1、化工原理课程设计丙烯-丙烷精馏装置设计处 理 量：60kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进 料：x f65塔顶产品：x D98塔底产品: x w2安装地点：大连总板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：筛板回 流 比：1.2班 级： 化机 0802 姓 名： 胡 洪 学 号： 200842006 指导老师： 韩志忠 设计日期： 2011.6.22-2011.7.1 成 绩： 化工原理化工原理 课程设计课程设计- 2 -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
2、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！化工原理化工原理 课程设计课程设计- 3 -目录第一章 精馏过程工艺设计概述 .- 1 -一、概述 - 1 -二、工艺设计基本内容 - 1 -1、塔型选择 - 1 -2、板型选择 - 1 -3、进料状态 - 2 -4、回流比 - 2 -5、加热剂和再沸器的选择 - 2 -6、冷凝器和冷却剂选择 - 3 -三、工艺流程（见丙烯 丙烷工艺流程图） - 3 -第二章 筛板塔的工艺设计 .- 4 -一、物性数据的确定 - 4 -1、塔顶、塔底温度确定 - 4 -2、回流比计算 - 5 -3、全塔物料衡算 -
3、5 -4、逐板计算塔板数 - 6 -5、确定实际塔底压力、板数： - 6 -二、塔板设计 - 7 -1、塔高计算 - 7 -2、塔径计算 - 7 -3、塔板布置和其余结构尺寸的选取 - 8 -4、塔板校核 - 9 -5、负荷性能图 - 11 -第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计 .- 14 -一、设计条件及物性参数 - 14 -二、工艺设计 - 14 -1、估算再沸器面积 - 14 -2、传热系数校核 - 15 -3、循环流量校核 - 18 -第四章 管路设计 .- 22 -一、物料参数 - 22 -二、设计 - 22 -第五章 辅助设备的设计 .- 24 -一、储罐设计 - 24 -二、传热
4、设备 - 25 -三、泵的设计 - 26 -第六章 控 制 方 案 .- 30 -附录 1.理论塔板数计算 .- 31 -化工原理化工原理 课程设计课程设计- 4 -附录 2.过程工艺与设备课程设计任务书 .- 33 -附录 3.主要说明符号 .- 37 -参考资料： .- 38 -化工原理化工原理 课程设计课程设计- 1 -第一章 精馏过程工艺设计概述一、概述化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目建设过程大致可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段 2）工程设计阶段3）项目的施工阶段 4）项目的开车
5、、考核及验收单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性 2）过程的经济性 3）过程的安全性 4）清洁生产 5）过程的可操作性和可控制性蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。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
6、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。二、工艺设计基本内容1、塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。本设计选取的是板式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻
7、，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2、板型选择板式塔大致分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板等；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本设计为筛板塔，其优点是结构简单，制造维修方便，
8、造价低，气体压降化工原理化工原理 课程设计课程设计- 2 -小，板上液面落差小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘度性大的、脏的和带固体粒子的料液。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，同时还使再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。对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在 1.6
9、MPa 的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为 42.99，塔底温度为 51.22，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。3、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，如果进料为过冷液体，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，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于 r。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
10、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。4、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，只是看哪种影响占主导。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=11.02。由经验操作，回流比为最小回流比的 1.
11、22.0 倍，根据任务书要求，取回流比系数为 1.2，所以计算时所用的回流比为 R=13.22。5、加热剂和再沸器的选择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。所以，设计者在本次设计中采用的是 100下的饱和水蒸气（1 个标准大气压） 。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。本设计采用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，
12、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化工原理化工原理 课程设计课程设计- 3 -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。6、冷凝器和冷却剂选择本设计用水作为冷却剂。冷凝器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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器三、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-1
13、01 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。化工原理化工原理 课程设计课程设计- 4 -第二章 筛板塔的工艺设计设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量 x =65%（摩尔百分数）f塔顶丙烯含量 =98%，釜液丙烯含量 2% ，总板效率为 0.6。Dxw操作条件：建议塔顶压力 1.62MPa（表压）安装地点：大
14、连设计方案：塔板设计位置 塔板形式 处理量（kmol/h） 回流比系数 R/Rmin塔底 筛板 60 1.2一、物性数据的确定1、塔顶、塔底温度确定、塔顶压力 Pt=1620+101.325=1721.325KPa；假设塔顶温度 Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度 Tt=316.145K查 P-T-K 图 得 KA、K B 因为 YA=0.9806.1/1xBniY结果小于 10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为 316.145。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.15、塔底温度设 NT=128（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=213按每块阻力降 100 液柱
15、计算 pL=470kg/m3则 P 底=P 顶 +NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000=1885KPa假设塔顶温度 Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度 T=324.37K查 P-T-K 图 得 KA、K B 因为 XA=0.0204.1/11yBniX结果小于 10-3。化工原理化工原理 课程设计课程设计- 5 -所以假设正确，得出塔顶温度为 324.37。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。2=KA/KB=1.112所以相对挥发度 =（1+ 2）/2=1.1312、回流比计算泡点进料：q=1 q 线：x=xf = 65% 2.01
16、5.6-809mineDxyR代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.2189;3、全塔物料衡算qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf解得： q nDh =39.375kmol/h ; qnWh=20.625kmol/h塔内气、液相流量：精馏段：q nLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh提留段：q nLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q) qnFh代入回流比 R 得：精馏段：qnLh =520.494kmol/h；q nVh =559.869kmol/h； 提馏段 ：qnLh=580.4
17、94 kmol/h ；q nVh=559.869 kmol/h；M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmolMD=xdMA+(1-xd)MB=0.98420.0244=42.04kg/kmolx3.)(1化工原理化工原理 课程设计课程设计- 6 -MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02420.9844=43.96kg/kmolqmfs= qnfhM/3600=0.7117kg/sqmDs= qnDhMD/3600=0.4598 kg/sqnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/sqmLs=RqmDs =6.078 kg/sqmVs=(R+1) q
18、mDs =6.538 kg/sqmLS= qmLs +q qmfs =6.7899 kg/sqmVs= qmVs -(1-q) qmfs =6.538 kg/s4、逐板计算塔板数精馏段：y1=xD=0.98nnn yy0.13.)(直至 xi30%41.39/)(cpH该再沸器的传热面积合适。3、循环流量校核A、循环系统的推动力当 时，计算 Lockhat-Martinell 参数0716.3/ex计算两相流的液相分率4596.3)()(1.05.9. VbtX78.)12(5.0ttLR3/29.mkgRLbVtp当 时，计算 Lockhat-Martinell 参数5.0ex1.)()1(
19、.05.9.VbtX计算两相流的液相分率 2193.0)2(5.ttLXR计算 两相流的平均密度215.0ex3/9.)( mkgLbVtp根据公式，计算得出循环系统的推动力（查表 3-19 ）atptbCDPl67)( 9.0lB、循环阻力a、 管程进口管阻力 的阻力1计算釜液在管程进口管内的质量流速 )/(4.96822smkgDWGit 计算釜液在进口管内的流动雷诺数化工原理化工原理 课程设计课程设计- 19 -2769bieiGDR计算进口管长度与局部阻力当量长度 mLiii 56.23)194.025.(346.0计算进口管内流体流动的摩擦系数=0.049638.071.eii R计
20、算管程进口管阻力 abi PGDLp46.21b、传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速 TitNdW24)/(832.2smkg计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 bieGR1027计算进口管内流体流动的摩擦系数 1.54380e计算传热管显热段阻力 abiBCPGdLp5.22c、 传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力 的计算3Vp计算汽相在传热管内的质量流速 )/(068.32)/(2smkgGxeV 计算汽相在传热管内的流动雷诺数 1027bieVGdR计算传热管内汽相流动的摩擦系数化工原理化工原理 课程设计课程设计- 20 -V0217.7543.012.80eVR计算传热管内汽相流动
21、阻力 3VpaViCDPGdL39.2液相流动阻力 的计算3Lp计算液相在传热管内的质量流速 )/(6.192smkgGVL 计算液相在传热管内的流动雷诺数 8761bLieGdR计算传热管内液相流动的摩擦系数 L026.7543.012.80eLR计算传热管内液相流动阻力 3LpabLiCDPGd13.52计算传热管内两相流动阻力 4/134/133)(LVpa2.8d、蒸发段管程内因动量变化引起的阻力计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻59.21)()1(22LeVbLeRxxM力 abPGp86.27/24e、 管程出口管阻力 气相流动阻力的 计算5V
22、p计算管程出口管中汽、液相总质量流速 )/(807.619422smkgDWot 计算管程出口管中汽相质量流速 )/(3.2skGxeV计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和化工原理化工原理 课程设计课程设计- 21 -mDlo 3.29)14.025.(346.0 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数 8.VieGdR计算管程出口管汽相流动的摩擦系数 V014.753.012.80eVR计算管程出口管汽相流动阻力5VpaViCDPGdL97.2液相流动阻力 的计算5Lp计算管程出口管中液相质量流速 )/(968.302smkgGVL 计算管程出口管中液相流动雷诺准数 247bLiedR
23、计算管程出口管中液相流动的摩擦系数 L0195.53.01.80eLR计算管程出口液相流动阻力 5LpabLiCDPGd7.2计算管程出口管中的两相流动阻力 4/154/155)(LVpa86.3计算系统阻力 af Ppp 9.10754321循环推动力 与循环阻力 的比值为Df.96.107fD循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率 Xe=0.215 基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。化工原理化工原理 课程设计课程设计- 22 -第四章 管路设计一、物料参数查 P-T-K 图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为 45.9，第 62 快理论版为进料板，第 10
24、1 块为实际进料板。进料出压力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.此温度下，丙烯的密度 La=517kg/m3丙烷的密度 Lb=499 kg/m3平均密度 =510.19 kg/m3二、设计进料管线取流体流速 u=0.5液体密度 =510.19 kg/m3qVfs= qnfh42.7/510.19/3600=0.001395m3/s则管内径 0.0596muVd4选取管规格 703.5实际流速 0.4475m/s2 塔顶蒸汽管线取流体流速 u=10液体密度 =26 kg/m3qVVS= qmVs/26=0.25146 m3/s则管内径 0.1789
25、muVd4选取管规格 1976实际流速 9.66m/s2 塔顶产品接管线取流体流速 u=0.5液体密度 =470kg/m3qVDS= qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m3/s则管内径 0.0497muVd4选取管规格 573实际流速 0.474m/s2 回流管线取流体流速 u=0.5液体密度 =470kg/m3qVLS= qmLs/470=0.014447 m3/s化工原理化工原理 课程设计课程设计- 23 -则管内径 0.1918muVd4选取管规格 2198实际流速 0.446m/s2 釜液流出管线取流体流速 u=0.5液体密度 =447kg/m3qvWs= qmW
26、s/447=4.5206/447=0.000563 m3/s则管内径 0.037878muVd4选取管规格 452实际流速 0.42676m/s 塔底蒸汽回流管取流体流速 u=10液体密度 =26kg/m3qVVS= qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s则管内径 0.154muVd4选取管规格 1946实际流速 7.11m/s2 仪表接管选取规格为 252.5 的管子管路设计结果表名称 管内液体流速（m/s） 管线规格（mm）进料管 0.4475 703.5顶蒸气管 9.666 1946顶产品管 0.475 573回流管 0.4464 2198釜液流出管 0.42676 4
27、52塔底蒸气回流管 7.119 1946仪表接管 / 252.5化工原理化工原理 课程设计课程设计- 24 -第五章 辅助设备的设计一、储罐设计容器填充系数取：k=0.71进料罐（常温贮料）20丙稀 L1 =499kg/m3 丙烷 L2 =517kg/m3 压力取 p=1.819MPa由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =510.19 kg/m3进料质量流量：q mfh=3600 qmfs=2562kg/h取 停留时间：x 为 2 天，即 x=48h进料罐容积： 344.34m 3圆整后 取 V=345 m32回流罐（43）质量流量 qmLh=3600RqmDs =2
28、1881.52kg/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 16.627 m3取 V=17m33塔顶产品罐质量流量 qmDh=3600qmDs =1653.75 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 340.88m3取 V=340m34.釜液罐取停留时间为 72h质量流量 qmWh=3600qmWs =906.67kg/h 则釜液罐的容积 186.88 m35093.61.3LkxVLmh1kxqVLmh1kxVLfhkxVLmDh1kxVLmWh2化工原理化工原理 课程设计课程设计- 25 -取 V=190m3储罐容
29、积估算结果表序号 位号 名称 停留时间/h 容积/ 3m1 V101 原料罐 48 3452 V102 回流罐 0.25 173 V103 塔顶产品罐 72 3404 V104 塔底产品罐 72 190二、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 46，走管程传热温差：管程液体流率：q mfh=3600 qmfs=2562kg/h管程液体焓变：H=370kj/kg传热速率：Q= q mfsH=2562370/3600=263.317kw壳程水焓变：H=175kj/kg壳程水流率：q=5416.8kg/h假设传热系数：K=600w/(m 2K)则传热面积：圆整
30、后取 A=10m2 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：q mVs=4.52kg/s取潜热 r=504kj/kg传热速率：Q= q mVsr=2278.371kw壳程取焓变：H=128kj/kgKttm 94.620749ln)()6(21ln35.9mtKQA Kttm 47.21304ln)()1(2ln化工原理化工原理 课程设计课程设计- 26 -则壳程流率：qc=Q/H=64079.19kg/h假设传热系数：K=700 w/(m 2K)则传热面积： 圆整后 取 A=152m2根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积
31、 A，其结果列与表中：序号 位号 名称 热流量/kW传热系数/W(/m2k)传热温差/传热面积/备注1 E101 进料预热器263.31 370 46.94 10 90水2 E102 塔顶冷凝器2279.37 504 21.464 152 30循环水3 E103 塔底再沸器1961.4 800 48.78 5026 100饱和水蒸气4 E104 塔顶产品冷却器128.625 280 14.84 13 20循环水5 E105 塔底产品冷却器79.12 328 17.17 7 20循环水三、泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.4475m/s液体密度： kg/ m 3 选用 703.5 di=63mm液体粘度 sPa071.取 =0.2相对粗糙度：/d=0.0031752058Redu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mgpcudlehf 53.2)1(2取Z=N*H T+2=83*0.45+240204.15mtKQA9.5L
