强烈推荐丙烯丙烯精馏装置设计化工原理毕业论文.docx
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强烈推荐丙烯丙烯精馏装置设计化工原理毕业论文
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过程工艺与设备课程设计任务书
丙烯---丙烷精馏装置设计
学院(系):
化工与环境生命学部
专业:
学生姓名:
_
学号:
指导教师:
吴雪梅、李祥村
评阅教师:
吴雪梅、李祥村
完成日期:
2013年7月4日
大连理工大学
DalianUniversityofTechnology
、八、亠
刖言
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正确的说明。
由于只有两周的时间做,第二周内,我几乎每天都在熬夜写,只有封面、目录和前言部分为打印、其余部分均为手写,部分数据上可能会有一些错误,如保留位数的不同,计算的错误等。
前后的数据由于工程量浩大也许有不一致的地方,属于学生我自己的能力不够,请老师谅解!
感谢老师的指导和参阅!
第一章概述1
第二章方案流程简介3
第三章精馏过程系统分析5
第四章再沸器的设计14
第五章辅助设备的设计21
第六章管路设计25
第七章控制方案27
设计心得及总结28
附录一主要符号说明29
附录二参考文献31
第一章概述
精馏是分离过程中的重要单元操作之一,所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。
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。
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。
第二章方案流程简介
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:
70kmol=1.6。
3•塔板形式:
浮阀
4.处理量:
qnfh=70kmol==9.74R=1.6Rmin=15.59;
Nmin==56.39;
=0.75[1-()];
解得=87;==143;
进料位置:
==23.67;
・
一7
解得:
=40
P=P+=1.72+0.1*9.8*37*0.001=1.756Mpa
查表Pc=45.5Tc=91.6°C
Pr=PPc=17.245.5=0.378
Tr=TTc==0.865
53
查表Z=0.72==门2*10*42.04*10=38.29
8.314*(42.5+273.15)*0.72
53°C纯丙烷的=474
第四节精馏塔工艺设计
1.物性数据
定性温度T取塔顶温度TD=316.1K塔底温度T2=325.23K的平均温度
液相密度pL=0.982*453.7+0.018*445.36=453.55kgm
3
pV=47.86*0.98+40.35*0.02=47.71kgm
液相表面张力:
(T=4.65*0.982+4.16*0.018=4.63mNm
320.65K
液相
密度(51.77°,
1.78MPS)
表面张力(51.77°,
1.78MPS)
丙烯
453.7
4.16
丙烷
445.36
4.65
气相
密度(51.77°,
1.78MPS)
表面张力(51.77°,
1.78MPS)
丙烯
47.86
丙烷
40.35
3
2.初估塔径
摩尔质量:
Mv=0.98*42+0.02*44=42.04gmol;
ML=0.976*42+0.024*44=42.048gmol;
质量流量:
Wv=VMv=738.675*42.043600=8.63kgs
假设板间距HT=0.45m;
两相流动参数:
0.267
查《化工原理》(下册)P107筛板塔泛点关联图,得:
C2o=O.O53
=4.63所以,气体负荷因子:
=0.0396
液泛气速:
=0.155ms
取泛点率0.7
操作气速:
u=
泛点率xuf=0.11ms
气体体积流量=WvpV=0.181m3s
气体流道截面积:
=1.65m2
选取单流型弓形降液管塔板,取AdAT=0.09;
则AAT=1-AdAT=0.91
截面积:
AT=A0.91=2.19m2
塔径:
=1.67m
圆整后,取D=1.6m
符合化工原理书
P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联
实际面积:
=2m2
降液管截面积:
Ad=AT-A=0.18m2
气体流道截面积:
A=AT(1-)=1.82m
实际操作气速:
=0.11ms
实际泛点率:
uuf=0.71与所取0.7基本符合
则实际HT=0.45mD=1.6m,uf=0.155ms,u=0.11ms.
AT=2m2,A=1.82m2,uuf=0.71
3.塔高的估算
实际塔板数为Np,理论板数为NT=140(包括再沸器),其中精馏段61块,提馏段79块,贝U
Np=(NT-1)0.6+仁1390.6+仁233(块)
实际精馏段为102-1=101块;提馏段为132块,塔板间距HT=0.45m
有效高度:
Z=Htx(Np-1)=104.4m;进料处两板间距增大为0.8m
设置8个人孔,每个人孔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1.8m.
设釜液停留时间为20min,
排出釜液流量=WvpV=0.181m3s
密度为pb=453.55kgm3
釜液高度:
△Z=(3*1.62)=0.024m取其为0.03m
总塔高h=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2*(0.7-0.45)=116.03m
第五节溢流装置的设计
1.降液管(弓形)
由上述计算可得:
降液管截面积:
Ad=A-AT=0.18m2
由=0.099,查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可得:
lwD=0.73所以,堰长lw=0.73D=1.168m
2.溢流堰
取E近似为1
则堰上液头高:
(、2/3
=2.8410“E
二29.51mm>6mm
qnlh
JwJ
取堰高hw=0.029m,底隙hb=0.035m
液体流经底隙的流速:
3600=0.266ms
第六节塔板布置和其余结构尺寸的选取
1.取塔板厚度6=4mm
进出口安全宽度bs=bs'=80mm
边缘区宽度bc=50mm
bdD=0.14
由=0.09,查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可得:
所以降液管宽度:
=0.224m
=0.496m
r==0.75m
有效传质面积:
=1.228m2
采用F1Z-41型浮阀,重阀浮阀孔的直径=0.039m
初取阀孔动能因子=11,计算适宜的阀孔气速
=1.60
浮阀个数=952■浮阀排列方式
由于直径较大,所以采用分块式塔板,等腰三角形排列
孔心距t=(0.907*(AaAo))0.5*=0.110m取t=100mm
浮阀的开孔率
At
d°
6.6%V10%
=1.60
=11.05所以=11正确
第七节塔板流动性能校核
1.
Fi
=0.34V0.8
液沫夹带量校核
0.78AtKCf
由塔板上气相密度及塔板间距查《化工单元过程及设备课程设计》书图5-佃
得系数=0.120根据表5-11所提供的数据,K可取K=1。
Z=D-2=1.2m
Fi
1.36qnisZ
=0.45<0.8
=1.64mf
A.KCf
故不会产生过量的液沫夹带。
2.塔板阻力hf的计算和核对
60=8.55
塔板阻力hf=,填充系数=0.7
则回流罐的容积
取V=9
3.塔顶产品罐
质量流量qmD=3600qmDs=qnD42.04
体积流量:
=
产品在产品罐中停留时间为=120h,填充系数=0.7
则产品罐的容积=697.76
取V=698
3.釜液罐
取停留时间为5天,即=120h,釜液密度为
、i2=443.162kg/m3
摩尔流量:
质量流量qmw=43.964
则釜液罐的容积409.2
取V=410
二传热设备
1.进料预热器
用80C水为热源,出口约为50C走壳程
料液由20C加热至46.22C,走管程传热温差:
管程液体流率:
qmfh=3600qmfs=2989kgs,选u70x3.0,
do=0.064m=64mm
液体密度:
kgm3
液体粘度
取&=0.2
相对粗糙度:
&d=0.003125
查得:
入=0.026
取管路长度:
L=120m
取90度弯管2个(),其中吸入管装吸滤筐和底阀,一个90度弯头;
排出管中截止阀一个=15d,—个90度弯头,进入突然缩小,文氏管流
量计1个,喷嘴阻力取0.00981
取,1.64
贝UHe-:
Z卫匕hf二378.1m电2g
3
qvLh=5.788m流量:
2.5〜6ooms,选u108x4,
管路直径:
d=0.1m=100mm
液体密度:
液体粘度
取&=0.2,相对粗糙度:
&d=0.002
查得:
入=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排出管中截止阀一个
'hf乂1®八
d
2
u二pc
)2.477m
2gg
=15d,进入突然缩小,文氏管流量计1个,喷嘴阻力取0.00981
取,忽略不计
'hf=102.49m
qVLh=14.14m3流量:
6.25〜500ms选u32x2.5,管路直径:
d=0.027m=27mm
液体密度:
kgm3
液体粘度
取&=0.2
相对粗糙度:
&d=0.0074
查得:
入=0.033
取管路长度:
l=60m
90度弯头;
文氏管流
取90度弯管2个(),其中吸入管装吸滤筐和底阀,一个排出管中截止阀一个=15d,一个90度弯头,进入突然缩小,量计1个,喷嘴阻力取0.00981
1+瓦leu2Ape
'hf=()2.446m
d2g电
取,
则He=Z—'hf二-2.54m
电2g
qVLh=0.824m3s体积流量v=0.ooi608
则=0.064m
取管子规格①70X3的管材。
其内径为0.064m
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①152X8.5.其内径为0.135m,其实际流速为
u==11.88ms
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①68X4.其内径为0.060m,其实际流速为
u==0.4ms
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①152X8.5.其内径为0.135m,其实际流速为
u==0.7ms
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①60X3.5.其内径为0.053m。
6.仪表接管
选管规格:
①32X3.
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①152X8.5.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
①70X3
顶蒸气管
12
①152X&5
顶产品管
0.4
①68X4
回流管
0.7
①152X&5
釜液流出管
0.3
①60X3.5
仪表接管
①32X3
塔底蒸气回流管
10
①152X&5
第七章控制方案
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pL(kgm3)
1
FIC-01
进料流量控制
0~3000
kgh
丙烷
丙稀
pl=513.9
2
FIC-02
回流定量控制
0~1500
kgh
丙稀
pl=474.46688
3
PIC-01
塔压控制
0~2MPa
丙稀
pv=38・8
4
HIC-02
回流罐液面控
制
0~1m
丙稀
pl=474.46688
5
HIC-01
釜液面控制
0~3m
丙烷
pl=443.162
6
TIC-01
釜温控制
40~6O°C
丙烷
pl=443.162
设计心得及总结
两周的设计在忙碌间走过,回想起来,其过程是痛苦、曲折却又有着深刻意义,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,因为我们没有选择,要想穴道真正的应用知识,这是一次很好的锻炼机会,所以,我们要坚持,要硬着头皮做下去。
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,CAXA等等。
总之,通过这次课程设计,丰富了我各个方面的知识,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m
E
液流收缩系数
Aa
塔板上有效传质区面积m
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
A
T
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
be
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
A
pf
塔板阻力降Nm2
bs
塔板上入口安定区宽度m
①
热负荷w(kw)
b'
s
塔板上出口安定区宽度m
qn
D
馏出液摩尔流量kmolh
C
计算液泛速度的负荷因子
qn
F
进料摩尔流量kmolh
C
20
液体表面张力20mNm时的负
荷因子
qm
质量流量kmolh
Co
孔流系数
qn
L
液相摩尔流量kmolh
D
塔径m
qnv
气相摩尔流量kmolh
do
筛孔直径m
qn
W
釜液摩尔流量kmolh
Et
塔板效率
液流收缩系数
qn
Lh
液相体积流量m3h
qn
Ls
液相体积流量m3s
h
CT
克服液体表面张力的阻力m
qn
Vh
气相体积流里mh
how
堰上方液头高度m
qn
Vs
气相体积流量ms
hw
堰咼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C
M
摩尔质量kgkmol
F
L
V
两相流动参数
P
密度kgm3
f
汽化分数
CT
液体表面张力mNm
Hd
气相摩尔焓kJkmol
T
时间s
H'd
降液管内清液层咼度m
①
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
H
T
塔板间距m
B
液沫夹带分数,浮阀固定底边尺寸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(以清液层咼度表示
m)
uf
液泛气速ms
ht
塔板上的液层阻力(以清液层咼度表示)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
a
相对挥发度
uo
严重漏液时相应的阀孔气速
ms
塔板上液层的充气系数
x
液相摩尔分数
y
气相摩尔分数
Z
塔咼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
话宜
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
0
饱和
附录二参考文献:
1.《化工单元过程及设备课程设计》,匡国柱、史启才主编,化学工业出
版社,2002年。
2002
2•《化学化工物性数据手册》刘光启,刘杰主编,化学化工出版社,
年。
3•《化工物性算图手册》,刘光启、马连缃、刘杰主编,化学工业出版社,
2002年。
4•《石油化工基础数据手册》,卢焕章,化学工业出版社,1982年。
5•《石油化工基础数据手册》,(续篇),马沛生,化学工业出版社,1982年。
6•《石油化工设计手册》,王松汉,化学工业出版书,2002年。
7.《化工原理》(下册)
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