化工原理课程设计

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：2024年7月4日。

大连理工大学。

dalian university of technology

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。

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

第一章第二章

第三章第四章概述。

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/h

产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）

进料：xf＝65％

塔顶产品：xd＝98％

塔底产品： xw≤2％

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xf＝65％（摩尔分数）

塔顶丙烯含量xd＝98％，釜液丙烯含量xw≤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=1.6。

3．塔板形式：浮阀。

4．处理量：qnfh=70kmol/h

5．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：

60 kmol/h ， 0.65 ,=0.98 , 0.02

解得： =45.93 kmol/h ， 24.06 kmol/h

进料状态混合物平均摩尔质量=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; =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：；

2）提馏段：

三热量衡算。

1）再沸器加热蒸气的质量流量：

2）冷凝器热流量。

冷凝器冷却剂的质量流量：

第三节塔板数的计算。

假设塔顶温度t=42.5 °c 塔顶压力pt=1.72mpa

查p-k-t图得：ka=1.05 ；kb=0.92

则α顶=ka/kb=1.05/0.92=1.141 ；

假设精馏塔的塔板数是143块，每块板的压降为100mmh2o; 塔底压力为p=1.86mpa;

塔顶温度t=53 °c, ka=1.19 ；kb=1.03;

则α底=ka/kb=1.19/1.03=1.155

当xe=0.65时，ye=0.681;

rmin==9.74 r=1.6rmin=15.59;

nmin==56.39;

解得=87； =143；

进料位置： =23.67；

解得： =40

p=p+=1.72+0.1*9.8*37*0.001=1.756 mpa

查表pc=45.5 tc=91.6°c

pr=p/pc=17.2/45.5=0.378

tr=t/tc==0.865

查表z=0.72 ==38.29

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320.65k

液相密度ρl = 0.982*453.7+0.018*445.36=453.55 kg/ m3

v =47.86*0.98+40.35*0.02=47.71 kg/ m3

液相表面张力：σ=4.65*0.982+4.16*0.018=4.63 mn/m

2. 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=738.675*42.04/3600=8.63kg/s

wl=l·ml=746.175*42.048/3600=8.72kg/s

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：c20=0.053

4.63所以，气体负荷因子。

液泛气速0.155m/s

取泛点率0.7

操作气速：u = 泛点率 ×uf=0.11 m/s

气体体积流量= wv/ρv=0.181 m3/s

气体流道截面积1.65 m2

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 m2

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 m2

降液管截面积：ad=at-a=0.18 m2

气体流道截面积：a=at(1-)=1.82 m2

实际操作气速0.11 m/s

实际泛点率：u / uf =0.71与所取0.7基本符合。

则实际ht=0.45m，d=1.6m，uf =0.155m/s,u=0.11m/s,at =2 m2 ,a=1.82 m2 ,u / uf =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，则。

np=（nt-1）/0.6+1=139/0.6+1=233（块）

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