丙烯—丙烷板式精馏塔设计-1.doc

过程工艺与设备课程设计丙烯丙烷精馏塔设计课程名称： 化工原理课程设计 班 级: 姓 名： 学 号 : 指导老师: 完成时间： 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、管路设计与控制方案共7章。 说明中对精馏塔得设计计算做了详细得阐述，对于再沸器、辅助设备与管路得设计也做了正确得说明。 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 感谢老师得指导与参阅！目录第一节：标题丙烯丙烷板式精馏塔设计第二节:丙烯丙烷板式精馏塔设计任务书第三节:精馏方案简介第四节：精馏工艺流程草图及说明第五节:精馏工艺计算及主体设备设计第六节：辅助设备得计算及选型第七节:设计结果一览表第八节:对本设计得评述第九节：工艺流程简图第十节：参考文献第一章 任务书设计条件1、 工艺条件:饱与液体进料进料丙烯含量 (摩尔百分数)。塔顶丙烯含量 釜液丙烯含量 总板效率为0、2、 操作条件：塔顶操作压力1、2Ma（表压）加热剂及加热方法：加热剂热水加热方法-间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数:/in=1、23、塔板形式:浮阀4、处理量：F=50kml5、安装地点:烟台、塔板设计位置:塔顶安装地点:烟台。处理量：64kmol/h产品质量:进料6塔顶产品 98%塔底产品 mm满足E取1得条件取=0、0，清夜层高度Hl由选取得堰高H确定lHw+Hw=、05+0、028=0、078液流强度Lh/l=1、546/1、022=30、91100降液管底隙液体流速u=/whb=、11m/s0、5/，符合要求8. 塔板流动性能得校核所得泛点率低于0、8，故不会产生过量得液沫夹带计算干板阻力由以上3个阻力之与求塔板阻力=0、09m12、塔板负荷性能图、过量液沫夹带线2、液相下限线Hw=2、8*、E(Lh/lw）2/3=0、006取E=1，lw=、022，Lh=3、07w=3、14/此为液相下限线3、严重漏液线3、液相上限线4、精馏塔主体设备设计计算4、1、再沸器精馏塔底得再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。(1）釜式式再沸器如图6(a)与（b)所示。（a）就是卧式再沸器,壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器得管际空间被加热而部分汽化.蒸汽引到塔底最下一块塔板得下面,部分液体则通过再沸器内得垂直挡板,作为塔底产物被引出。液体得采出口与垂直塔板之间得空间至少停留81分钟，以分离液体中得气泡。为减少雾沫夹带,再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有0m高得分离空间，对于大设备,取再沸器壳径为管束直径得、31、6倍。(b）就是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积得70%左右。夹套式再沸器,常用于传热面较小或间歇精馏中。（2)热虹吸式再沸器如图6-2(c）、（D）、（e)所示.它就是依靠釜内部分汽化所产生得汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40,否则传热不良.(3）强制循环再沸器如图6-2中（f)所示。对于高粘度液体与热敏性气体,宜用泵强制循环式再沸器,因流速大、停留时间短，便于控制与调节液体循环量.原料预热器与产品冷却器得型式不象塔顶冷凝器与塔底再沸器得制约条件那样多，可按传热原理计算。 图-2 再沸器得型式、2、管路尺寸得确定、管路阻力计算及泵得选择接管直径 各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定,即： (6)式中：VS流体体积流量，m3/s;u流体流速，m/s；d管子直径，m.(1)塔顶蒸气出口管径V 蒸气出口管中得允许气速U应不产生过大得压降,其值可参照表61。表61 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力(绝压） 常压40000a6000 Pa蒸汽速度/s 12203050500（2）回流液管径D冷凝器安装在塔顶时,冷凝液靠重力回流，一般流速为0、2、5ms,速度太大，则冷凝器得高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1、52、5s。 （3)进料管径dF料液由高位槽进塔时，料液流速取、4、8m/s.由泵输送时,流速取为1、52、 m/s。（)釜液排除管径d釜液流出得速度一般取0、51、0m/s。（)饱与水蒸气管饱与水蒸气压力在29a(表压）以下时,蒸气在管中流速取为24；表压在85 kPa以下时,流速取为40ms;表压在250 kP以上时,流速取为80m/s.加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管(又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔得蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当得开一些小孔.当小孔直径小时，汽泡分布得更均匀。但太小不仅增加阻力损失,而且容易堵塞。其孔直径一般为50mm，孔距为孔径得510倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积得1、21、倍,管内蒸气速度为2025ms。加热蒸气管距釜中液面得高度至少在、m以上，以保证蒸气与溶液有足够得接触时间。离心泵得选择离心泵得选择，一般可按下列得方法与步骤进行：(）确定输送系统得流量与压头 液体得输送量一般为生产任务所规定,如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路得安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需得压头。 （2）选择泵得类型与型号 首先应根据输送液体得性质与操作条件确定泵得类型，然后按已确定得流量Q与压头He从泵得样本或产品目录中选出合适得型号.显然,选出得泵所提供得流量与压头不见得与管路要求得流量Qe与压头H完全相符，且考虑到操作条件得变化与备有一定得裕量，所选泵得流量与压头可稍大一点,但在该条件下对应泵得效率应比较高，即点(、He)坐标位置应靠在泵得高效率范围所对应得H-Q曲线下方.另外，泵得型号选出后，应列出该泵得各种性能参数。 （）核算泵得轴功率若输送液体得密度大于水得密度时，可按核算泵得轴功率。第六节:辅助设备得计算及选型精馏装置得主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器,并多采用列管式换热器,管线与泵属输送装置。下面简要介绍。 回流冷凝器按冷凝器与塔得位置，可分为：整体式、自流式与强制循环式。（1)整体式如图6-1（a）与(b）所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局得优点就是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点就是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时,需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合. 图61 冷凝器得型式（）自流式如图6-1（c)所示。将冷凝器装在塔顶附近得台架上，靠改变台架得高度来获得回流与采出所需得位差。(3)强制循环式如图6-1()、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价与维修都就是不利得,故将冷凝器装在离塔顶较远得低处，用泵向塔提供回流液。需指出得就是,在一般情况下,冷凝器采用卧式,因为卧式得冷凝液膜较薄,故对流传热系数较大,且卧式便于安装与维修. 管壳式换热器得设计与选型管壳式换热器得设计与选型得核心就是计算换热器得传热面积，进而确定换热器得其它尺寸或选择换热器得型号。、1流体流动阻力（压强降)得计算（1)管程流动阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器,其阻力pi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之与。一般情况下进、出口阻力可忽略不计,故管程总阻力得计算式为 (1）式中 、2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起得压强降,； Ft结垢校正因数,对5mm、5m得管子取、;对19mm2mm得管子取1、5;NP-管程数；Ns串联得壳程数。上式中直管压强降1可按第一章中介绍得公式计算;回弯管得压强降2由下面得经验公式估算，即 （6-)（2)壳程流动阻力壳程流动阻力得计算公式很多,在此介绍埃索法计算壳程压强降P0得公式,即 （-3)式中 P1-流体横过管束得压强降，Pa;2流体通过折流板缺口得压强降,P;F壳程压强降得结垢校正因数；液体可取1、15，气体可取1、0。 （6-)式中 -管子排列方法对压强降得校正因数,对正三角形排列F=、5，对转角三角形为、4,正方形为、3；f0壳程流体得摩擦系数；N -横过管束中心线得管子数;N值可由下式估算：管子按正三角形排列： (6)管子按正方形排列： (66）式中 n-换热器总管数。B折流挡板数;折流挡板间距;0按壳程流通截面积A0计算得流速，ms,而A0=h（Dnd）。管壳式换热器得选型与设计计算步骤(1)计算并初选设备规格a确定流体在换热器中得流动途径b.根据传热任务计算热负荷Q.确定流体在换热器两端得温度，选择列管换热器得形式；计算定性温度，并确定在定性温度下得流体物性.d。计算平均温度差,并根据温度差校正系数不应小于0、得原则，决定壳程数.e依据总传热系数得经验值范围，或按生产实际情况,选择总传热系数K值。f.由总传热速率方程Q= Sm,初步计算出传热面积S,并确定换热器得基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上得排列等）,或按系列标准选择设备规格。（2)计算管程、壳程压强降 根据初定得设备规格，计算管程、壳程流体得流速与压强降。检查计算结果就是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距,或选择另一规格得换热器,重新计算压强降直至满足要求为止。（3）核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi与Rso，在计算总传热系数K，比较得初设值与计算值,若K =1、151、25,则初选得换热器合适。否则需另设K值,重复以上计算步骤。第七节:设计结果一览表1、操作条件及物性系数操作压力： 塔顶 1、2MP 塔底1、6MPa操作温度： 塔顶 塔底名 称数 值塔顶气相密度8、03g/m3塔顶液相密度47、25m3气相体积流量59、7液相体积流量31、595塔顶液相表面张力4、7612、 塔板主要工艺尺寸水力学核算第八节：对本设计得评述作为本学期难得得一次大型作业报告,我个人而言,收获良多,首先就是瞧到了自己得不足,例如一些以前学习过得内容能够得到复习,毕竟差不多一年过去了,CA课程内容所教授得内容，许多都已经不记得了，通过这次大型课题报告，让我们重新学习与掌握CAD课程。而且由于类似这种大型作业报告，需要考虑多方面得问题，必须多方面考虑周全，所以这次作业，也让我在做事方面想得更加周全，面面俱到,这对于我们这些学生而言,就是非常难得得。本人参照了指导老师给我们得指导资料，并参考了其她学长得个人设计格式,查阅了较多得关于本专业得相关资料文献，花费了不少得时间勉强完成了这个设计方案,但由于个人专业知识缺乏与时间上比较仓促,所以未能完成得很好.通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程得重要性与实用性,更特别就是对精馏原理及其操作各方面得了解与设计，对实际单元操作设计中所涉及得个方面要注意问题都有所了解.通过这次对精馏塔得设计,不仅让我将所学得知识应用到实际中，而且对知识也就是一种巩固与提升充实。在老师与同学得帮助下,及时得按要求完成了设计任务,通过这次课程设计,使我获得了很多重要得知识,同时也提高了自己得实际动手与知识得灵活运用能力.至此,对于里面一些不当得操作及数据,我总结出了以下原因：1、 物料平衡得影响与制约根据精馏塔得总物料衡算可知，不能任意增减，否则进、出塔得两个组分得量不平衡,必然导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期得分离要求。2、 塔顶回流得影响回流比就是影响精馏塔分离效果得主要因素，生产中经常用回流比来调节、控制产品得质量.3、 进料热状况得影响当进料状况(xF与q）发生变化时,应适当改变进料位置，并及时调节回流比R。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况,保证在精馏塔得适宜位置进料.如进料状况改变而进料位置不变,必然引起馏出液与釜残液组成得变化。4、 塔釜温度得影响釜温就是由釜压与物料组成决定得。精馏过程中，只有保持规定得釜温，才能确保产品质量。因此釜温就是精馏操作中重要得控制指标之一。5、操作压力得影响塔得压力就是精馏塔主要得控制指标之一。在精馏操作中，常常规定了操作压力得调节范围。塔压波动过大,就会破坏全塔得气液平衡与物料平衡,使产品达不到所要求得质量。第九节：工艺流程简图第十节:参考文献塔得工艺计算,石油化工工业部石油化工规划设计院编写,198年,石油工业出版社出版。姚玉英主编,化工原理上、下册,天津大学化工原理教研室编,1995年版,天津科学技术出版社出版。化学工程手册第13篇,气液传质设备，化学工程手册编辑委员会编写，84年，化学工业出版社出版.长江大学付家新主编化工原理课程设计；天津大学化工原理教研室编化工原理课程设计。