过程工艺与设备课程设计任务书.doc
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1、过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计学生:张帅班级:化精0901学号:200944176 指导教师:王瑶 匡国柱日期:2012年6月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。说明中对精馏塔和再沸器做了详细的阐述的计算,对于辅助设备也做了正确的说明。鉴于设计者经验有限,本设计中还有较多的不足之处,望老师给与指正。感谢老师的知道和参阅!目录第1章 概述-03第2章 流程简介-04第3章 精馏塔设计工艺-05第4章 再沸器的设计-14第5章 辅助设备的设计-22第6章 管路设计-28第7章 控制方案-30第8章 设计心得及总结-32附录一
2、 主要符号说明-33 附录二 参考文献-36第1章 :概述精馏是分离过程中最重要的单元操作之一,所用设备主要包括精馏塔、再沸器、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。本设计为浮阀塔,浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当
3、气体负荷较低时,浮阀的开度较小,漏夜量不多;气体负荷较高时,开度较大,阻力又不至于增加较大,所以这种塔板操作弹性较大,阻力比泡罩塔板大为减小,生产能力比其大。缺点是使用久后,由于频繁活动而易脱落或被卡住,操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。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。立式热虹吸再沸器特点:1、循环推动力:釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 2、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3、壳程不能机械清洗
4、,不适宜高粘度、或脏的传热介质。4、塔釜提供气液分离空间和缓冲区。三、冷凝器(设计略)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2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
5、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
6、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浮阀塔,配以立式热虹吸式再沸器。4、 处理能力及产品质量处理量:60kmol/h产品质量(以丙烯摩尔百分数计)进料:塔顶丙烯含量:塔底丙烯含量:第3章 :精馏塔设计 -丙烯丙烷精馏装置设计第1节 、工艺条件1、 工艺条件:进料:丙烯含量,饱和液体进料(q=1) 塔顶:丙烯含量 塔底:丙烯含量2、 操作条件:塔顶压力:1.62MPa(表压) 塔底加热剂:水蒸气 塔顶冷却剂:循环
7、冷却水 加热方法:间壁式加热3、 塔板形式:浮阀塔4、 处理量:5、 安装地点:大连6、 设计位置:塔底第2节 、物料衡算及热衡算1、 全塔物料衡算联立上述方程,其中解得2、 塔内气液相流量精馏段:气相V=(R+1)*D 液相L=R*D提馏段:气相 液相3、 热量衡算冷凝器热负荷:冷却剂用量:再沸器热负荷:加热剂用量:第3节 、塔板数计算1、 相对挥发度计算塔顶压力为,查P-K-T图,得,则假设实际塔板数为140块,每块塔板的压降为,则塔底压力为1.88MPa,设塔底温度为53,查图知,则,故2、 理论板数计算平衡线方程,q线方程x=0.65联立上式解得,即可求得最小回流比,回流比精馏段操作线
8、方程:提馏段操作线方程:用Excel编程逐板计算运行结果如下:XnYnX10.977108Y1=XD0.98X20.974003Y20.977278X30.970677Y30.97436X40.967118Y40.971235X50.963313Y50.967891X60.959249Y60.964315X70.954913Y70.960496X80.950293Y80.956422X90.945376Y90.95208X100.940149Y100.94746X110.934601Y110.942548X120.928721Y120.937335X130.922499Y130.931809X
9、140.915926Y140.925963X150.908995Y150.919786X160.901699Y160.913272X170.894033Y170.906416X180.885997Y180.899213X190.87759Y190.891662X200.868815Y200.883762X210.859677Y210.875516X220.850185Y220.866929X230.840349Y230.858008X240.830184Y240.848766X250.819708Y250.839214X260.808941Y260.829369X270.797907Y270.
10、819252X280.786633Y280.808883X290.775149Y290.798289X300.763485Y300.787497X310.751677Y310.776537X320.73976Y320.765441X330.727772Y330.754243X340.715751Y340.742978X350.703735Y350.731681X360.691763Y360.72039X370.679873Y370.70914X380.668102Y380.697967X390.656485Y390.686905X400.645056Y400.675989X410.634972
11、Y410.666329X420.624139Y420.655922X430.612536Y430.644742X440.60015Y440.632769X450.586973Y450.619986X460.573007Y460.606388X470.558262Y470.591974X480.542759Y480.576758X490.52653Y490.560759X500.509618Y500.54401X510.492077Y510.526556X520.473973Y520.508454X530.455384Y530.489771X540.436394Y540.470587X550.4
12、17099Y550.45099X560.397599Y560.431077X570.378Y570.410953X580.358408Y580.390727X590.338932Y590.370508X600.319675Y600.350408X610.300738Y610.330536X620.282215Y620.310993X630.264189Y630.291876X640.246736Y640.273274X650.229921Y650.255263X660.213795Y660.237909X670.198401Y670.221268X680.183769Y680.205381X6
13、90.169918Y690.190281X700.156857Y700.175987X710.144586Y710.162508X720.133097Y720.149844X730.122375Y730.137987X740.112398Y740.126922X750.103142Y750.116626X760.094575Y760.107073X770.086666Y770.098232X780.07938Y780.09007X790.072682Y790.082551X800.066536Y800.075639X810.060907Y810.069297X820.055759Y820.06
14、3487X830.051057Y830.058174X840.046769Y840.053322X850.042863Y850.048897X860.039309Y860.044866X870.036078Y870.041198X880.033144Y880.037864X890.030482Y890.034836X900.028067Y900.032088X910.02588Y910.029597X920.023899Y920.027339X930.022106Y930.025294X940.020483Y940.023444X950.019017Y950.02177由结果可以看出理论塔板数
15、,进料位置,实际塔板数,实际进料位置3、 气液相流量计算由已知数据可计算精馏段提馏段气液相流量精馏段气液相流量:提馏段气液相流量:第4节 、精馏塔工艺设计定性条件为塔底温度,压力恒定液相密度(326.1K,1.88MPa)表面张力(326.1K,1.88MPa)丙烯431.04.10丙烷432.04.33气相密度(326.1K,1.88MPa)表面张力(326.1K,1.88MPa)丙烯27.0丙烷27.5液相密度气相密度表面张力1、 塔径的计算假设塔板间距计算两相流动参数:查费克关联图 由公式求气体负荷因子泛点气速取泛点率 求得 所需气体流通截面积选取,由此可求计算塔径因塔径需圆整,故取塔径
16、D=1.8m,与合乎经验关系。由D=1.8m计算如下数据塔截面积气体流通截面积,实际操作气速泛点率合乎0.60.8范围,且较为接近初始设定值0.7.2、 塔高的估算由理论塔板数(含塔釜),可求得,实际精馏段67块,提馏段90块,塔板间距0.45m。所以有效塔高10个人孔,每个0.8m,裙座取5m,塔顶空间取1.5m,釜液上方气液分离高度去1.8m,设釜液停留时间为0.5h,排除釜液流量,故釜液高度,液面板取0.7m总塔高h=70.2+10x(0.8-0.45)+5+1.5+0.41+(0.7-0.45)=80.86m3、 溢流装置设计降液管(弓形)由,查表可知可求得由查表知,故E近似为1堰上方
17、液头高度取溢流堰底隙,堰高4、 塔板分布入口和出口安定区,边缘区,F1型浮阀,等腰三角形排列,孔心距75mm,取阀孔动能因子。对单流型弓形降液管塔板有故筛板有效传质面积阀孔气速阀孔数开孔率第5节 、塔板的校核1、 液沫夹带量校核:验证泛点率,查表, 故2、 阻力校核1) 干板阻力联立 解得则 2) 液层阻力碳氢化合物取为0.453) 克服液体表面张力阻力总阻力3、 降液管液泛校核降液管阻力不起泡液体,故取0.6由此4、 液体在降液管时间校核5、 严重漏夜校核严重漏夜点气速稳定系数第6节 、塔板性能负荷图1、 过量液沫夹带线2、 液相下限规定3、 严重漏液线4、 液相上限线5、 降液管液泛线做负
18、荷性能图操作点为, ,可见操作点在图中,处于图形中间靠右位置,故基本满足要求 。max135082.4min26020.0操作弹性5.204.12第4章 :再沸器的设计第1节 、设计条件与工艺条件1、选择一个再沸器,其壳层为一个标准大气压下100的饱和水蒸汽,管程走釜液,看做是纯丙烷,再沸器与管程的设计条件壳程管程温度/10053压力(绝压)/MPa0.1011.88蒸发量/(kg/h)28742.12塔底压力P=1720+ Nphf =1720+1570.12124329.81103=1801KPa2、 物性参数1) 管程流体(丙烷)在53,1.801MPa下的悟性参数潜热,液相热导率,液相
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