脱丙烯精馏塔.docx
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脱丙烯精馏塔
1.设计题目：
试设计一座分离乙烷和丙烯的板式连续精馏塔。
2.设计任务物料处理量10万吨/年进料组成
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
总合
组成
0.05
0.35
0.15
0.20
0.25
1.00
分离要求:
塔顶产品:
丙烯含量2%
不出现丙烷及更重组分
塔底残液:
乙烷含量2%
不出现甲烷塔操作条件:
平均操作压力:
27.4atm
进料热状况:
饱和液体进料
进料温度:
26℃
回流比:
自选
单板压降:
≦0.7kPa
塔板类型:
自选
工作日:
每年300天,每天24小时连续运行
3.1.2清晰分隔物料衡算
确定轻重关键组分,选取C2H6为轻关键组分,C3H6为重关键组分。
由于精馏的任务是把C2H6、C3H6与CH4、C3H8、C4H10混合物分开,按清晰分割情况确定各组分在塔顶、进料和塔底的数量，组成以及操作温度。
3.1.3计算塔顶塔底组成,塔顶塔底温度
1.各组分平均摩尔质量进料量F=
由进料组成，进料量按清晰分割求，
1.F=338.84Kmol/h
2.乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分。
3.
4.计算
5.
D=114.5+2.68+338.84×0.05=134.122
W=4.094+48.146+338.84×（0.25+0.20）=204.72
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
0.05
0.35
0.15
0.20
0.25
1.00
16.942
118.594
50.826
67.768
84.71
338.84
16.942
114.5
2.68
0
0
134.122
0.1263
0.8537
0.01998
0
0
1
0
4.094
48.146
67.768
84.71
204.72
0
0.019998
0.235
0.331
0.4138
1
1.塔顶温度。
由露点方程计算
查2.74MpaT=397.4
设1℃
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
0.1263
0.8537
0.01998
0
0
5
0.94
0.3
0.26
0.07
2.塔底温度.由泡点方程：
=82℃=179.6°F
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
0
0.019998
0.235
0.331
0.4138
8.6
2.8
1.35
1.25
0.51
不清晰分割验证
求以重关键组分为对比组分的各组分的平均相对挥发度计算列表如下：
CH4
5
16.67
8.6
6.37
10.30
C2H6
0.94
3.13
2.8
2.07
2.55
C3H6
0.3
1
1.35
1
1
C3H8
0.26
0.87
1.25
0.93
0.81
C4H10
0.07
0.23
0.51
0.38
0.30
代入汉斯特别克公式，得到
以重关键组分丙烷为对比组分,分别将除关键组分以外的各组分的平均相对挥发度代入上式求得进一步求得列表如下：
16.942
CH4
2.92×
16.932
0.125
10.30
118.594
C2H6
28.18
114.53
4.064
0.85
0.0199
2.55
50.826
C3H6
0.056
2.695
48.125
0.0199
0.236
1
67.768
C3H8
0.0138
0.922
66.846
0.0068
0.328
0.81
84.71
C4H10
84.708
0.416
0.30
338.84
/
135.11
203.74
1.000
1.000
/
（小于2％）（小于2％）
均小于规定的浓度值符合要求。
3.1.4由恩德伍德方程计算Rmin
塔顶塔底平均温度是：
T=50℃.以重组分C3H8为对比组分，求各组分的相对挥发度
查各组分在397.4MPa50℃下的K值
列表计算如下:
CH4
0.05
7.4
8.6
C2H6
0.35
2
2.33
C3H6
0.15
0.86
1
C3H8
0.20
0.77
0.9
C4H10
0.25
0.28
0.33
由于是泡点进料所以e=0
由e=0,通过试差计算求θ
列表计算
组分
CH4
0.05
C2H6
0.35
C3H6
0.15
1
C3H8
0.20
C4H10
0.25
计算得=1.356
各组分塔顶含量如下表
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
0
1
1
3.3由芬斯克方程计算
求塔顶。
塔底温度，压力为2.74Mp条件下的相对挥发度，计算列表如下：
温度
C2H6
C3H6
0.94
0.3
3.13
2.8
1.35
2.07
所以最小理论板数为8块
3.3由经验公式确定理论塔板数
操作回流比一般定为最小回流比的1.2---2倍，取R=1.6=1.8
查吉利兰图得y=0.39
3.4由奥康奈尔图确定板效率
该塔平均操作温度
列表计算
CH4
0.05
0
0
C2H6
0.35
0
0
C3H6
0.15
0.078
0.0117
C3H8
0.20
0.086
0.0172
C4H10
0.25
0.147
0.0368
1.000
/
0.066
当P=2.74Mpa50℃查得
则
由奥康奈尔图查得:
总板效率
3.5确定进料板位置
（1）实际塔板数取进料位置
扣除再沸器以后计算实际塔板数
取进料位置
12.1=+0.88+1得到=5.9块
精馏段实际塔板数为7块。
提馏段实际塔板数为8块。
可在自下而上第7层开进料口。
3.6塔工艺的计算结果
精馏塔工艺计算结果一览表
项目
符号
数值
单位
进料流量
F
406.6
Kmol
进料温度
t
26
℃
操作压力
P
2.74
MPa
塔顶产品流量
D
135.41
塔顶温度
1
℃
塔底产品流量
W
203.74
塔底温度
82
℃
最小回流比
1.1
实际回流比
R
1.8
最少理论板数
7
块
全塔理论板数
N
12
块
全塔平均板效率
77%
精馏段实际塔板数
7
块
提馏段实际塔板数
8
块
全塔实际板数
15
块
4.1.1板型选取
根据化学工业出版社《化工原理》提供的液相流量参考表选取单流型塔板，单流型塔板是最常用的形式，结构简单，制作方便，且横贯全板的流道长，有利于达到较高的塔板效率。
4.1.2板间距的初选
板间距NT的选定很重要，对完成一定生产任务若采用较大的板间距能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利，但板间距增大后会增加塔身总高度金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。
反之，采用较小的板间距只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低。
但是板间距过，小容易产生液泛现象降低板效率。
所以在选取板间距时要根据各种不同情况予以考虑。
如对易发泡的物系板间距应取大一些以保证塔的分离效果。
板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况结合经济权衡，反复调整已做出最佳选择。
设计时通常根据塔径的大小由塔板间距的经验数值选取.初选板间距为0.50m.4.2汽、液体体积流量计算
4.2.1精馏段、提馏段的摩尔流量计算
精馏段气体摩尔流量
V=L+D=（R+1）D=（1.8+1）×134.122=375.54kmol/h=0.104kmol/s
提馏段气体摩尔流量
v′=v=0.104kmol/s
精馏段液体摩尔流量
L=RD=1.8×162.64=292.75kmol/h=0.081kmol/s
提馏段液体摩尔流量
L′=L+F=292.75+338.84=631.59kmol/h=0.18kmol/s
4.2.2精馏段、提馏段的体积流量计算
表4-1气体体积流量计算表
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
16
30
42
44
58
0.125
0.85
0.0199
0.0068
0
0
0.0199
0.236
0.328
0.416
2
25.5
0.84
0.027
0
28.37
0
0.60
9.9
14.43
24.13
49.06
0.025
0.90
0.066
0.026
0
0
0.056
0.32
0.41
0.21
0
1.68
13.44
18.04
812.18
45.34
0.4
27
2.772
1.144
0
31.32
塔顶气体密度：
塔底气体密度：
气体平均密度：
塔顶气体体积流量：
塔底气体积流量：
全塔平均气体体积流量：
按塔底温度85℃计算液体体积流量
表4-2液体体积流量计算表
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
0
0.0199
0.236
0.328
0.416
16
30
42
44
58
0
0.60
9.9
14.43
24.13
49.06
0
0.12
0.20
0.29
0.49
425
548
612
582
579
0
0.22
0.33
0.50
0.85
1.9
塔顶液体体积流量：
塔顶液体体积流量：
全塔平均液体体积流量：
4.4液体表面张力计算
查表得各个组分的表面张力：
表4-3各组分表面张力
组分
CH4
C2H6
C3H6
C3H8
C4H10
0
0
1.1
1.2
5.3
0
0.0199
0.236
0.328
0.416
0.025
0.90
0.066
0.026
0
0
0
0.26
0.39
5
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