设计任务书(共30页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上前言1 设计任务书1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x=65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量=98%，釜液丙烯含量2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa（表压） 安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数R/塔底筛板801.62 概述化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目建设过程大致可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段2）工程设计阶段3）项目的施工阶段4）项目的开车、考核及验收单元设备及单元过

2、程设计原则：1）技术的先进性和可靠性2）过程的经济性3）过程的安全性4）清洁生产5）过程的可操作性和可控制性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，

3、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。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。2.1 塔型选择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，相比较而言，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，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型

4、的板式塔中，设计者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，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2.2 精馏塔操作条件的选择2.2.1 操作压力精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与

5、设备费用的增加。对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为42.99，塔底温度为52.5，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能耗，也就降低了操作费用。2.2.2 进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果来的原料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱

6、和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段各板的分离能力，使其所需的塔板数增加。2.2.3 加热剂及加热方法再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设

7、计者在本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。我们所要分离的物系为丙烯丙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。2.2.4 回流比 回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=7.57733。由经验操作，回流比为最小回流比的1.12.0倍，根据任务书要求，取回流比系数为1.6，所以计算时所用的回流比为R=12.12372。2.3 再沸器选择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

8、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。其中，设计者采用的是立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。2.4 工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）由P-101A/B泵将

9、要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-102加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-104中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-103中。2.5 处理能力及产品质量此套装置的设计处理量：80kmol/h产品质量：塔顶丙烯含量大于98%，釜液丙烯含量小于2% 3 工艺设计3.1 系统物料衡算 热量衡算 根据泡点温度=42.7，塔底操作压力P=1.778MPa，通过化工物

10、性算图手册查取得到下列物性数据：气相密度/液相密度/液面表面张力/丙烷摩尔质量33.6498kg/470.6kg/4.83mN/m44kg/kmol根据所给设计条件，编写C语言程序，计算得出下述各变量数值：塔底操作压力/P泡点温度/相对挥发度回流比/R理论塔板数1.778MPa42.71.1912.1237253（块）实际塔板数精馏段塔板数塔顶流量塔底流量87（块）43（块）52.5 kmol/h27.5kmol/h3.2 单元设备计算3.2.1 精馏塔设计3.2.1.1初估塔径气相流量=636.496kmol/h=17821.88kg/h=37.87054/h=0.01052/s液相流量=6

11、88.996kmol/h=19291.88kg/h=573.313/h=0./s两相流动参数=初选塔板间距为=0.45m，由化工原理图6.10.19查得气体负荷因子C=液位气速0.4548取泛点率0.8，操作气速u和所需的气体流道截面积A为：u=0.8选取单流型、弓形降液管塔板，并取则故塔径按塔设备系列标准圆整之，取实际塔径根据化工原理表6.10.1和表6.10.2，所取塔径及液流型式合适。相应地，塔板有关尺寸为：塔板截面积降液管截面积气体流道截面积并可求得：实际操作气速泛点率=3.2.1.2 塔高设计塔高包括塔的有效高度，顶部空间和底部空间高度以及塔裙座高度塔高的计算h0=h+h1+h2+h

12、3+h4+h5=53.65塔的实际板数87塔的板间距Ht=0.45塔有效高度h=Ht*Np39.15塔顶空间高度h1=1.5塔底空间高度h2=2人孔h3=0.6群座高度h4=5进料板间距h5=2.43.2.1.3 塔板布置和其他结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度；边缘宽度,根据，由图6.10.24可查得，故降液管宽度故，有效传质区面积取筛孔直径，筛孔中心距则开孔率故，筛孔总截面积筛孔气速筛孔个数（个）选取塔板厚度，取堰高由，查化工原理图6.10.24得，由式考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙3.2.1.4 塔板校核液沫夹带量由和泛液率0.723，查化工原理图6.10.28得，则kg液体

13、/kg气体 0.1kg液体/kg气体，符合要求。塔板阻力由式，式中，查化工原理图6.10.30,根据，得，故，液柱由气体动能因子查图6.10.31得塔板上液层的充气系数，故，液柱液柱故，液柱降液管液泛校核由，取，又液柱则取降液管中泡沫层的相对密度则，故不会产生液泛液体在降液管中的停留时间，满足要求严重漏液校核，满足稳定性要求并可求得漏液点气速各项校核均满足要求，故所设计筛板塔可用。3.2.1.5 负荷性能图过量液沫夹带线令式中的0.1，并将有关变量与的关系带入整理，可得：将前面选取的塔板结构尺寸及有关值代入，得： 液相下限线令，得： 严重漏液线由式，近似取当前计算值不变，并将式以及和关系代入上

14、式整理之，可得： 液相上限线令，得： 降液管液相线令，将，以及和，和，和，的关系全部代入前式整理之，可得：，式中：有： 由所绘出的负荷性能图可以看出：设计点位于正常操作区内，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力，但是比较靠近液相上限线。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气（液）相负荷的上下限，分别由过量液沫夹带和严重漏液所限制。由图查得故操作弹性为3.2.2 再沸器设计3.2.2.1 设计任务与设计条件设计一台再沸器，其壳程为1个标准大气压下100饱和水蒸汽，加热在其管程中流动着的精馏塔的釜液，釜液看作是纯液相丙烷。A、物性数据a、管程流体在42.7下的物性数据：潜热液相热导率液相粘度液相

15、密度液相定压比热容295kJ/kg0.088/（）0.07154351.767汽相粘度汽相密度蒸汽压曲线斜率5.268mN/m0.0087840.52/kPab、壳程水在定性温度80下的物性数据：潜热热导率粘度密度2307.8kJ/kg0.675/（）0.971.8再沸器壳程与管程的设计条件壳程管程温度/8053压力（绝压）/MPa0.1011.778冷却量/（kg/h）58631.38蒸发量/（kg/h）30315.8023.2.2.2 估算设备尺寸根据式，求得热流量W计算传热温差K假定传热系数，则可用式估算传热面积为：拟用传热管规格为，管长，则可得：根若将传热管按正三角形排列，则可得：，求

16、得，壳体内径，取，取且取管程进口管直径，管程出口管直径3.2.2.3 传热系数校核A、显热段传热系数，设传热管出口出汽化率，则用式显热段传热管内表面传热系数计算传热管内质量流速计算雷诺数计算普朗特数计算显热段传热管内表面传热系数计算管外冷凝表面传热系数(水流量为20kg/s) （B=0.3D=0.3m） 计算冷凝液膜的计算管外冷凝表面传热系数 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧，冷凝侧，管壁热阻计算显热段传热系数 蒸发段传热系数计算传热管内釜液的质量流量 当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算由化工单元过程及设备课程设计图3-29，根据及，得到：，得到：，再次查图3-29，得到：计算泡核

17、沸腾压抑因数计算泡核沸腾表面传热系数c、计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数计算沸腾表面传热系数计算对流沸腾因子计算两相对流表面传热系数计算沸腾传热膜系数计算沸腾传热系数显热段和蒸发段的长度计算显热段的长度与传热管总长的比值D、计算传热系数 实际需要传热面积E、传热面积裕度 该再沸器的传热面积合适。3.2.2.4 循环流量校核A、循环系统的推动力 当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率计算两相流的平均密度当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率计算两相流的平均密度根据公式，计算得出循环系统的推动力B、循环阻力管程进口管阻力的阻

18、力计算釜液在管程进口管内的质量流速计算釜液在进口管内的流动雷诺数计算进口管长度与局部阻力当量长度计算进口管内流体流动的摩擦系数计算管程进口管阻力传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速计算釜液在传热管内流动时的雷诺数计算进口管内流体流动的摩擦系数计算传热管显热段阻力传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算计算汽相在传热管内的质量流速计算汽相在传热管内的流动雷诺数计算传热管内汽相流动的摩擦系数计算传热管内汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算液相在传热管内的质量流速计算液相在传热管内的流动雷诺数计算传热管内液相流动的摩擦系数计算传热管内液相流动阻力计算传热管内两相流动阻力蒸发段管程内因动量变化引起的

19、阻力计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力管程出口管阻力 气相流动阻力的计算计算管程出口管中汽、液相总质量流速计算管程出口管中汽相质量流速计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数计算管程出口管汽相流动的摩擦系数计算管程出口管汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算管程出口管中液相质量流速计算管程出口管中液相流动雷诺准数计算管程出口管中液相流动的摩擦系数计算管程出口液相流动阻力计算管程出口管中的两相流动阻力计算系统阻力循环推动力与循环阻力的比值为循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率基本正确，因此所设计的再沸器可以满足

20、传热过程对循环流量的要求。4 管路设计及泵的选择4.1 进料管线管径进料流量约为30800kg/h，其温度升高后进入精馏塔T101。由于温度升高引起体积增加，导致流动阻力增大，故选择3号物流作为基准设计管路直径，计算管路阻力。选择原料流速 管线直径根据管材规范，该直径d应选择2199管材，其内径为0.21m，其实际流速等于0.56m/s其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.52199顶蒸气管151084顶产品管0.5452.5回流管0.51594.5釜液流出管0.52453.5仪表接管/252塔底蒸气回流管151594.54.2 原料泵P101的选择为确

21、定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算。设计者在此选择原料罐V101内的液面与T101进料口处的管截面建立机械能衡算式根据前面设计数据对此式进行估算： 公式等号右边第三项较小可以忽略，计算泵的扬程，5 辅助设备的设计和选型本精馏系统辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、冷却器、贮罐等，再沸器在上一节中已经给出了详细的设计过程，本节只对其他的辅助设备作初步估算。贮罐系统中原料罐、回流罐、产品罐应给定容积量。回流罐V102 根据塔顶采出量D及其密度，回流罐V102通过的物流量设凝液在回流罐中停留时间为25分钟，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积：回流罐V102容积可取，采用同样

22、的方法可得其他几个贮罐的容积 6 控制方案序号位置用途控制参数1FIC-01进料流量控制03000kg/h2FIC-02回流定量控制030000kg/h3PIC-01塔压控制1.61.9MPa4HIC-01釜液面控制03m5HIC-02回流罐液面控制02m6TIC-01釜温控制4070专心-专注-专业附录1 筛板塔主要结果汇总表结构及其尺寸操作性能型式单溢流弓形降液管操作气速0.11762塔径1.4泛点率0.72281塔板间距0.45堰上方液头高度0.降液管截面积0.18463筛孔气速3.03669有效传质区面积0.塔板阻力液柱0.10646溢流堰高0.04降液管中清液层高度0.01253溢流

23、堰长1.05液体在降液管中停留时间7.89筛孔直径0.004稳定系数开孔率0.055操作弹性2.833底隙0.035降液管内液体流速附录2 再沸器设计结果汇总表设备名称再沸器壳程管程物料名称进口热水丙烷液体出口冷水丙烷蒸气操作温度()75-8552.7热流量操作压力（绝压）MPa0.1011.778定性温度8052.7液相定压比热1.767液相热导率/（）0.6750.088液相密度971.8435液相粘度0.3570.0715液相表面张力mN/m5.268汽化潜热kJ/kg295气相密度40.52气相粘度0.00878流速污垢热阻0.00020.阻力0.00341传热温度差K26.726.7

24、计算传热系数1219.88传热面积/186.163管子规格/mm25*2排列方式正三角形管中心矩/mm32管数791程数11折流板间距B/mm300折流板数9壳体内径/mm1000接管尺寸/mm进口200125出口100400材料不锈钢不锈钢面积裕度/%0.439附录3 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 m2e单位时间夹带的液沫量 kg/hAa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度

25、 mn筛孔个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqnD馏出液摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子qm质量流量 kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量 kmol/hD塔径 mqnv气相摩尔流量 kmol/hdo筛孔直径 mqnW釜液摩尔流量 kmol/hET塔板效率液流收缩系数qVLh液相体积流量 m3 /hqVLs液相体积流量 m3 /sh克服液体表面张力的阻力 m

26、qVVh气相体积流量 m3 /hhow堰上方液头高度 mqVVs气相体积流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常数r摩尔汽化潜热 kj/kmolk塔板的稳定性系数T热力学温度 Klw堰长 mt摄氏温度 M摩尔质量 kg/kmolFLV两相流动参数密度 kg/m3f汽化分数液体表面张力 mN/mHd气相摩尔焓 kj/kmol时间 sHd降液管内清液层高度 m降液管中泡沫层的相对密度Hf降液管内泡沫层高度 m筛板的开孔率HT塔板间距 m1馏出液中易挥发组分的回收率hb降液管底隙 m2釜液中难挥发组分的回收率hd液体流过降液管底隙的阻力m液沫夹带分数，筛孔中心距mhf塔板阻力（以清液层高度表示

27、 m）u设计或操作气速 m/sht塔板上的液层阻力（以清液层高度表示 ）mua通过有效传质区的气速 m/sho干板阻力 （以清液层高度表示）muf液泛气速 m/sho严重漏液时的干板阻力muo筛孔气速 m/suo严重漏液时相应的筛孔气速 m/szf进料的摩尔分数x液相摩尔分数相对挥发度y气相摩尔分数塔板上液层的充气系数Z塔高 m下标A.B组分名称min最小c冷缺水max最大D馏出液n塔板序号e平衡opt适宜F进料q精。提馏段交点h小时R再沸器i组分名称s秒j组分名称V气相l液相w釜液提馏段饱和附录4 逐板计算1x10.97629y10.982x20.y20.3x30.y30.4x40.y40.

28、5x50.y50.6x60.y60.7x70.y70.8x80.y80.9x90.9324y90.10x100.y100.11x110.y110.12x120.y120.13x130.y130.14x140.y140.15x150.y150.16x160.y160.17x170.y170.18x180.y180.19x190.y190.20x200.y200.21x210.y210.22x220.y220.23x230.y230.240.0.250.0.260.0.270.0.280.0.290.686210.300.0.310.656850.320.0.0.2433x240.y240.34x

29、250.y250.35x260.y260.36x270.y270.37x280.y280.38x290.y290.39x300.y300.40x310.y310.41x320.y320.42x330.y330.43x340.y340.44x350.y350.45x360.y360.46x370.y370.47x380.y380.48x390.y390.49x400.y400.2910850x410.y410.51x420.y420.52x430.y430.53x440.y440.54x450.y450.x460.y460.0.参考文献1、 大连理工大学教研室 化工原理上、下册 大连：大连理工出

30、版社，20022、 匡国柱 史启才主编 化工单元过程及设备课程设计 北京：化学工业出版社 教材出版中心，20023、 刘光启 马连湘 邢志有主编 化工物性算图手册 北京：化学工业出版社 工业装备与信息工程出版中心，20024、 孙文策主编 流体力学 大连：大连理工大学出版社，2002后 记为期两周的化工原理课程设计即将结束，两周的时间让我学会了很多书本上和书本以外的知识，甚至可以说是一笔宝贵的财富。有许许多多的第一次都在这两周里诞生，第一次独立地查阅一本巨厚的物性算图手册，第一次用OFFICE软件彻底地为学习服务，第一次熟练地使用caxa电子图版软件进行绘图，更重要的是第一次如此深刻的享受着作为一名“准工程师”的自豪。在这里，我要感谢交给我知识的各位老师，因为作一个完整的设计实在不是一两个老师所能完成的；我要感谢我同宿舍的同学，就在我为做设计忙的都没有下楼吃饭的时间的时候，感谢他们可以为我买回可口的饭菜；最后，感谢这次课程设计，让我变得更加自信，同时更加理智地看清自己的不足。现在是课程设计结束之前地的最后一个深夜，我还在打我的说明书，不经历风雨，怎么见彩虹，相信，当清晨的曙光照亮大地的时候，我将又一次精神饱满地投入到新的学习和生活中！李晓丹