《过程工艺与设备课程设计-丙烯---丙烷精馏装置设计80kmol 1.2》由会员分享，可在线阅读，更多相关《过程工艺与设备课程设计-丙烯---丙烷精馏装置设计80kmol 1.2（58页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、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1第二章 流程简介3第三章 精馏塔工艺设计5第四章 再沸器的设计19第五章 辅助设备的设计26第六章 管路设计34第七章 控制方案35设计心得及总结 36附件一 C程序 138附件二 matlab程序250附录一 主要符号说明51附录二 参考文献54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
2、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。2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化
3、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
4、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
5、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 精馏塔选用筛板塔，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
6、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 精馏塔工艺设计 第一节 设计条件1 工艺条件：饱和液体进料，进料丙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 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：筛板 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1换算将摩尔百分数换算成质量百分数：W=XMA/XMA
7、+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 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）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.948kg/s精馏段1.00000.98290.01700.99000.0100256.48761.00720.58891.7103精馏段2.00000.97320.02670.98420.0158256.66481.01130.59161.7095精馏段3.00000.9602
8、0.03970.97640.0236256.90331.01690.59521.7084精馏段4.00000.94270.05720.96570.0343257.22111.02440.60011.7070精馏段5.00000.91990.08000.95150.0485257.63831.03430.60661.7051精馏段6.00000.89090.10900.93290.0671258.17511.04720.61501.7027精馏段7.00000.85480.14510.90920.0908258.84741.06360.62581.6997精馏段8.00000.81190.188
9、00.87990.1201259.66151.08370.63901.6961精馏段9.00000.76300.23690.84490.1551260.60821.10740.65451.6919精馏段10.00000.70990.29000.80510.1949261.65901.13410.67211.6873精馏段11.00000.65520.34470.76180.2382262.76731.16270.69101.6825精馏段12.00000.60180.39810.71720.2828263.87621.19180.71031.6778提馏段13.00000.53840.4615
10、0.66110.3389265.23001.22790.73431.6721提馏段14.00000.46490.53500.59140.4086266.84741.27210.76381.6654提馏段15.00000.38620.61370.51060.4894268.64241.32220.79741.6581提馏段16.00000.30860.69130.42420.5758270.48191.37480.83281.6508提馏段17.00000.23770.76220.33890.6611272.22271.42580.86731.6440提馏段18.00000.17740.8225
11、0.26110.7389273.75301.47160.89841.6381提馏段19.00000.12910.87080.19490.8051275.01551.51000.92451.6332提馏段20.00000.09200.90790.14180.8582276.00461.54040.94531.6295提馏段21.00000.06460.93530.10110.8989276.74941.56360.96121.6267提馏段22.00000.04490.95500.07100.9290277.29411.58050.97281.6247提馏段23.00000.03100.9689
12、0.04930.9507277.68451.59270.98121.6233提馏段24.00000.02120.97870.03400.9660277.96061.60130.98711.6223提馏段25.00000.01450.98540.02330.9767278.15451.60720.99121.6216提馏段26.00000.00990.99000.01590.9841278.29021.61130.99401.62112求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.600kg/s ; qmws= 0.3325kg/s 塔内气、液相流量：1）精馏段：L =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=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR
