化工原理設計 丙烯 塔頂 浮閥 12 60

1、第一章 概述精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1 精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產品。精餾塔內，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結構簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產要

2、求，目前應用較為廣泛。2 再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行。本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內的載熱體供熱。立式熱虹吸特點：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結構緊湊、占地面積小、傳熱系數高。殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。3 冷凝器 （設計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產品，其余作回流液返回塔頂，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。 4. 分離序列綜合 多

3、組分物系的分離序列綜合問題，可以采用直觀推斷法、漸進調優(yōu)法和數學規(guī)劃等經典方法，最為常用的是根據經驗規(guī)則進行的直觀推斷法（M、D、S、C規(guī)則）。第二章 方案流程簡介1. 精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣、液兩相經過多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量的傳遞，是混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產品。流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液體）經過料管由精餾塔的某一位置（進料板處）流入精餾塔內，開始精餾操作，塔底設再沸器加熱釜液中的液體，產生蒸汽通過塔板的浮閥上升，與沿降液管下降并橫向流過塔板的液體在各級浮閥上錯流接觸并進行傳熱及傳質，釜液定期作為塔底產品輸出;塔頂設冷凝器使上升

4、的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產品輸出精餾塔。2. 工藝流程1）物料的儲存和運輸精餾裝置必須在實彈的位置設置一定數量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證精餾裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。2）必要的檢測手段為了隨時了解操作情況及各設備的運行狀況，及時地發(fā)現(xiàn)操作中存在問題并采取相應的措施予以解決，需在流程中的適當位置設置必要的測量儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項參數，從而間接了解運行情況。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期檢修各設備及檢查裝置的運行情況。3）調節(jié)裝置由于實際生產過程中各種狀態(tài)參數都不是定值，都會或多或少隨著時間有所波動，應在適當位

5、置設置一定數量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產要求，有時還可以根據需求設置雙調節(jié)，即自動調節(jié)和手動調節(jié)兩種調節(jié)方式并可以根據需要隨時進行切換。3. 設備選用精餾塔選用浮閥塔，配合使用立式熱虹吸式再沸器4. 處理能力及產品質量處理量：60koml/h產品質量：（以丙烯摩爾質量計）進料 65% ，塔頂產品 98% 塔底產品2%。第三章 精餾塔工藝設計第一節(jié) 設計條件1. 工藝條件：飽和液體進料， 進料丙烯含量=65%（摩爾分數，下同）塔頂丙烯含量=98%釜液丙烯含量2%總板效率為0.62.操作條件：塔頂壓力1.62MPa（表壓）加熱劑及加熱方式：加熱劑：蒸汽；加熱方式：間壁換熱冷卻劑：循環(huán)冷卻水回流

6、比系數：R/Rmin=1.23.塔板形式：浮閥4.處理量：60 kmol/h，5.安轉地點：大連6.塔板位置：塔頂第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算物料衡算= + =+解得：=39.375 kmol/h ，=20.625 kmol/h塔內氣、液相流量精餾段：=R , =提餾段：= , =熱量衡算再沸器熱流量 再沸器加熱蒸汽的質量流量 冷凝器熱流量冷凝器冷卻劑的質量流量第三節(jié) 塔板計算1. 相對揮發(fā)度的確定逐板計算值（具體數據見文后數據表）最后取相對揮發(fā)度為= 1.192. 回流比及流量確定（1）由于=，所以先求解，由平衡方程和q線方程求解出，q線方程：=0.65=0.65 , =0.6885則=7.3

7、58，R=1.2=8.83（2）摩爾流量=R=347.681kmol/h=387.056 kmol/h= =407.681 kmol/h=387.056 kmol/h3. 操作線方程精餾段操作方程: , =0.8983+0.09969提餾段操作方程：，=1.053-0.0010664.確定塔板數由相平衡方程，精餾段操作方程， 提餾段操作方程，=0.8983+0.09969=1.053-0.001066通過逐板計算，由塔頂第一塊板開始借用Excel得到結果：理論板數：92（包括釜）；進料位置：從上至下第45塊與假設90塊大致吻合。故理論板數即為92塊。實際板數：92/0.6=153.3，取整：1

8、54實際進料：從上至下第75塊第四節(jié) 精餾塔工藝計算1. 物性數據液相（42.96，1720 Kpa）（52.1，1762 Kpa）表面張力mN/m42.9652.1丙烷C3H8460.92 kg/m3442.9 kg/m33.82.6丙烯C3H6474.8 kg/m3451.8 kg/m34.6.294氣相 （42.96，1720Kpa） （52.1，1762 Kpa）丙烷C3H831.2 kg/m335.5 kg/m3丙烯C3H631.1 kg/m331.0 kg/m3設計中取氣相密度=31.1kg/m3 液相密度=474.5kg/m3液相表面張力取=2.6 mN/m2. 塔徑計算質量流量

9、氣相： =4.2494 kg/s液相：=4.9828 kg/s體積流量：氣相：= 0.1366 /s液相：= 0.01050 /s兩相流動參數 =0.3002設間距： =0.45m查費克關聯(lián)圖得=0.056氣體負荷因子C：=0.03724液泛氣速： =0.1406泛點率取=0.7 操作氣速u=0.09842m/s又 =0.1366 /s所需氣體流道截面積A：=1.3883 m2選取單流型，弓形降液管塔板，取=0.1則=1-=0.9故塔板截面積=1.5425 m2塔徑D：=1.4014 m 圓整：取1.4m則實際塔板截面面積=1.5394 m2降液管截面積=0.15394 m2氣體流道截面積A=

10、1.3854 m2實際操作氣速u=0.09859 m/s實際泛點率=0.7013 圓整 0.7且=0.45m，D=1.4m 符合經驗關系所以塔間距=0.45m 塔徑 D=1.4m3. 塔高計算實際板數=154精餾段75，提餾段79塔有效高度=0.45154=69.3m釜液流出量：=407.681 kmol/h 質量流量為： =17937.964 kg/h 體積流量: =37.804m3/h設釜液停留時間為20min釜液高度: =8.185m進料處兩板間距增至0.8m154塊塔板，共設置4個人孔，每個人孔處 =0.8m裙坐取5m塔頂及釜液上方氣液分離高度取 1.5m總塔高= +（0.8-0.45

11、）5+1.52+5=87.400m第五節(jié) 溢流裝置的設計1. 弓型降液管根據課設p207=1.4m =1.5394 m2 =0.1 =0.15394 m2查得=0.732=0.732=1.0248m 即為堰長堰寬 =210 mm降液管面積=0.15394 2. 溢流堰液流強度=36.8856mm取底隙 =40mm=0.04m則液體流經底隙的流速 = =0.2561 m/s0.5 m/s故合格第六節(jié) 塔板布置及其他結構尺寸的選取1. 浮閥數的確定選取型，重型，閥孔直徑=0.039m初取閥孔動能因子 =9 計算閥孔氣速 =1.614 m/s浮閥數=70.85 取71個2. 浮閥排列方式 通過計算及

12、實際試排確定塔盤的浮閥數n。在試排浮閥時，要考慮塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣區(qū)寬度、液體進出口的安定區(qū)寬度、以及塔盤支撐梁所占的面積。取塔板上液體進、出口安定區(qū)寬度=70mm=0.07m，取邊緣區(qū)寬=50mm=0.05m =0.2m有效傳質區(qū)=求得。0.43m=0.65m=1.03開孔所占面積=0.08483選擇錯排方式，其孔心距t估算。=0.08236，t=0.1294m=129.4mm根據估算提供的孔心距t=125mm進行布孔，并按實際可能情況進行調整來確定浮閥數n=66閥孔氣速 =1.7323 m/s動能因子 =9.66板開孔率 =0.051210%符合要求第七節(jié) 塔板流動性能的校核1.

13、 液沫夾帶量的校核 為了控制液沫夾帶量過大，應使泛點0.80.82。浮閥塔板泛點率=或是=式中由塔板上的氣相密度以及塔板間距查圖p217圖5-19得系數=0.120,根據p216表5-11查取，本物系取=1。塔板上液體流道長及液流面積分別為：=1.0m=1.2315 m2故得=0.3414 或是=0.2511所得泛點率均低于0.8，故不會產生過量的液沫夾帶。2. 塔板阻力計算（1）干板阻力臨界孔速 =1.5961 m/s 故不會發(fā)生降液管液泛4. 液體在降液管內停留時間 應保證液體在降液管內的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出。 =6.6 s 5 s故所夾帶氣體可以釋放。5. 嚴

14、重漏液校核 當閥孔的動能因子低于5時將發(fā)生嚴重漏夜，故漏液點的孔速可取=5時相應的孔流氣速。=0.8966 m/s 穩(wěn)定系數 K=1.9321.5,故不會發(fā)生嚴重漏液。第八節(jié) 塔板性能負荷圖（1）過量液沫夾帶線 在式=或是=中，已知物系性質及塔盤尺寸結構，同時給定泛點率時，即可表示出氣、液相流量之間的關系。根據前面液沫夾帶的校核選擇的表達式，本物系選擇式，令=0.8，則式可整理為0.8=則得到= 0.4465-5.136（2）液相下限線 規(guī)定 取E=1代入得到=3.158 m3/h（3）嚴重漏液線取=5，則=3600又=0.8966=273.81 m3/h（4）液相上限線保證液體在降液管中有一

15、定的停留時間令，則降液管最大流量=49.877 m3/h（5）降液管液泛線或，顯然為避免降液管發(fā)生液泛，應使,0.6160,顯熱段管長與管徑之比大于50時，用式=計算顯熱段傳熱管內表面?zhèn)鳠嵯禂?=886.7537 W/(m2K)3）計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?用式計算蒸汽冷凝的質量流量為=0.5868 kg/s用式計算傳熱管外單位潤濕周邊上凝液的質量流量為= 0.0368 kg/(ms) 用式計算冷凝液膜的= 520.1693，要求2100用式計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂? 7703.5094）污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側= 0.000176，冷凝側= 0.00026，管壁熱阻= 0.00005125

16、）用式計算顯熱段傳熱系數= 481.62 W/(m2K)（2）蒸發(fā)段傳熱系數1)用式計算傳熱管內釜液的質量流量=1124944 kg/（m3h）當=0.25時，用式計算Lockhat-Martinell參數為= 0.88， 1.136，由及，查垂直管內流型圖（Fair）得=0；當，用式計算Lockhat-Martinell參數= 2.366，= 0.423，再由及出查垂直管內流型圖（Fair）得=0.52）用式計算泡核沸騰壓抑系數=0.25用式計算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂? 3823.596 W/(m2K)3）用式計算以液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂? 827.1269 W/(m2K)4）計

17、算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?用式計算對流沸騰因子= 2.275用式計算兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂? 1881.924W/(m2K)用式計算沸騰傳熱膜系數= 2837.823 W/(m2K)用式計算沸騰傳熱系數:= 903.20 W/(m2K)（3）顯熱段和蒸發(fā)段的長度 用式計算顯熱段長度與傳熱管總長的比值= 0.173, = 0.827（4）傳熱系數用式計算傳熱系數= 830.26 W/(m2K)實際需要傳熱面積為= 33.302 m2（5）傳熱面積裕度 用式= 43.15%該再沸器傳熱面積合適4. 循環(huán)流量的校核（1） 循環(huán)系統(tǒng)的推動力 當= 0.0833 時，用式計算Lockhat-Martinell參

18、數= 2.835用式計算兩相流的液相分率= 0.342用式計算兩相流平均密度= 172.80 kg/m3當=0.25時，用式計算Lockhat-Martinell參數= 0.8804用式計算兩相流的液相分率= 0.1956用式計算兩相平均密度= 112.049 kg/m3式中值，參照表p98表3-19并根據焊接需要取為1.02，于是計算的循環(huán)系統(tǒng)的推動力為=5498.21 Pa（2） 循環(huán)阻力 1）管程進口管阻力的計算 用式計算釜液在管程進口管內的質量流速= 575.37 kg/（m2s）用式計算釜液在進口段內的流動雷諾數=1611031用式計算進口管長度與局部阻力當量長度 = 24.7m用式

19、計算進口管內流體流動的摩擦系數= 0.015573用式計算管程進口管阻力=681.41 Pa2） 傳熱管顯熱段阻力的計算 用式計算釜液在傳熱管內的質量流速= 312.48 kg/(m2s)用式計算釜液在傳熱管內流動時的雷諾數= 83329.19用式計算進口管內流動的摩擦系數= 0.022448用式計算傳熱管顯熱段阻力= 63.914 Pa3）傳熱管蒸發(fā)段阻力 的計算 汽相流動阻力的計算釜液在傳熱管內的質量流速= 453.6209 kg/s當=0.1667用式計算汽相在傳熱管內的質量流量=52.08 kg/(m2s)用式計算汽相在傳熱管內的流動雷諾數=118365.3用式計算傳熱管內汽相流動的摩

20、擦系數=0.0212用式計算傳熱管內汽相流動阻力=114.56Pa液相流動阻力的計算用式計算液相在傳熱管內的質量流速=260.4 kg/(m2s)用式計算液相在傳熱管內的流動雷諾數=69440.99用式計算傳熱管內汽相流動的摩擦系數=0.023178用式計算傳熱管內汽相流動阻力=219.061Pa用式計算傳熱管內兩相流動阻力=2568.075Pa 4） 蒸發(fā)段管程內因動量變化引起的阻力的計算 管程內流體的質量流速（釜液在傳熱管內的質量流速）=453.6209 kg/(m2s)用式計算蒸發(fā)段管內因動量變化引起的阻力系數為2.987834用式計算蒸發(fā)段管程內因動量變化引起的阻力=655.62 Pa

21、 5）管程出口阻力的計算氣體流動阻力的計算用式計算管程出口管中汽、液相總質量流速=281.93 kg/(m2s)用式，計算管程出口管種種汽相質量流速=46.99 kg/(m2s)用式計算管程出口管的長度與局部阻力的當量長度之和=35.04m用式計算管程出口管中汽相質量流動雷諾數=1601877用式計算管程出口汽相流動的摩擦系數=0.01558用式計算管程出口管汽相流動阻力=64.599液體流動阻力的計算用式計算管程出口管種種汽相質量流速=234.942 kg/(m2s)用式計算管程出口管中汽相質量流動雷諾數=939768.1用式計算管程出口汽相流動的摩擦系數=0.016323用式計算管程出口管

22、汽相流動阻力=118.2526 Pa用式計算管程出口阻力=1414.47Pa用式=計算系統(tǒng)阻力阻力=5383.50 Pa循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值為=1.021循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設的出口汽化率=0.25基本正確，因此所設計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。第五章 輔助設備的設計第一節(jié) 輔助容器的設計容器填充系數取=0.71. 進料罐（常溫貯料）20 丙烯 =526 kg/m3 丙烷 =500 kg/m3壓力取1.818Mpa （絕對壓力）又進料=0.65所以丙烯質量分率為=63.9%=516.3 kg/m3進料質量流量=2562 kg/h進料罐容積，其中為停留時間，取4天

23、=4 24=96h m3圓整取 681 m32. 回流罐（40）=483 kg/m3 取停留時間為=0.5 h所以= =16.83 m3 =24.04 m3 ，圓整后取25 m3 3. 餾出產品罐取產品停留時間為5天，即=120 h=39.375 kmol/h，所以=3.424 m3/h=586.957 m3圓整為600 m34. 釜液罐取停留時間為5天，即=120 h=20.625 kmol/h=244.72 m3=349.59 m3 圓整取350 m3第二節(jié) 傳熱設備的設計1. 進料預熱器用90熱水為熱源，出口約為70，走殼程料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差 47.456 K管程液體流

24、率 Wh=2562 kg/h管程流體焓變 =401 kj/kg傳熱量 Q= Wh=1.03*106 kj/h殼程水焓變 =125.6 kj/kg殼程水流率q=8179.63 kg/h假設傳熱系數K=650 w/(m2K)傳熱面積=9.28m2圓整后取10 m22. 塔頂冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30，走殼程管程溫度為4317.54管程流率Wh=42=16256.352kg/h取潛熱r=302.23kj/kg傳熱速率Q=Whr=1364.8 kw殼程取焓變 =125.8 kj/kg殼程流率q=39055.3 kg/h假設傳熱系數K=650 w/(m2K)作為傳熱面積=119.7 m2圓

25、整后取120 m23. 塔頂產品冷卻器用10水做為冷卻劑，出口溫度為20,走殼程管程溫度由43降至2514.84 管程流率Wh=39.375 kmol/h42kg/lmol=1653.75 kg/h取潛熱r=280 kj/kg則傳熱量Q=128.625 kw殼程焓變取=84.0kj/kg則殼程流率為q=5512.5 kg/h假定傳熱系數為K=650 w/(m2K)則傳熱面積=13.33 m2圓整后取14 m24. 釜液冷卻器用10水做為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程管程溫度由52.1降至2517.41管程流率Wh=0.252 kg/s丙烷液體焓變=282kj/kg則傳熱量Q=71.1 kw殼程

26、水焓變取=84.0kj/kg則殼程水的流率為q=3047.14 kg/h假定傳熱系數為K=650 w/(m2K)則傳熱面積=6.28 m2圓整后取7 m2第三節(jié) 泵的設計1.進料泵（兩臺，一用一備）流體流速 u=0.5 m/s流體密度 =516.3 kg/m3管路直徑d=0.059m取d=60mm粘度=0.068 mPas取=0.2，相對粗糙度為/d=0.003Re=2.47105查得=0.024去管路長度為l= 80，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=2.51m取=50m 則=52.6 m= 5.23 m3/h選取泵揚程為 60m，流量為30m

27、3/h2. 回流泵（兩臺，一用一備）流體流速 u=0.5 m/s流體密度 =451.8kg/m3 管路直徑d=0.151m取d=152mm粘度=0.066 mPas取=0.2，相對粗糙度為/d=0.00133Re=5.13105查得=0.018取管路長度為l=100m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=2.1m取=60 m則=62.8m=40.2 m3/h選取泵揚程為 70 m，流量為 105 m3/h3. 釜液泵（兩臺，一用一備）流體流速 u=0.4 m/s流體密度 =445 kg/m3管路直徑d=0.044m取d=45mm粘度=0.0092

28、 mPas取=0.2，相對粗糙度為/d=0.004Re=7.26105查得=0.036取管路長度為l=30 m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=2.41m取= 5.2 m則=2.06m=0.37 m3/h這里揚程為負值，說明工作時不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時，需用該泵，不可忽略。第六章 管路設計進料管線取料液流速 u=0.5 m/s則d=0.059m取管子規(guī)格為684mm，其他各處管線類似求得管子名稱管內液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.5684塔頂蒸氣管141335塔頂產品管0.5603回流管0.51525釜液流出管

29、0.4452.5儀表接管/252.5塔底蒸汽回流管141594.5第七章 控制方案精餾塔的控制方案要求從質量指標、產品產量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質量指標是產品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產品純度進行控制。最常用的間接質量指標是溫度。 控制方案序號位置用途控制參數介質物性L(kg/m3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=31.14HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=474.55HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4456TIC-

30、01釜溫控制4060丙烷L=445系統(tǒng)所需的主要設備及主要參數序號位號設備名稱形式主要結構參數或性能操作條件1T-101丙烯精餾塔浮閥塔D=1400mmNp=154H=87.235m操作溫度t=52.1操作壓力P=1788kPa2E-101原料預熱器管殼式換熱器q=8179.63 kg/hA=10m2Tc1=20 Tc2=45Th1=90Th2=703E-102塔T-101頂冷凝器管殼式換熱器q=39055.3 kg/hA=10m2Tc1=10 Tc2=30Th1=Th2=434E-103塔T-101再沸器立式熱虹吸式D=0.6m=20325*2.5*3000mmP=1788.19kPaTc=

31、52.1Tb=1005E-104塔頂產品冷卻器管殼式換熱器q=5512.5 kg/hA=14m2Tc1=10 Tc2=20Th1=43Th2=256E-105塔底產品冷卻器換熱器q=3047.14 kg/hA=7 m2Tc1=10 Tc2=20Th1=52.1Th2=257P-101進料泵2臺離心泵He=60mQ=30 m3/h丙烯、丙烷混合液8P-102釜液泵2臺離心泵He=-2.06mQ=0.37 m3/h丙烷液9P-103回流泵2臺離心泵He=70mQ=105 m3/h丙烯液10P-104塔頂產品泵2臺離心泵丙烯液11P-105塔底產品泵2臺離心泵丙烷液12V-101原料中間罐臥式丙烯、丙烷混合液13V-102回流罐臥式V=25 m3丙烯液14V-103塔頂產品罐立式600 m3常壓15V-104塔底產品罐立式350 m3常壓16V-105不合格產品罐立式常壓附錄一 主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積，m2FLV兩相流動參數Ad降液管截面積，m2G質量流量，kg/hA0浮閥塔板閥孔總截面積，m2Hd降液管內清液層高度，mAT塔截面積，m2降液管內泡沫層高度，mb液體橫過塔板流動時的平均寬度，m