精品过程工艺与设备毕业论文任务书丙烯丙烷精馏装置设计.docx
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精品过程工艺与设备毕业论文任务书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!
目录
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:
RRmin=1.4。
塔板形式:
筛板
处理量:
qnf=70kmol(){
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
(绝)
塔底温度:
已知在0.020.98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=8.4543kgsqmVs=(R+1)•qmDs=8.9907kgs
提馏段:
qmLs’=qmLs+qmFs=9.2846kgsqmVs’=qmVs=8.9907kgs
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,molh
45.9375
塔底产品量qnw,molh
24.0625
精馏段气相流量qnvkgs
8.9907
精馏段液相流量qnl,kgs
8.4543
提馏段气相流量qnv'kgs
8.9907
提馏段液相流量qnl'kgs
9.2846
塔顶温度tbD℃
41.49
塔底温度tbw℃
51.5073
塔顶压力PDMPa
1.72(绝)
塔底压力PwMPa
1.8011(绝)
3.4精馏塔工艺设计
3.4.1.物性数据
1.8Mpa,51.5℃下,丙烷的物性数据(以塔底为标准):
查得
气相密度:
ρV=28kgm3
液相密度:
ρL=460kgm3
液相表面张力:
σ=5.268mNm
3.4.2.初估塔径
气相流量:
qmVs’=8.9907kgsqVVs’=qmVs’ρqnVs=0.3211m3s
液相流量:
qmLs’=9.2846kgsqVLs’=qmLs’ρqnLs=0.0206m3s
两相流动参数:
设间距:
=0.45m查费克关联图得=0.06
气体负荷因子C:
=0.0459
液泛气速:
==0.1854
泛点率取=0.75,操作气速u=0.14ms
所需气体流道截面积A:
=0.32110.14=2.29m2
选取单流型,弓形降液管板,取=0.12,则=1-=0.88
故塔板截面积AT=A0.88=2.685m2,
塔径D:
=1.78m,圆整:
取1.8m
则实际塔板截面面积=2.5414m2,降液管截面积=0.3052m2
气体流道截面积A=2.338m2,实际操作气速u=qV’A=0.1286m2
实际泛点率=0.73,在0.6~0.8之内
且选=0.45m,D=1.8m符合经验关系
3.4.3.塔高的估算
实际板数180块,初选塔板间距0.45m,则塔高Z=180*0.45=81m。
进料处两板间距增大为0.9m
设置20个人孔,人孔所在处两板间距增大为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4m.
设釜液停留时间为30min
釜液高度:
=0.45m
所以,总塔高h=81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+0.45+20*(0.8-0.45)≈100m
3.5溢流装置的设计
3.5.1.降液管(弓形)
由上述计算可得:
降液管截面积:
Ad=AT×0.12=0.3052m2
由AdAT=0.12,查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可得:
lwD=0.68,BdD=0.14
所以,堰长lw=0.68D=1.224m,堰宽Bd=0.14D=0.252m,降液管面积=0.3052m2
3.5.2.溢流堰
格
收缩系数E近似为1
则堰上液头高:
=0.0439m>0.006m合适
取堰高hw=0.040m。
3.5.3.受液盘和底隙
取平形受液盘,底隙hb取0.050m
液体流经底隙的流速:
ub=qvls’(lw*=1540.2520.33=2.96
所以基本满足要求。
4.再沸器的设计
4.1.设计任务与设计条件
4.1.1.选用立式热虹吸式再沸器
其壳程以水蒸气为热源,管程为塔底的釜液。
釜液的组成为(摩尔分数)丙稀=0.02,丙烷=0.98
塔顶压力PD=1.72MPa
塔底压力PW=1.8011MPa
4.1.2.再沸器壳程与管程的设计
壳程
管程
温度(℃)
100
51.51
压力(MPa绝压)
0.1013
1.8011
物性数据
1)壳程凝液在温度(100℃)下的物性数据:
潜热:
rc=2319.2
热导率:
λc=0.6725w(m*K)
粘度:
μc=0.5294mPa·s
密度:
ρc=958.1kgm3
2)管程流体在(51.51℃1.8011MPa)下的物性数据:
潜热:
rb=330kJkg
液相热导率:
λb=0.082w(m·K)
液相粘度:
μb=0.07mPa·s
液相密度:
ρb=460kgm3
液相定比压热容:
Cpb=3.19kJkg·K
表面张力:
σb=0.00394Nm
气相粘度:
μv=0.0088mPa·s
气相密度:
ρv=28kgm3
蒸气压曲线斜率(ΔtΔP)=0.00025m2Kkg
4.2.估算设备尺寸
热流量:
传热温差:
=48.49℃
假设传热系数:
K=850W(m2K)
估算传热面积Ap=63.89m2
拟用传热管规格为:
Ф25×2mm,管长L=3m
则传热管数:
=271
若将传热管按正三角形排列,按式NT=3a(a+1)+1b=2a+1得:
a=9b=19
管心距:
t=32mm
则壳径:
=638m
取D=0.600m
取管程进口直径:
Di=0.25m
管程出口直径:
Do=0.35m
4.3.传热系数的校核
4.3.1.显热段传热系数K
假设传热管出口汽化率Xe=0.22
则循环气量:
=36.27kgs
1)计算显热段管内传热膜系数αi
传热管内质量流速:
di=25-2×2=21mm
=366.17kg(m2•s)
雷诺数:
=109851.7>10000
普朗特数:
=2.73
显热段传热管内表面系数:
=1445.43w(m2K)
2)壳程冷凝传热膜系数计算αo
蒸气冷凝的质量流量:
=1.1354kgs
传热管外单位润湿周边上凝液质量流量:
=0.051kg(m•s)
=381.94
管外冷凝表面传热系数:
=5540.36w(m2K)
3)污垢热阻及管壁热阻
沸腾侧:
Ri=0.000176m2•Kw
冷凝侧:
Ro=0.00009m2•Kw
管壁热阻:
Rw=0.000051m2•Kw
4)显热段传热系数
=735.8w(m2•K)
4.3.2.蒸发段传热系数KE计算
1)传热管内釜液的质量流量:
则回流罐的容积60=8.55m3
取V=9m3
5.1.2.塔顶产品罐
质量流量qmDh=3600qmDs=qnD42.04
体积流量:
qnvh=qmDhρL=4.07m3s,选φ70×3.0,do=0.064m=64mm
液体密度:
kgm3
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度:
εd=0.003125
查得:
λ=0.026
取管路长度:
L=120m
取90度弯管2个(2*40d),其中吸入管装吸滤筐和底阀ξ=7,一个90度弯头;排出管中截止阀一个le=15d,一个90度弯头,进入突然缩小ξ=0.5,文氏管流量计1个,喷嘴阻力取0.00981*106Pa
m
取,1.64*106Pa
则
qVLh=5.788m3流量:
2.5~600m3s,选φ108×4,
管路直径:
d=0.1m=100mm
液体密度:
液体粘度
取ε=0.2,相对粗糙度:
εd=0.002
查得:
λ=0.0228
取管路长度:
l=120m
取90度弯管4个,其中吸入管装吸滤筐和底阀ξ=7排出管中截止阀一个le=15d,进入突然缩小ξ=0.5,文氏管流量计1个,喷嘴阻力取0.00981*106Pa
取,忽略不计。
则
qVLh=14.14m3流量:
6.25~500m3s选φ32×2.5,
管路直径:
d=0.027m=27mm
液体密度:
kgm3
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度:
εd=0.0074
查得:
λ=0.033
取管路长度:
l=60m
取90度弯管2个(),其中吸入管装吸滤筐和底阀ξ=7,一个90度弯头;排出管中截止阀一个le=15d,一个90度弯头,进入突然缩小ξ=0.5,文氏管流量计1个,喷嘴阻力取0.00981*106Pa
取,
则
qVLh=0.824m3s体积流量V=0.001608
则=0.064m
取管子规格Ф70×3的管材。
其内径为0.064m
6.2.塔顶蒸汽管
取原料流速:
u=12ms体积流量:
V=611.94
则=0.134m
取管子规格Ф152×8.5.其内径为0.135m,其实际流速为
u==11.88ms
6.3.塔顶产品管
取原料流速u=0.4ms,其体积流量:
V=4.07
则=0.060m
取管子规格Ф68×4.其内径为0.060m,其实际流速为
u==0.4ms
6.4.回流管
取原料流速:
u=0.7ms体积流量:
V=35.95
则=0.135m
取管子规格Ф152×8.5.其内径为0.135m,其实际流速为
u==0.7ms
6.5.釜液流出管
取原料流速:
u=0.3ms体积流量:
V=2.387
则=0.053m
取管子规格Ф60×3.5.其内径为0.053m。
6.6.仪表接管
选管规格:
Ф32×3.
6.7.塔底蒸汽回流管
取原料流速:
u=10ms体积流量:
V=511.66
则=0.135m
取管子规格Ф152×8.5.其内径为0.135m,所求各管线的结果如下:
名称
管内液体流速(ms)
管线规格(mm)
进料管
0.5
Ф70×3
顶蒸气管
12
Ф152×8.5
顶产品管
0.4
Ф68×4
回流管
0.7
Ф152×8.5
釜液流出管
0.3
Ф60×3.5
仪表接管
Ф32×3
塔底蒸气回流管
10
Ф152×8.5
7.控制方案
精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。
精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。
由于检测上的困难,难以直接按产品纯度进行控制。
最常用的间接质量指标是温度。
将本设计的控制方案列于下表
序号
位置
用途
控制参数
介质物性ρL(kgm3)
1
FIC-01
进料流量控制
0~3000
kgh
丙烷
丙稀
ρL=513.9
2
FIC-02
回流定量控制
0~1500
kgh
丙稀
ρL=460
3
PIC-01
塔压控制
0~2MPa
丙稀
ρV=28
4
HIC-02
回流罐液面控制
0~1m
丙稀
ρL=460
5
HIC-01
釜液面控制
0~3m
丙烷
ρL=443.162
6
TIC-01
釜温控制
40~60℃
丙烷
ρL=443.162
设计心得及总结
为期两周的课程设计在忙碌间走过,回想起来,其过程是曲折的却又有着深刻意义,在进行各种计算以及参数选择的时候,常常遇到进退两难或者无从下手的情况,这对于我们是一个考验,要想学到真正的应用知识,这是一次很好的锻炼机会,所以,我们要坚持做下去。
问题在我们的努力下是总会得以解决的,只要付出努力,当你的迷茫达到一定的时候,就必然会走向成功。
虽然在此过程,我们或许在有些时候选择了一个错误的方向,遇到很多的困难,但是即使很困扰,即使很缓慢,终究也会胜利的,那些付出依然也是有价值的。
错了不怕,要从中学到经验,只要能掌握课本上我们难以学到的,难以掌握的最大的收获。
因为从书本上的理论知识到真正的生产实践,期间的距离真是相差很远。
虽然我们困难不断,但是这次课程设计完成后,我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面,能够深刻的了解设计原理和设计步骤等等。
而且,通过做设计,我还复习并掌握了许多计算机知识,例如EXCEL,WORD,CAD等等。
总之,通过这次课程设计,丰富了我各个方面的知识,使我受益匪浅。
更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处,使我能不断提高进步。
附录一主要符号说明
符号
意义与单位
符号
意义与单位
A
塔板上方气体通道截面积m2
E
液流收缩系数
Aa
塔板上有效传质区面积m2
ev
单位质量气体夹带的液沫质量
Ad
降液管截面积m2
F0
气体的动能因子kg12(s*m12)
F1
实际泛点率
Ao
板孔总截面积m2
Nt
理论塔板数
AT
塔截面积m2
Np
实际塔板数
b
液体横过塔板流动时的平均宽度m
n
浮阀个数
bc
塔板上边缘宽度m
p
系统总压力kPa组分分压kPa
bd
降液管宽度m
-Δpf
塔板阻力降Nm2
bs
塔板上入口安定区宽度m
Φ
热负荷w(kw)
b’s
塔板上出口安定区宽度m
qn
摩尔流量kmolh
C
计算液泛速度的负荷因子
qm
质量流量kmolh
C20
液体表面张力20mNm时的负荷因子
qnh
体积流量m3h
Co
孔流系数
qns
体积流量m3s
D
塔径m
hσ
克服液体表面张力的阻力m
do
筛孔直径m
how
堰上方液头高度m
ET
塔板效率液流收缩系数
hw
堰高m
R
回流比
K
相平衡常数
r
摩尔汽化潜热kJkmol
k
塔板的稳定性系数
T
热力学温度K
lw
堰长m
t
摄氏温度℃
M
摩尔质量kgkmol
FLV
两相流动参数
ρ
密度kgm3
f
汽化分数
σ
液体表面张力mNm
Hd
气相摩尔焓kJkmol
τ
时间s
H’d
降液管内清液层高度m
Φ
降液管中泡沫层的相对密度
Hf
降液管内泡沫层高度m
Ψ
筛板的开孔率
HT
塔板间距m
B
液沫夹带分数,筛板固定底边尺寸m
hb
降液管底隙m
u
设计或操作气速ms
hd
液体流过降液管底隙的阻力m
ua
通过有效传质区的气速ms
hf
塔板阻力(以清液层高度表示m)
uf
液泛气速ms
ht
塔板上的液层阻力(以清液层高度表示)m
uo
筛孔气速ms
ho
干板阻力(以清液层高度表示)m
zf
进料的摩尔分数
h’o
严重漏液时的干板阻力m
α
相对挥发度
u’o
严重漏液
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