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1、1 课 程 设 计筛板式精馏塔及辅助设备设计班级：姓名：学号：指导老师：刘诗丽设计日期：成绩：2 目录任务书3 精馏概述5 精馏塔工艺设计7 再沸器的设计21 辅助设备的设计29 管路设计36 控制方案37 附件一C 程序 138 附件二matlab 程序 244 附录一主要符号说明44 附录二参考文献47 3 任务书工艺条件：处理能力及产品质量处理量：进料：塔顶产品：塔底产品 : 操作条件：精馏概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。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
2、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。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。再沸器4 作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，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
3、、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。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。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
4、凝液部分5 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。工艺流程物料的储存和运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。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
5、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。设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。6 第三章精馏塔工艺设计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：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）进料状态下的质量流量：?2求质量流量qmDs+ qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得：qmDs = 0.463kg/s ;qmws= 0.254kg/s塔内气、液相流量：1）精馏段： L
6、 =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=V r 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR7 冷凝器热流量：QC=V r 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进料板 Nf=i/0.6+1=51, 实际板数 Np= (Nt-1)/0.6 =115 则塔底压力 Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa 塔内气、液相流量：气相流量：qmVs=5.3kg/s qVVs=qmVs/v=0.189m3/s液相流量：qmLs=4.838kg/s qVLs
7、=qmLs/L=0.01m3/s 精馏塔工艺设计物性数据常压 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/m 2. 初估塔径塔高的估算溢流装置的设计溢流装置的设计采用弓型降液管D=1.5mTA=1.68 m2；DTAA=0.1 DA=0.168 m28 查得WLD=0.732 ，WL=0.732D=1.098m即为堰长堰宽Db=0.15D=0.225m ，降液管面积dA=0.168 2m溢流堰液流强度hWLL=32.796mm 取底隙bh=40mm=0.04m ，则液体流经底隙的流速bu= hWbLL h=0.22
8、(0.80.9m), 采用分块式塔板；取塔板厚度 t=4mm; 整个塔板面积 :受液区和降液区面积 2Ad=0.414/0.32入口安定区和出口安定区 bs=60mm=0.06m 边缘区 bc=60mm=0.06m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=22212sin()xxrxrrdb=0.225m () 2sdDxbb0.465m, r=0.69m 求得Aa=1.1782m筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列（坐标纸画图）取筛孔直径： do=7mm, 选择开孔率： = = =0.05 aoAA20907.0td9 筛孔面积： =0.0589 m2 筛孔气速： =3.2m/s 筛孔个数：=153
9、1 塔板流动性能校核1）. 液沫夹带量的校核由LVF=0.223 和实际泛点率 0.7 ，查得=0.006，则Ve= *1vLsLvvsvqq=0.0054 kg 液体/kg 气体 dH, 故不会发生降液管液泛4） . 液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于 35s，才能保证液体所夹带气体的释出/dTSA HL =8.15，故所夹带气体可以释放。5）.严重漏液校核 0h=0.0056+0.13 （WOWhh）-h=0.0056+0.13*0.08-0.00068 =0.01532 m液柱, 稳定系数K=0u/ 0u= oohh=1.81.5 2.0, 故不会发生严重漏液。满足
10、稳定性要求1.1257m/s 负荷性能图过量液沫夹带线规定： ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得：=6926-143qVLh2/3由上述关系可作得线0 .25.12046.2hohokkuuo o3232.313)(101. 75.21081.8WVLh WTVVhlqhHAq11 液相下限线由上述关系可作得线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= =3000 b=0.0056+0.13hw-h=0.0114 c=0.00035 得： qVVh =3000(0.0114+0.00035qVLh2
11、/3)1/2 由上述关系可作得线液相上限线令 =5s 得： =54.432 由上述关系可作得线降液管液泛线令006. 01084. 23/23WVLh owlqEhOVVhVL AqhgCu3600/2000hhhhOWW13.00056.003/231084.2WVLh owlqEhVLAoCo410594.13/2411069.3WlVLsTd qHAdTVLhAHq720dH12 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= =108109 b= =-0.061 c= =635108d= =0.00465
12、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/h qVVh =895.36 m3/h 负荷性能图：（坐标纸或电脑绘图）（讨论）第四章再沸器的设计一 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=1150.10740.47 9.8 103=0.0569MPa dfOWWdhhhhH3/222VLhVLhVVhqdqcbqa29)/(10934.3AoCoLVhhwHT)1(28)/(1018.1hblw)/()1 (1084.23/23lw3/22829003724.0105.267177.0106.
13、42VLhVLhVVhqqq13 塔底压力 =1.7213+0.0604=1.7781MPa 2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）100 525 压力（ MPa绝压）0.1013 1.7781 蒸发量： Db= q, mVs =5.26kg/s 物性数据壳程凝液在温度（ 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/m3管程流体在（ 52.5 1.7817MPa）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
14、=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 =35.6kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/ P）=0.0000266 m2 K/kg 14 二 估算设备尺寸热流量： =1462000w 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 =36.2 m2 拟用传热管规格为： 382.5mm,管长 L=3000mm 则传热管数： =101 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=11.6 管心距： t=0.048m 则 壳径： =0.6m 取 D= 800mm L/D=3.75 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： =27.68kg/s 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=33
