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1、1. 工艺流程与设计思路（选型）前期的工作中我们对于整个流程进行了模拟和优化，得到了较高质量的产品物流。在这一部分中，我们将对本流程中分离的核心部分分离精馏塔进行相关的设备设计。所要设计的精馏塔结构如上图所示。L012为在第20块板进料，L009为在第30块板进料，L018出料为质量分数0.995的丙烯产品，L009主要为丙烷，进入循环。通过前期的比选，考虑到泡罩塔的塔板结构复杂，造价高，产生的压降大；常用的筛板塔操作弹性小，筛孔小易堵塞，不适合处理易结焦、黏度大的物料；而浮阀塔生产能力大，比泡罩塔高2040%，与筛板塔相近，操作弹性大，比泡罩塔和筛板塔的操作范围都要宽，塔板效率高，比泡罩塔高
2、10%，持液量相对较大，因而是最佳的反应精馏塔塔板选型。以下的设计中，我们首先将对设计将要采用的物性数据进行求解，其次对精馏塔进行设备设计，继而进行相关的附件设计并在最后简单概述精馏塔的自动控制系统组成。2. 精馏塔的工艺条件、物性数据的计算与物流模拟计算结果2.1 精馏塔的工艺条件反应精馏塔的工艺条件主要参考了相关文献，主要的工艺条件包括塔顶温度、进料板温度、塔底温度及塔顶压力、塔釜压力和塔板压降。经过软件模拟与前期对于回流比及其他操作条件的优化，得到了结果如下所示。精馏塔不同位置温度塔顶上部进料板下部进料板塔底温度/K293.93294.68296.23301.69因而可以认为精馏段平均温
3、度为TD=293.93+294.682=294.31K反应段的平均温度TR=294.68+296.232=295.46K提馏段的平均温度TB=296.23+301.692=298.96K精馏塔不同位置的压强我们设定全塔压力P=10.5bar2.2物性数据计算丙烷的摩尔分子质量MC3H8=44.10kg/kmol丙烯的摩尔分子质量MC3H6=42.08kg/kmol我们采用线性加和的方法计算混合物的平均摩尔分子质量即M=i=1nxiMi以下求算各物流的密度对气相物流，根据理想气体状态方程求得其密度即=PMvRT此处并不求得其具体数值，在接下来的计算气相负荷时会进一步简化。对液相物流，由1=i=1
4、ni/i通过计算294K（精馏段平均温度）下，气相丙烷的密度为18.92kg/m3，丙烯的密度为18.06 kg/m3，通过查手册液相丙烷的密度为500kg/m3，丙烯的密度为517 kg/m3可知对塔顶物流，液相的平均密度为D=10.005500+0.995517=516.9kg/m3在299K（提馏段的平均温度）下，且塔底产出几乎纯的丙烷，故物流的密度查手册可知为D=491kg/m32.3反应精馏塔的工艺计算结果Aspen计算结果如下L009L012L018L019Temperature C 42.536.220.828.5Pressure bar 161510.510.5Vapor Fr
5、ac 0.0070.25410Mole Flow kmol/hr 1280.73970.985665.237686.488Mass Flow kg/hr 55224.830002800030224.8Volume Flow l/min 2180.651590.98925805.411034.111Enthalpy Gcal/hr -17.069-0.0043.076-18.806Mole Flow kmol/hr H2 0000 CH4 0000 C2H6 0000 C3H6 620.74564.59662.06223.273 C3H8 659.9956.3953.175663.215Mole
6、 Frac H2 0000 CH4 0000 C2H6 0000 C3H6 0.4850.910.9950.034 C3H8 0.5150.090.0050.966在前期的Aspen 模拟计算中，我们选择了灵敏度分析的方法进行模拟和优化，得到分离精馏塔的实际塔板数为100 块，前期的优化中得到最佳回流比15.5。以下以此为参考进行设备设计。根据Aspen 的计算结果，可以得到各块塔板的气液负荷。根据计算结果可以得到精馏段平均气液摩尔流量为10983kmol/hr，10316kmol/hr。则气液负荷分别为：Vs=VMvv=VMvPMvRT=VRTP=10983*8.314*2943600*10
7、50000*1000=7.102m3/sLs=VLMLL=10316*42.083600*516.9=0.233m3/s同理经计算得提馏段平均气液摩尔流量分别为10725 kmol/hr , 11392 kmol/hr提馏段气液负荷分别为Vs=VMvv=VRTP=10725*8.314*2993600*1050000*1000=7.053m3/sLs=VLMLL=11392*44.103600*491=0.284m3/s3.工艺尺寸的计算1)塔盘尺寸的计算精馏段和提馏段的气液相负荷基本一致，以下以精馏段为例，计算精馏塔的工艺尺寸。物流在294.68K时取C3H6的表面张力0.00735Nm。L
8、VLV0.5=0.2337.102516.918.630.5=0.17设板间距为HT= 0.8m，hL=0.3m,HT-hL=0.50m，从施密特关联图上读得c20=0.078从而C=C20(7.3520)0.2=0.078(7.3520)0.2=0.064泛点气速uf=CL-VV=0.064516.9-18.6318.63=0.33m/s适宜气速uop=0.60.8uf=0.70.33 =0.23m/s塔径D=Vs0.785uop=7.1020.7850.23 m=6.27m圆整后取塔板直径为D=6.3m塔板截面积AT=4D2=31.16m2实际空塔气速为u=VAT=7.10231.16=0
9、.23m22）溢流部件的计算a) 堰长塔径D=6.3m,考虑采用双溢流弓形降液管，凹形受液盘。双溢流外堰可取0.50.7D，故lw=0.6D=3.78m内堰比外堰低6-8mm,故ln=lw-0.006=3.77mb) 堰高选用平直堰，则堰高满足hw=hl-how其中堰上清液层高度为how=0.668ELlw23=0.104m式中收缩系数E取1，hw=0.5-0.104=0.396m内堰比外堰低6-8mm,故h=hw-0.006=0.39mc) 降液管尺寸查弓形降液管参数图可知将夜观宽度Wd与截面积Af分别为Wd=0.1D=0.63mAf=0.05AT=1.558m2由=AfHTLh=5.35s
10、3s降液管尺寸基本符合要求。d)降液管底隙高度降液管底隙高度指降液管下端与塔板间的距离，且应低于出口堰高度。h0在工程上一般取 20-25mm，此处我们取作 22mm，则 hw-ho=374mm6mm ，故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hw = 0.05m。e)边缘区与安定区的确定安定区宽度取作Ws = 0.07m，边缘区取Wc = 0.07m。3）塔盘布置 a） 浮阀的选型浮阀包括重盘式浮阀、盘式浮阀、条型浮阀等多个类型，其中以重盘式浮阀在我国应用最为广泛，它又分为轻阀与重阀。本工艺气相流量较大，故选用重阀以获得更好的操作弹性。根据国标JB 1118-2001，我们选取F1Z
11、-3B 型浮阀，阀厚2mm，阀重0.033kg，孔径39mm。b）孔速、阀孔数与有效传质区面积取动能因子为F0=10则，孔速u0=F0V=1018.63=2.32m/s阀孔数为n=4Vd02u0=4*7.1023.14*0.0392*2.32=2563.82569有效传质区面积Aa=2xR2-x2+180R2sin-1xR其中R = /2 - = 3.065 ，x = /2 = 2.435故Aa=22.435*3.0652-2.4352+1803.065sin-12.4353.065=10.90m2浮阀的布置需满足一定的要求。一般以三角形排列为好，浮阀垂直于液流方向，且在该方向上浮阀中心间距不
12、变，t=75mm，平行于液流方向上的排中心间距可在65-110mm 范围选取，且外围浮阀中心至塔壁的距离一般为70-90mm，距进口堰、溢流堰的距离一般为80-110mm。经过绘图计算，我们可以得到浮阀的布置为10,11,12 49,50,4912,11,10，共2410 个浮阀。重新校核阀孔气速为u0=2.32*25692410=2.47m/s相应的动能因子为F0=u0V=10.67符合要求f）开孔率根据=n4d02AT=2410*3.144*0.039231.16=0.092可接受。4） 塔板的流体力学校核 a） 塔板压降hp=hc+hl其中hp为单板压降，为干板压降，为塔板上的液层阻力。
13、需要注意的是，在本设计中，由于液面张力所造成的阻力可以忽略不计。 干板压降设浮阀有部分全开到全部全开时的临界速度为u0cr，则有u0cr=（73.1V）11.825=2.12m/s2.47m/s故应由hc=5.34u02V2gL=0.0599m得到干板压降。 液层阻力液层阻力与清液层高度有关，有hl=0.5hw+how=0.25mhp=hc+hl=0.31m故P=hpLg=0.31*516.9*9.81=1571.9Pab） 雾沫夹带c） 浮阀塔板的雾沫夹带可按ev=5.7*10-6L（uaHT-hf）3.2计算。其中hf=2.5hL=0.75mua=VsAT-Af=7.10231.16-1.558=0.24m/s故ev=5.7*10-67.35（0.240.8-0.75）3.2=1.1710-4kg夹带/kg 气体雾沫夹带量足够小，符合要求5) 塔板负荷性能图与操作弹性a) 液相下限线由于最小液量时平直堰上的最小液层厚度为6mm,故液相负荷下限值可由下式求出0.668
