（此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！）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：2013年7月4日i大连理工大学Dalian University of Technology、八、亠刖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！目录第一章概述 (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)ii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：70kmol=1.6。
3 •塔板形式：浮阀4.处理量：q nfh=70kmol==9.74 R=1.6Rmi n=15.59;Nmin==56.39;=0.75[1-()];解得=87; ==143;进料位置：==23.67 ;・一7解得：=40P=P+=1.72+0.1*9.8*37*0.001=1.756 Mpa查表Pc=45.5 Tc=91.6 °CPr=PPc=17.245.5=0.378Tr=TTc==0.8655.5 3查表 Z=0.72 ==门2*10 *42.04*10=38.298.314*(42.5+273.15)*0.7253°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320.65K2. 初估塔径摩尔质量：Mv=0.98*42+0.02*44=42.04gmol;ML=0.976*42+0.024*44=42.048gmol;质量流量：Wv=V液相密度 p L = 0.982*453.7+0.018*445.36=453.55 kgm3p V =47.86*0.98+40.35*0.02=47.71 kg mMv=738.675*42.043600=8.63kgs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：C2o=O.O53 =4.63所以，气体负荷因子：=0.0396 液泛气速：=0.155ms取泛点率0.7操作气速：u = 泛点率x uf=0.11 ms气体体积流量=Wvp V=0.181 m3s气体流道截面积：=1.65 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=A0.91=2.19 m 2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 m2气体流道截面积：A=AT(1-)=1.82 m实际操作气速：=0.11 ms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 =0.155ms,u=0.11ms.AT =2 m2 ,A=1.82 m 2 , u uf =0.713.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，贝UNp= (NT-1)0.6+仁1390.6+ 仁233 (块)实际精馏段为102-1=101块；提馏段为132块，塔板间距H T =0.45 m有效高度：Z= H T x( Np-1 ) =104.4m;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=Wvp V=0.181 m3s密度为p b =453.55kgm3釜液高度：△ Z= (3* 1.6 2 )=0.024m 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)=116.03m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 m2由=0.099,查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可得:lwD=0.73 所以，堰长lw=0.73D=1.168 m2.溢流堰取E近似为1则堰上液头高:( 、2/3q nlh= 2.84 10“E二29.51mm>6mmJ w J浮阀的开孔率A T d°6.6%V10%取堰高hw=0.029m,底隙hb=0.035m液体流经底隙的流速：3600=0.266ms第六节塔板布置和其余结构尺寸的选取1.取塔板厚度6 =4mm进出口安全宽度bs=bs' =80mm边缘区宽度bc=50mm由=0.09,查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可得:所以降液管宽度：=0.224m=0.496mr= =0.75m有效传质面积:=1.228 m2采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径=0.039 m初取阀孔动能因子=11，计算适宜的阀孔气速=1.60浮阀个数=95 2■浮阀排列方式由于直径较大，所以采用分块式塔板，等腰三角形排列孔心距t= (0.907*(AaAo)) 0.5 * =0.110m 取t=100mm=1.60bdD=0.142=11.05所以=11正确第七节塔板流动性能校核1.液沫夹带量校核0.78A T KC F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-佃 得系数=0.120根据表5-11所提供的数据，K 可取K=1。
Z=D-2 =1.2m =1.64mfA. KC F故不会产生过量的液沫夹带。
2. 塔板阻力hf 的计算和核对塔板阻力h f =，填充系数=0.7则回流罐的容积 取V=93. 塔顶产品罐质量流量q mD =3600q mDs = q nD 42.04体积流量：=F iF i1.36 q nis Z=0.45<0.860=8.55=0.34V0.产品在产品罐中停留时间为=120h,填充系数=0.7则产品罐的容积=697.76取V=6983.釜液罐取停留时间为5天，即=120h ,釜液密度为、i2 = 443.162kg/m3摩尔流量：质量流量q mw=43.964则釜液罐的容积409.2取V=410二传热设备1 .进料预热器用80C水为热源，出口约为50C走壳程料液由20C加热至46.22 C,走管程传热温差：管程液体流率：q mfh=3600 q mfs=2989kg s，选u 70 x 3.0 , do=0.064m=64mm液体密度：kg m 3液体粘度取 & =0.2相对粗糙度：& d=0.003125查得：入=0.026取管路长度：L =120m取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀，一个90度弯头;排出管中截止阀一个=15d , —个90度弯头，进入突然缩小，文氏管流 量计1个，喷嘴阻力取0.00981取，1.64贝U He - ：Z 卫 匕 hf 二 378.1m 电 2g3q vLh =5.788m 流量：2.5 〜6ooms ，选u 108x4，管路直径：d=0.1m=100mm 液体密度： 液体粘度取& =0.2，相对粗糙度：& d=0.002 查得：入=0.0228 取管路长度：l=120m取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀排出管中截止阀一个=15d ，进入突然缩小，文氏管流量计 1个，喷嘴阻力取0.00981取，忽略不计' hf = 102.49mq VLh =14.14m 3流量：6.25 〜500ms 选u 32x2.5， 管路直径：d=0.027m=27mm液体密度：kg m3二.hf = (■1 、led2g -g=2.69m' hf 乂1® 八d2u 二 pc )2.477m液体粘度取 & =0.2相对粗糙度：& d=0.0074 查得：入=0.033取管路长度：l=60m取90度弯管2个()，其中吸入管装吸滤筐和底阀，一个排出管中截止阀一个=15d，一个90度弯头，进入突然缩小, 量计1个，喷嘴阻力取0.009811 +瓦le u2 Ape' hf =( ) 2.446md 2g电取，则He = Z —' hf 二-2.54m电2gq VLh =0.824m3s 体积流量v=0.ooi608则=0.064m取管子规格①70X 3的管材。