化工原理设计 丙烯 塔顶 筛板 1.2 80

1、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1第二章 流程简介3第三章 精馏塔工艺设计5第四章 再沸器的设计19第五章 辅助设备的设计26第六章 管路设计34第七章 控制方案35设计心得及总结 36附件一 C程序 138附件二 matlab程序250附录一 主要符号说明51附录二 参考文献54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

2、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 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化

3、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

4、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

5、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： 80kmol/h产品质

6、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=1.2 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=80kmol/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

7、+(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=0.948kg/s精馏段1.00000.98290.01700.99000.0100256.48761.00720.58891.7103精馏段2.00000.97320.02670.98420.0158256.66481.01130.59161.7095精馏段3.00000.9602

8、0.03970.97640.0236256.90331.01690.59521.7084精馏段4.00000.94270.05720.96570.0343257.22111.02440.60011.7070精馏段5.00000.91990.08000.95150.0485257.63831.03430.60661.7051精馏段6.00000.89090.10900.93290.0671258.17511.04720.61501.7027精馏段7.00000.85480.14510.90920.0908258.84741.06360.62581.6997精馏段8.00000.81190.188

9、00.87990.1201259.66151.08370.63901.6961精馏段9.00000.76300.23690.84490.1551260.60821.10740.65451.6919精馏段10.00000.70990.29000.80510.1949261.65901.13410.67211.6873精馏段11.00000.65520.34470.76180.2382262.76731.16270.69101.6825精馏段12.00000.60180.39810.71720.2828263.87621.19180.71031.6778提馏段13.00000.53840.4615

10、0.66110.3389265.23001.22790.73431.6721提馏段14.00000.46490.53500.59140.4086266.84741.27210.76381.6654提馏段15.00000.38620.61370.51060.4894268.64241.32220.79741.6581提馏段16.00000.30860.69130.42420.5758270.48191.37480.83281.6508提馏段17.00000.23770.76220.33890.6611272.22271.42580.86731.6440提馏段18.00000.17740.8225

11、0.26110.7389273.75301.47160.89841.6381提馏段19.00000.12910.87080.19490.8051275.01551.51000.92451.6332提馏段20.00000.09200.90790.14180.8582276.00461.54040.94531.6295提馏段21.00000.06460.93530.10110.8989276.74941.56360.96121.6267提馏段22.00000.04490.95500.07100.9290277.29411.58050.97281.6247提馏段23.00000.03100.9689

12、0.04930.9507277.68451.59270.98121.6233提馏段24.00000.02120.97870.03400.9660277.96061.60130.98711.6223提馏段25.00000.01450.98540.02330.9767278.15451.60720.99121.6216提馏段26.00000.00990.99000.01590.9841278.29021.61130.99401.62112求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.600kg/s ; qmws= 0.33

13、25kg/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

14、+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Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.13K塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa 代入公式 计算并换算得：PAo=1726.955KPa ; PBo=1444.432KPa又 得：KA=1.003 ; KB=0.839BAKK=a1 1.1956设2 1.1888=(1+2)/2 1.1922计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得

15、 xe=0.65;ye=0.6889 =7.489 R=1.2 Rmin=8.99为逐板计算过程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）（具体程序见附件一）迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=72实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=145则塔底压力Pb=Pt+0.980.47Np= 1788KPa同可算得：塔底温度Tb=325.52K 2 1.18885 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=RqmD

16、s=5.400kg/s qmVs=(R+1)qmDs=5.9994kg/s 提馏段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=6.345kg/s q,mVs= qmVs =5.9994kg/s 计算结果精馏段1.00000.98290.01700.99000.0100256.48761.00720.58891.7103精馏段2.00000.97320.02670.98420.0158256.66481.01130.59161.7095精馏段3.00000.96020.03970.97640.0236256.90331.01690.59521.7084精馏段4.00000.94270.05720.96

17、570.0343257.22111.02440.60011.7070精馏段5.00000.91990.08000.95150.0485257.63831.03430.60661.7051精馏段6.00000.89090.10900.93290.0671258.17511.04720.61501.7027精馏段7.00000.85480.14510.90920.0908258.84741.06360.62581.6997精馏段8.00000.81190.18800.87990.1201259.66151.08370.63901.6961精馏段9.00000.76300.23690.84490.1

18、551260.60821.10740.65451.6919精馏段10.00000.70990.29000.80510.1949261.65901.13410.67211.6873精馏段11.00000.65520.34470.76180.2382262.76731.16270.69101.6825精馏段12.00000.60180.39810.71720.2828263.87621.19180.71031.6778提馏段13.00000.53840.46150.66110.3389265.23001.22790.73431.6721提馏段14.00000.46490.53500.59140.4

19、086266.84741.27210.76381.6654提馏段15.00000.38620.61370.51060.4894268.64241.32220.79741.6581提馏段16.00000.30860.69130.42420.5758270.48191.37480.83281.6508提馏段17.00000.23770.76220.33890.6611272.22271.42580.86731.6440提馏段18.00000.17740.82250.26110.7389273.75301.47160.89841.6381提馏段19.00000.12910.87080.19490.8

20、051275.01551.51000.92451.6332提馏段20.00000.09200.90790.14180.8582276.00461.54040.94531.6295提馏段21.00000.06460.93530.10110.8989276.74941.56360.96121.6267提馏段22.00000.04490.95500.07100.9290277.29411.58050.97281.6247提馏段23.00000.03100.96890.04930.9507277.68451.59270.98121.6233提馏段24.00000.02120.97870.03400.9

21、660277.96061.60130.98711.6223提馏段25.00000.01450.98540.02330.9767278.15451.60720.99121.6216提馏段26.00000.00990.99000.01590.9841278.29021.61130.99401.6211第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据常压43下，丙稀的物性数据：气相密度：V =28kg/ m3液相密度：L =470kg/ m3液相表面张力：=4.5mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=5.9994kg/s qVVs=qmVs/v=0.214m3/s液相流量：qmLs=5.400kg/s qVLs

22、=qmLs/L=0.0114 m3/s两相流动参数： =0.218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=0.061所以，气体负荷因子： =0.04526 液泛气速： 0.1798m/s 取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 uf=0.1259 m/s 气体流道截面积： =1.6994 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.15; 则A / AT=1- Ad / AT =0.85 截面积: AT=A/0.85=1.9997 m2 塔径： =1.596m 圆整后，取D=1.6m 符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6

23、.10.2的经验关联 实际面积： =2.01 m2 降液管截面积：Ad=AT0.15=0.302 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.709 m2实际操作气速： = 0.1252 m/s 实际泛点率：u / uf =0.69643 塔高的估算 Np=145 有效高度：Z= HT Np=62.25m 釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置8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 =0.44m 取其为0.5m 所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=69.5m第五节 溢流装置的设

24、计1 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT0.15= 0.302 m2由Ad/AT=0.15,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.82所以，堰长lw=0.82D=1.312m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： =0.028329m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.045m液体流经底隙的流速：ub =0.193m/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=0.15,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.

25、21所以降液管宽度：bd =0.21D=0.336m =8.542mr= =0.85m有效传质面积： = 1.4320 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： = 0.1002 m2 筛孔气速： =2.4817m/s筛孔个数： =2604第七节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.1736m质量夹带率ev ： =0.000076kg液/kg气ev5s 满足要求 5 严重漏液校核 =0.0141m 满足稳定性要求 1.1257m/s第八节 负荷性能图1 过量液沫夹带线规定：ev = 0.1

26、（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： = 10671-167qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相上限线 整理出：qVLh=3.07lw=4.034 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= =4843.3 b=0.0056+0.13hw-h=0.01024 c= =0.000285得：qVVh =4843.3(0.01024+0.000285qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =90.693由上述关系可作得线5 浆液管液泛线Hd=HT+

27、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= =37.643109 wenzhiyaogaiya b= =0.167 c= =286.9646108 d= =0.003124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 =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s负荷性能图： 可见，线的位置偏上，所以它对操作的影响很小。放大后的负荷性能图：设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本满足要求（程序见附件二）第四章

28、 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：1.7213MPa 压力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底压力=1.7213+0.0604=1.7817MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）100525压力（MPa绝压）0.10131.7817蒸发量：Db= q,mVs =6.9639kg/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（52.5 1.7817M

29、Pa）下的物性数据：潜热：rb=278.182kj/kg液相热导率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =441.3kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面张力：b0.00377N/m气相粘度：v =0.071mPa*s气相密度：v =441.3kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1937235.522w 传热温差： =100-52.5=47.5K 假设传热系数：K=850W/( m2 K) 估算传热面积Ap =47.98 m2 拟用传热管规格为：

30、382.5mm,管长L=3000mm 则传热管数： =134 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=13.552 管心距：t=0.048m 则 壳径： =0.7165m 取 D= L/D= 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.3m 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=0.19则循环气量： =36.6522kg/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 =0.118 = 310.687kg/( m2 s) 雷诺数： = 144403.9 普朗特数： =2.

31、69058 显热段传热管内表面系数： = 1132.89w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.8583kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.06kg/(m s) = 848.402122 管外冷凝表面传热系数： = 6547.988173w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.00005 m2 K/w 4）显热段传热系数 dm=(di+do)/2= 0.0355m = 611.4898w/( m2 K) 2.

32、蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 qmws = 1118474.245kg/( m2 h) Lockhut-martinel参数： =1.1838 则1/Xtt=0.85 查设计书P96图329 得：E=0.2 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情况下 =0.2493 再查图329，=1 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.6 泡核沸腾表面传热系数: =8104.605 w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 1080.925w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 1.7475227 两相对流表面传热

33、系数: = 1888.94 w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： = 6751.7 w/( m2 K) = 1266.69 w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 = 0.00319LBC = 0.00272L= 0.00957mLCD =L- LBC = 2.9904m4传热系数 = 1264.6 m2 实际需要传热面积： = 32.25 m25传热面积裕度： = 0.48780.150.2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= 0.063333333时=3.6264 两相流的液相分率： = 0.3816 两相流平均密度： = 186.96

34、kg/m3 2）当X=Xe=0.19 = 1.1838两相流的液相分率： = 0.2267 两相流平均密度： = 123.26kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.02m, 则循环系统的推动力： = 6228.48pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 747.05kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2630462进口管内流体流动摩擦系数： = 0.0150进口管长度与局部阻力当量长度： =29.30m管程进出口阻力: =1112.343Pa 传热管显热段阻力P2 =310.687kg/(m2s) =144404 =0.0205 = 0.6512Pa

35、 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =39.3537kg/(m2s) =18291.167 =0.030 =71.06Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=271.33 kg/(m2s) = 126112 = 0.0210 = 158.464Pa = 1732.2382Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.58 = 564.423管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 518.786kg/(m2s) = 98.569kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 35.0425m = 3333797.217 = 0.014

36、775112 = 279.4712b. 液相流动阻力PL5 =212.118 kg/(m2s) = 896273 = 0.0164 = 97.6351Pa = 2735.64Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 6145.292 又因PD=6228.4845Pa 所以 =1.0135 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1.818MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =516.3 kg/m3 进料

37、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=794 m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =23139kg/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 17.39 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 =10

38、58.04 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：