强烈推荐精馏塔及辅助设备设计化工单元过程及设备毕业论文文档格式.docx
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工艺流程图
设计心得及总结----------------------------------46
附录一主要符号说明-----------------------------48
附录二参考文献---------------------------------49
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，再沸器和冷凝器。
1.1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。
本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。
但易漏液，易堵塞。
然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
1.2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。
1.3冷凝器
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
2.1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。
2.2工艺流程
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。
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、液位等各项参数。
另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。
2.3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。
2.4设备选用
精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。
2.5处理能力及产品质量
处理量：
60kmol=1.4。
3．塔板形式：
筛板
4．处理量：
qnF=60kmol=12.03，R=16.84
qnV=702.45kmol
釜液高度：
=0.4m
所以，总塔高h=68.4+0.45+5+1.5+2+0.4+7*0.45≈79m
3.5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=AT×
0.0721=0.2070m2
由AdAT=0.103,得：
lwD=0.732
所以，堰长lw=0.68D=1.171m，堰宽Bd=0.255m，降液管面积=0.2070m2
2．溢流堰
收缩系数E近似为1
则堰上液头高：
=0.04235m
>
0.006m合适
取堰高hw=0.05m。
3.受液盘和底隙
取平形受液盘，底隙hb取0.040m
所以基本满足要求
3.9塔计算结果表
（1）操作条件及物性参数
操作压力：
塔顶1.72MPa（绝压）塔底1.79MPa（绝压）
操作温度：
塔顶42℃塔底48℃
名称
气相密度（Kgm3）
40.894
液相密度（Kgm3）
451.3
气相体积流率（m3h）
722.16
液相体积流率（m3h）
67.428
液相表面张力（mNm）
4.386
（2）塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果
塔内径D（m）
1.6
空塔气速u（ms）
0.1286
板间距HT（m）
0.45
泛点率uuf
0.73
液流型式
单流式
动能因子F0
0.74
降液管截面积与塔截面积比AdAT
0.103
孔口流速U0（ms）
2.223
出口堰堰长lw（m）
1.171
降液管流速Ub（ms）
0.1014
弓形降液管宽度bd（m）
0.2
稳定系数k
1.814
出口堰堰高hw（mm）
0.040
溢流强度QL（m3mh）
60.59
降液管底隙hb（mm）
0.050
堰上液层高度how（mm）
0.0439
边缘区宽度bc（mm）
每块塔板阻力hf（mm）
0.1131
安定区宽度bs（mm）
0.060
降液管清液层高度Hd（mm）
0.1962
板厚度b（mm）
4
降液管泡沫层高度HdØ
（mm）
0.327
筛孔个数
3557
降液管液体停留时间ι（s）
4.44
筛孔直径（mm）
7
底隙流速ub（ms）
0.337
开孔率（%）
7.5
气相负荷上限（m3h）
1540.2
气相负荷下限（m3h）
520.33
操作弹性
2.96
第四章再沸器的设计
4.1设计任务与设计条件
1．选用立式热虹吸式再沸器
塔顶压力：
1.72MPa
压力降：
Np×
*K）
粘度：
μc=0.283mPa*s
密度：
ρc=958.4kgm3
管程流体在（51.5℃，1.8118MPa）下的物性数据：
潜热：
rb=278.182kjkg
液相热导率：
λb=81.54mw（m*K）
液相粘度：
μb=0.071mPa*s
液相密度：
ρb=460kgm3
液相定比压热容：
Cpb=3.090kj（kg*k）
液相表面张力：
σ=5.268mNm
气相粘度：
μv=0.0086mPa*s
气相密度：
ρv=28kgm3
4.2估算设备尺寸
估算传热温差：
=100-51.5=48.5K
假设传热系数：
K=900W（m2K）
估算传热面积Ap=57.3m2
拟用传热管规格为：
Ф38×
2.5mm,管长L=4000mm
则传热管数：
=120
若将传热管按正三角形排列，按式NT=3a（a+1）+1;
b=2a+1
得：
a=7.353=8,b=17
管心距：
查《课程设计》P50表3-7得：
t=0.048m
则壳径：
=0.8614m
取D=900mmLD=4.44（在4~6之间，合适）
取管程进口直径：
Di=0.30m管程出口直径：
Do=0.40m
4.3传热系数的校核
1．显热段传热系数K
假设传热管出口汽化率Xe=0.19（对于丙烯－丙烷取0.20左右）
则循环气量：
=8.99070.19=47.35kgs
（1）计算显热段管内传热膜系数hi
传热管内质量流速：
di=38-2×
2.5=33mm
=0.785*0.033*0.033*120=0.086
=47.350.086=461.31kg（m2•s）=1.0028ms
雷诺数：
=0.033*1.0028（0.071*0.001）=214409.683>
10000
普朗特数：
=460*0.07181.54=2.69
显热段传热管内表面系数：
=1554.3w（m2K）
（2）壳程冷凝传热膜系数计算ho
蒸气冷凝的质量流量：
=1.108kgs=3959.04kg•s）
=709.54
管外冷凝表面传热系数：
=6950.07w（m2K）
（3）污垢热阻及管壁热阻
沸腾侧：
Ri=0.000176wm2•K
冷凝侧：
Ro=0.00009wm2•K
管壁热阻：
Rw=0.000051wm2•K
（4）显热段传热系数
=735.59w（m2•K）
2.蒸发段传热系数KE计算
蒸发段LCD=L-LBC=3.9867m
4．传热系数
=（735.59*0.1329+1263.424*3.9867）4=1261.303w（m2•K）
实际需要传热面积：
=40.88m2
5．传热面积裕度：
=40.14%>
30%
所以，传热面积裕度合适，满足要求
4.4循环流量校核
1．循环系统推动力：
1）当X=Xe3=0.0633时
=3.439
两相流的液相分率：
=0.3729
两相流平均密度：
=28*（1-0.3729）+460*0.3729
=189.09kgm3
2）当X=Xe=0.19
=1.122
=0.2209
=28*（1-0.2209）+460*0.2209
=123.41kgm3
根据《课程设计》P72表3－19得：
L=1.07m,
则循环系统的推动力：
2．循环阻力△Pf：
①管程进出口阻力△P1
进口管内质量流速：
=669.816kg（m2·
s）
进口管内流体流动摩擦系数：
=0.0149
进口管长度与局部阻力当量长度：
=35.04m
管程进出口阻力:
==850.81Pa
②传热管显热段阻力△P2
釜液在传热管内的质量流速
461.31kg（m2·
釜液在传热管内流动的雷诺数
传热管内流体流动摩擦系数
=0.01938
传热管显热段阻力△P2
=2.1838Pa
3传热管蒸发段阻力△P3
a气相流动阻力△Pv3
釜液总质量流速G=461.31kg（m2·
s）取X=23Xe=0.1367则
气相质量流速
=68.9kg（m2·
气相雷诺数=221893.9
气相摩擦系数
=0.0193
气相流动阻力△Pv3
b液相流动阻力△PL3
液相质量流速GL=G-Gv=461.31-68.9=402.87kg（m2·
液相雷诺数=187251.1
液相摩擦系数
=0.01975
液相流动阻力△Pv3
=420.688Pa
传热管蒸发段阻力△P3
=4056.32Pa
2管内动能变化产生阻力△P4
釜液总质量流速G=461.31kg（m2·
动量变化引起的阻力系数:
管内动能变化产生阻力△P4
=461.31*461.31*2.73450=1263.841pa
⑤管程出口段阻力△P5
a气相流动阻力△Pv5
气液总质量流速G
=376.77kg（m2·
s）
=71.59kg（m2·
管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：
气相雷诺数
=0.0148
气相流动阻力△Pv5
=157.41pa
b液相流动阻力△PL5
液相质量流速=305.18kg（m2·
液相雷诺数
液相流动阻力△PL5
管程出口段阻力△P5
=2713.27Pa
循环阻力△Pf=△P1+△P2+△P3+△P4+△P5
=850.81+2.1838+4056.32+1263.841+2713.27
=8886.42pa
又因△PD=9231.884Pa
所以=9231.888886.42=1.0389
在1.001~1.05之间
循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe=0.19基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。
4.5再沸器主要结构尺寸和计算结果表
管程
壳程
物料名称
进口
丙烷
水蒸气
出口
冷凝水
流量
Kgh
32366.42
3959.04
操作温度
º
C
51.51
100
操作压力MPa
1.8118
0.1013
定性温度º
51.5
液
体
密度kgm3
460
958.4
导热系数Wm●º
0.08154
0.683
热容kJkg●º
3.090
4.220
粘度mPa●S
0.071
0.283
表面张力Nm
5.268
58..8
气化潜热kJkg
278.182
2258.4
气
28
0.5970
0.0205
0.0237
0.12
4.180
0.0086
0.0102
178.182
设
备
结
构
参
数
形式
立式
台数
1
壳体内径mm
900
壳程数
管径mm
38×
2.5
管心距mm
0.048
管长mm
4000
排列方式
正三角形
管数目（根）
120
传热面积m2
57.3
管程数
接管尺寸mm
325×
12
426×
13
主要计算结果
流速ms
1.0028
传热膜系数Wm2●º
1263.424
6950.07
污垢热阻wm2•K
0.000176
0.00009
阻力损失Pa
8886.42
热负荷kW
2500.911
传热温差º
48.5
总传热系数Wm2●º
1261.303
裕度%
40.14
第五章其它辅助设备的选型
5.1冷凝器
拟用10℃水为冷却剂，出口温度为30℃。
走壳程。
管程温度为41.49℃
管程流率：
qmvs=8.9907kgs
取潜热r=302.54kJkg
传热速率：
Q=qmVs•r=2720.046kw
壳程取焓变：
ΔH=Cp*（t1-t2）=4.183*20=83.06kJkg
则壳程流率：
qc=QΔH=2720.046*360083.06=117892.7kgs
液体密度：
kgm3
取d=64mm
液体粘度μ=0.068mPa
取ε=0.2
相对粗糙度：
εd=0.003125
查穆迪图得：
λ=0.025
取管路长度：
l=100m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个
取
qVLh==5.788m3流量：
0.5～7.8m3s
2．回流泵（两台，一开一用）
取液体流速：
u=0.5ms
取d=0.22m
液体粘度
εd=0.00107
查得：
λ=0.02
qVLh==68.38m3流量：
6.3～400m3s
3.釜液泵（两台，一开一用）
u=0.4ms
d=0.046m
εd=0.0045
λ
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