丙烯-丙烷體系對篩板塔底精餾塔的設計（處理量：70回流比系數：1.6）

化工原理課程設計丙烯-丙烷精餾裝置設計處 理 量：70kmol/h產品質量：（以丙稀摩爾百分數計）進 料：xf65塔頂產品：xD98塔底產品: xw2安裝地點：大連總板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：篩板回 流 比：1.6班級：工業催化0210學生：于震坤學號：200248231 指導教師：王瑤 吳雪梅2005年9月前 言 本設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章。 說明中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了正確的說明。 鑒于本人經驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導和參閱！目錄第一章 概述4第二章 流程簡介5第三章 精餾塔工藝設計5第四章 再沸器的設計15第五章 輔助設備的設計21第六章 管路設計26第七章 控制方案26附錄一 主要符號說明27附錄二 參考文獻29第一章 概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1 精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產品。精餾塔內，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設計為篩板塔，篩板的突出優點是結構簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。過去認為它易漏液，易堵塞。然而經長期研究發現，只要設計合理和操作適當，曬斑人能夠滿足生廠上所需的操作彈性，而且效率比較高。小篩孔孔徑一般36mm，大篩孔孔徑一般1025mm。如果采用大篩板，堵塞問題即可解決。目前已發展成為日趨廣泛的一種塔板。2 再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行。本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內的載熱體供熱。3 立式熱虹吸特點：循環推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結構緊湊、占地面積小、傳熱系數高。殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區。4 冷凝器 （設計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產品，其余作回流液返回塔頂，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第二章 方案流程簡介1 精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液體）經進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內作為氣相回流，而其液相則作為塔底產品采出。2 工藝流程1）物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當的位置設置一定數量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續穩定的運行。2）必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。3）調節裝置由于實際生產中各狀態參數都不是定值，應在適當的位置放置一定數量的閥門進行調節，以保證達到生產要求，可設雙調節，即自動和手動兩種調節方式并存，且隨時進行切換。3 設備選用 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。4 處理能力及產品質量處理量： 70kmol/h產品質量：（以丙稀摩爾百分數計）進料：xf65塔頂產品：xD98塔底產品: xw2第三章 精餾塔工藝設計 第一節 設計條件1.工藝條件：飽和液體進料，進料丙稀含量xf65（摩爾百分數）塔頂丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 xw2，總板效率為0.6。2操作條件：1) 塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓）2) 加熱劑及加熱方法：加熱劑水蒸氣加熱方法間壁換熱3) 冷卻劑：循環冷卻水4) 回流比系數：R/Rmin=1.63塔板形式：篩板4處理量：qnfh=70kmol/h5安裝地點：大連6塔板設計位置：塔底7. 物料密度：MA=42 MB=44 第二節 物料衡算及熱量衡算一 物料衡算1換算將摩爾百分數換算成質量百分數：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 將摩爾流量換算成質量流量：進料狀態混合物平均摩爾質量：（MA為丙稀摩爾質量 MB為丙烷摩爾質量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol進料狀態下的質量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.8303kg/s2求質量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.5364kg/s ; qmws= 0.2939kg/s 塔內氣、液相流量：1）精餾段：L =RD; V =(R+1)D;2）提餾段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 熱量衡算1）再沸器熱流量：QR=Vr 再沸器加熱蒸氣的質量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)假設初值Tto、Tbo、2并輸入Pt(絕)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L計算1計算=(1+2)/2計算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N計算2計算并輸出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2將2代入YN第三節 塔板數的計算利用程序進行迭代計算：流程圖如下：泡點初值To總壓PAntoinec常數outputy-1p0A p0BKA KB泡點計算2塔板數計算注：下標t、b分別表示塔頂、塔底參數。 計算過程包括：假設塔頂溫度Tt0=316K 經泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=316.13K塔頂壓力Pt=1620+101.3=1721.3KPa代入公式 計算并換算得：PAo=1726.955KPa ; PBo=1444.432KPa又 得：KA=1.003 ; KB=0.839BAKK=a1 1.1956設a2 1.1888=(a1+a2)/2 1.1922計算過程包括：泡點進料：q=1 q線：x=xf 代入數據，解得 xe=0.65;ye=0.6889 =7.489 R=1.6Rmin=11.983為逐板計算過程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理論進料位置：第i塊板進入提餾段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 計算結束。理論板數：Nt=n（含釜）迭代結果：進料板Nf=i/0.6+1=52, 實際板數Np=(Nt-1)/0.6+1=112則塔底壓力Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa同可算得：塔底溫度Tb=325.52K 2 1.1888 符合假設 所以假設成立，上述計算結果均為正確結果。塔內氣、液相流量： 精餾段： qmLs=RqmDs=6.4275kg/s qmVs=(R+1)qmDs=6.9639kg/s 提餾段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=7.2578kg/s q,mVs= qmVs =6.9639kg/s 第四節 精餾塔工藝設計1 物性數據常壓43下，丙烷的物性數據：氣相密度：V =29.6kg/ m3液相密度：L =466kg/ m3液相表面張力：=4mN/m2 初估塔徑氣相流量：qmVs=6.9639kg/s qVVs=qmVs/v=0.2487m3/s液相流量：qmLs=6.4275kg/s qVLs=qmLs/L=0.01368 m3/s兩相流動參數： =0.2190初選塔板間距 HT=0.45m,查化工原理（下冊）P107篩板塔泛點關聯圖，得：C20=0.061所以，氣體負荷因子： =0.04526 液泛氣速： 0.1738m/s 取泛點率0.7 操作氣速：u = 泛點率 uf=0.1216m/s 氣體流道截面積： =2.0452m2 選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.15; 則A / AT=1- Ad / AT =0.85 截面積: AT=A/0.85=2.406 m2 塔徑： =1.75m 圓整后，取D=1.8m 符合化工原理書P108表6.10.1及P110表6.10.2的經驗關聯 實際面積： =2.5447 m2 降液管截面積：Ad=AT0.15= 0.3817 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=2.1630 m2實際操作氣速： = 0.1150 m/s 實際泛點率：u / uf =0.94573 塔高的估算 Np=112 有效高度：Z= HT Np=50.4m 釜液高度（略），進料處兩板間距增大為0.7m設置4個人孔，每個人孔0.8m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.5m.設釜液停留時間為30min釜液高度：Z = 0.44m 取其為0.5m 所以，總塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=59.6m第五節 溢流裝置的設計1 降液管（弓形）由上述計算可得：降液管截面積：Ad=AT0.15= 0.3817 m2由Ad/AT=0.15,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：lw/D=0.82所以，堰長lw=0.82D=1.476m2 溢流堰 取E近似為1則堰上液頭高： =0.029428m取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.045m液體流經底隙的流速：ub =0.206m/sub0.5m/s 符合要求第六節 塔板布置和其余結構尺寸的選取取塔板厚度=3mm進出口安全寬度bs=bs=80mm邊緣區寬度bc=50mm由Ad/AT=0.15,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：bd/D=0.21所以降液管寬度：bd =0.21D=0.378m =8.542mr= =0.85m有效傳質面積： = 1.4320 m2 取篩孔直徑：do=7mm,取孔中心距：t=3.6do= 0.0252m開孔率： = =0.07 篩孔面積： = 0.1002 m2 篩孔氣速： =2.4817m/s篩孔個數： =2604第七節 塔板流動性能校核1 液沫夾帶量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.1736m質量夾帶率ev ： =0.000076kg液/kg氣ev5s 滿足要求 5 嚴重漏液校核 =0.0141m 滿足穩定性要求 1.1257m/s第八節 負荷性能圖1 過量液沫夾帶線規定：ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體） 為限制條件得： = 10671-167qVLh2/3 由上述關系可作得線2 液相上限線 整理出：qVLh=3.07lw=4.034 與y軸平行，由上述關系可作得線3 嚴重漏液線 將下式分別代入 近似取Co為前面計算的值 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 由上述關系可作得線4 液相上限線令 =5s得： =90.693由上述關系可作得線5 漿液管液泛線Hd=HT+hW令 將 ，其中=0以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關系全部代入前式整理得： 式中：a= =42.6181109 b= =0.177 c= =267.4757108 d= =0.003724得： 上述關系可作得降液管液泛線上五條線聯合構成負荷性能圖作點為：qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s負荷性能圖： 可見，線的位置偏上，所以它對操作的影響很小。放大后的負荷性能圖：設計點位于四條線包圍的區間中間稍偏下，操作彈性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本滿足要求第四章 再沸器的設計一 設計任務與設計條件 1選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：1.7213MPa 壓力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底壓力=1.7213+0.0604=1.7817MPa2再沸器殼程與管程的設計殼程管程溫度（）100525壓力（MPa絕壓）0.10131.7817蒸發量：Db= q,mVs =6.6725kg/s3 物性數據1） 殼程凝液在溫度（100）下的物性數據：潛熱：rc=2257kj/kg熱導率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流體在（52.5 1.7817MPa）下的物性數據：潛熱：rb=278.182kj/kg液相熱導率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =441.3kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面張力：b0.00377N/m氣相粘度：v =0.071mPa*s氣相密度：v =35kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg 二 估算設備尺寸 熱流量： = 1937235.522w 傳熱溫差： =100-52.5=47.5K 假設傳熱系數：K=850W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =47.98 m2 擬用傳熱管規格為：382.5mm,管長L=3000mm 則傳熱管數： =134 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=13.552 管心距：t=0.048m 則 殼徑： =0.7165m 取 D=800mm L/D=3.75 取 管程進口直徑：Di=0.25m 管程出口直徑：Do=0.3m 三 傳熱系數的校核1顯熱段傳熱系數K假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.19則循環氣量： =36.6522kg/s1) 計算顯熱段管內傳熱膜系數i 傳熱管內質量流速： di=38-22.5=33mm =0.118 = 310.687kg/( m2 s) 雷諾數： = 144403.9 普朗特數： =2.69058 顯熱段傳熱管內表面系數： = 1132.89w/( m2 K) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數計算o 蒸氣冷凝的質量流量： = 0.8583kg/s 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質量流量： =0.06kg/(m s) = 848.402122 管外冷凝表面傳熱系數： = 6547.988173w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝側：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.00005 m2 K/w 4）顯熱段傳熱系數 dm=(di+do)/2= 0.0355m = 611.4898w/( m2 K) 2. 蒸發段傳熱系數KE計算 傳熱管內釜液的質量流量：Gh=3600 qmws = 1118474.245kg/( m2 h) Lockhut-martinel參數： =1.1838 則1/Xtt=0.85 查設計書P96圖329 得：E=0.2 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情況下 =0.2493 再查圖329，=1 2）泡核沸騰壓抑因數：=(E+)/2=0.6 泡核沸騰表面傳熱系數: =8104.605 w/( m2 K) 3）單獨存在為基準的對流表面傳熱系數 ： = 1080.925w/( m2 K) 沸騰表面傳熱系數：KE 對流沸騰因子： = 1.7475227 兩相對流表面傳熱系數: = 1888.94 w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數： = 6751.7 w/( m2 K) = 1266.69 w/( m2 K) 3.顯熱段及蒸發段長度 = 0.00319LBC = 0.00272L= 0.00957mLCD =L- LBC = 2.9904m4傳熱系數 = 1264.6 m2 實際需要傳熱面積： = 32.25 m25傳熱面積裕度： = 0.48780.150.2所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求四 循環流量校核1循環系統推動力：1）當X=Xe/3= 0.063333333時=3.6264 兩相流的液相分率： = 0.3816 兩相流平均密度： = 186.96kg/m3 2）當X=Xe=0.19 = 1.1838兩相流的液相分率： = 0.2267 兩相流平均密度： = 123.26kg/m3根據課程設計表319 得：L=1.02m, 則循環系統的推動力： = 6228.48pa 2循環阻力Pf： 管程進出口阻力P1 進口管內質量流速： = 747.05kg/(m2s)釜液進口管內流動雷諾數： = 2630462進口管內流體流動摩擦系數： = 0.0150進口管長度與局部阻力當量長度： =29.30m管程進出口阻力: =1112.343Pa 傳熱管顯熱段阻力P2 =310.687kg/(m2s) =144404 =0.0205 = 0.6512Pa 傳熱管蒸發段阻力P3 a. 氣相流動阻力Pv3 =39.3537kg/(m2s) =18291.167 =0.030 =71.06Pab. 液相流動阻力PL3GL=G-Gv=271.33 kg/(m2s) = 126112 = 0.0210 = 158.464Pa = 1732.2382Pa 管內動能變化產生阻力P4 動量變化引起的阻力系數: = 2.58 = 564.423管程出口段阻力P5 a. 氣相流動阻力Pv5 = 518.786kg/(m2s) = 98.569kg/(m2s) 管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： = 35.0425m = 3333797.217 = 0.014775112 = 279.4712b. 液相流動阻力PL5 =212.118 kg/(m2s) = 896273 = 0.0164 = 97.6351Pa = 2735.64Pa所以循環阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 6145.292 又因PD=6228.4845Pa 所以 =1.0135 第五章 輔助設備設計 一 輔助容器的設計 容器填充系數取：k=0.7 1進料罐（常溫貯料） 20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 壓力取1.818MPa 由上面的計算可知 進料 Xf=65% Wf=63.93% 則 =516.3 kg/m3 進料質量流量：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 取 停留時間：x為4天，即x=96h 進料罐容積： 793.978m3 圓整后 取V=794 m3 2回流罐（43）質量流量qmLh=3600RqmDs =23139kg/h設凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數=0.7則回流罐的容積 17.39 m3取V=18 m33塔頂產品罐質量流量qmDh=3600qmDs =1931.04 kg/h；產品在產品罐中停留時間為72h，填充系數=0.7則產品罐的容積 4225.98m3取V=4226m34 釜液罐取停留時間為5天，即x=120h質量流量qmWh=3600qmWs =1058.04 kg/h 則釜液罐的容積 404.86 m3取V=405m3二 傳熱設備 1進料預熱器 用90水為熱源，出口約為70走殼程 料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液體焓變：H=401kj/kg 傳熱速率：Q= qmfsH=2989.08401/3600=332.99kw 殼程水焓變：H=125.6kj/kg 殼程水流率：q=9050kg/h 假設傳熱系數：K=650w/(m2K) 則傳熱面積： 圓整后取A=12m2 2塔頂冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30。走殼程。管程溫度為43管程流率：qmVs=6.9639kg/s取潛熱r=302.54kj/kg傳熱速率：Q= qmVsr=2106.86kw殼程取焓變：H=125.5kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=60435.82kg/h假設傳熱系數：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=152m23塔頂產品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潛熱：r=280kj/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=150.192kw殼程焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=6437.14kg/h假設傳熱系數：K=650 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=16 m24釜液冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程。管程溫度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s丙烷液體焓變：H =282kj/kg傳熱速率：Q= qmVsH =82.88kw殼程取焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=3552kg/h假設傳熱系數：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=8 m2三 泵的設計1進料泵(兩臺，一用一備)取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.0016 m3/s 取d=65mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003查得：=0.025取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則qVLh =5.97m3/h選取泵的型號：AY 揚程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（兩臺，一開一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0137 m3/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.00107查得：=0.02取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則qVLh =49.44m3/h選取泵的型號：DSJH 揚程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（兩臺，一開一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00089m/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04取管路長度：l=40m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則qVLh =2.393m3/h該處泵揚程為負值，正常工作時不使用，但非正常工作或停止工作時，需要使用。選取泵的型號：GI 揚程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路設計進料管線取料液流速：u=0.5m/s則取管子規格685。其它各處管線類似求得如下：名稱管內液體流速（m/s）管線規格（mm）進料管0.5703頂蒸氣管1532510頂產品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5儀表接管/252.5塔底蒸氣回流管151594第七章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質量指標、產品產量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質量指標是產品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產品純度進行控制。最常用的間接質量指標是溫度。 將本設計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數介質物性L(kg/m3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔壓控制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釜溫控制4060丙烷L=442附錄一 主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2e單位時間夾帶的液沫量 kg/hAa塔板上有效傳質區面積 m2ev單位質量氣體夾帶的液沫質量Ad降液管截面積 m2Fa氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔總