中国石油大学(华东)化工工艺与设备课程设计——精馏塔设计(26页).doc

《中国石油大学(华东)化工工艺与设备课程设计——精馏塔设计(26页).doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《中国石油大学(华东)化工工艺与设备课程设计——精馏塔设计(26页).doc（25页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、-中国石油大学(华东)化工工艺与设备课程设计精馏塔设计-第 24 页化工工艺与设备课程设计说明书题 目：轻烃分离精馏塔设计学生姓名：徐晃学 号：01专业班级：过程装备与控制工程 1406 班指导教师：李皮2017年7月10 日中国石油大学（华东）化工工艺与设备课程设计任务书学生： 徐晃 班级：装控14-06班 编号:D01一、题目： 设计一连续操作精馏装置，用以分离轻烃混合物。二、原始数据： 1.原 料： 处 理 量：360 T/d 组 成：异丁烷 0.09 正丁烷 0.40 进料状态：e0.60 2.产品要求：0505（以上均为mol-fr）三、设计说明书主要内容： 2.工艺计算（包括物料衡

2、算及热量衡算总表）四、绘图要求：浮阀排列图五、发出日期：2017年7月2日 完成日期：2017年7月11日 指导教师： 李皮 目录第一章前言第二章流程简图第三章物料衡算3.1.全塔初步物料衡算3.2.操作条件确定3.2.1.回流罐压力的计算3.2.2.塔顶压力的确定3.2.3.塔底压力的确定3.2.4.塔顶温度的确定3.2.5.塔底温度的确定3.3.最小理论板数和最小回流比3.3.1.最小理论板数的计算3.3.2.最小回流比的计算3.4.实际回流比和理论板数3.5.全塔效率与实际板数3.6.进料位置与进料条件3.7.非清晰分割验算第四章能量衡算4.1.塔顶冷凝器的热负荷4.2.再沸器负荷及热损

3、失第五章精馏塔的选型与设计塔径精馏段提馏段塔板溢流装置的设计计算浮阀塔板结构参数的确定浮阀塔板流体力学计算负荷性能图5.3.塔体初步设计筒体封头人孔塔高裙座接管的设计第六章塔体的辅助设计列管式换热器的设计再沸器的设计第七章结果汇总表第八章参考文献第九章分析与总结第一章 前言化工工艺与设备课程设计是化工工艺与设备教学的一个重要组成部分。要求根据给定的一项具体任务，设计一浮阀式板式精馏塔，具体任务包括：工艺设计：物料平衡、热量平衡、工艺条件的确定。塔盘设计：塔盘各部件的尺寸等。塔体设计：根据工艺设计结果确定塔高、接管等。附属设备选用：塔顶冷凝器和塔底再沸器的计算与选用。绘图部分：绘制塔体总图、浮阀

4、排列图和塔盘装配总图。通过课程设计这一具体的设计实践，应当达到以下目的：培养综合运用所学知识、查阅化工资料获取有关知识和数据、进行化工设备初步设计的能力；培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力；提高计算能力、培养工程实际观念；深入了解化工设备的内部结构，掌握板式精馏塔的各主要部件的结构及作用；培养读图、识图、绘图的能力；培养严谨的学风和工作作风。在课程设计中，需要注意的事项有：先在草稿纸上（计算软件中）完成全部过程；独立完成，设计必要的数据计算表，写出详细的计算示例；计算过程中要随时复核计算结果，做到有错即改，避免大返工；每一个阶段的设计完成之后，要求绘制必要的汇总表格并上交；引

5、用参考文献的地方，查取的标准系列等要注明公式来源，标注清楚；尽量在教室进行设计，以便于答疑和掌握进度； 计算说明书用计算机打印，具体格式参见课程设计书写规范。第二章 流程简图根据任务书的要求，初步绘制精馏塔的流程简图如下：第三章全塔物料衡算全塔的初步物料衡算处理量：360T/d设：塔顶产量为D,塔底产量为W；各组分进料时的摩尔分率如下：异丁烷XAF 正丁烷XBF 异戊烷XCF 正戊烷XDF1已知：XAW=0 XBW=0.005 XCD=0.005 XDD=0方程：F=D+WFXAF=DXADFXBF=DXBD+WXBWFXCF=DXCD+WXCW FXDF=DXDD+WXDWXAD+XBD+X

6、CD+XDD=1解得：D=112.8107 W=117.4626 XAD=0.1837 XBD=0.8113 XCW=0.5833 XDW上述计算的结果列于表3-1。物料衡算表异丁烷A正丁烷B异戊烷C正戊烷D合计F质量流量kg/h15000质量分率1摩尔流量kmol/h摩尔分率001D质量流量kg/h0质量分率01摩尔流量kmol/h0摩尔分率01W质量流量kg/h0质量分率01摩尔流量kmol/h0摩尔分率01假设塔顶回流罐温度为40，塔顶回流罐压力为：atm由石油化学工程基础烃类相平衡常数图A得相平衡常数：KA=1.26, KB=0.94, KC根据泡点方程：KAXAD+KBXBD+KCX

7、CD= 1 误差：0.3916%900mm或根据化工工艺与设备课程设计，取系统因数适宜的空塔气速：在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：/1.3826m将Smith法和波律法进行比较，以的大小作为代表数据,找出最小值对应的塔板间距和塔径。将上述的数据汇成表格，如下所示：表5-1精馏段塔径计算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)(106)根据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m5.1.2提馏段1、密度及表面张力塔底气相密度为：在塔底的条件下，查得 正丁烷的液相密度为： 异戊烷的液相密度为：正戊烷的液相密度为：塔底液相密度为：在塔底条件下，液相正丁烷的表

8、面张力为： 液相异戊烷的表面张力为：液相正戊烷的表面张力为：塔底液相表面张力为：2、气、液相负荷3、Smith法因为是常压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工原理课程设计1图2-7可得对应板间距下的为：气相负荷因数C，在对应的下可以求得相应的C为：626866869194 最大容许气速为：在对应的C下，求得相应的最大气速相应为实际选用的空塔气速u应为：在对应的下求得相应的空塔气速为：u=0.3054 /0.3257 /0.4479 m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=627/1.4179m4、波律法最大允许气速为：求得在相应的板间距下的最大允许气速为：适宜的气速流通截面上的气

9、速：当塔径D900mm或根据表2-4，取系统因数。适宜的空塔气速：在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：u=0.4243/0.4472/0.4899m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：/1.4180/1.3557m将Smith法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以的大小作为费用的代表数据,找出最小值对应的塔板间距和塔径。将上述的数据汇成表格，如下所示：表5-2提馏段塔径计算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)(106)根据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m总结：精馏段和提馏段都选择塔径D=1600mm，板间距HT=450mm板上液

10、层高度hl=80mm。5.2 塔板1、板上液流形式的决定精馏段和提馏段的液相负荷分别为： ，塔径初选为1600mm，根据化工工艺与设备课程设计1表2-5，选择单流型。2、溢流堰单流式塔板的堰长一般为塔径的60%80%，塔径为1600mm，所以选择堰长为：对常压及加压塔，一般取堰高为4060mm，所以。对于溢流堰的型式，先取为平口堰。对于精馏段，对于提馏段。取E=1。将上述数据代入，则堰上液层高度在精馏段为m，在提馏段为m。，所以假设基本一致。3、降液管面积及宽度的决定一般情况下都是用弓形降液管，根据，通过查化工工艺与设备课程设计1附表7可得：lw，WD=255mm，Ad=2070cm2， AT

11、24、受液盘由于塔径较大，物流无悬浮固体，也不易聚合，故受液盘采用凹形受液盘，盘深取50mm，并且开两个的泪孔。 图5-1凹型受液盘式塔板结果示意图5、进口堰凹形受液盘不必设进口堰。6、降液管底隙高对于凹形受液盘，一般底隙高度等于盘深，所以降液管底隙高度为hb=50mm。 塔径大于800mm，故采用分块式塔板，分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和数个矩形板构成。1、浮阀型式的选择选用F1型浮阀中的重阀，阀径48mm，阀孔直径39mm，重约33g。2、浮阀的排列分块式塔板采用叉排，等腰三角形排列，其底边固定为75mm，高t根据开孔率而变更。3、开孔率（1）精馏段查表选取标准塔板，塔径D=1600

12、mm,AT=2.011m2,HT=450mm,Wd=255mm,Ad=0.207m2,浮阀个数为176个，开孔率为%。Wc=90mm,WF=140mm。X=D/2-( Wd+ WF )= 05m=D/2-WC=0.9-0.085=0.71m塔板有效鼓泡面Aa=1.0844m2。等腰三角形边长S=75mm ,排间距t=Aa/NS=1.0844/(0.075*176)=0.08215m验证：=m/s m/s=m/s =m/s取u0D=3.1m/s, u0W=3m/s浮阀动能因数动能因数:FOD=u0D=(8,17)FOW=u0W=(8,17)塔顶、塔底浮阀动能因数均在817之间，因此所选标准浮阀塔

13、盘合适，基本无漏液现象。1、塔板压力降浮阀塔板压力降认为由三部分组成，气流通过干塔板，通过液层的压力降为，克服液相表面张力的压力降。 以液柱高度表示压力降：（1）干板压力降对33gF-1型重阀，全开前的干板压降：（m液柱）全开后的干板压降：阀孔动能因数 精馏段：，提馏段：，所以精馏段、提馏段都是全开，代入公式分别计算可得：精馏段：。提馏段：(2)液层压力降 为充气系数，取=0.5。精馏段：提馏段：(3) 气体克服液体表面张力的压强降由于气体克服表面的压强降很小，可以忽略.(4)塔板压降精馏段： 提馏段：2、雾沫夹带量(1)雾沫夹带量 用阿列克山德罗夫经验公式计算：其中取 ，A=0.159，n=

14、0.95。代入数据解得：精馏段：m=0.3424，e=0.00454（kg雾沫/kg气体）提馏段：m=0.30431035kg（雾沫/kg气体）。该值远小于0.1 kg（雾沫/kg气体）,故满足要求。(2)泛点率泛点率其中，代入数据解得精馏段 ，提馏段 经验证，e0.1kg/kg, ,合理。3、降液管内液面高度 降液管内液面高度代表液相通过一层塔板所需的液位高度。取，浮阀塔很小，可以忽略不计。为塔板压降，精馏段：，提馏段为液体流过降液管时的阻力损失，。其中：，代入数据后求得：精馏段：，提馏段：，为了防止淹塔，降液管内液面高度应该满足：取，则满足要求。4、液漏根据已经求得的阀孔动能因数，查化工原

15、理课程设计1表2-6可知，在正常工作范围内，所以不存在液漏现象。5、液体在降液管内的停留时间及流速 1、液体在降液管内的停留时间代入数据，可以求得：精馏段：，提馏段：2、流速代入数据解得精馏段 ，提馏段 。经验证： ，流速合理一、精馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线2、淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得：所以 3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线将精馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到精馏段的负荷性能图如下：操作弹性K=VM/VN， 符合条件。二、提馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线2、淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得：所以 3

16、、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线将提馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到提馏段的负荷性能图如下：操作弹性K=VM/VN=3000/=， 符合条件。考虑到塔的操作温度、压力、物性的腐蚀性及经济性，塔体采用碳钢（Q235F钢）。根据塔体承受压力和塔体直径，查表3,P93取壁厚为6mm。采用碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。查表3,P94选取标准椭圆形封头，其结构尺寸如下：公称直径Dg=1600 mm，曲面高度h1=450 mm，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=10mm。根据每7块板设置一个人孔，塔顶、塔底，进料处必须设置的原则，选择在塔顶

17、及第8、15、22块板之上及塔底各设置一个人孔，第15块板之上即进料处。人孔规格为Dg450，即 4506mm的圆形人孔。设置人孔的地方，塔板间距应大于等于700mm。塔顶空间高度取HD。由于进料为两相进料，进料空间高度可取HF=1.2m。塔底空间高度用下式计算：塔底产品停留时间取为10 min，则于是HB可取为4m。塔的总高其中inf，即进料板序号。设有人孔的位置板间距取0.6 m。代入数据算得H=m塔的高径比为12.7166，选用圆筒形裙座，高度取3m。裙座筒体上开4个50 mm的排气孔，开2个Dg450的人孔。从塔顶至冷凝器的蒸汽导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。对加压塔，取蒸汽流

18、速为16m/s。则蒸汽导管直径代入数据解得dv=0.2655 m考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入VS值时已适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=300 mm，外径厚度为32510 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=550 mm，补强圈内径d=329 mm。回流用泵输送，取流速uR=2.0 m/s。回流管管径代入数据解得dR=0.0892 m考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入LS值时已适当放大。查表3,P106取标准接管，其参数如下：dg2S2=1084，dg1S1=1334进料为气液相混合进料，料液速度用如下公式估算：经验气速uV选为

19、16 m/s，e为进料的质量气化分数。因进料的摩尔气化率为0.32，进料气相平均摩尔质量为g/mol，液相平均摩尔质量为g/mol，故代入数据解得进料的气相体积流率VF,S41 m3/s将数据代入下式解得df=0.094m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：dg2S2=1084，dg1S1=1334对一次通过式再沸器，取塔底出料管的料液流速为0.8 m/s。塔底出料管管径代入数据解得dW=m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：dW=80mm标准管dL=计算时已考虑到生产中

20、操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：dL=125mm标准管对于热虹吸式一次通过式再沸器，返塔为气液两相混合，料液速度用如下公式估算：经验气速uV选为16m/s，e为返塔的质量气化分数。因蒸汽量为提馏段的气相负荷，液相量为塔底产品量。蒸汽量为提馏段的气相负荷，故返塔的气相体积流率VS=0.4m3/s将数据代入下式解得db=0.178m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：dW=200mm标准管。第六章 塔体辅助设计1、冷凝器根据前面求得的数据，2、有效平均温差3、冷却剂用量根据前面求得的数据，4

21、、传热面积冷凝器中热流体为有机蒸汽，冷流体为水，根据化工原理课程设计1表1-5取。根据化工工艺与设备课程设计2 ,。1、再沸器的热负荷根据前面求得的数据，2、有效平均温差根据化工原理课程设计1表1-5取。3、换热面积根据化工原理课程设计1附表9取卧式热虹吸式再沸器，型号为FLA500-80-25-2。第七章 结果汇总表物料衡算表异丁烷A正丁烷B异戊烷C正戊烷D合计F质量流量kg/h15000质量分率1摩尔流量kmol/h摩尔分率1D质量流量kg/h0质量分率01摩尔流量kmol/h0摩尔分率01W质量流量kg/h0质量分率01摩尔流量kmol/h0摩尔分率01热量衡算表 单位：KJ/hQi入塔

22、QFQB出塔QC10027000QDQWQL工艺条件表操作条件温度/压力/atm回流比理论板数实际板数F7032D50W90表7-4 塔盘选型表塔径塔截面积塔盘间距降液管长度降液管宽度降液管总面积（mm）(cm2)(mm)(mm)(mm)（cm2）16002011045011202552070AD/AT阀孔按三角形75*100排列 出口堰高度一层塔盘质量施工图号(%)浮阀数(个)开孔率(%)（mm）（kg）117640152F1610表7-5 塔体选型表筒体材料壁厚Q235F钢6mm封头形式公称直径曲面高度直边高度厚度椭圆形1600mm400mm40mm10mm人孔规格开孔位置Dg450第8、

23、14、20块板之上、塔顶、塔底塔高2m裙座高度排气孔人孔3000mm450mm2Dg450表7-6 接管汇总表单位：mm公称直径外径接管伸出长度补强圈外径补强圈内径塔顶蒸汽出口管30032510200550329进料管1501596200300163塔底出料管8089615018093塔底至再沸器管1501596200300163再沸器返塔管2002198200400223回流管8089615018093表7-7 换热器选型表公称直径mm管程数管数管长mm公称换热面积m3公称压力MPa塔顶冷凝器90064266000塔顶再沸器90064266000第八章 参考文献12 马沛生，夏淑倩，夏清.化

24、工物性简明手册.北京：化学工业出版社，2013.3.3上海化工学院炼油教研组.石油炼制设计数据图表集（上、下册）.1978.2.4 化工工艺与设备课程设计.青岛:中国石油大学（华东）出版社.第九章 分析与总结在这近半个月的时问里，从最初的无从下手，通过和同学讨论，再到逐步进行整个流程的计算，自己有很多收获。对操作条件、设备尺寸、材料的选取和校核，往往需要进行大量的运算，是对我们的一种考验。由于步骤与步骤之问的密切联系，上一部分的计算结果通常会成为前一步的运算依据，所以一旦一步有误，就不得不重新计算。我真切感受到了理论与实践应用中的种种困难，也体会到了利用所学的有限理论知识去解决实际各种问题的不易。总体来说本次课程设计任务比较重，我们要在十天的时间里完成工艺计算、塔板的计算，板式塔的初步设计和辅助设计，最后还要画出浮阀排列图。 在这次课程设计中，我们用到了许多学过的知识，是对学过的知识的一个运用与检验。当然，设计过程中还是遇到一些我们自己解决不了的问题，通过向其他同学请教与咨询老师，我们最终完成了本次课程设计。本次课程设计使得我对整个精馏塔有了深刻的理解，无论是工艺计算还是塔板设计，从理论到实践，自己独立思考和实际动手能力都得到了很好的培养。