精品过程工艺与设备课程设计任务丙烯丙烷精馏装置设计.docx

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精品过程工艺与设备课程设计任务丙烯丙烷精馏装置设计

过程工艺与设备课程设计任务书

-—丙烯--丙烷精馏装置设计

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！

1.概述………………………………………………………3

2。

方案流程简介……………………………………………5

3。

精馏过程系统分析………………………………………6

4。

再沸器的设计……………………………………………18

5。

辅助设备的设计…………………………………………24

6。

管路设计…………………………………………………30

7。

控制方案…………………………………………………33

设计心得及总结……………………………………………34

附录一主要符号说明………………………………………35

附录二参考文献……………………………………………37

附录三塔计算结果表………………………………………38

附录四再沸器主要结构尺寸和计算结果表………………39

附录五工艺流程图…………………………………………40

1.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。

所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器等。

1。

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。

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,相较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定;在液气比方面，板式塔适应范围较大，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，故选择板式塔.

在众多类型的板式塔中，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。

1。

2。

再沸器

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。

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。

▲立式安装，增加了塔的裙座高度。

1。

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。

2。

方案流程简介

2。

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（丙稀和丙烷混合液体）经进料管由精馏塔中某一位置（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，为馏出物；另一部分作为回流返回塔顶。

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分离。

当流至塔底时,被再沸器加热部分汽化，气相返回塔内作为气相回流,而液相则作为塔底产品采出。

2。

2。

工艺流程

2。

2。

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。

2。

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。

2。

2。

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。

2。

3。

设备选用

精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。

3。

精馏过程系统设计

3。

1设计条件

工艺条件：

饱和液体进料，丙烯含量xf＝65％（摩尔分数）

塔顶丙烯含量xD＝98％,釜液丙烯含量xw≤2%,总板效率为0.6。

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。

4。

塔板形式：

筛板

处理量：

qnf=70kmol/h

塔板设计位置：

塔底

3.2物料衡算及热量衡算

3.2.1.物料衡算：

qnF=qnD+qnW

xFqnF=xDqnD+xWqnW

解得结果：

xD=45。

9375kmol/hxW=24.0625kmol/h

3.2。

2．求质量流量：

MD=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol；

MW=0.02＊42+0。

98＊44=43.964kg/kmol;

MF=0。

65*42+0.35*44=42。

7kg/kmol

则qMD=xD•MD/3600=0.5364kg/s；

qMW=xW•MW/3600=0.2939kg/s

qMF=xF•MF/3600=0。

8303kg/s

3。

2.3。

塔内气、液相流量：

1）精馏段：

qnL=R•qnD；qnV=（R+1）•qnD;

2）提馏段：

qnL’=qnL+q•qnF;qnV'=qnV—（1—q）•qnF;qnL’=qnV'+qnW；

其中q=1；

则:

qnL’=qnL+qnF；qnV’=qnV

3。

2.4。

热量衡算

1）再沸器热流量:

qnr=qnV’•r’

再沸器加热蒸气的质量流量：

Mr=qnr/Rr

2）冷凝器热流量：

qc=V•Cp•（t2-t1）

冷凝器冷却剂的质量流量：

Mc=qc/（Cl•（t2-t1））

3.3塔板数的计算

3。

3。

1.相对挥发度的计算:

通过对给定的温度—组成表格，计算相对挥发度α

α=Ka/Kb=（ya＊xb）/（yb＊xa）

计算后平均，算得，1.72Mpa（绝）下α=1。

131583

1.82Mpa（绝）下α=1。

127408

平衡关系：

x=y/（α-（α-1）y）.

3。

3。

2。

估算塔底的压力：

已知塔顶的压力为1.62Mpa（表）即1。

72Mpa（绝）

工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷—丙烯：

密度460。

则塔底压力可以通过公式：

P=N＊0。

1＊460*9。

8/1000000。

其中N是假设实际塔板数，P单位为Mpa

3.3。

3.给出假设，进行迭代：

具体为：

假设实际板数——确定塔顶塔底压力——根据压力和组成算出相对挥发度--平均相对挥发度——理论板数——实际板数-—与假设比较

其中：

q线方程=0.65

平衡关系

精馏线方程

提馏线

流程图：

计算程序:

＃include”stdio.h"

main（）｛

floatx，y，a,d1，d2,w1,w2;

intn=1;

scanf（“%f%f%f％f%f\n”，＆a，&d1，&d2,＆w1,＆w2）;

y=0.98;

x=y/（a—（a—1）*y）;

n++;

for（;;n++）

｛y=d1＊x+d2；

x=y/（a—（a—1）*y）;

if（x<0。

65&&（0.65—x）>0.00001）break;

elsecontinue；}

printf（"in=%d\n"，n）;

n=n+1；

for（;；n++）

{y=w1*x+w2；

x=y/（a—（a-1）*y）；

if（x〈0。

02&＆（0.02-x）>0.00001）break;

elsecontinue；｝

printf（”total=％d\n",n）；

｝

其中a,d1，d2,w1，w2分别为

相对挥发度，精馏线斜率，精馏线截距，提馏线斜率，提馏线截距。

迭代结果：

第一次：

首先假设100块实际板。

利用excel计算出塔底压力1.76508Mpa,插值出α=1。

129701

计算出d1=0。

939677,d2=0.059117。

再通过精馏线与q线的交点.

计算出w1=1。

031598,w2=-0。

00063.

带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为108块（包括釜）

则实际板数为（108-1）/0.6=178。

333块。

第二次：

实际板为178.333块。

利用excel计算出塔底压力1.801895Mpa，α=1。

128163

计算出d1=0.940352，d2=0。

058455。

再通过精馏线与q线的交点。

计算出w11。

031244,w2=—0。

00062。

带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜），则实际板数为（109—1）/0。

6=180块。

第二次迭代得到的结果与假设接近，可认为收敛。

结论：

理论进料为51块板,理论总板数为109块（包括釜）

实际进料第85块板,实际总塔板数为180块。

回流比R=15.76127

塔底压力P=1.72+N*0。

1*460*9.8/1000000=1.801144Mpa（绝）

塔底温度:

已知在0。

02/0.98下

P=1。

72Mpat=49。

39679℃；P=1。

82Mpat=51.99784℃；

插值得：

t=51.5073℃

流量：

精馏段:

qmLs=R•qmDs=8.4543kg/sqmVs=（R+1）•qmDs=8。

9907kg/s

提馏段:

qmLs'=qmLs+qmFs=9。

2846kg/sqmVs'=qmVs=8。

9907kg/s

3.3。

4．计算结果

名称

数值

理论塔板数NT

109

进料板位置NF

51

回流比R

15.76127

相对挥发度α

1.128163

塔顶产品量qnD，mol/h

45。

9375

塔底产品量qnw,mol/h

24。

0625

精馏段气相流量qnvkg/s

8。

9907

精馏段液相流量qnl，kg/s

8。

4543

提馏段气相流量qnv’k