化工原理课程设计-处理量70kmolh丙烯丙烷精馏筛板塔设计

化工原理课程设计处理量70kmol/h丙烯丙烷精馏筛板塔设计处理量：70kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：x＝65％f＝98％塔顶产品：xD塔底产品: x≤2％w安装地点：大连总板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：筛板回流比：1.6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。

鉴于本人经验有限，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 (4)第二章流程简介 (5)第三章精馏塔工艺设计 (5)第四章再沸器的设计 (15)第五章辅助设备的设计 (21)第六章管路设计 (26)第七章控制方案 (26)附录一主要符号说明 (27)附录二参考文献 (29)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。

过去认为它易漏液，易堵塞。

然而经长期研究发现，只要设计合理和操作适当，晒斑人能够满足生厂上所需的操作弹性，而且效率比较高。

小筛孔孔径一般3~6mm，大筛孔孔径一般10~25mm。

如果采用大筛板，堵塞问题即可解决。

目前已发展成为日趋广泛的一种塔板。

2．再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，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。

3．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。

4．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： 70kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf＝65％塔顶产品：xD＝98％塔底产品: xw≤2％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xf＝65％（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD ＝98％，釜液丙稀含量 xw≤2％，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=1.6 3．塔板形式：筛板 4．处理量：qnfh=70kmol/h 5．安装地点：大连 6．塔板设计位置：塔底 7. 物料密度：M A =42 M B =44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=X ·M A /[X ·M A +(1-X)·M B ] x f ＝65％ w f ＝63.93％ x D ＝98％ w D ＝97.91％ x w ≤2％ w W ≤1.91 ％ 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：（M A 为丙稀摩尔质量 M B 为丙烷摩尔质量）M=x f ·M A +(1-x f )·M B =0.65×42＋0.35×44=42.7kg/kmol 进料状态下的质量流量： q mfs =M ·q nfh /3600=0.8303kg/s2．求质量流量 q mDs + q mws = q mfsq mDs·w D+ qmws·w W = q mfs ·w f解得：q mDs = 0.5364kg/s ; q mws = 0.2939kg/s｛塔内气、液相流量：1）精馏段：L =R ·D; V =(R+1)·D;2）提馏段：L ’=L+q ·F; V ’=V-(1-q)·F; L ’=V ’+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：Q R =V ’·r ’再沸器加热蒸气的质量流量：G R = Q R /r R2） 冷凝器热流量：Q C =V ·r冷凝器冷却剂的质量流量：G C = Q C /(c l ·(t 2-t 1))第三节 塔板数的计算 利用程序进行迭代计算： 流程图如下：泡点计算 2．塔板数计算将α2代入注：下标t 、b 分别表示塔顶、塔底参数。

计算过程包括：假设塔顶温度Tt 0=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.13K 塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa代入公式 计算并换算得： P A o =1726.955KPa ; P B o=1444.432KPa又得：K A =1.003 ; K B =0.839＝1.1956α=(α1+α2)/2 ＝1.1922 ②计算过程包括： 泡点进料：q=1=7.489 R=1.6Rmin=11.983 ③为逐板计算过程： y 1=x D =0.98直至x i < x f 理论进料位置：第i 块板 进入提馏段：＝直至x n < x W 计算结束。

理论板数：Nt=n （含釜）iii i C T B A p +-=0ln ee eDx y yx R --=min w n x R x R R 15238.015238.1++++迭代结果：进料板Nf=[i/0.6]+1=52, 实际板数Np=[(Nt-1)/0.6]+1=112 则塔底压力Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 1772.9KPa 同①可算得： 塔底温度Tb=325.52K α2 ＝1.1888 符合假设所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。

塔内气、液相流量： 精馏段：q mLs =R ·q mDs =6.4275kg/s q mVs =(R+1)·q mDs =6.9639kg/s提馏段 ：q ,mLs =q mLs +q mFs =7.2578kg/s q ,mVs = q mVs =6.9639kg/s第四节 精馏塔工艺设计1．物性数据常压43℃下，丙烷的物性数据： 气相密度：ρV =29.6kg/ m 3 液相密度：ρL =466kg/ m 3 液相表面张力：σ=4mN/m 2． 初估塔径气相流量：q mVs =6.9639kg/s q VVs =q mVs /ρv =0.2487m 3/s液相流量：q mLs =6.4275kg/s q VLs =q mLs /ρL =0.01368 m 3/s两相流动参数： =0.2190 初选塔板间距 H T =0.45m,查《化工原理》（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C 20=0.061所以，气体负荷因子： =0.04526液泛气速： ＝0.1738m/s 取泛点率0.7操作气速：u = 泛点率 ×u f=0.1216m/s气体流道截面积： =2.0452m 2 LVm m s V s V LVq q q q F ρρρρVs Ls V L V L ==2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C VV L f Cu ρρρ-=q A VVs=选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.15; 则A / AT=1- Ad / AT =0.85 截面积: AT=A/0.85=2.406 m 2塔径：=1.75m 圆整后，取D=1.8m符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联实际面积： =2.5447 m 2降液管截面积：Ad=AT ×0.15= 0.3817 m 2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.1630 m 2实际操作气速： = 0.1150 m/s 实际泛点率：u / u f =0.9457 3．塔高的估算Np=112有效高度：Z= H T ×Np=50.4m釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m 设置4个人孔，每个人孔0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m. 设釜液停留时间为30min 釜液高度：ΔZ = 0.44m 取其为0.5m所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=59.6m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=AT ×0.15= 0.3817 m 2 由Ad/AT=0.15,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得： lw/D=0.82所以，堰长lw=0.82D=1.476m 2．溢流堰取E 近似为1则堰上液头高： =0.029428m 取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.045mπATD 4=24DAT π=A q u VVs =246030D LmWsqπρ⨯⨯=3/231084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=-W VLh ow l q E h液体流经底隙的流速：u b =0.206m/s ub<0.5m/s 符合要求第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度б=3mm进出口安全宽度bs=bs ’=80mm 边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.15,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得： b d /D=0.21所以降液管宽度：b d =0.21D=0.378m=8.542m r= =0.85m 有效传质面积： = 1.4320 m 2取筛孔直径：do=7mm,取孔中心距：t=3.6do= 0.0252m开孔率： = =0.07 筛孔面积： = 0.1002 m2筛孔气速： =2.4817m/s 筛孔个数： =2604第七节 塔板流动性能校核 1．液沫夹带量校核Hf=2.5(hw+how)=0.1736m 质量夹带率e v ： =0.000076kg 液/kg 气 ev<0.1 kg 液/kg 气 故符合要求 2．塔板阻力hf 的核对h f = h o +h l +h σ又 б=3mm,do=7mm,故do/б=2.33查《化工原理》（下册）P118图6.10.30得：Co=0.74则 = 0.03645m 液柱 又)(2s d b b D x +-=c b D -2)sin (21222rx r x r x A a-+-=a o A A =φ20907.0⎪⎭⎫ ⎝⎛t d aO A A φ=oVVso A q u =2004d A n π=2.33107.5⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=-f Tv H H u e σ200021⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=C u g h L V ρρsm AA q u dT VVsa/1396.02=-=气体动能因子 ＝0.7388 查《化工原理》（下册）P118图6.10.31得： 塔板上液层充气系数：β=0.7= 0.000575 m 液柱h f = h o +h l +h σ=0.117 m 液柱 3．降液管液泛校核Hd 可取Δ=0 式中 =0.00649 m 液柱 则 Hd =0.162m 液柱 取降液管中泡沫层相对密度：Φ=0.5则Hd ’= =0.324 m 液柱所以不会发生液泛 4． 液体在降液管中的停留时间=12.56s>5s 满足要求 5． 严重漏液校核=0.0141m 满足稳定性要求＝1.1257m/s第八节 负荷性能图 1．过量液沫夹带线规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg 气体） 为限制条件得：= 10671-167q VLh 2/3由上述关系可作得线① 2．液相上限线整理出：q VLh =3.07lw=4.034—— 与y 轴平行，由上述关系可作得线②()液柱m h h h 0486.0O W W L =+=β03104d g h L ⋅⨯=-ρσσ5.0v a u Fa ρ=df O W W h h h h ++∆++=28221018.1153.02⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛==-b W VLs b W VLs d d h l q h l q g u h ζd f O W W h h h h ++∆++=ΦdH '49.0Hd h H W T >=+VLsTd qHA ⋅=τ()σh h h h O W W -++='13.00056.000.2~5.12046.2'>==ho ho k ku u o o ⋅='⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯--⨯=-3232.313)(101.75.21081.8W VLh W T VVh l q h H A q σ006.01084.23/23=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=-W VLh ow l q E h3． 严重漏液线将下式分别代入近似取Co 为前面计算的值得：q VVh =a(b+cq VLh 2/3)1/2其中：a= =4843.3b=0.0056+0.13hw-h σ=0.01024c= =0.000285 得：q VVh =4843.3(0.01024+0.000285q VLh 2/3)1/2 由上述关系可作得线③ 4．液相上限线令 =5s 得： =90.693由上述关系可作得线④ 5．浆液管液泛线令将 ，其中Δ=0以及how 与q VLh , h d 与q VLh ，h f 与q VVh , q VLh 的关系全部代入前式整理得： 式中：a ’= =42.6181×10－9b ’= =0.177c ’= =267.4757×10－8d ’= =0.003724 得： 上述关系可作得降液管液泛线⑤ 上五条线联合构成负荷性能图 作点为：q VLh =49.23m 3/sOVVh V LA q h g C u 3600/2000='='ρρ()σh h h h O W W -++='13.00056.003/231084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=-W VLh ow l q E h VLAoCo ρρ410594.1⨯3/2411069.3⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯-W l VLsTd q H A ⋅=τd T VLh A H q 720=H d ’=H T +h W Φ=dH d f O W W d h h h h H ++∆++=3/222''''VLhVLh VVh q d q c b q a --=29)/(10934.3AoCo LV ρρ-⨯σβφφh hw H T ---+)1(28)/(1018.1hb lw ⋅⨯-)/()1(1084.23/23lw β+⨯-3/22829003724.0105.267177.0106.42VLhVLh VVh q q q -⨯-=⨯--q VVh =895.36 m 3/s负荷性能图： 可见，线①的位置偏上，所以它对操作的影响很小。