化工原理设计丙烯塔顶浮阀1.280剖析

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：张歌班级：化机0404学号：200442061指导老师：刘雪梅、都健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正确的说明。

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！目录第一章概述 (3)第二章方案流程简介 (5)第三章精馏过程系统分析 (7)第四章再沸器的设计 (21)第五章辅助设备的设计 (30)第六章管路设计 (37)第七章控制方案 (40)设计心得及总结 (41)附录一主要符号说明 (42)附录二参考文献 (45)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：80kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：x＝65％f塔顶产品：x＝98％D塔底产品: x≤2％w第三章 精馏过程系统设计——丙烯、丙烷精馏装置设计第一节 设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量x f ＝65％（摩尔分数）塔顶丙烯含量x D ＝98％，釜液丙烯含量x w ≤2％，总板效率为0.6。

2．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：R/Rmin=1.2。

3．塔板形式：浮阀4．处理量：q nfh =80kmol/h5．安装地点：大连6．塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算全塔物料衡算：nF q = nD q + nW qnF q F x =nD q D x +nW q W xnF q =80 kmol/h ，F x =0.65 ,D x =0.98 , W x =0.02解得：nD q =52.5 kmol/h ，nW q =27.5 kmol/h 进料状态混合物平均摩尔质量V M =0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol;L M =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol;二 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1）精馏段：L R D =⋅； (1)V R D =+⋅2）提馏段：';L L qF =+ '(1);V V q F =+- '''L V W =+三 热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：/R R R G Q r =2） 冷凝器热流量： C Q v r =⋅冷凝器冷却剂的质量流量： 112/()C C G Q c t t =〈⋅-〉第三节 塔板数的计算假设塔顶温度t=43.0 °C 塔顶压力Pt=1.72MPa 查P-K-T 图得：k A =1.002；k B =0.885则α顶=k A /k B =1.002/0.885=1.1322 ；假设精馏塔的塔板数是100块，每块板的压降为100mmH 2O;塔底压力为P=Pt+ΔP=1.72+0.1*9.8*(100-1)*=0.001=1.817Mpa;塔底温度t=50.0 °C, k A =1.13 ；k B =0.997; 则α底=k A /k B =1.13/0.997=1.1334α =(α顶+α底 )/2=1.133；当Xe=0.65时，Ye=(αXe)/[1+(α-1)Xe]=0.678; Rmin=65.0678.0678.098.0--=10.89 ;R=1.2Rmin=13.07; Nmin=αlg )1()1(lg WW D D X X X X --=62.33;1min +-T T N N N =0.75[1-(1min +-R R R )5668.0]; 解得T N =125；P N =EN T 1-=208； 与假设不符, 假设精馏塔的塔板数是100块, 每块板的压降为100mmH 2O;塔底压力为P=Pt+ΔP=1.72+0.1*9.8*(125-1)* 0.001=1.842Mpa; 塔底温度t=50.0 °C, k A =1.10 ；k B =0.970; 则α底=k A /k B =1.10/0.990=1.1340α =(α顶+α底 )/2=1.133；当Xe=0.65时，Ye=(αXe)/[1+(α-1)Xe]=0.678;Rmin=65.0678.0678.098.0--=10.89 ;R=1.2Rmin=13.07; Nmin=lg )1()1(lg WW D D X X X X --=62.33;1min +-T T N N N =0.75[1-(1min +-R R R )5668.0]; 解得T N =125；P N =EN T 1-=208； 进料位置：min ,r N =lg )1()1(lg FF D D Z Z X X --=26.21；1min +-r r N N N =1min +-T T N N N ； 解得：r N =52;进料处压力Pf=P+P ∆=1.72+0.1*9.8*(52-1) *0.001=1.770Mpa; 实际进料处:Nf=Nr/E=87。

物性数据(以塔顶的工艺条件为依据计算) 认为是纯丙烯做近似计算查表Pc=4.62kPa; Tc=91.8°C ;Pr=P/Pc=1.72/4.62=0.374;1.物性数据定性温度T取塔顶温度TD=316.15K，塔底温度T2=325.15K的平均温度322.65Kkg/ m3ρV =31*0.98+0.02*32.1=31.022 kg/ m3液相表面张力：σ= 4.75*0.976+4.76*0.024=4.76 mN/m2. 初估塔径摩尔质量：Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol; ML=0.976*42+0.024*44=42.048g/mol; 质量流量：Wv=V ·Mv=653.23*42.04/3600=7.63kg/sWL=L ·ML=613.86*42.048/3600=7.17kg/s 假设板间距HT=0.50m;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：C 20=0.056σ=4.9所以，气体负荷因子：=0.0423液泛气速： ＝0.143m/s取泛点率0.7操作气速：u = 泛点率 ×u f=0.1 m/s 气体体积流量nvsq = Wv/ρV=0.199 m 3/s气体流道截面积： =1.99 m 2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.09;则A / AT=1- Ad / AT =0.91 截面积: AT=A/0.91=2.19 m 2==lρρv WvWlF LV 2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C VVL f C u ρρρ-=uq A VVs=πATD 4=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： =2 m 2降液管截面积：Ad=AT-A=0.18 m 2气体流道截面积：A=AT(1-ATAd )=1.82 m 2实际操作气速： = 0.11 m/s 实际泛点率：u / u f =0.77与所取0.7基本符合 则实际HT=0.45m ，D=1.6m ，uf =0.143m/s,u=0.11m/s, AT =2 m 2 ,A=1.82 m 2 ,u / u f =0.77 3. 塔高的估算实际塔板数为Np ，理论板数为NT=87（包括再沸器），其中精馏段40块，提馏段47块，则Np=（NT-1）/0.6+1=90/0.6+1=143（块）实际精馏段为67-1=66块；提馏段为77块，塔板间距H T =0.45 m有效高度：Z= H T ×（Np-1）=64m;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nvs q = Wv/ρV=0.199 m 3/s 密度为ρb =474kg/m 324D AT π=A q u VVs =釜液高度：ΔZ= nvs q /(3* 1.62 )=0.026m 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)=77.95m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 = 0.18 m 2 由A d /A T=0.087,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.7所以，堰长lw=0.735D=1.119 m 2．溢流堰取E 近似为1则堰上液头高：=⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=-3/21084.23l q h wnlh E ow 41.11mm>6mm 取堰高hw=0.029m,底隙hb=0.035m 液体流经底隙的流速：=0.383m/s第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取1.取塔板厚度б=4mm进出口安全宽度bs=bs ’=80mmbw nlsb hl q u =边缘区宽度bc=50mm 由A d/A T=0.09,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得：])(11[6.12D lb wd --=所以降液管宽度：db =0.228m=0.52mr= =0.75m有效传质面积： = 1.424 m 2采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径0d=0.039 m初取阀孔动能因子0F =11，计算适宜的阀孔气速vF u ρ00==1.78sm浮阀个数u d q n n v s024⨯⨯=π=1122.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.)(2s d b b D x +-=cb D -2)sin (21222rxr x r x A a-+-=孔心距t=(0.907*(Aa /Ao ))0.5 *0d=0.118m 取t=100mm浮阀的开孔率 =⨯⨯⨯==D d n A A T20244ππψ 6.6%<10%nd q u nvs ⨯⨯=0204π=1.77smvu F ρ00==9.621 所以0F =11正确第七节 塔板流动性能校核1．液沫夹带量校核KC A q F FT vl v nvs 78.01ρρρ-==0.34<0.8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5-19得系数FC =0.120根据表5-11所提供的数据，K 可取K=1。