符合假设 所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量： 精馏段： qmLs=RqmDs=6.4525kg/s qmVs=(R+1)qmDs=6.9889kg/s 提馏段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=7.2828kg/s q,mVs= qmVs =6.9889kg/s 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据查表Pc=4.25MPa Tc=369.8K Pr=P/Pc=1.721/4.25=0.405Tr=T/Tc=0.855查表Z=0.75 =36.25气相密度：V =36.25kg/ m3由1/ rLm=(wi/ rLi)得液相密度：L =474.47kg/ m3液相表面张力：=4.77mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=6.9889kg/s qVVs=qmVs/v=0.1907m3/s液相流量：qmLs=6.4525kg/s qVLs=qmLs/L=0.01360 m3/s两相流动参数： =0.2567初选塔板间距 HT=0.45m,查泛点关联图，得：C20=0.059所以，气体负荷因子： =0.0443 液泛气速： 0.1531m/s 取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 uf=0.1072m/s 气体流道截面积： =1.7789m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.08; 则A / AT=1- Ad / AT =0.92 截面积: AT=A/0.92=1.9336m2 塔径： =1.5695m 圆整后，取D=1.6m 符合经验关联 实际面积： =2.0106m2 降液管截面积：Ad=AT0.08= 0.1608 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.8498 m2实际操作气速： = 0.1031 m/s 实际泛点率：u / uf =0.67343 塔高的估算 Np=115 有效高度：Z= HT Np=51.75m进料处两板间距增大为0.7m设置4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 = 0.596m 取其为0.6m 所以，总塔高为61.4m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=AT0.08= 0.1608 m2由Ad/AT=0.08,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.67所以，堰长lw=0.67D=1.072m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： =0.03629m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.035m液体流经底隙的流速：ub =0.3625m/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=4mm进出口安全宽度bs=bs=80mm边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.08,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.13所以降液管宽度：bd =0.13D=0.208m =0.512mr= =0.75m有效传质面积： = 1.4065 m2 采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径=0.039 m初取阀孔动能因子=10，计算适宜的阀孔气速=1.6518浮阀个数 =972.浮阀排列方式采用等边三角形排列./=/=0.907解得t=0.122m 取t=125mm 缩小十倍在纸上作图,画浮阀的错流分布得n=97个,再按实际浮阀数重新计算塔板的个数为97个.阀孔气速=1.6457m/s动能因子 =9.922 浮阀的开孔率 5.76%10%第七节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核由塔板上气相密度及塔板间距查图得系数=0.118根据表5-11所提供的数据，K可取K=1。Z=D-2=1.184m=1.689m2 =0.29800.8 =0.3866, 所以不会发生液泛 4 液体在降液管中的停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 =5.91s 3s 故所夹带气体可以释放。 5 严重漏液校核当阀孔的动能因子小于5时，将会发生严重漏液，故漏夜点的孔速可取=5的相应孔流气速=0.8305(m/s)稳定系数K=/=1.6457/0.8305=1.9951.5不会发生严重漏液。第八节 负荷性能图1）过量液沫夹带线 令=0.8，代入关系式，得到=0.554-5.570 得过量液沫夹带线2）液相下限线 令，得到=0.000914m3/s可见该线为垂直轴的直线，该线记为。3）严重漏液线 =所以=（n）=0.0962 m3/s该线记为4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=0.01447m3/s该线记为5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使0.3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= 0.06167时=4.0218 两相流的液相分率： = 0.3989 两相流平均密度： = 197.088kg/m3 2）当X=Xe=0.185 = 1.318两相流的液相分率： = 0.2390 两相流平均密度： = 132.101kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m, 则循环系统的推动力： = 5787.46pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 769.60kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2709873进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01498进口管长度与局部阻力当量长度： =29.299m管程进出口阻力: =1178.15Pa 传热管显热段阻力P2 =347.79kg/(m2s) =161648 =0.0202 = 8.165Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =42.894kg/(m2s) =160852 =0.0123 =28.486Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=304.89 kg/(m2s) = 141712 = 0.0206 = 190.73Pa = 1319.04Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 1.383 = 379.05Pa管程出口段阻力P5 c. 气相流动阻力Pv5 = 392.655kg/(m2s) = 72.64kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.787m = 2889138 = 0.0149 = 131.02d. 液相流动阻力PL5 =320.01 kg/(m2s) = 1577533 = 0.01560 = 210.92Pa = 2678.74Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 5563.15 又因PD=5787.46Pa 所以 =1.040 在1.01011.0526之间 所以满足要求 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丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.77485MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =516.3 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 793.978m3 圆整后 取V=800 m3 2回流罐（43.3）质量流量qmLh=3600RqmDs =23229kg/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 15.77 m3取V=18 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1931.04 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 4225.98m3取V=4226m34 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =1058.04 kg/h 则釜液罐的容积 404.86 m3取V=405m3二 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45，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液体焓变：H=401kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=2989.08401/3600=332.99kw 壳程水焓变：H=125.6kj/kg 壳程水流率：q=9050kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=12m2 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=6.9639kg/s取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q= qmVsr=2106.86kw壳程取焓变：H=125.5kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=60435.82kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=152m23塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=150.192kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=6437.14kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=16 m24釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20，走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s丙烷液体焓变：H =282kj/kg传热速率：Q= qmVsH =82.88kw壳程取焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/H=3552kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=8 m2三 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.0016 m3/s 取d=65mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003查得：=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个取则qVLh =5.97m3/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 / =0.0137 m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00107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 =49.44m3/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 / =0.00089m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0045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 =2.393m3/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685。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第七章 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丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4426TIC-01釜温控制4060丙烷L=442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及组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流