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1、化工原理 课程设计Evaluation Warning: The document was created with Spire.Doc for .NET.化工原理课程设计丙烯-丙烷精馏装置设计处 理 量量：60kmmol/h产品质量：（以丙丙稀摩尔尔百分数数计）进 料：xxf655塔顶产品：xD988塔底产品: xww2安装地点：总板效率：0.66塔板位置：塔底塔板形式：筛板回 流 比比：1.2班 级： 姓 名： 学 号： 指导导老师： 设计日期： 成 绩： 前 言 本本设计说说明书包包括概述述、流程程简介、精精馏塔、再再沸器、辅辅助设备备、管路路设计和和控制方方案共七七章。 说说明中对对精
2、馏塔塔的设计计计算做做了详细细的阐述述，对于于再沸器器、辅助助设备和和管路的的设计也也做了正正确的说说明。 鉴鉴于本人人经验有有限，本本设计中中还存在在许多错错误，希希望各位位老师给给予指正正 感感谢老师师的指导导和参阅阅！目录第一章 精精馏过程程工艺设设计概述述- 11 -一、概述- 11 -二、工艺设设计基本本内容- 11 -1、塔型选选择- 11 -2、板型选选择- 11 -3、进料状状态- 2 -4、回流比比- 22 -5、加热剂剂和再沸沸器的选选择- 22 -6、冷凝器器和冷却却剂选择择- 33 -三、工艺流流程（见见丙烯丙烷烷工艺流流程图）- 3 -第二章 筛筛板塔的的工艺设设计-
3、 44 -一、物性数数据的确确定- 44 -1、塔顶、塔塔底温度度确定- 44 -2、回流比比计算- 55 -3、全塔物物料衡算算- 55 -4、逐板计计算塔板板数- 66 -5、确定实实际塔底底压力、板板数：- 66 -二、塔板设设计- 77 -1、塔高计计算- 77 -2、塔径计计算- 77 -3、塔板布布置和其其余结构构尺寸的的选取- 88 -4、塔板校校核- 99 -5、负荷性性能图- 111 -第三章 立立式热虹虹吸再沸沸器的工工艺设计计- 114 -一、设计条条件及物物性参数数- 114 -二、工艺设设计- 114 -1、估算再再沸器面面积- 114 -2、传热系系数校核核- 11
4、5 -3、循环流流量校核核- 118 -第四章 管管路设计计- 222 -一、物料参参数- 222 -二、设计- 222 -第五章 辅辅助设备备的设计计- 224 -一、储罐设设计- 224 -二、传热设设备- 225 -三、泵的设设计- 226 -第六章 控 制 方 案- 330 -附录1.理理论塔板板数计算算- 331 -附录2.过过程工艺艺与设备备课程设设计任务务书- 333 -附录3.主主要说明明符号- 337 -参考资料：- 338 - 58 -第一章 精精馏过程程工艺设设计概述述一、概述化学工程项项目的建建设过程程就是将将化学工工业范畴畴的某些些设想，实实现为一一个序列列化的、能能
5、够达到到预期目目的的可可安全稳稳定生产产的工业业生产装装置。化化学工程程项目建建设过程程大致可可以分为为四个阶阶段：11）项目目可行性性研究阶阶段2）工工程设计计阶段33）项目目的施工工阶段44）项目目的开车车、考核核及验收收单元设备及及单元过过程设计计原则：1）技技术的先先进性和和可靠性性2）过过程的经经济性33）过程程的安全全性4）清清洁生产产5）过过程的可可操作性性和可控控制性蒸馏是分离离液体混混合物（含含可液化化的气体体混合物物）常用用的一种种单元操操作，在在化工、炼炼油、石石油化工工等工业业中得到到广泛的的应用。其其中，简简单蒸馏馏与平衡衡蒸馏只只能将混混合物进进行初步步的分离离。为
6、了了获得较较高纯度度的产品品，应使使得混合合物的气气、液两两相经过过多次混混合接触触和分离离，使之之得到更更高程度度的分离离，这一一目标可可采用精精馏的方方法予以以实现。精馏过程在在能量剂剂驱动下下，使气气、液两两相多次次直接接接触和分分离，利利用液相相混合物物中各组组分由液液相向气气相转移移，难挥挥发组分分由气气相向液液相转移移，实现现原料中中各组分分的分离离。该过过程是同同时进行行的传质质、传热热的过程程。为实实现精馏馏过程，必必须为该该过程提提供物流流的存储储、输送送、传热热、分离离、控制制等的设设备、仪仪表。由由这些设设备、仪仪表等构构成精馏馏过程的的生产系系统，即即所要设设计的精精馏
7、装置置。二、工艺设设计基本本内容1、塔型选选择一个精馏塔塔的分离离能力或或分离出出的产品品纯度如如何，与与原料体体系的性性质、操操作条件件以及塔塔的性能能有关。实实现精馏馏过程的的气、液液传质设设备，主主要有两两大类，板板式塔和和填料塔塔。本设计选取取的是板板式塔，相相比较而而言，在在塔效率率上，板板式塔效效率稳定定；在液液气比方方面，板板式塔适适应范围围较达，而而填料塔塔则对液液体喷淋淋量有一一定要求求；在安安装维修修方面，板板式塔相相对比较较容易进进行；由由于所设设计的塔塔径较大大，所以以在造价价上，板板式塔比比填料塔塔更经济济一些；而且，板板式塔的的重量较较轻，所所以，在在本次设设计中，
8、设设计者选选择了板板式塔。在众多类型型的板式式塔中，设设计者选选择了溢溢流型筛筛板塔，相相比较其其它类型型的板式式塔，溢溢流型筛筛板塔价价格低廉廉，装卸卸方便，而而且金属属消耗量量少，非非常适合合板间距距小、效效率较高高而且塔塔单位体体积生产产能力大大的分离离要求，同同时其操操作弹性性大、阻阻力降小小、液沫沫夹带量量少以及及板上滞滞液量少少的优点点也为之之提供了了广阔的的应用市市场，这这些都是是设计者者选择其其作为分分离设备备的原因因。2、板型选选择板式塔大致致分为两两类：（11）有降降液管的的塔板，如如泡罩、浮浮阀、筛筛板、导导向筛板板等；（22）无降降液管的的塔板，如如穿流式式筛板、穿穿流
9、式波波纹板等等。工业业应用较较多的是是有降液液管的塔塔板，如如浮阀、筛筛板、泡泡罩塔板板等。本设计为筛筛板塔，其其优点是是结构简简单，制制造维修修方便，造造价低，气气体压降降小，板板上液面面落差小小，相同同条件下下生产能能力高于于浮阀塔塔，塔板板效率接接近浮阀阀塔。其其缺点是是稳定操操作范围围窄，小小孔径筛筛板易堵堵塞，不不适宜处处理粘度度性大的的、脏的的和带固固体粒子子的料液液。操作压力精馏操作可可以在常常压、加加压或减减压下进进行，操操作压力力的大小小应根据据经济上上的合理理性和物物料的性性质来决决定。提提压操作作可以减减少气相相体积流流量，增增加塔的的生产能能力，但但也使物物系的相相对挥
10、发发度降低低，不利利分离，回回流比增增加或塔塔高增加加，同时时还使再再沸器所所用的热热源品位位增加，导导致操作作费用与与设备费费用的增增加。对对于我们们所要处处理的丙丙烯丙烷物物系来说说，加压压操作是是有利的的。因为为本次设设计中，塔塔顶蒸汽汽要作为为热源，所所以当我我们在11.6MMPa的的绝对压压力下进进行操作作时，精精馏塔内内塔顶温温度为442.999，塔底底温度为为51.222，这使使得我们们在冷凝凝器中可可以使用用品位较较低的冷冷剂，再再沸器可可以使用用品位较较低廉价价的热源源，这样样反而降降低了能能耗，也也就降低低了操作作费用。3、进料状状态进料可以是是过冷液液体、饱饱和液体体、饱
11、和和蒸汽、气气液混合合物或过过热蒸汽汽。不同同的进料料状态对对塔的热热流量、塔塔径和所所需的塔塔板数都都有一定定的影响响，通常常进料的的热状态态由前一一工序的的原料的的热状态态决定。从从设计的的角度来来看，如如果进料料为过冷冷液体，则则可以考考虑加原原料预热热器，将将原料预预热至泡泡点，以以饱和液液态进料料。这样样，进料料为饱和和液体，汽汽化每摩摩尔进料料所需热热量等于于r。这这时，精精馏段和和提馏段段的气相相流率接接近，两两段的塔塔径可以以相同，便便于设计计和制造造，另外外，操作作上也易易于控制制。对冷冷进料的的预热器器，可采采用比再再沸器热热源温位位低的其其他热源源或工艺艺物流作作为热源源
12、，从而而减少过过冷液体体进料时时再沸器器热流量量，节省省高品位位的热能能，降低低系统的的有效能能损失，使使系统的的用能趋趋于合理理。但是是，预热热进料导导致提馏馏段气、液液流量同同时减少少，从而而引起提提馏段液液气比的的增加，为为此削弱弱了提馏馏段各板板的分离离能力，使使其所需需的塔板板数增加加。4、回流比比 回回流比是是精馏塔塔的重要要参数，它它不仅影影响塔的的设备费费还影响响到其操操作费。对对总成本本的不利利和有利利影响同同时存在在，只是是看哪种种影响占占主导。根根据物系系的相对对挥发度度与进料料状态及及组成我我们可以以算出达达到分离离要求所所需的最最小回流流比为 Rmiin=111.00
13、2。由由经验操操作，回回流比为为最小回回流比的的1.222.0倍，根根据任务务书要求求，取回回流比系系数为11.2，所以以计算时时所用的的回流比比为R=13.22。5、加热剂剂和再沸沸器的选选择再沸器的热热源一般般采用饱饱和水蒸蒸气，因因为其相相对容易易生产、输输送、控控制，并并且具有有较高的的冷凝潜潜热和较较大的表表面传热热系数。所所以，设设计者在在本次设设计中采采用的是是1000下的饱饱和水蒸蒸气（11个标准准大气压压）。我们所要分分离的物物系为丙丙烯丙烷，加加热剂热水水不能与与塔内物物料混合合，故采采用间壁壁式换热热器。本设计采用用立式热热虹吸式式再沸器器，该再再沸器是是利用塔塔底单相相
14、釜液与与换热管管内气液液混合物物的密度度差形成成循环推推动力，构构成工艺艺物流在在精馏塔塔底与再再沸器间间的流动动循环。这这种再沸沸器具有有传热系系数高，结结构紧凑凑，安装装方便，釜釜液在加加热段停停留时间间短，不不易结垢垢，调节节方便，占占地面积积小，设设备及运运行费用用低等显显著优点点。但由由于结构构上的原原因，壳壳程不易易清洗，因因此不适适宜用于于高粘度度的液体体或较脏脏的加热热介质。同同时由于于是立式式安装，因因而，增增加了塔塔的裙座座高度。6、冷凝器器和冷却却剂选择择本设计用水水作为冷冷却剂。冷凝器将塔塔顶蒸气气冷凝成成液体，部部分冷凝凝液作塔塔顶产品品，其余余作回流流液返回回塔顶，
15、使使塔内气气液两相相间的接接触传质质得以进进行，最最常用的的冷凝器器是管壳壳式换热热器。精精馏塔选选用筛板板塔，配配合使用用立式虹虹热吸式式再沸器器三、工艺流流程（见见丙烯丙烷烷工艺流流程图）由P-1001A/B泵将将要分离离的丙烯烯丙烷混混合物从从原料罐罐V-1101引引出，送送入塔TT-1001中。TT-1001塔所所需的热热量由再再沸器EE-1002加入入，驱动动精馏过过程后，其其热量由由冷凝器器E-1102从从塔顶移移出，使使塔顶蒸蒸汽全部部冷凝。凝凝液一部部分经回回流泵PP-1003A/B一部部分送至至T-1101塔塔顶作为为回流，余余下部分分作为产产品送入入丙烯产产品罐VV-100
16、4中。TT-1001塔排排出的釜釜液，由由泵P-1022A/BB送入丙丙烷产品品罐V-1033中。第二章 筛筛板塔的的工艺设设计设计条件工艺条件：饱和液液体进料料，进料料量丙烯烯含量xx=655%（摩摩尔百分分数）塔顶丙烯含含量=998%，釜釜液丙烯烯含量2%，总总板效率率为0.6。 操作作条件：建议塔塔顶压力力1.662MPPa（表表压） 安装装地点：大连 设计计方案：塔板设计位位置塔板形式处理量（kkmoll/h）回流比系数数R/RRminn塔顶筛板601.4一、物性数数据的确确定1、塔顶、塔塔底温度度确定、塔顶压压力Ptt=16620+1011.3225=117211.3225KPPa；
17、假设塔顶温温度Ttto=3316KK 经泡点点迭代计计算得塔塔顶温度度Tt=3166.1445K查P-T-K图 得KKA、KB 因为为YA=0.98结果小于110-33。所以假设正正确，得得出塔顶顶温度为为3166.1445。用用同样的的计算，可可以求出出其他塔塔板温度度。1=KAA/KBB=1.15、塔底温温度设NT=1128（含含塔釜）则NP=(NT-1)/NT=213按每块阻力力降1000液柱柱计算 pL=4700kg/m3则P底=PP顶+NNP*hhf*ppL*g=16220+1101.3255+2113*00.1*4700*9.81/10000 =118855KPaa假设塔顶温温度T
18、tto=3324K 经泡泡点迭代代计算得得塔顶温温度T=324.377K查P-T-K图 得KKA、KB 因为为XA=0.02结果小于110-33。所以假设正正确，得得出塔顶顶温度为为324.377。用同同样的计计算，可可以求出出其他塔塔板温度度。2=KAA/KBB=1.1122所以相对挥挥发度=（1+2）/22=1.13112、回流比比计算泡点进料：q=11 q线：x=xf = 665% 代入数据，解解得 xxe=00.655;yee=0.6777;R=1.22Rmiin=113.221899;3、全塔物物料衡算算 qnDDh+qnWWh=qnFFh qnnDhxd+qnWWhxw=qnFFh
19、xf解得： qnDDh =399.3775kmmol/h ; qnWh=200.6225kmmol/h塔内气、液液相流量量：精馏段：qqnLh=RqqnDh; qnVh =(RR+1)qnDDh提留段：qqnLh= qnLLh+qqnFh; qqnVh= qqnVh-(11-q) qnFFh代入回流比比R得：精馏段：qnLh =5220.4494kkmoll/h；qnVh =5559.8869kkmoll/h； 提馏段 ： qqnLh=5800.4994 kkmoll/h ；qnVh=5599.8669 kkmoll/h；M=xfMA+(11-xf)MB=0.665420.33544=42.7
20、kgg/kmmolMD=xddMA+(11-xd)MB=0.988420.00244=42.004kgg/kmmolMW=xwwMA+(11-xw)MB=0.022420.99844=43.996kgg/kmmolqmfs= qnfhM/336000=0.771177kg/ssqmDs= qnDhhMD/36600=0.445988 kg/ssqnWs=qnWhhMW/36600=0.225 kg/ssqmLs=RqmDss =6.0788 kg/ssqmVs=(R+1) qmDss =6.5388 kg/ssqmLS= qmLss +qq qmfs =6.78999 kg/ssqmVs= q
21、mVs -(1-qq) qmfs =6.5388 kg/ss4、逐板计计算塔板板数精馏段：y1=xDD=0.98 直至xi xff 理论进进料位置置：第551块板进入提馏段段： 直至xn xWW 计算算结束。理理论板数数：Ntt=1228（含含釜）由exceel计算算的如表表附录1.5、确定实实际塔底底压力、板数：进料板Nff=i/0.66=1001, 实际板板数Npp=(Nt-1)/0.66+11=2113；塔底压力PPb=PPt+0.4479.810.112133（Npp）=18199KPaa; （0.47为为塔顶丙丙烯密度度）二、塔板设设计1、塔高计计算取塔板间距距HT=0.455m塔的
22、有效高高度Z=HT(NPP-1)=0.452122=95.4顶部高度取取1.33m釜液高度取取2m，液液面-板板取0.6m每20块板板设一人人孔，则则共有110个人人孔，人人孔高为为0.6m 10*00.6=6m进料板与上上一板间间距为22HT=0.99m塔体高度=塔有效效高度ZZ+顶部部高度+底部高高度+其其他 =955.4+1.33+(22+0.6)+6+(00.9-0.445) =10062、塔径计计算物性参数确确定塔顶压力温度气相密度液相密度液相表面张张力1721.3255KPaa42.999526kg/ m33470kgg/ mm34.76mmN/mm塔底压力温度气相密度液相密度液相
23、表面张张力188552.22235kg/ m33447kgg/ mm33.6 mmN/mm气相流量：qmVss=6.5538kkg/ss qVVss=qmVss/v=0.2251446m3/s液相流量：qmLss=6.007822kg/ss qVLss=qmLss/L=0.001299m3/s两相流动参参数： =00.2119初选塔板间间距 HHT=0.445m,查化化工原理理（下下册）PP2377筛板塔塔泛点关关联图，得得：C220=00.0662所以，气体体负荷因因子： =0.04665 液泛气速速： 0.19923mm/s 取泛点率率0.77 则操作气气速：uu = 泛点率率 uf=0.
24、1135 m/ss 气体流道道截面积积： =1.8668 m2 选取单流流型弓形形降液管管塔板，取取Ad / AAT=0.1103;(查书书1644) 则A / ATT=1- Ad / AAT =0.8997 截面积: ATT=A/0.888=22.0828 m2 塔径： =1.6288m 圆整后，取取D=11.7m 符合化工工原理书书P2337表110.22.6及及P2331表110.22.2的的要求。塔板实际结结构参数数校正： 实际面积积： =2.26698 m2 降液管管截面积积：Add=ATT0.1103= 0.233m22气体流道截截面积：A=AAT-AAd=22.0336 mm2实
25、际操作气气速： = 0.124 mm/s 实际泛点率率：u / uuf =0.664233（要求求在0.6-00.8之之间）降液管流速速ud=qvLLs/AAd=0.553、塔板布布置和其其余结构构尺寸的的选取取进、出口口安定区区宽度；边缘宽宽度根据，由化化工原理理图110.22.233可查得得，故降液管宽宽度由故，有效传传质区面面积 取筛孔直径径，筛孔孔中心距距则开孔率故，筛孔总总截面积积筛孔气速筛孔个数（个个）选取塔板厚厚度（书书2411页），取取堰高（书书2344和2338页）由，查化化工原理理图66.100.244得，液流强度由式考虑到物料料比较清清洁，且且液相流流量不大大，取底底隙（
26、书书2344）降液管低隙隙液体流流速4、塔板校校核 、液沫夹带带量由和泛点率率0.662433，查化化工原理理图110.22.277得，则kg液液体/kkg气体体 330% 该再再沸器的的传热面面积合适适。3、循环流流量校核核A、循环系系统的推推动力 当时时，计算算Locckhaat-MMarttineell参参数 计算算两相流流的液相相分率当时，计算算Locckhaat-MMarttineell参参数 计算两相流流的液相相分率计算两相流流的平均均密度根据公式，计计算得出出循环系系统的推推动力（查表3-19）B、循环阻阻力a、 管程进口管管阻力的的阻力计算釜液在在管程进进口管内内的质量量流速计
27、算釜液在在进口管管内的流流动雷诺诺数计算进口管管长度与与局部阻阻力当量量长度计算进口管管内流体体流动的的摩擦系系数=0.04496计算管程进进口管阻阻力b、 传热管显热热段阻力力计算釜液在在传热管管内的质质量流速速计算釜液在在传热管管内流动动时的雷雷诺数计算进口管管内流体体流动的的摩擦系系数计算传热管管显热段段阻力c、 传热管蒸发发段阻力力 汽汽相流动动阻力的的计算计算汽相在在传热管管内的质质量流速速计算汽相在在传热管管内的流流动雷诺诺数计算传热管管内汽相相流动的的摩擦系系数计算传热管管内汽相相流动阻阻力液相流动阻阻力的计计算计算液相在在传热管管内的质质量流速速计算液相在在传热管管内的流流动雷
28、诺诺数计算传热管管内液相相流动的的摩擦系系数计算传热管管内液相相流动阻阻力计算传热管管内两相相流动阻阻力d、 蒸发段管程程内因动动量变化化引起的的阻力计算蒸发段段管内因因动量变变化引起起的阻力力系数计算蒸发段段管程内内因动量量变化引引起的阻阻力e、 管程出口管管阻力 气相相流动阻阻力的计计算计算管程出出口管中中汽、液液相总质质量流速速计算管程出出口管中中汽相质质量流速速计算管程出出口管的的长度与与局部阻阻力的当当量长度度之和计算管程出出口管中中汽相质质量流动动雷诺准准数计算管程出出口管汽汽相流动动的摩擦擦系数计算管程出出口管汽汽相流动动阻力液相流动阻阻力的计计算计算管程出出口管中中液相质质量流
29、速速计算管程出出口管中中液相流流动雷诺诺准数计算管程出出口管中中液相流流动的摩摩擦系数数计算管程出出口液相相流动阻阻力计算管程出出口管中中的两相相流动阻阻力计算系统阻阻力循环推动力力与循环环阻力的的比值为为循环推动力力略大于于循环阻阻力，说说明所设设的出口口气化率率Xe=0.2215基基本正确确，因此此所设计计的再沸沸器可以以满足传传热过程程对循环环流量的的要求。第四章 管管路设计计一、物料参参数查P-T-K图，用用求塔顶顶温度的的方法得得进料出出温度为为45.9，第622快理论论版为进进料板，第第1011块为实实际进料板。进料出压力力：P=16220+4470*9.881*00.1*1011
30、/10000=16558.226kppa.此温度下，丙丙烯的密密度La=5177kg/m3丙烷的密度度Lb=4999 kgg/m3平均密度=5100.199 kgg/m3二、设计进料管线线取流体流速速u=00.5液体密度=5100.199 kgg/m3qVfs= qnffh42.7/5510.19/36000=0.00013395mm3/s则管内径00.05596mm选取管规格格703.55实际流速00.44475mm/s 塔顶蒸汽管管线取流体流速速u=110液体密度=26 kg/m3qVVS= qmVVs/226=00.2551466 m3/s则管内径00.17789mm选取管规格格1977
31、6实际流速99.666m/s 塔顶产品接接管线取流体流速速u=00.5液体密度=4700kg/m3qVDS= qmDDs/4470=0.445988/4770=00.0000977 m3/s则管内径00.04497mm选取管规格格573实际流速00.4774m/s 回流管线取流体流速速u=00.5液体密度=4700kg/mm3qVLS= qmLLs/4700=0.00144447 m3/s则管内径00.19918mm选取管规格格21998实际流速00.4446m/s 釜液流出管管线取流体流速速u=00.5液体密度=4477kg/m3qvWs= qmWWs/4447=4.552066/4447=
32、00.00005663 mm3/s则管内径00.03378778m选取管规格格452实际流速00.4226766m/s 塔底蒸汽回回流管取流体流速速u=110液体密度=26kkg/mm3qVVS= qmvvS/226=44.52206/26=0.18852mm3/s则管内径00.1554m选取管规格格1946实际流速77.111m/s 仪表接管选取规格为为252.55的管子子管路设计结结果表名称管内液体流流速（mm/s）管线规格（mmm）进料管0.447757033.5顶蒸气管9.66661946顶产品管0.47555733回流管0.446642198釜液流出管管0.4266764522塔底蒸
33、气回回流管7.11991946仪表接管/2522.5第五章 辅辅助设备备的设计计一、储罐设设计容器填充系系数取：k=00.7 1进料料罐（常常温贮料料） 220丙稀 L1 =4999kg/m3 丙烷 L2 =5177kg/mm3 压压力取pp=1.8199MPaa 由由上面的的计算可可知 进进料 XXf=665% Wf=63.93% 则则 =5110.119 kkg/mm3 进进料质量量流量：qmfhh=36600 qmffs=25662kgg/h 取取 停留留时间：x为22天，即即x=448h 进进料罐容容积： 3444.334m3 圆圆整后 取V=3455 m3 22回流流罐（443）质量流量qqmLhh=36600RRqmDss =2118811.522kg/hh设凝液在回回流罐中中停留时时间为00.255h，填填充系数数=0.7则回流罐的的容积 16.6627 m3取V=177m33塔顶产产品罐质量流量qqmDhh=36000qmDss =16653.75 kg/h；产品在产品品罐中停停留时间间为722h，填填充系数数=0.