《化工原理课程设计_丙烯_塔顶_筛板_16__80_丙烯【值得参考】》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计_丙烯_塔顶_筛板_16__80_丙烯【值得参考】（27页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、化工原理课程设计1 1概述概述61精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最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。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。 11 塔型选择塔型选择 精馏塔是精馏装置的主体核心设备。根据塔内件的特点，气液传质设备分为两大类： 板式塔和填料
2、塔。 板式塔以塔板作为气液传质的基本构件。气体或蒸汽以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上 的液层，塔内气液两相逐级接触，进行传质，气液两相各组分的浓度沿塔高呈阶梯式变化。而填料塔属微分接触型的气液传质设备，基本传质元件是填料。液体在填料表面呈膜 状向下流动时气体作为连续相自下而上流动，气液两相间的传质通过填料表面的液膜进行， 两相各组分浓度沿塔高呈连续变化。 在进行气液设备设计时，首先要合理选择塔型选择时要综合考虑物料的性质、操作条 件、塔设备的性能及塔设备的加工、安装、维修等多种因素。 （1）与物性有关的因素 易起泡的物系，在处理量不大时，宜选填料塔，因为在板式塔中容易引起液泛，而1填料塔能使泡沫破
3、碎。 具有腐蚀性的介质，采用填料塔，因填料可用非金属材料制作，如必须采用板式塔2宜选结构简单，造价低廉的筛板塔，以便更换。 粘性较大的物系，因板式塔传质效率太差，可采用尺寸较大的填料。3含悬浮物，或易结垢、有结晶的物料一般不选用填料塔，以液流通道较大的板式塔4为宜。 操作过程中有热效应的系统，宜用板式塔为宜，因塔盘上有积液层，可安放传热管，5进行有效的加热或冷却。 （2）与操作条件有关的因素若塔内气相传质阻力大，宜选用填料塔，因填料塔内气相流动呈湍流，液相呈膜状1流动，反之，受液相阻力控制的系统，宜选用板式塔。 低的液相负荷，一般不宜采用填料塔，因这种情况下，填料表面不能充分湿润，难2以保证分
4、离效率。 大的液相负荷，可选用填料塔，若用板式塔宜选用流动阻力较小的筛板塔或浮阀塔。3气液比波动较大时，宜采用板式塔。4操作弹性，一般板式塔优于填料塔。5塔型的选择并无统一的标准。如传统的观念认为塔径大于 800mm 时，优先考虑采用 板式塔，小于 800mm 时，应采用填料塔。但自 20 世纪 70 年代以来，新型填料的开发和 应用，大塔中使用的填料效果优于板式塔的情况已相当普遍。就总体而言，板式塔由于其 技术成熟、造价低廉、安装、检修及清洗方便等优点，一般更易于被有关厂家和设计者所接受。一般来说，对于物系无特殊工艺特性要求，且生产能力不是过小的精馏操作，宜采用 板式塔。板式塔类型不同主要在
5、于塔板结构的千差万别，通常按塔板结构的不同分为泡罩 板、筛板、浮阀、网孔板、斜孔板、穿流栅板等。其中应用最多的是筛板和浮阀。 根据设计任务书的要求我们采用筛板塔。 12 精馏塔操作条件的选择精馏塔操作条件的选择 121 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，同时还使在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。但上述情况对于一般情况而言，对于我们所要处理 的丙烯丙烷物系来说，加压操作是优有利的。因为当我们在
6、1.6MPa 的压力下操作时， 精馏塔内塔顶温度为 42.97，塔底温度为 52.79，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。 122 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，如果来的原料为过冷液体，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，进料不再需要热量使之汽化，进料全 部以饱和气相状态进入精馏段。这时，精馏段和提馏段的气相
7、流率接近，两段的塔径可以 相同，便于设计和制造，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。 123 加热剂及加热方法 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。但考虑到我们所要处理的情况，再沸器中需要加热 的塔釜液温度为 52.79，所以我们可以
8、用廉价的 80左右的的热水加热即可。一方面使 回收其他过程难以回收的热量，另一方面降低系统有效能损失。 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。 124 冷却剂 精馏塔常以循环冷却水作为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。冷却水的进口温度， 随生产厂所在地全年气象条件以及凉水塔的能力而定。在设计中通常按夏天出凉水塔的水 温而定，使装置在最恶劣的条件下也能正常运行。考虑到我们所处理的情况，精馏塔顶的 温度在 42.97，为保证一定的传热温差，我们要求进冷却器的循环水进口温度在 20左 右，冷却水换热温升在 510。 125 回流比 回流比是精馏塔的重要参数
9、，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，只是看那种影响占主导。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=7.49。由经验操作，回流比为最 小回流比的 1.12.0 倍，根据任务书要求，取回流比系数为 1.6，所以计算时所用的回流比为 R=12。13 再沸器选择再沸器选择 再沸器是精馏装置的重要附属设备，其作用是使塔釜液部分汽化，从而实现精馏塔内 的气液两相间的热量及动量传递。其形式主要有立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、 强制循环式、釜式再沸器和内置式再沸器。其中，设计者采用的是立式热虹吸式再沸器， 该再沸
10、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，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。 14 工艺流程（见丙烯工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）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-101 塔所需的热量由再沸器 E-102 加入，驱
11、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。15 处理能力及产品质量处理能力及产品质量根据设计任务书的要求，此套装置的设计处理量：80kmol/h，产品质量：塔顶丙烯含 量大于 98%，釜液丙烯含量小于 2% 。2 2工艺设计工艺设计 2 21 1 精馏过程的物料衡算与能量衡算精馏过程的物料衡算与能量衡算211 理论塔板和回流比 计算塔顶压力下混合物的泡点温
12、度、相对挥发度，假设理论塔板数 NT,计算塔bdtd底压力和塔底混合物的泡点温度、相对挥发度。取全塔的相对挥发度为bwtw,计算最小回流比、回流比 R。利用逐板计算法计算理论板数 NT,进2/ )(dwminR料位置 NF。将所得的理论板数与假设的理论板数相比，若二者相等结束计算，若不等把所 计算得理论板数赋值给假设理论板数，重新计算直至二者相等。计算程序框图如下：相平衡方程：nn nxyx) 1(输入 Pd ,qnF , zF , xD , xW , Antione 方程常数塔顶泡点温度 tbd , 相对挥发度d假设理论板数 NTt塔底压力 Pw , 塔底泡点温度 tbw , 相对挥发度 w
13、 , 平均相对挥发度最小回流比 Rmin , 回流比R全塔物料衡算 qnD , qnw , qnL, qnV , qnL , qnV ,逐板计算 xi , yi , NT , NFNT=NTt结束NTt=NTYN图 1 理论塔板数和回流比计算框图精馏段操作线方程：111RxxRRyD nn提馏段操作线方程：nWnFnLwnW n nWnFnLnFnL nqqqqxqxqqqqqqqy1P,x,TKi=f(T,P)yi=Ki*xifn(T)=yi-12)(fn1(T)TCByiii|fn(T)|?T=Tb)( 1)( TfnTfnTT图 2 泡点计算框图输入：qnF , zF , R , xD
14、, xwqnD , qnW , xq , yq y1=xd j=1平衡关系求，xjxj2.4塔板间距 HT/m0.20.30.30.350.350.450.450.60.50.80.6同时根据选定的适宜规范塔径 D 的值，计算实际的操作气速 u、泛点率以及降液管的 面积 Ad和 Ad/AT。求塔径的程序框图如下：.给定初值：HT , Ad/AT ,u/uf , hL输入：V ,L ,qVVs ,qVLsFLV ,C20 ,C ,uf , uA , AT , D核对 D 与 HT重设 HT返回 D 值图 4 求塔径子程序框图l wbdDAd图 5 单流型塔板图2212 塔板设计 1选择溢流堰型式
15、为平直堰。 2降液管管高 hw及降液管底隙 hb对常加压塔一般取 hw=4080mm , 降液管底隙 hb一般在 3040mm 范围内。 3堰长及弓形降液管宽度 bdwl在求塔径时曾给定降液管截面 Ad与塔截面 AT之比 Ad/AT的值。而堰长与直径 D 的wl比/D 有一定的关系，不宜再假定一初值。单流型塔板几何关系如图 5 所示，可以推得wl如下关系式：)21(arcsin21 21)20(141arcsin4122 DlctgDl DbDl Dl Dl Dl AAwwdwwwwTd式（20）中以给定了 Ad/AT可以用数值方法求得/D 的解，进而可求得。wlwl求得/D 的值代入式（21
16、）中，可求得 bd 。wl3 堰上方液头高度 how堰上方液头高度 how可由下式计算：)22(1084. 23/23 wVLh owlqEh式中：液流收缩系数堰长，液体流量，EmlhmqwVLh/3液流收缩系数 E 考虑塔壁对液流收缩的影响，若液体流量不过大可近似取 E=1。4 塔板布置取进、出口安定区宽度一般为 ssbb 50100mm；边缘宽度 bc一般为 50mm。筛孔 直径初值 d0一般取 38mm，以 5mm 左右为 宜；筛孔中心距初值 t=(3.52.5)d0 。有效传质区面积 Aa 对于单流型弓形降液管塔板，有效传质区的 面积可根据图 6 中的几何关系由下式计算：)23(arcsin2222
