丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)

PAGEPAGE24目錄任務(wù)書…………………………1第一章精餾概述……………11．1精餾概述…………11．2設(shè)計(jì)原則…………11．3精餾塔說(shuō)明…………21．3．1精餾塔主體………………………21．3．2再沸器…………21．3．3冷凝器……………2第二章方案流程簡(jiǎn)介…………32．1工藝流程.……………32．2系統(tǒng)保障與維護(hù)……………………42．2．1物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸………………42．2．2必要的檢測(cè)手段………………42．2．3調(diào)節(jié)裝置…………42．3工藝參數(shù)與操作條件…………………42．4流程簡(jiǎn)圖……………5第三章工藝計(jì)算……………63．1工藝計(jì)算………………63．1．1物料衡算3．1．2塔板計(jì)算…………63．2計(jì)算機(jī)計(jì)算…………73.3.1物性數(shù)據(jù)……………93.3精餾塔工藝設(shè)計(jì)………………………93．3．2塔徑與塔高估算…………………93．3．3塔徑初步核算……………………113．3．4堰及降液管設(shè)計(jì)…………………113．3．5孔布置……………………123．3．6干板壓降hd……………………123．3．7穩(wěn)定性……………133．3．8塔板壓降…………133．3．9降液管內(nèi)液面高度Hd……………133．3．10霧沫夾帶量eV…………………143．3．10負(fù)荷曲線………………………143．3．10．1過(guò)量液沫夾帶線……………143．3．10．2液相下限線…………………153.3.10.3液相上限線………………………153．3．10．4嚴(yán)重漏液線…………………153.3.10.5漿液管液泛線……………………153.4再沸器設(shè)計(jì)……………163.4.1物性數(shù)據(jù)……………163.4.1.1殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)……3.4.1.2管程流體在（,2.84bar）下的物性數(shù)據(jù)…………173.4.2估算設(shè)備尺寸………………………173.5.1塔頂冷凝器…………183.5.2泵的設(shè)計(jì)…………183.5.3管路設(shè)計(jì)……..……………………203.5.3.1進(jìn)料管線…………203.5.3.2塔頂蒸汽管………………………203.5.3.3塔頂產(chǎn)品管………………………213.5.3.4回流管……………213.5.3.5釜液流出管………………………3.5.3.6儀表接管…………21附錄：參考文獻(xiàn)………………22第一章精餾概述1．1精餾概述蒸餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。蒸餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要的。蒸餾過(guò)程按操作方式可分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾。間歇蒸餾是一種不穩(wěn)態(tài)操作，主要應(yīng)用于批量生產(chǎn)或某些有特殊要求的場(chǎng)合；連續(xù)蒸餾為穩(wěn)態(tài)的連續(xù)過(guò)程，是化工生產(chǎn)常用的方法。蒸餾過(guò)程按蒸餾方式可分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和特殊精餾等。簡(jiǎn)單蒸餾是一種單級(jí)蒸餾操作，常以間歇方式進(jìn)行。平衡蒸餾又稱閃蒸，也是一種單級(jí)蒸餾操作，常以連續(xù)方式進(jìn)行。簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾一般用于較易分離的體系或分離要求不高的體系。對(duì)于較難分離的體系可采用精餾，用普通精餾不能分離體系則可采用特殊精餾。特殊精餾是在物系中加入第三組分，改變被分離組分的活度系數(shù)，增大組分間的相對(duì)揮發(fā)度，達(dá)到有效分離的目的。特殊精餾有萃取精餾、恒沸精餾和鹽溶精餾等。精餾過(guò)程按操作壓強(qiáng)可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般說(shuō)來(lái)，當(dāng)總壓強(qiáng)增大時(shí)，平衡時(shí)氣相濃度與液相濃度接近，對(duì)分離不利，但對(duì)在常壓下為氣態(tài)的混合物，可采用加壓精餾；沸點(diǎn)高又是熱敏性的混合液，可采用減壓精餾。該系統(tǒng)采用連續(xù)精餾模式，分離二元體系1.2設(shè)計(jì)原則總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點(diǎn)。⑴滿足工藝和操作的要求：所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計(jì)的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)和控制生產(chǎn)過(guò)程。⑵滿足經(jīng)濟(jì)上的要求：要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗。回流比對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。⑶保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。1．3精餾塔說(shuō)明1．3．1精餾塔主體（見(jiàn)下圖）精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡(jiǎn)單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。1．3．2再沸器主要用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。此次采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。該設(shè)備有如下特點(diǎn)：循環(huán)推動(dòng)力為釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差；結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高；殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)；塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。1．3．3冷凝器用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第二章方案流程簡(jiǎn)介2．1工藝流程精餾就是通過(guò)多級(jí)蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)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(guò)程中與來(lái)自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2．2系統(tǒng)保障與維護(hù)2．2．1物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸精餾過(guò)程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。2．2．2必要的檢測(cè)手段為了方便解決操作中的問(wèn)題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)維修。2．2．3調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。2．3工藝參數(shù)與操作條件塔頂操作壓力23.45bar進(jìn)料：XF＝92.5mol％塔頂產(chǎn)品：XD1=XD＝99.6mol％測(cè)線出料：XD2＝96mol％塔底產(chǎn)品:XW≤9mol％進(jìn)料壓力:23.45bar進(jìn)料溫度：55℃塔頂操作壓力:18.84bar2．4流程簡(jiǎn)圖第三章工藝計(jì)算3．1工藝計(jì)算3．1．1物料衡算F＝D+WFxF=D+W其中：D——塔頂液相組成，W——塔底產(chǎn)品，——塔頂產(chǎn)品組成，摩而分?jǐn)?shù)——塔底產(chǎn)品組成，摩而分?jǐn)?shù)解得D=12500kg/hrF=13563kg/hrW=1063kg/hr3．1．2塔板計(jì)算手冊(cè)查得：丙烯：A=15.7027B=1807.53C=-26.15丙烷：A=15.7260B=1872.46C=-25.16代入公式，則可計(jì)算并換算得：PAo=1726.373KPa;PBo=1443.921Kpa又得：KA=1.003705;KB=0.839489BAKK＝1.195615BAKK泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1x=xf則，又逐板計(jì)算y1=xD=0.996ynyynynxn)1(直至xi<xf理論進(jìn)料位置：第i塊板進(jìn)入提餾段：ynyynynxn)1(直至xn<xW計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）迭代結(jié)果：進(jìn)料板理論板數(shù)Nf=89；全塔理論板數(shù)為NT=1793．2計(jì)算機(jī)計(jì)算將操作條件與物料衡算結(jié)果輸入ASPENPLUS得到相關(guān)數(shù)據(jù)如下：輸入數(shù)據(jù)：輸出數(shù)據(jù)：3.3精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.3.1物性數(shù)據(jù)（以第一塊板為計(jì)算對(duì)象，優(yōu)化結(jié)果見(jiàn)圖表V=0.678m3/sL＝ρV＝41.59kg/m3ρL＝471.48kg/m3＝4.4mN／m3．3．2塔徑與塔高估算設(shè)HT=0.5mhl＝0.1mD—塔徑，m；V—?dú)庀嗔髁浚琺3/s；u—適宜空塔氣速，m/s。計(jì)算塔徑的關(guān)鍵在于確定適宜的空塔氣速。一般適宜的空塔氣速為最大允許氣速的0.6~0.8倍，此處取u=0.7umax 式中： umax—最大允許氣速，m/s； C—負(fù)荷系數(shù)，m/s； ρV、ρL—?dú)狻⒁合嗝芏?，kg/m3式中C20──由圖8-11查出的物系表面張力為20mN／m的負(fù)荷系數(shù)，m／s；──操作物系的液體表面張力，mN／m；C──操作物系的負(fù)荷系數(shù)，m／s。也可用下述回歸式表示式中H──板間無(wú)液空間，H＝HT－h(huán)L，m；HT──板間距，m；hL──清液層的高度，m；代入數(shù)據(jù)計(jì)算查圖得D=3250mm圓整得3400mm有效高度：H=HT×（175-1）=87m;進(jìn)料處兩板間距增大為0.8m設(shè)置10個(gè)人孔，每個(gè)人孔0.6m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.8m.設(shè)釜液停留時(shí)間為20min，釜液高度：ΔZ=0.05m總塔高h(yuǎn)=87+10*(0.6-0.5)+5+1.5+1.8+0.05=96.8m3．3．3塔徑初步核算按表7－4，取lw＝0.8D=2720m,AT=9.079m2Af=UG==代入數(shù)據(jù)得UG=0.0923,=0.0093kg/kg氣停留時(shí)間計(jì)算式中，τ──停留時(shí)間，s；Af──降液管截面積，m2；HT──板間距，m；L──液相流量，m3/s代入數(shù)據(jù)得τ＝9.1>5s3．3．4堰及降液管設(shè)計(jì)堰長(zhǎng)：lw＝0.8D=2720m堰上清液層：how式中how──堰上液流高度，m；L──液流量，m3/h；lw──堰長(zhǎng)，m；E──液流收縮系數(shù)，一般情況下可取E=1，對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大。代入數(shù)據(jù)得how=56mm液面梯度:b=(lw+D)=1.8D=3.06m由圖7－6得Wd/D=0.135所以Wd＝0.44Z1=D-2Wd＝2.5hf＝2.5hL＝2.5*0.1=0.25m板上清液層高度的hL計(jì)算設(shè)hL＝0.1m0.1-0.056=0.044取=0.4,則0.04-+0.056=0.09m=90mm降液管底部距下一板的間距h00.04-0.006=0.034m取ho=0.03m3．3．5孔布置取5mm=3.5則t=17.5mm由圖8-2得到=7.5％邊緣區(qū)確定取0.08m0.05m1.57m1.65m則X/r=0.95由圖8-3得到8m2則0.6m2孔數(shù)n由圖8-4得到=4000則n＝320003．3．6干板壓降hd對(duì)于篩板式中hd——干板壓降，m液柱；u0——篩孔氣速，m/s；C0——流量系數(shù)。代入數(shù)據(jù)得hd=0.0097m3．3．7穩(wěn)定性由式h=4/(9810L×d0)=U0M=4.4=4.4*0.70=1.2K=U0/U0M=1.13/1.25=0.91按漏夜下限氣速考慮的負(fù)荷下限為設(shè)計(jì)值之109%.3．3．8塔板壓降式中F0——?dú)庀鄤?dòng)能因子，kg1/2/（m·s）；V——?dú)庀嗔髁?，m3/s；AP——鼓泡區(qū)面積，m2；ρv——?dú)庀嗝芏?，kg/m3。代入數(shù)據(jù)得F0=7.28kg1/2/（m·s）查得h1=0.055m則hp=0.064m3．3．9降液管內(nèi)液面高度Hd降液管內(nèi)液面高度Hd代表液體通過(guò)一層塔板時(shí)所需的液位高度，可用下式計(jì)算Hd=hw+how+Δ+ht+hd式中Hd——降液管內(nèi)液面高度，m；hw——外堰高度，m；how——堰上液流高度，m；Δ——出口堰之間的液面梯度，m；ht——?dú)怏w通過(guò)一塊塔板的壓降，m液柱；hd——液體通過(guò)降液管的壓降，m液柱。對(duì)于篩板和浮閥塔板，一般液面梯度Δ都很小，可以忽略。hd可按下列經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算式中hd——液體經(jīng)過(guò)降液管的壓降，m液柱；L——液相流量，m3/s；H0——降液管底部離塔板的距離，m；lw——堰長(zhǎng)，m。為了防止由降液管引起的液泛現(xiàn)象，應(yīng)滿足下式Hd≤φ（HT+hw）（1-46）式中HT——板間距，m；φ——泡沫層的相對(duì)密度，對(duì)于容易起泡的物系，φ=0.3~0.4；對(duì)于不易起泡的物系，φ=0.6~0.7；對(duì)于一般物系，φ=0.5。代入數(shù)據(jù)得Hd=m2Hd-hw=0.33m<φ（HT+hw）=0.5*(0.5+0.4)=0.45m3．3．10霧沫夾帶量eV霧沫夾帶是下層塔板產(chǎn)生的霧滴被上升的氣流帶到上層塔板的現(xiàn)象。霧沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降。綜合考慮生產(chǎn)能力和板效率，應(yīng)該控制霧沫夾帶量eV＜0.1kg液/kg氣。式中eV——霧沫夾帶量，kg液/kg氣；σ——液體的表面張力；N/m；HT——板間距；m；hL——板上清液層高度，m；uG——液層上部的氣體速度，對(duì)于單流型塔板：uG＝V/AT－Af，m/s；V——?dú)怏w流量，m3/s；代入數(shù)據(jù)得eV＝0.00003<0.1kg液/kg氣3．3．10負(fù)荷曲線3．3．10．1過(guò)量液沫夾帶線根據(jù)前面液沫夾帶的較核選擇表達(dá)式：可得液沫夾帶線方程：=0.44687-4.8953．3．10．2液相下限線對(duì)于平直堰，其堰上液頭高度必須大于0.006m，則取=0.006m，可確定液相流量的下限取E=1，代入lw，可求得lw的值，則Lh=3.07*lw=3.159m/h與縱軸平行3.3.=5S時(shí)降液的最大流量為：令=5s360m33．3．10．4嚴(yán)重漏液線當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取時(shí)，計(jì)算相應(yīng)氣相流量=0.775則=1674m3/h,與橫軸平行3.3.10.5漿液管液泛線令Hd’=HHd’=HT+hW將其中Δ=0為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使…………（*）。其中=0.04mhf=ho+hl+hσ其中hσ可忽略不記將各式代入（*）式可得液泛方程線：3.01*10-5*=35-0.88*qLh2/3-3.39*0.0001*qLh2計(jì)算降液管液泛線上3.4再沸器設(shè)計(jì)再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度（℃）10052.23壓力（MPa絕壓）0.10131.7883.4.1物性數(shù)據(jù)3.4.1.1殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)潛熱：rc=2257熱導(dǎo)率：λc=0.6813w/(m*K)粘度：μc=0.287mPa·s密度：ρc=958.1kg/m3.4.1.2管程流體在（,2.84bar）下的物性數(shù)據(jù)潛熱：rb=280液相熱導(dǎo)率：λb=79.6mw/(m·K)液相粘度：μb=0.070667mPa·s液相密度：ρb=443.162kg液相定比壓熱容：Cpb=1.703·K表面張力：σb＝0.005168N/m氣相粘度：μv=0.00883mPa·s氣相密度：ρv=38.8kg蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.00438m3.4.2估算設(shè)備尺寸熱流量：=Mw·V’·rb·1000/3600=1744066.776w傳熱溫差：=100-=38.75K假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650W/(m2K)估算傳熱面積Ap=49.7276m2擬用傳熱管規(guī)格為：Ф38×3mm,管長(zhǎng)L=45則傳熱管數(shù)：=102若將傳熱管按正三角形排列，按式NT=3a(a+1)+1;b=2a+1得：b=11管心距：t=1.4*do=0.0532m則殼徑：=0.627取D=0.800取管程進(jìn)口直徑：Di=0.管程出口直徑：Do=0.33.5.1塔頂冷凝器擬用32℃水為冷卻劑，出口溫度為38管程溫度為47.25℃管程流率：qmVs=6489kg/h取潛熱r=353.53kJ/kg傳熱速率：Q=qmVs?r=637kw殼程取焓變：ΔH=125.8kJ/kg則殼程流率：qc=Q/ΔH=18235.7kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650w/(m2?oC)則傳熱面積：3.5.2泵的設(shè)計(jì)進(jìn)料泵(兩臺(tái)，一用一備)F=322.3Kmol/