《丙烯丙烷精馏塔及辅助设备设计（回流比系数=1.4处理量=70）》由会员分享，可在线阅读，更多相关《丙烯丙烷精馏塔及辅助设备设计（回流比系数=1.4处理量=70）（28页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、化工原理课程设计说明书1 设计任务书1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x=65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量=98%，釜液丙烯含量2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa（表压） 安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数R/塔底筛板701.42 概述蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可
2、采用精馏的方法予以实现。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。2.1 塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。本设计选取的是板式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔
3、适应范围较大，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2.2 精馏塔操作条件的选择2.2.1 操作压力精馏操作可以在常压、加压
4、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，同时还使再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。对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为42.99，塔底温度为52.5，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。2.2.2 进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和
5、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，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，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
6、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。2.2.3 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。所以，设计者在本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。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。2.2.4 回流比 回流比是精馏塔的重要参数，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，只是看哪种影响占主导。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
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1.4，所以计算时所用的回流比为R=10.49。2.3 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
8、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。2.4 工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）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。2.5 处理能力及产
9、品质量此套装置的设计处理量：70kmol/h产品质量：塔顶丙烯含量大于98%，釜液丙烯含量小于2% 3 工艺设计3.1 系统物料衡算 热量衡算 根据所给设计条件，编写C语言程序，计算得出下述各变量数值：塔底操作压力P泡点温度相对挥发度回流比R理论塔板数1.778MPa52.51.19210.49111（块）实际塔板数精馏段塔板数塔顶流量塔底流量液相摩尔流量126（块）57（块）46.01 kmol/h23.99 kmol/h482.53 kmol/h气相摩尔流量液相质量流量气相质量流量液相体积流量气相体积流量528.55 kmol/h5.9kg/s6.46kg/s46.06/h853.8/h
10、根据泡点温度=52.5，塔底操作压力P=1.778MPa，通过化工物性算图手册查取得到下列物性数据：气相密度液相密度液面表面张力丙烷摩尔质量26kg/440kg/2.2mN/m44kg/kmol3.2 单元设备计算3.2.1 精馏塔设计3.2.1.1 塔高设计塔高包括塔的有效高度，顶部空间和底部空间高度以及塔裙座高度3.2.1.2 初估塔径两相流动参数=初选塔板间距为0.6m，由化工原理图6.10.19查得气体负荷因子C=液位气速0.05取泛点率0.8，操作气速u和所需的气体流道截面积A为：u=0.8选取单流型、弓形降液管塔板，并取则故塔径按塔设备系列标准圆整之，取实际塔径根据化工原理表6.1
11、0.1和表6.10.2，所取塔径及液流型式合适。相应地，塔板有关尺寸为：塔板截面积降液管截面积气体流道截面积并可求得：实际操作气速泛点率=3.2.1.3 塔板布置和其他结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度；边缘宽度根据，由化工原理图6.10.24可查得，故降液管宽度故，有效传质区面积取筛孔直径，筛孔中心距则开孔率故，筛孔总截面积筛孔气速筛孔个数（个）选取塔板厚度，取堰高由，查化工原理图6.10.24得，由式考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙3.2.1.4 塔板校核A、 液沫夹带量由和泛液率0.9，查化工原理图6.10.28得，则kg液体/kg气体 0.1kg液体/kg气体，符合要求。B、
12、 塔板阻力由式，式中，查化工原理图6.10.30,根据，得，故，液柱由气体动能因子查化工原理图6.10.31得塔板上液层的充气系数，故，液柱液柱故，液柱C、 降液管液泛校核由，取，又液柱则取降液管中泡沫层的相对密度则，故不会产生液泛D、 液体在降液管中的停留时间，满足要求E、 严重漏液校核，满足稳定性要求并可求得漏液点气速各项校核均满足要求，故所设计筛板塔可用。3.2.1.5 负荷性能图A、 过量液沫夹带线令式中的0.1，并将有关变量与的关系带入整理，可得：将前面选取的塔板结构尺寸及有关值代入，得： B、 液相下限线令，得： C、 严重漏液线由式，近似取当前计算值不变，并将式以及和关系代入上式
13、整理之，可得： D、 液相上限线令，得： E、 降液管液相线令，将，以及和，和，和，的关系全部代入前式整理之，可得：，式中：有： 由所绘出的负荷性能图可以看出：设计点位于正常操作区内，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力，但是比较靠近液相上限线。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气（液）相负荷的上下限，分别由过量液沫夹带和严重漏液所限制。由图查得故操作弹性为3.2.2 再沸器设计3.2.2.1 设计任务与设计条件设计一台再沸器，其壳程为1个标准大气压下100饱和水蒸汽，加热在其管程中流动着的精馏塔的釜液，釜液看作是纯液相丙烷。A、 再沸器壳程与管程的设计条件壳程管程温度/10052.5压力
14、（绝压）/MPa0.1011.778冷凝量/（kg/h）3037.78蒸发量/（kg/h）23255.98B、 物性数据a、管程流体在52.5下的物性数据：潜热液相热导率液相粘度液相密度液相定压比热容295kJ/kg0.021/（）0.0754403076汽相粘度汽相密度蒸汽压曲线斜率2.2mN/m0.009260.03/kPab、壳程凝液在定性温度100下的物性数据：潜热热导率粘度密度2258.4kJ/kg0.683/（）0.283958.43.2.2.2 估算设备尺寸A、 根据式，求得热流量WB、 计算传热温差KC、 假定传热系数，则可用式估算传热面积为：D、 拟用传热管规格为，管长，则可得：根E、 若将传热管按正三角形排列，则可得：，求得，壳体内径，取，取且取管程进口管直径，管程出口管直径3.2.2.3 传热系数校核A、显热段传热系数 设传热管出口出汽化率，则用式a、 显热段传热管内表面传热系数计算传热管内质量流速计算雷诺数计算普朗特数
