《化工原理设计丙烯塔顶浮阀1.280》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理设计丙烯塔顶浮阀1.280（46页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计学生：张歌班级：化机 0404 学号： 200442061 指导老师：刘雪梅、都健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确的说明。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的指导和参阅！目录第一章概述3 第二章方案流程简介5 第三章精馏过程系统分析7 第四章再沸器的设计21 第五章辅助设备的设计30 第六章管路设计37 第七章控制方案40 设计心得及总结41 附录一主要符号说明42 附录
2、二参考文献45 第一章 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。1 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。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏
3、夜量不多； 气体负荷较高时， 开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。2 再沸器作用：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、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和
4、缓冲区。3 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。第二章 方案流程简介1 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。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取
5、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。2 工艺流程1） 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。2） 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各状态参数都不
6、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。3 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 80kmol/h 产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料： xf65塔顶产品： xD98塔底产品 : xw2第三章 精馏过程系统设计丙烯、丙烷精馏装置设计第一节 设计条件1.工艺条件 ：饱和液体进料，进料丙烯含量xf65（摩尔分数）塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6 。2操作条件：1 ）塔顶操作压力： P=1.62MPa （表压）2）加热剂及加热方法：加热剂
7、水蒸气加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数： R/Rmin=1.2。3塔板形式：浮阀4处理量： qnfh=80kmol/h 5 安装地点：大连6塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一物料衡算全塔物料衡算：nFq= nDq+ nWqnFqFx=nDqDx+nWqWxnFq=80 kmol/h，Fx=0.65 , Dx=0.98 , Wx=0.02 解得：nDq=52.5 kmol/h，nWq=27.5 kmol/h 进料状态混合物平均摩尔质量VM=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; LM=0.018*42+0.982*44=43.964 kg/km
8、ol;二塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1）精馏段：LR D；(1)VRD2）提馏段：;LLqF(1) ;VVqFLVW三 热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：/RRRGQr2） 冷凝器热流量：CQv r冷凝器冷却剂的质量流量：112/()CCGQctt第三节 塔板数的计算假设塔顶温度 t=43.0 C 塔顶压力 Pt=1.72MPa查P-K-T图得：kA=1.002；kB=0.885 则顶=kA/kB=1.002/0.885=1.1322；假 设 精馏塔 的 塔板数 是 100 块，每 块 板的 压 降为100mmH2O;塔底压力为P=Pt+P=1.72+0.1*9.8*(100-1
9、)*=0.001=1.817Mpa; 塔底温度 t=50.0 C, kA=1.13 ；kB=0.997; 则底=kA/kB=1.13/0.997=1.1334=( 顶+底)/2=1.133 ；当 Xe=0.65 时，Ye=(Xe)/1+(-1)Xe=0.678; Rmin= 65.0678.0678.098.0=10.89 ;R=1.2Rmin=13.07; Nmin= lg)1()1( lgWWDDXXXX=62.33; 1minTT NNN=0.751 -( 1minRRR)5668. 0;解得TN =125；PN =ENT1=208；与假设不符 ,假设精馏塔的塔板数是100块, 每块板的
10、压降为 100mmH2O;塔底压力为P=Pt+P=1.72+0.1*9.8*(125-1)* 0.001=1.842Mpa; 塔底温度 t=50.0 C, kA=1.10 ；kB=0.970; 则底=kA/kB=1.10/0.990=1.1340=( 顶+底)/2=1.133 ；当 Xe=0.65 时，Ye=(Xe)/1+(-1)Xe=0.678; Rmin= 65.0678.0678.098.0=10.89 ;R=1.2Rmin=13.07; Nmin= lg)1()1( lgWWDDXXXX=62.33; 1minTT NNN=0.751 -( 1minRRR)5668. 0;解得TN =
11、125；PN =ENT1=208；进料位置：min, rN = lg)1()1( lgFFDDZZXX=26.21；1minrr NNN=1minTT NNN；解得：rN =52; 进料处压力 Pf=P+P=1.72+0.1*9.8*(52-1) *0.001=1.770Mpa; 实际进料处 :Nf=Nr/E=87 。物性数据 ( 以塔顶的工艺条件为依据计算) 认为是纯丙烯做近似计算查表 Pc=4.62kPa; Tc=91.8 C ; Pr=P/Pc=1.72/4.62=0.374; Tr=T/Tc= 15.2738 .9115.2730 .43=0.866; 查表 Z=0.77; 气相密度V
12、=RTZPM= 77. 0*)15.2730.43(*314. 810*42*10*72.136 =35.76; 液相密度L=4653mkg; 表面张力 =4.761mN/m; 50 C 纯丙烷的v=4743mkg。第四节 精馏塔工艺设计1.物性数据定性温度 T 取塔顶温度 TD=316.15K ，塔底温度 T2=325.15K 的平均温度 322.65K 液相密 度 （ 316.15K ，1.72MPa ）表面张力（ 316.15K，1.72MPa ）丙烯474.8 4.76 丙烷460.92 4.75 气相密 度 （ 316.1K ，1.72MPa ）表面张力（316.1K，1.72MPa
13、 ） ）丙烯31 丙烷32.1 液相密度 L = 0.976*474.8+0.024*460.92=474.46688 kg/ m3V =31*0.98+0.02*32.1=31.022 kg/ m3液相表面张力： = 4.75*0.976+4.76*0.024=4.76 mN/m 2.初估塔径摩尔质量： Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol; ML=0.976*42+0.024*44=42.048g/mol; 质量流量：Wv=V Mv=653.23*42.04/3600=7.63kg/sWL=L ML=613.86*42.048/3600=7.17kg/s 假设板间距
14、HT=0.50m; 两相流动参数： 0.267 查 化工原理 （下册）P107筛板塔泛点关联图， 得： C20=0.056 =4.9 所以，气体负荷因子：=0.0423 液泛气速：0.143m/s 取泛点率 0.7 操作气速： u = 泛点率 uf=0.1 m/s 气体体积流量nvsq= Wv/V=0.199 m3/s 气体流道截面积： =1.99 m2选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.09; 则 A / AT=1-Ad / AT =0.91 截面积 : AT=A/0.91=2.19 m2lvWvWlFLV2.02020CCVVL fCuuqAVVsATD4塔径： =1.67m
15、 圆整后，取 D=1.6m 符合化工原理书 P108表 6.10.1 及 P110表 6.10.2 的经验关联实际面积： =2 m2 降液管截面积： Ad=AT-A=0.18 m2气体流道截面积： A=AT(1-ATAd)=1.82 m2 实际操作气速： = 0.11 m/s 实际泛点率： u / u f =0.77 与所取 0.7 基本符合则实际 HT=0.45m ，D=1.6m ，uf =0.143m/s,u=0.11m/s, AT =2 m2 ,A=1.82 m2 , u / u f =0.773.塔高的估算实际塔板数为 Np，理论板数为 NT=87 （包括再沸器），其中精馏段40 块，提馏段 47 块，则Np= （NT-1）/0.6+1=90/0.6+1=143 （块）实际精馏段为 67-1=66 块；提馏段为 77块，塔板间距 HT =0.45 m 有效高度： Z= HT （ Np-1）=64m;进料处两板间距增大为0.8m 设置 8 个人孔，每个人孔0.8m 裙座取 5m,塔顶空间高度 1.5m,釜液上方气液分离高度取1.8m.设釜液停留时间
