化工原理課程設計

1、化工原理課程設計丙烯丙烷精餾裝置設計 學 院（系）： 化工與環(huán)境生命學部 專 業(yè)： 化 創(chuàng) 學 生 姓 名： 高 天 宇 學 號： 指 導 教 師： 李 祥 村 完 成 日 期： 2014年7月1日 大連理工大學Dalian University of Technology前 言化工原理課程是化學化工專業(yè)學生的專業(yè)基礎課程，作為化工專業(yè)出身的學生，學好化工原理相關知識對今后從事化工專業(yè)相關工作及進一步深造科研都有著非常重要的意義。經過一年化工原理基礎知識的學習，我們已經基本了解了化工原理在化工生產中的重要應用，同時也基本掌握了最基礎的化工過程計算方法和設計原理。本設計說明書主要包括概述、方案流

2、程簡介、精餾塔設計、再沸器設計、輔助設備設計、管路設計和控制方案等部分，對丙烯-丙烷精餾裝置進行了詳細的分析設計計算和校核，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了詳細的設計說明和校對。通過本次化工原理課程設計，完成了對丙烯-丙烷精餾裝置的設計和計算，本次課程設計既是對化工原理課程學習的一個總結，充分利用所學的理論知識，也為今后從事化工相關行業(yè)工作打下良好的基礎，在加深對所學知識的認識和理解的同時，也將所學的知識應用到實際化工生產設備的設計計算之中，鍛煉了將理論應用于實際和理論聯(lián)系實際的能力，相信課程設計在以后的學習、工作中都會起到良好的作用。 鑒于設計者經驗和水平有限，本設計說明書中還存在很多

3、問題和不足，希望老師給予指導和幫助。目 錄前 言I1 概述- 1 -1.1 方案的確定和論證- 1 -1.1.1 精餾過程簡介- 1 -1.1.2 精餾塔簡介- 1 -1.1.3 常用塔板類型的比較- 2 -1.1.4 回流比- 3 -1.1.5 壓力的選擇- 3 -1.1.6 再沸器- 4 -1.1.7 冷凝器- 5 -1.2 精餾過程流程設計- 5 -1.2.1 分離序列的選擇- 5 -1.2.2 能量的利用- 5 -2 方案流程- 5 -2.1 精餾裝置流程- 5 -2.2 工藝流程- 6 -2.2.1 物料的儲存和運輸- 6 -2.2.2 必要的檢測手段- 6 -2.2.3 調節(jié)裝置-

4、 6 -2.3 設備選用- 6 -2.4 處理能力及產品質量要求- 6 -2.5 設計的目的和意義- 7 -3 精餾塔工藝設計- 7 -3.1 精餾過程工藝流程- 7 -3.2 設計條件- 7 -3.3 系統(tǒng)物料衡算和熱量衡算- 8 -3.3.1 物料衡算- 8 -3.3.2 熱量衡算- 8 -3.4 精餾塔塔板數(shù)的確定- 9 -3.4.1 塔頂，底溫度確定- 9 -3.4.2 最小回流比- 12 -3.4.3 塔板數(shù)計算- 12 -3.5 精餾塔工藝設計- 13 -3.5.1 物性數(shù)據(jù)- 13 -3.5.2 塔徑估算- 14 -3.5.3 塔高計算- 16 -3.6 溢流裝置的設計- 16

5、-3.6.1 降液管（弓形）- 16 -3.6.2 溢流堰- 16 -3.7 浮閥- 17 -3.7.1 浮閥數(shù)- 17 -3.7.2 浮閥排列方式- 17 -3.8 塔板流動性能的校核- 18 -3.8.1 液沫夾帶量校核- 18 -3.8.2 塔板阻力hf計算- 19 -3.8.3 降液管液泛校核- 20 -3.8.4 液體在降液管中的停留時間校核- 20 -3.8.5 嚴重漏液校核- 21 -3.9 塔板負荷性能圖- 21 -3.9.1 過量液沫夾帶線關系式- 21 -3.9.2 液相下限線- 21 -3.9.3 嚴重漏液線- 22 -3.9.4 液相上限線- 22 -3.9.5 降液管

6、液泛線關系式- 22 -3.10 塔板設計結果- 23 -4 再沸器工藝設計- 25 -4.1 設計任務與設計條件- 25 -4.1.1 設計任務- 25 -4.1.2 再沸器殼程與管程的設計條件- 25 -4.1.3 物性參數(shù)- 25 -4.2 估算設備尺寸- 26 -4.3 傳熱系數(shù)的校核- 27 -4.3.1 顯熱段傳熱系數(shù)KCL- 27 -4.3.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KCE- 29 -4.3.3 顯熱段和蒸發(fā)段長度- 31 -4.3.4 平均傳熱系數(shù)- 31 -4.3.5 傳熱面積裕度- 32 -4.4 循環(huán)量校核- 32 -4.4.1 循環(huán)推動力- 32 -4.4.2 循環(huán)阻力- 33

7、 -5 輔助設備的設計- 40 -5.1 輔助容器的設計- 40 -5.1.1 進料罐- 40 -5.1.2 回流罐- 40 -5.1.3 塔頂產品罐- 41 -5.1.4 釜液罐- 41 -5.1.5 殘液罐- 41 -5.2 傳熱設備的設計- 41 -5.2.1 進料預熱器- 41 -5.2.2 塔頂冷凝器- 42 -5.2.3 塔頂產品冷卻器- 43 -5.2.4 釜液冷卻器- 43 -6 管路設計及泵的選擇- 44 -6.1 管路設計- 44 -6.1.1 進料管線- 44 -6.1.2 塔頂蒸汽管線- 45 -6.1.3 塔頂產品接管線- 45 -6.1.4 回流管線- 46 -6.

8、1.5 釜液流出管線- 46 -6.1.6 塔底蒸汽回流管- 46 -6.1.7 儀表接管- 47 -6.2 泵的設計- 47 -6.2.1 進料泵- 47 -6.2.2 回流泵- 48 -6.2.3 釜液泵- 49 -6.2.4 塔頂產品泵- 50 -6.2.5 塔底產品泵- 51 -7 控制方案- 52 -總 結- 54 -參考文獻- 55 -附錄一 主要符號說明- 56 -附錄二 逐板計算法計算理論塔板數(shù)- 58 -1 概述1.1 方案的確定和論證1.1.1 精餾過程簡介精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程

9、在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質的過程。1.1.2 精餾塔簡介精餾塔是精餾裝置的主體核心設備，氣、液兩相在塔內多級逆向接觸進行傳質、傳熱，實現(xiàn)混合物的分離，為保證精餾過程能穩(wěn)定、高效地操作，適宜的塔型及合理的設計是十分關鍵的。精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合

10、物中的組分得到高程度的分離。 按照塔的內件結構，塔設備可分為板式塔和填料塔兩大類。在板式塔中，塔內裝有一定數(shù)量的塔盤，氣體以鼓泡或噴射的形式穿過塔盤上的液層使兩相密切接觸，進行傳質。兩相的組分濃度沿塔高呈階梯式變化。在填料塔中，塔內裝填一定段數(shù)和一定高度的填料層，液體沿填料表面呈膜狀向下流動，作為連續(xù)相的氣體自下而上流動，與液體逆流傳質。兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。 本設計選取的是板式塔，相比較而言，在塔效率上，板式塔效率穩(wěn)定；在液氣比方面，板式塔適應范圍較達，而填料塔則對液體噴淋量有一定要求；在安裝維修方面，板式塔相對比較容易進行；由于所設計的塔徑較大，所以在造價上，板式塔比填料塔更經濟

11、一些；而且，板式塔的重量較輕，所以，在本次設計中，設計者選擇了板式塔。在眾多類型的板式塔中，設計者選擇了溢流型篩板塔，相比較其它類型的板式塔，溢流型篩板塔價格低廉，裝卸方便，而且金屬消耗量少，非常適合板間距小、效率較高而且塔單位體積生產能力大的分離要求，同時其操作彈性大、阻力降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優(yōu)點也為之提供了廣闊的應用市場，這些都是設計者選擇其作為分離設備的原因。項目板式塔填料塔壓力降一般比填料塔大小，適于要求壓力降小的場合空塔氣速（生產能力）小大塔效率穩(wěn)定，大塔比小塔有所提高塔徑在1400mm以下效率較高；塔徑增大，效率常會下降液氣比適應范圍較大對液體噴淋量有一定要求持液量

12、較大較小安裝維修較容易較困難造價直徑大時一般比填料塔低直徑小于800mm,一般比板式塔便宜；直徑增大，造價顯著增加重量較輕重材質要求一般用金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料表1.1 板式塔和填料塔的性能比較1.1.3 常用塔板類型的比較 篩板塔板：突出優(yōu)點是結構簡單、造價低、塔板阻力小，但過去認為它很容易漏液、操作彈性小，且易堵塞，應用不廣。經過長期研究發(fā)現(xiàn)，只要設計合理和操作適當，篩板仍能滿足生產上所要求的操作彈性，而且效率較高。目前已成為應用日趨廣泛的一種塔板。浮閥塔板：浮閥塔板是綜合了泡罩和篩板的優(yōu)點研制出來的。這種塔操作彈性大，阻力比泡罩塔板大為減少，其生產能力大于泡罩塔板。另外，這種塔

13、的板效率高。主要缺點是浮閥使用久后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住，操作失常。常用的浮閥有F1和V4型兩種，后者用于減壓塔。泡罩塔板：在氣液負荷有較大變動時也可操作，且具有較高的塔板效率，操作彈性較大，不易堵塞，對物料適應性強，長期以來應用較廣。但泡罩塔板的生產能力不大，結構過于復雜，不僅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年來在許多場合已逐漸為其他型式的塔板所取代。本次設計中采用浮閥塔板，浮閥塔性能優(yōu)越，具有顯著特點，收到人們的廣關注。浮閥塔的主要缺點是長期使用后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住，而操作失常。1.1.4 回流比精餾塔在開車時原料由進料板加入，或有開車前將料液直接加入釜中。

14、當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器開始加熱，使液體部分汽化返回塔內。從塔底部上升的氣相沿塔上升至塔頂，再由塔頂冷凝器將其全部冷凝。開車的初始階段將凝液全部返回塔頂做回流液，即全回流?；亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆档倪^程中與來自塔底的上升蒸汽多次逆向接觸和分離。只要塔板數(shù)足夠多，塔頂?shù)囊合嗷亓髁孔銐虼?，在塔頂即可獲得所要求純度的易揮發(fā)組分產品。塔底上升蒸汽和塔頂液體回流是精餾過程連續(xù)進行的必要條件?；亓魇蔷s與普通蒸餾的本質區(qū)別。精餾過程的回流比是一直重要的設計和操作參數(shù)，直接關系到設備投資和操作費用大小。當其他條件不變時，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的熱流量均隨之增加，使設備費用和操作費用

15、增加。因回流比R增大，使精餾段操作線斜率增大而遠離平衡線，每塊板的分離能力提高，從而使完成相同分離要求所需的理論板數(shù)NT減少，精餾塔高度隨之降低。然而由于回流比R增大，使塔內氣、液相流量增大，引起輔助設備尺寸增大，塔徑變大以及塔板結構的改變，從而影響到設備的投資費用。由此可見，操作回流比變化對精餾裝置生產成本的影響有利有弊，所以在設計時存在操作回流比的優(yōu)選問題。適宜回流比指操作費用和設備費用之和最小時對應的回流比，需進過衡算來決定，其準確值一般較難確定。初步設計時可取一經驗數(shù)據(jù)，工程設計一般取1.22.0倍最小回流比。精餾設計時，實際回流比的選取還應考慮一些具體情況。如對于難分離的物系，宜選用

16、較大的回流比，而在能源相對緊張的區(qū)域，為減少加熱介質的消耗量，就考慮選取回流比較小的操作。1.1.5 壓力的選擇精餾塔的設計和操作都是基于一定塔壓下進行的，因此一般精餾塔總是首先要保持操作壓力的恒定。塔壓的變化對塔的操作將產生如下影響：影響產品質量和物料平衡。改變操作壓力，會改變組分間的相對揮發(fā)度，將使每塊板上的氣液平衡的組成發(fā)生改變。壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，分離效率下降，反之亦然。此外，操作壓力對精餾塔所用的熱源及冷劑品味影響較大，而低溫冷劑較難獲取，其成本常高于熱源成本，因此應盡可能避免使用高品位的冷劑。通常選取常壓操作。如果常壓操作時，塔頂蒸汽的露點低于常溫，則應適當提高塔的操

17、作壓力，使塔頂蒸汽露點升至常溫以上，采用冷卻水就能將塔頂蒸汽全部冷凝，此壓力即適宜的操作壓力。但是，壓力提得過高，將導致設備投資過大，所以應權衡操作費用和設備投資，選擇一個適宜的操作壓力。然而，有時為了實現(xiàn)蒸餾在系統(tǒng)中的能量集成，需根據(jù)熱源用戶所需的溫位，通過嚴格的模擬計算，來確定該塔頂蒸汽提至所需溫位時相應的操作壓力。1.1.6 再沸器再沸器的作用是將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間接觸傳質得以進行。再沸器多與精餾塔合用，再沸器是一個能夠交換熱量，同時有汽化空間的一種特殊換熱器，從塔底線提供液相進入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成的兩相流被送回到塔中：氣相組分向上通

18、過塔盤、液相組分回塔底。 再沸器可分為立式和臥式兩種，而立式又包括熱虹吸式和強制循環(huán)式兩種，臥式分為熱虹吸式、強制循環(huán)式、釜式再沸器、內置式再沸器四種。本次設計采用立式熱虹吸式再沸器是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內的載熱體供熱，它具有如下幾個特點：將釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差作為循環(huán)推動力，使得釜液在精餾塔底與再沸器間流動循環(huán)；能得到非常高的傳熱系數(shù)；結構緊湊、配管簡單、占地面積??；在加熱區(qū)的停留時間短，不易結垢，調節(jié)容易，設備及運行費用低。由于殼程不能機械清洗，造成修理和維修的難度增加，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質；塔釜提供氣液分離空間

19、和緩沖區(qū)。立式熱虹吸再沸器僅在循環(huán)量大時相當于一塊理論板。同時由于是立式安裝，因而增加了塔的裙座高度。再沸器的熱源一般采用飽和水蒸氣，因為其相對容易生產、輸送、控制，并且具有較高的冷凝潛熱和較大的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。所以，本次設計中采用的是100下的飽和水蒸氣（1個標準大氣壓）。1.1.7 冷凝器用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產品，其余作回流液返回塔頂，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。本設計用水作為冷卻劑。1.2 精餾過程流程設計1.2.1 分離序列的選擇對于雙組分精餾或僅采用單塔對多組分混合物進行初分的流程較為簡單。如果將三個或三個以上組分的混合物完全

20、分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經驗規(guī)則，如有序直觀推斷法來指導選擇。1.2.2 能量的利用精餾過程是熱能驅動的過程，過程的能耗在整個生產耗能中占有相當大的比重，而產品的單位能耗是考核產品的重要指標，直接影響產品的競爭能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過程或生產系統(tǒng)能耗量是十分必要的。精餾操作參數(shù)的優(yōu)化：在保證分離要求和生產能力的條件下，通過優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。包括適宜回流比和理論塔板數(shù)的選擇，進料位置的選擇，進料熱狀態(tài)的選擇，操作壓力的選擇等。精餾系統(tǒng)的能量集成：從全過程系統(tǒng)用能的供求關系進行分析，將過程系統(tǒng)中的反應分離、換熱等用能過程與公用工

21、程（加熱蒸汽、冷卻水、電等）的使用一同考慮，綜合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸餾、熱泵技術、塔偶合技術等。通過能量集成，可進一步降低有效能損失，提高系統(tǒng)用能的完善程度。 2 方案流程2.1 精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產品。流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液體）經進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂

22、產品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內作為氣相回流，而其液相則作為塔底產品采出。2.2 工藝流程2.2.1 物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。2.2.2 必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。2.2.3 調節(jié)裝置

23、由于實際生產中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產要求，可設雙調節(jié)，即自動和手動兩種調節(jié)方式并存，且隨時進行切換。具體的工藝流程為：由泵P-101A/B將要分離的丙烯丙烷混合物從原料罐V-101引出，送入精餾塔T-101中。T-101塔所需的熱量由再沸器E-103加入，驅動精餾過程后，其熱量由冷凝器E-102從塔頂移出，使塔頂蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分經回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔頂作為回流，余下部分作為產品送入丙烯產品罐V-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷產品罐V-104中。此外，

24、還應備一殘液罐V-105，以便收集不合格產品以及停車時收集裝置內全部滯留物料，以待檢測設備。2.3 設備選用 精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.4 處理能力及產品質量要求處理量：50kmol/h產品質量：（以丙烯摩爾百分數(shù)計） 進料：xf65 塔頂產品：xD98 塔底產品: xw2總板效率：0.6飽和液體進料2.5 設計的目的和意義本次設計是為了確定一處理量為50kmol/h的丙烯-丙烷精餾塔的尺寸及性能參數(shù)，以獲得較大的生產能力及較高的生產效率，并盡量節(jié)約能源，減少污染并得到較高的經濟效益。3 精餾塔工藝設計3.1 精餾過程工藝流程1. 分離序列的選擇對于雙組分精餾或僅采用單塔對

25、多組分混合物進行初分的流程較為簡單。如果將三個或三個以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經驗規(guī)則，如有序直觀推斷法來指導選擇。（詳見有關參考書）。2. 能量的利用精餾過程是熱能驅動的過程，過程的能耗在整個生產耗能中占有相當大的比重，而產品的單位能耗是考核產品的重要指標，直接影響產品的競爭能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過程或生產系統(tǒng)能耗量是十分必要的。（1）精餾操作參數(shù)的優(yōu)化 在保證分離要求和生產能力的條件下，通過優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。（2）精餾系統(tǒng)的能量集成 著眼于整個系統(tǒng)的有效能的利用情況，盡量減少有效能浪費，按照一定的規(guī)則（

26、如夾點技術理論），實現(xiàn)能量的匹配和集成。3. 輔助設備4. 系統(tǒng)控制方案3.2 設計條件1. 工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量xf65（摩爾百分數(shù)）塔頂丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，總板效率為0.6。2. 操作條件：（1）塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓）（2）加熱劑及加熱方法：加熱劑 飽和水蒸氣 加熱方法間壁換熱（3）冷卻劑及冷卻方法：冷卻劑循環(huán)冷卻水 冷卻方法間壁換熱（4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.23. 塔板形式：浮閥4. 處理量：qnF=50kmol/h5. 塔板設計位置：塔底6. 安裝地點：大連3.3 系統(tǒng)物料衡算和熱量衡算3.3.1 物料衡算系統(tǒng)總物料衡算 （

27、3.1）輕組分物料衡算 （3.2）式中 進料摩爾流量及摩爾分數(shù) 塔頂產品摩爾流量及摩爾分數(shù) 塔底產品摩爾流量及摩爾分數(shù)帶入數(shù)值，得： 3.3.2 熱量衡算塔底再沸器熱流量 塔底再沸器加熱蒸汽質量流量 塔頂冷凝器熱流量 塔頂冷凝器冷劑質量流量 3.4 精餾塔塔板數(shù)的確定3.4.1 塔頂，底溫度確定（1） 塔頂壓力P=1.73mPa;狀態(tài)方程（EOS）法計算高壓氣液平衡。（P-R）方程。查出所需純物質的參數(shù)：表2.1 丙烷-丙烯物性參數(shù)Pc/MPaTc/K丙烷4.25369.80.152丙烯4.62365.00.148P-R方程: (3.3)式中，aT=aTcTr, (3.4) (3.5) (3.

28、6) (3.7) (3.8)組分逸度的計算： (3.9)式中， (3.10) (3.11) (3.12)， , (3.13)氣液相平衡關系： (3.14)計算框圖如圖3.1。泡點迭代計算，得塔頂溫度TD=316.14K。由T=316.14K,查P-T-K圖，得KA=1.00，KB=0.89，=1.124。誤差假設理論板NT=110，NP=(110-1)/0.6=182. （2） 液體密度，查表化工物性算圖手冊，得=479kg/m3，則每塊板阻力按100mm液柱計算，有=1721.3+1820.14799.8/1000=1806.7 kPa假設塔底溫度TW=325.3K 查圖 KA=1.10，K

29、B=0.98，誤差0.002輸入?yún)?shù)Pci，Tci，kij；P，xi設T，并假定值由P-R方程求VL由式（10）（12）求aLm, bLm由式(9),(13)求yi=xi/由式（9），（13）求第一次迭代？是由式（10）（12）求aVm, bVm,由P-R方程求VV否Tk+1=Tk+Tyi有變化？是否yi=1？是 打印結果圖3.1 泡點溫度計算框圖3.4.2 最小回流比進料狀態(tài)為泡點進料，q=1，因而q線方程即為： (3.15)又相平衡方程： (3.16)聯(lián)立上式，解得：因而最小回流比則R= 1.2Rmin = 14.033.4.3 塔板數(shù)計算精餾段操作線方程： (3.17)式中 R回流比 離

30、開第n塊板的液相摩爾組成 離開第n+1塊板的汽相摩爾組成即 提餾段操作線方程： (3.18)式中 進料熱狀態(tài)參數(shù) 進料摩爾流量 精餾段液相摩爾流量 釜液摩爾流量及摩爾組成 離開第n塊板的液相摩爾組成 離開第n+1塊板的汽相摩爾組成即 相平衡方程 (3.19)逐板計算各板氣液相組成：精餾段， 提餾段初值，精餾段計算至，進料板即為第i塊。并且換提餾段方程繼續(xù)計算，直至。計算結果：進料板i=65，理論版NT=109，Excel計算結果詳見附錄一所示。實際板Np=108/0.6=180.3.5 精餾塔工藝設計3.5.1 物性數(shù)據(jù) (3.20)對于塔頂丙烯，T=43，Tr=316.1/365.0=0.8

31、66, Pr=1.73/4.62=0.374，使用普遍化Virial系數(shù)法計算： (3.21)其中 (3.22) (3.23)式中 Z壓縮因子 Pr對比壓力 Tr對比溫度帶入數(shù)值，計算結果Z=0.802，。查表，表面張力，M=42.1kg/kmol.3.5.2 塔徑估算（1）塔內氣液相摩爾流量：精餾段：提餾段： 氣液體積流量：液相體積流量 兩相流動參數(shù)： (3.24)式中 氣、液相體積流量， 氣、液相體積流量， 氣、液相質量流量，代入數(shù)據(jù)假設塔板間距HT=0.4m，查Smith關聯(lián)圖，C20=0.058。因而氣體復合因子.液泛氣速： (3.25)式中 C氣體負荷因子即，取泛點率操作氣速u=0.

32、70.158=0.11m/s氣體流道截面積： (3.26)代入數(shù)值，得A=1.518m2對于有降液管的踏板，氣體的流通截面積A并非塔的總截面積，而是塔板上方空間的截面積，即塔的截面積AT與降液管截面積Ad之差： (3.27)取=0.12代入數(shù)值，則塔徑，圓整值為1.6m.液體流量和塔徑符合溢流形式塔板的選擇要求。對圓整后塔徑校核：實際面積：AT=2.01 m2，降液管截面積：Ad=AT0.12=0.20 m2，氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.81 m2 ,實際操作氣速： m/s實際泛點率：，不滿足要求，重新計算假設。選取D=1.4m，則：實際面積：AT=1.54 m2，降液管截面積：Ad=

33、AT0.10=0.18 m2，氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.36 m2 ,實際操作氣速：泛點率，滿足要求。同時塔徑和塔板間距之間亦符合經驗關系要求。3.5.3 塔高計算實際板180塊，HT=0.4m，則塔有效高度Z0=72 m.設釜液在釜內停留時間為20min，排出釜液流量也即精餾段液相流量，塔釜丙烷密度，則釜液的高度為：m將進料所在班的板間距增至700mm，每20塊板設置一個人孔，人孔所在板的板間距增至800mm，共10個人孔。此外在考慮塔頂端及上方的氣液分離空間高度取1.5m，裙座取5m。各段高度之和為h=93.0m。3.6 溢流裝置的設計3.6.1 降液管（弓形）由=0.10查表，

34、可知：lw/d=0.72，bd/D=0.15。因而堰長lw=0.72D=1.01m，堰寬bd=0.15D=0.21m。 選取平形受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙hb=0.03m。3.6.2 溢流堰堰上方液頭高度hOW可由下式計算： (3.28)式中 液體流量，m3/h 堰長，m E液流收縮系數(shù)代入數(shù)值計算，得，其中E取值為1.溢流強度，降液管底隙液體流速堰高取0.05m。3.7 浮閥3.7.1 浮閥數(shù)選取F1型浮閥，重型，閥孔直徑d0=0.039m，初取閥孔動能因子F0=11，計算閥孔氣速： 浮閥個數(shù)：個。3.7.2 浮閥排列方式通過計算及實際試排確定塔盤的浮閥數(shù)n。在試排浮閥時，要

35、考慮塔盤的各區(qū)布置。例如塔盤邊緣區(qū)寬度bc、液體進出口安定區(qū)寬度bs、bs以及塔盤支撐梁所占的面積。取塔板上液體進、出口安定區(qū)寬度bs=bs=0.075m，邊緣區(qū)寬bc=0.05m，前步驟計算得bd=0.21m。當塔板為單流型時，有效傳質區(qū)面積As由下式計算： (3.29) (3.30) (3.31)代入數(shù)值計算，得x=0.43m，r=0.65m，Aa=1.02m2。開孔所占面積：0.090m2。選擇錯排方式，其孔心距t可由以下方式估算。由開孔內閥孔所占面積分數(shù)解得 (3.32)根據(jù)估算提供孔心距t進行布孔，并按實際可能的情況進行調整來確定浮閥的實際個數(shù)n，按t=125mm進行布孔，實際閥數(shù)n

36、=70.并重新計算塔板的各參數(shù)。閥孔氣速：動能因子：，基本滿足假設。塔板開孔率3.8 塔板流動性能的校核3.8.1 液沫夾帶量校核為控制液沫夾帶量eV，應使泛點F1小于等于0.80.82。浮閥塔板泛點率由下式計算： (3.33)或 (3.34)式中 汽、液相體積流量，m3/s ZL液體橫過塔板流動的行程，m K物性系數(shù)塔板氣相密度和塔板間距查圖得CF=0.112。本物系K值可取1.塔板上液體流道長ZL及液流面積Ab分別為：故得 或 所得泛點率F1均低于0.8，故不會產生過量的液沫夾帶。3.8.2 塔板阻力hf計算 （1） 干板阻力h0臨界孔速u0=1.99m/s因閥孔氣速u0大于臨界閥孔氣速u

37、oc，故應在浮閥全開狀態(tài)計算干板阻力。 (3.35)代入數(shù)值，h0=0.078m。（2） 塔板清液層阻力hl塔板上充氣液層的阻力hl與堰高、溢流強度、氣速有關，影響因素比較復雜，通常由以下經驗公式計算。 (3.36)式中 hL塔板上清液層高度，m 充氣系數(shù)，無量綱對于本物系，充氣系數(shù)0取0.4，hL=0.4(0.05+0.035)=0.034m（3） 克服表面張力 (3.37)式中 閥孔直徑，m 液體表面張力，mN/m代入數(shù)值，由以上三項阻力之和求得塔板阻力hf3.8.3 降液管液泛校核降液管中清液層高度由下式計算，其中hd為流體流過降液管底隙的阻力，計算公式如(3.34). (3.38) (

38、3.39)式中 液體流過底隙處的速度，m/s 液體流量，m/s 堰長，m 底隙，m代入數(shù)值計算hd=0.024m，Hd=0.221m取降液管中泡沫層相對密度=0.6，則可求降液管中泡沫層高度Hd=Hd/=0.36m。而HT+hw=0.45m，故不會發(fā)生降液管液泛。3.8.4 液體在降液管中的停留時間校核為了避免嚴重的氣泡夾帶是傳質性能降低，液體通過降液管時應有足夠的停留時間，以便釋放出其中夾帶的大部分氣體。液體在降液管中的平均停留時間為 (3.40)式中 平均停留時間，s 液體體積流量，m3/s Ad降液管面積，m2 HT塔板間距，m代入數(shù)值，滿足要求。3.8.5 嚴重漏液校核漏液使塔板上的液

39、體未和氣體充分接觸就直接漏下，降低了塔板的傳質性能，而嚴重漏液似的塔板無法工作。因此，設計時應避免嚴重漏液并使漏液量較少。當氣速由大變小，開始發(fā)生嚴重漏液使的閥孔氣速稱為漏液點氣速，一般要求孔速u0為漏液點氣速u0的1.52倍，它們之比稱為穩(wěn)定系數(shù)，以K表示。對于浮閥塔，一般取F0=5時，當其小于5時發(fā)生嚴重漏液，故漏液點的孔速u0可取F0=5的相應孔流氣速穩(wěn)定系數(shù)K= u0/ u0=2.34，不會發(fā)生嚴重漏液。3.9 塔板負荷性能圖3.9.1 過量液沫夾帶線關系式在式(3.28)或(3.29)中，已知物系性質及塔盤結構尺寸，同時給定泛點率F1時，即可表示出氣、液相流量之間關系。令F1=0.8

40、，(3.28)式化為：作圖如曲線1.3.9.2 液相下限線令=0.006，得：。做出曲線23.9.3 嚴重漏液線因動能因子F05時，會發(fā)生嚴重漏液，故取F0=5，計算相應氣相流量 (3.41)式中所以此即為漏液線，也稱為氣相下限線，記為3.3.9.4 液相上限線降液的最大流量為可見該線為一平行的軸直線，記為4.3.9.5 降液管液泛線關系式當塔降液管內泡沫層上升至上一層塔板時，即發(fā)生了降液管液泛。根據(jù)降液管液泛的條件，得以下降液管液泛工況下的關系 (3.42) 顯然，為了避免降液管液泛的發(fā)生，應使，將上式中均表示為函數(shù)關系，同時略去表面張力影響，簡化關系式。式中 ;E=1 ，代入整理可得 (3

41、.43)代入數(shù)值整理，得即，作圖線5.將以上1.2.3.4.5.條線標繪在同一直角坐標系中，塔板負荷性能如圖3.2所示。分別從圖中讀得氣相流量的下限及上限，并求得塔的操作彈性： 操作彈性=3.10 塔板設計結果由負荷性能圖可知，設計點在負載性能圖中位置比較適中，有較好的操作彈性和適宜裕度，其他性能均滿足要求。所以本設計較為合理。圖3.2 塔板負荷性能塔板主要工藝尺寸及水力學核算結果：名稱名稱塔內徑D（m）1.4空塔氣速u（m/s）0.11板間距HT（m）0.40泛點率u/uf0.76液流型式單流式動能因子F011降液管截面積與塔截面積比Ad/AT0.10孔口流速U0（m/s）1.99出口堰堰長

42、lw（m）1.01降液管流速Ub（m/s）0.40弓形降液管寬度bd（m）0.21穩(wěn)定系數(shù)k2.34出口堰堰高hw（mm）50溢流強度uL（m3/mh）42.77降液管底隙hb（mm）30堰上液層高度how（mm）0.035邊緣區(qū)寬度bc（mm）50每塊塔板阻力hf（mm）0.112安定區(qū)寬度bs（mm）75降液管清液層高度Hd（mm）221板厚度b（mm）4降液管泡沫層高度Hd/(mm)368浮閥個數(shù)70降液管液體停留時間（s）5浮閥直徑（mm）39底隙流速ub（m/s）0.40開孔率（%）5氣相負荷上限（m3/h）748氣相負荷下限（m3/h）250操作彈性2.994 再沸器工藝設計4.1

43、 設計任務與設計條件4.1.1 設計任務 選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：0.1013+1.62=1.7213MPa壓力降：=1820.14799.8/1000=0.0854 kPa塔底壓力=1.8067MPa4.1.2 再沸器殼程與管程的設計條件進入釜液液體的體積流量，壓力1.807MPa，露點溫度52.1。使用飽和水蒸氣為加熱介質，溫度為100。4.1.3 物性參數(shù)表4.1 殼程凝液在定性溫度100下的物性數(shù)據(jù)：潛熱熱導率粘度密度2257kJ/kg0.683/（）0.283mPas958.4表4.2 管程丙烷在52.1下物性參數(shù)氣化潛熱278.18kJ/kg液相熱導率0.082W/(mK)

44、液相粘度0.072mPas液相密度443.9 kg/ m3液相定壓比熱2.98kJ/(kgK)表面張力4.5 mNm汽相粘度0.0078mPas汽相密度35 .5kg/ m3蒸汽壓曲線斜率2.6710-54.2 估算設備尺寸再沸器的熱流量根據(jù)式，求得熱流量計算傳熱溫差。假設傳熱系數(shù)，即用式(4.1)可估算傳熱面積： (4.1)代入數(shù)值，得Ap=54.82m2.擬用傳熱管規(guī)格為，管長L=3000mm，可用式(4.2)計算總傳熱管數(shù)NT: (4.2)代入數(shù)值計算，。若將傳熱管按正三角形排列，則可得：殼體內徑，取焊接，圓準取0.7m。此時，范圍較為合適。取管程進口管直徑，管程出口管直徑4.3 傳熱系

45、數(shù)的校核4.3.1 顯熱段傳熱系數(shù)KCL設傳熱管出口出汽化率，用式(4.3)計算循環(huán)流量qmt: (4.3)代入數(shù)值式中 釜液循環(huán)質量流量，kg/s 釜液汽化質量流量，kg/s 出口氣含率（1） 顯熱段管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)用式(4.4)計算傳熱管內質量流速G: (4.4)計算得G=208.0.管內的雷諾數(shù)Re，普朗特數(shù)Pr分別如下計算： (4.5) (4.6)式中 管內液體粘度，PaS 管內液體定壓比熱容，kJ/(kgK) 管內液體熱導率，W/(mK)分別計算，得， 用式(4.7)計算顯熱段傳熱管內表面換熱系數(shù)： (4.7)計算：（2） 計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)用式(4.8)計算蒸汽冷凝的質量流量

46、： (4.8)用式(4.9)計算傳熱管外單位潤濕周邊上凝液的質量流量M (4.9) 用式(4.10)計算冷凝液膜的 (4.10)用式(4.11)(4.12)計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): (4.11) 計算（3） 污垢熱阻及管壁熱阻查表常見污垢的大致數(shù)值范圍和常用金屬材料的熱導率。沸騰側，冷凝側，管壁熱阻用式(4.12)計算顯熱段傳熱系數(shù)： (4.12)代入數(shù)值計算，4.3.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KCE（1） 計算傳熱管內釜液的質量流量 （2） 計算泡核沸騰修正因數(shù)當時，用式(4.13)計算Martinelli參數(shù)： (4.13)式中 蒸汽質量分數(shù)，汽化率 沸騰側汽相與液相密度，kg/m3 沸騰側汽相與液相粘度，Pa/s代入數(shù)值計算 查表，由，得。 汽化率等于出口汽化率40%的泡核修正系數(shù)，查表則泡核沸騰修正因數(shù)（3） 計算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)在兩相流沸騰傳熱中，許多研究者推薦應用Mcnelly公式： (4.14)式中 傳熱管內徑，m 釜液汽化潛熱，kJ/kg 塔底操作壓力，Pa 釜液表面張力，