丙烯—丙烷板式精馏塔设计1详解

丙烯—丙烷板式精馏塔设计1详解
过程工艺与设备课程设计丙烯——丙烷精馏塔设计课程名称：化工原理课程设计班级：姓名：学号：指导老师：完成时间：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7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！目录第一节：标题丙烯—丙烷板式精馏塔设计第二节：丙烯—丙烷板式精馏塔设计任务书第三节：精馏方案简介第四节：精馏工艺流程草图
及说明第五节：精馏工艺计算及主体设备设计第六节：辅助设备的计算及选型第七节：设计结果一览表第八节：对本设计的评述第九节：工艺流程简图第十节：
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，运输和预热所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。

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。

调节装置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、设备简介及选用精馏塔选用浮筏塔，配以立式热虹吸式再沸器。

精馏塔精馏塔是一种圆
形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置没有进料板。

本设计为浮筏塔，它已广泛的应用于精馏，吸收，解吸等过程。

其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮筏，可以根据气体或液体的大小上下浮动，自动调节。

再沸器再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内汽液两相间接触传质得以进行。

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，在壳程内的载热体供热。

第三章精馏塔工艺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xF?65% (摩尔百分数)。

塔顶丙烯含量xD?98% ，釜液丙烯含量xW?2% ，总板效率为。

2、操作条件：塔顶操作压力(表压) 加热剂及加热方法：加热剂——热水加热方法——间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin= 3、塔板形式：
浮阀4、处理量：F=50kml/h 5、安装地点：烟台6、塔板设计位置：塔顶第二节精馏过程工艺计算1、全塔物料衡算qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得：qnDh =/h ;qnWh=/h 2、塔顶、塔底温度确定①、塔顶压力Pt=1620+=；假设塔顶温度Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt= 查P-T-K图得KA、KB 因为YA= ???xini?1?YA/KA???1?YA?/K B?1? 结果小于10-3。

所以假设正确，得出塔顶温度为。

用同样的计算，可以求出其他塔板温度。

α1=KA/KB= ②、塔底温度设NT=120则NP=(NT-1)/ =198 按每块阻力降100液柱计算pL=470kg/m3 则P底=P顶+120×100×÷1000 = 假设塔顶温度Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度T= 查P-T-K图得KA、KB 因为XA= ???yini?1?XA?KA??1?XA?/K
B?1? 结果小于10-3。

所以假设正确，得出塔顶温度为。

用同样的计算，可以求出其他塔板温度。

α2=KA/KB= 所以相对挥发度α=/2= 3、回流比计算泡点进料：q=1 q线：x=xf = 65%? y??
1 ?? 1 ) x 1 ?
0 .131x(?Rmin?xD??? ye?代入数据，解得xe=;ye=; R==(1) 精馏塔的物料衡算；(2) 塔板数的确定：(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；(6) 塔板的流体力学验算：(7) 塔板负荷性能图；(8) 精馏塔接管尺寸计算；(9) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

设计方案的确定及工艺流程的说明原料液泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84℃后送入连续板式精馏塔，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为
回流液，其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

?xdln?xw?Nm??1?xw????1?x?? ?d???ln?= 第四节：精馏工艺流程草图及说明一、流程方案的选择1. 生产流程方案的确定：原料主要有三个组分：C2°、C3＝、C3°，生产方案有两种：如任务书规定：C2°C3＝C3°iC4°iC4＝∑ W%100 。

C2=C3。

C2原料原料。

=C3C3。

C3。

C3=C3 图为按挥发度递减顺序采出，图为按挥发度递增顺序采出。

在基本有机化工生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。

因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。

而图所示方法中，除最难挥发组分外。

其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品，能量消耗大。

并且，于物料的内循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大，再沸器、冷凝器的传
热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故应选用图所示的是生产方案。

2.工艺流程分离法的选择：在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。

脱乙烷塔，丙烯精制塔采用常温加压分离法。

因为C2，C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺简单，而且就精馏过程而言,获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分离难度加大。

可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温，采用闭式热泵流程，将精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。

综合考滤故选用常温加压分离法流程。

二、工艺特点：1、脱乙烷塔：根据原料组成及计算:精馏段只设四块浮伐塔板,塔顶采用分凝器、全回流操作2、丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时
它的难易程度取决于混合物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷－丙烯的沸点仅相差5—6℃所以他们的分离很困难,在实际分离中为了能够用冷却水来冷凝丙烯的蒸气经常把C3馏分加压到20大气压下操作，丙烷－丙烯相对挥发度几乎接近于1在这种情况下，至少需要120块塔板才能达到分离目的。

建造这样多板数的塔，高度在45米以上是很不容易的，因而通常多以两塔串连应用，以降低塔的高度。

三、操作特点：1、压力：采用不凝气外排来调节塔内压力，在其他条件不变的情况下，不凝气排放量越大、塔压越低：不凝气排放量越小、塔压越高。

正常情况下压力调节主要靠调节伐自动调节。

2、塔低温度：恒压下，塔低温度是调节产品质量的主要手段，釜温是釜压和物料组成决定的，塔低温度主要靠重沸器加热汽来控制。

当塔低温度低于规定值时，应加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低温度高于规定值时，操作亦反。

四、改革措施：丙烯精制塔顶冷却器四台串联改为两台并联，且每台冷却器设计时采用的材质较好，管束较多，传热效果好。

五、设想：若本装置采用DCS控制操作系统，这样可以使操作者一目了然，可以达到集中管理，分散控制的目的。

能够使信息反馈及时，使装置平稳操作，提高工作效率。

为了降低能耗丙烯塔可以采用空冷。

第五节：精馏工艺计算及主体设备设计精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。

1 物料衡算与操作线方程通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间
的关系。

物料衡算主要解决以下问题：根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求计算出每小时塔顶、塔底的产量；
在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据。

通常，原料量和产量都以kg/h 或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。

在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示。

因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。

2、塔物料衡算F=D+W FXf=DXD+WXw 则代入数据为64=D+W
64*65%=D*98%+W*2% 解得D=/h，W=/h 塔内气、液相流量精馏段：L=RD,V=L+D 提留段：L’=L+F, V’=V 3.热量衡算再沸器热流量：qr=V’rv 再沸器加热蒸汽质量流量：Gr=Qr/rR 冷凝器热流量：Qc=Vrv 冷凝器冷却剂的质量流量：
Gc=Qc/Cv(t1-t2) 塔板数的计算相对挥发度利用试差法求相对挥发度表压P=1620kpa,则塔顶绝压Ptop=+= LnPA’=/ PA’== 同理得PB’== Y A=P-PB’/(PA’-PB’)= KA=PA’/P= XA=y A/KA=/= 同理得y B=,KB=,XB=y B/KB= ∑X=y A/KA+y B/KB= ∑y-1==塔顶挥发度阿 a AB=KA/KB=/= 1. 塔底挥发度a’AB xn=yn/[a-(a-1)yn]得，xn= 查资料得表如下：液相组分质量分数为WA=，WB= 塔顶液相密度为/m3 气相密度为/m3 设理论塔板数位NT=150，设每块塔板上的压降为100mm液柱。

经计算得latm=液柱塔底压力P=Ptop+NT*100mm= 设塔底温度为lnPA’=A-B/(T+C)得, lnPA’=/() PA’=15908,14mmHg= 同理得PB’== 所以XA=P-PB’/PA’-PB’=, y B= 所以，塔底温度为 a AB=KA/KB=/= a?atop?a/2? ?
2. 计算回流比R 相平衡方程ye=a
xe/[1+(a-1)xe]和q线方程q=1, 计算得xe=时，ye= Rmin=XD-ye/ye-xe= 则R=，Rmin= 3. 计算精馏段操作方程精馏段操作线方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1 代入数据得该精馏操作方程为yn+1=+ 4. 计算塔板数经过模拟计算得所需理论板数为NT=95 理论进料板位置Nf=44 已知总办效率为ET= 进料板位置Nf/=73 所以实际塔板数为Np=(NT-1)/ET=(95-1)/=155 实际塔板数和初设塔板数150比较接近，故所设值比较合理。

5. 塔径计算两相流动参数=Ls/Vs*√(p1/pv)= 设间距Ht=,查图知C20= 气体负荷因子C=C20{方}= 液泛气速Uf=C√(p L-pv/pv)=/s u/Uf=,则u=/s 则流道截面积A=Vs/u= m2 孔隙率Ad/At=,A/At=1-Ad/At= 则At=/= 塔径D=√= 查表知D=，Ht=,与设的吻合，则合理。

6. 塔高计算实际板数为155，塔有效高度Z=*155= 釜液流出量W=/h=/h=/s 则釜液高度△Z=4W/(*D*D) = 143块塔板，共设8个人孔，每个人孔处板间距增大200mm 进料板板间距增大100mm裙坐取3m 塔顶与釜液上方气液分离高度取塔顶与釜液上方气液分离空间高度均取总塔高Z=+++8*+*2=
7. 溢流装置设计计算弓形降液管所占面积Ad=At-A= Lw/D=, 降液管宽度Bd=D(1-√[1- (Lw/d)* (Lw/d)])/2= 取底隙h= 确定堰长Lw=D*=*= 堰上液头高How=*(Lh/Lw)2/3=>6mm 满足E取1的条件取Hw=,清夜层高度Hl选取的堰高Hw确定Hl=Hw+How=+= 液流强度Lh/lw=/=降液管底隙液体流速u=Ls/lwhb=/s 所得泛点率低于，故不会产生过量的液沫夹带计算干板阻力以上3个阻力之和求塔板阻力= 12.塔板负荷性能图 1.过量液沫夹带线
2.液相下限线How=*(Lh/lw)2/3= 取E=1,lw=,Lh==/h 此为液相下限线
3.严重漏液线 3.液相上限线4、精馏塔主体设备设计计算
、再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。

釜式式再沸器如图6-2和所示。

是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。

塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。

蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。

液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟，以分离液体中的气泡。

为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的～倍。

是夹套式再沸
器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。

夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。

热虹吸式再沸器如图6-2、、所示。

它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。

这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。

强制循环再沸器如图6-2中所示。

对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。

原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。

图6-2 再沸器的型式、管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择接管直径各接管直径流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：d?4VS?u 式中：VS——流体体积流量，m3/ s；
u——流体流速，m/ s；d——管子直径，m。

塔顶蒸气出口管径DV 蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表6-1。

表6-1 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力蒸汽速度/m/s 常压12～20 1400～6000Pa 30～50 ＞6000 Pa 50～70 回流液管径DR 冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为～/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。

用泵回流时，速度可取～/s。

进料管径dF 料液高位槽进塔时，料液流速取～/s。

泵输送时，流速取为～m/s。

釜液排除管径dW 釜液流出的速度一般取～/s。

饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在295kPa以下时，蒸气在管中流速取为20～40m/s；表压在785 kPa以下时，流速取为40～60m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。

加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜
中要装开孔的蒸气鼓泡管。

使加热蒸气能均匀分布与釜液中。

其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。

当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。

但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。

其孔直径一般为5～10mm，孔距为孔径的5～10倍。

小孔总面积为鼓泡管横截面积的～倍，管内蒸气速度为20～25m/s。

加热蒸气管距釜中液面的高度至少在以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。

离心泵的选择离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行：确定输送系统的流量与压头液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。

根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。

选择泵的类型与型号首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。

显然，选出
的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。

另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。

核算泵的轴功率若输送液体的密度大于水的密度时，可按N?QH?,kW核102?算泵的轴功率。

第六节：辅助设备的计算及选型精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。

前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。

下面简要介绍。

回流冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。

整体式如图6-1(a)和(b)所示。

将冷凝器与精馏塔作成一体。

这种布局的优点是上升蒸
汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。

该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

图6-1 冷凝器的型式自流式如图6-1所示。

将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。

强制循环式如图6-1、所示。

当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。

需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。

管壳式换热器的设计与选型管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。

.1流体流动阻力的计算管程流动阻力管程阻力可按一般
摩擦阻力公式求得。

对于多程换热器，其阻力ΣΔpi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。

一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为??pi?(?p1??p2)FtNsNp (6-1) 式中ΔP1、ΔP2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；Ft——结垢校正因数，对Φ25mm×的管子取；对Φ19mm×2mm 的管子取；NP——管程数；Ns——串联的壳程数。

上式中直管压强降ΔP1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降ΔP2下面的经验公式估算，即??u2??p2?3??
?2?(6-2) 壳程流动阻力壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降ΔP0的公式，即??p0?FSNS(6-3) 式中ΔP1’——流体横过管束的压强降，Pa；ΔP2’——流体通过折流板缺口的压强降，Pa；FS——壳程压强降的结垢
校正因数；液体可取，气体可取。

?p?Ff0nc(NB?1)22h?u20’?p2? NB(?)D2’1?u20(6-4) 式中F——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=，对转角三角形为，正方形为；f0——壳程流体的摩擦系数；Nc ——横过管束中心线的管子数；Nc值可下式估算：管子按正三角形排列：nc? (6-5) 管子按正方形排列：nc? (6-6) 式中n——换热器总管数。

NB——折流挡板数；h——折流挡板间距；u0——按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。

2管壳式换热器的选型和设计计算步骤(1)计算并初选设备规格a．确定流体在换热器中的流动途径b．根据传热任务计算热负荷Q。

c．确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，
并确定在定性温度下
的流体物性。

d．计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于的原则，决定壳程数。

e．依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。

f．总传热速率方程Q = KSΔtm，初步计算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸，或按系列标准选择设备规格。

计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。

检查计算结果是否合理或满足工艺要求。

若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。

核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，在计算总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若K’/K=～，则初选的换热器合适。

否则需另设K值，重复以上计算步骤。

第七节：设计结果一览表1、操作条件及物性系数操作压力：塔顶
塔底MPa 操作温度：塔顶塔底名称数值塔顶气相密度/m3 塔顶液相密度气相体积流量液相体积流量/m3塔顶液相表面张力2、塔板主要工艺尺寸水力学核算第八节：对本设计的评述作为本学期难得的一次大型作业报告，我个人而言，收获良多，首先是看到了自己的不足，例如一些以前学习过的内容能够得到复习，毕竟差不多一年过去了，CAD课程内容所教授的内容，许多都已经不记得了，通过这次大型课题报告，让我们重新学习和掌握CAD课程。

而且于类似这种大型作业报告，需要考虑多方面的问题，必须多方面考虑周全，所以这次作业，也让我在做事方面想得更加周全，面面俱到，这对于我们这些学生而言，是非常难得的。

本人参照了指导老师给我们的指导资料，并参考了其他学长的个人设计格式，查阅了较多的关于本专业的相关资料文献，花费
了不少的时间勉强完成了这个设计方案，但于个人专业知识缺乏和时间上比较仓促，所以未能完成得很好。

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。

通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。

在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

至此，对于里面一些不当的操作及数据，我总结出了以下原因：1、物料平衡的影响和制约根据精馏塔的总物料衡算可知，不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期的分离要求。

2、塔顶回流的影响
回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用回流比来调节、控制产品的质量。

3、进料热状况的影响当进料状况发生变化时，应适当改变进料位置，并及时调节回流比R。

一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况，保证在精馏塔的适宜位置进料。

如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。

4、塔釜温度的影响釜温是釜压和物料组成决定的。

精馏过程中，只有保持规定的釜温，才能确保产品质量。

因此釜温是精馏操作中重要的控制指标之一。

5、操作压力的影响塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。

在精馏操作中，常常规定了操作压力的调节范围。

塔压波动过大，就会破坏全塔的气液平衡和物料平衡，使产品达不到所要求的质量。

第九节：工艺流程简图第十节：
第十节：。