过程工艺与设备课程设计任务书--丙烯---丙烷精馏装置设计.docx

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1、过程工艺与设备课程设计任务书丙烯一丙烷精饵装置设计前有本设计说明书包括概述、流程简介、精微塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。说明中对精储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第三章精储过程系统分析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附录二参考文献45第一章概述精馈是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精储塔及再沸器和冷凝器。

2、1 .精储塔精微塔是一圆形筒体，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。简单精僧中，只有一股进料，进料位置将塔分为精储段和提储段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精储塔内，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

3、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帽塔，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

4、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 .精情装置流程精储就是通过多级蒸储，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）经进料管由精储塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精储操作；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，称为储出物。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

5、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储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

6、并存，且随时进行切换。3 .设备选用精储塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 .处理能力及产品质量处理量：80kmolh产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：Xr=65%塔顶产品：Xn=98%塔底产品：xw2%第三章精谯过程系统设计丙烯、丙烷精帽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x,=65%（摩尔分数）塔顶丙烯含量Xd=98%,釜液丙烯含量x,W2%,总板效率为O.6o2 .操作条件：1）塔顶操作压力：P=L62MPa（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：RRmin=l.2o3 .塔板形式：浮阀4 .处

7、理量：qnf=80kmolh5 .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：cInF=QnD+QnWQnF=QnDXD+QnWXWQnF=80kmol/h,X尸二0.65,xD=0.98,xw=0.02解得：QnD=52.5kmol/h,QnW=27.5kmol/h进料状态混合物平均摩尔质量7=O-98*42+0.02*44=42.04kgkmol;l=0.018*42+0.982*44=43.964kg/kmol;二塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1)精微段：L=RD;V=(R+DO2)提储段：C=L+qF;V,=V+-l)F;L,=V+W,三

8、热量衡算1)再沸器加热蒸气的质量流量：GR=QRUR2)冷凝器热流量：Qc=冷凝器冷却剂的质量流量：GLQCg&-2)第三节塔板数的计算假设塔顶温度匚43.0塔顶压力Pt=L72MPa查P-K-T图得：L=L002；kB=0.885则kA/kB=l.002/0.885=1.1322；假设精储塔的塔板数是100块，每块板的压降为100mmH2。;塔底压力为P=Pt+P=L72+0.1*9.8*(100-1)*=0.001=1.817Mpa;塔底温度t=50.0,kA=l.13；kll=0.997;则K=kA/kB=l.13/0.997=1.1334a=(a顶+Q底)/2=1.133；当Xe=O.

9、65时，Ye=(aXe)/1+(a-l)Xe=0.678;Rmin三0,980,678=10.89;R=l.2Rmin=13.07;0.678-0.65Nmin=NLNmin751-(z三l)TVr+1R+1解得Nr=I25；V=2V1=208;E与假设不符，假设精储塔的塔板数是100块，每块板的压降为100mmH2。;塔底压力为P=Pt+p=l.72+0.1*9.8*(125-1)*0.001=1.842Mpa;塔底温度t=50.0,L=LlO；kB=0.970;贝I底=hkB=LIo/0.990=1.1340。=(Q顶+Q底)/2=1.133；当Xe=O.65时，Ye=(aXe)/1+(a

10、-1)Xe=0.678;Rmin三0,980,678=10.89;R=1.2Rmin=13.07;0.678-0.650.5668 .N-1解得Nr=I25；N一=208；ENr-Nmin_N7-NminNr+N7+1解得：N，=52;进料处压力Pf=P+P=l.72+0.1*9.8*(52-1)*0.001=1.770Mpa;实际进料处:Nf=NrE=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；Pr=PPc=l.72/4.62=0.374;Tr=T/Tc=43.0+273.15_091.8+273.15查表Z=O.77;气相密度

11、_ PM 1.78.314*()6 *42 *1()-3*0.77=35. 76;液相密度4二4654%3；表面张力。二4.761mNm;50纯丙烷的0=474%，o第四节精储塔工艺设计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474.84.76丙烷460.924.75气相密度(316.IK,1.72MPa)表面张力(316.1K,1.72MPa)丙烯31丙烷32.1液相密度PL=O.976*474.8+0.024*460.92=474.46

12、688kgm3PV=31*0.98+0.02*32.1=3L022kgm3液相表面张力：。=4.75*0.976+4.76*0.024=4.76mN/m2 .初估塔径摩尔质量：Mv=O.98*42+0.02*44=42.04gmol;ML=O.976*42+0.024*44=42.048gmol;质量流量：Wv=VMv=653.23*42.04/3600=7.63kgsWL=LML=613.86*42.048/3600=7.17kgs假设板间距HT=O.50m;两相流动参数：Fiv=0.267WUvpx查化工原理(下册)P107筛板塔泛点关联图，得：C20=O.056。二4.9所以，气体负荷因

13、子:液泛气速二 C=0. 143ms取泛点率0.7操作气速：u=泛点率Xuf=O.1m/s气体体积流量W=Wv/PV=O.199m7s气体流道截面积：A=生=1.99m2选取单流型弓形降液管般，取Ad/AT=O.09;则A/AT=I-Ad/AT=0.91截面积：AT=AO.91=2.19m2塔径：D=圆整后,取D=L6m符合化工原理书P108表6.10.1及PIlO表6.10.2的经验关实际面积:AT=工O?=2m2降液管截面积：Ad=AT-A=O.18m2气体流道截面积：A=AT(I-A/r)=i.82m2实际操作气速：w=0.11m/sZl实际泛点率：u/Uf=077与所取0.7基本符合则

14、实际HT=O.45m,D=L6m,uf=0.143ms,u=0.llms,AT=2m2,A=1.82m2,z/Uf=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），其中精微段40块，提馈段47块，则Np=（NT-I）/0.6+1=90/0.6+1=143（块）实际精储段为67-1=66块；提馈段为77块，塔板间距H尸0.45m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0.8In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.设釜液停留时间为20min,排出釜液流量=Wv/PV=O.199117s密度为Pb=474kgm3釜液高度：Z=qnvs/（3*1.62）=0.026m取其为O.03m总塔高h=Z+8*（0.8-0.45）+5+1.5+1.8+0.03+2*（0.7-0.45）=77.95m第五节溢流装置的设计1. 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=A-AT=0.18m2由Ad/At=87,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得:lwD=0.7所以,堰长lw=0.735D=1.119m2. 溢流堰取E近似为1则堰上液