丙烯精馏.docx
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丙烯精馏
第三章精馏过程系统设计
————丙烯、丙烷精馏装置设计
3.1设计条件
1.工艺条件：
饱和液体进料，进料丙烯含量xf＝65％（摩尔分数）
塔顶丙烯含量xD＝98％，釜液丙烯含量xw≤2％，总板效率为0.6。
2．操作条件：
1）塔顶操作压力：
P=1.62MPa（表压）
2）加热剂及加热方法：
加热剂——水蒸气
加热方法——间壁换热
3）冷却剂：
循环冷却水
4）回流比系数：
R/Rmin=1.4。
3．塔板形式：
筛板
4．处理量：
qnfh=70kmol/h
6．塔板设计位置：
塔底
3.2物料衡算及热量衡算
1物料衡算：
其中：
D——塔顶采出
W——塔底采出
F——进料量
Xd——塔顶产品组成，摩尔分数
Xw——塔底产品组成，摩尔分数
Zf——进料组成，摩尔分数
解得结过果：
2．求质量流量：
Md=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol;
Mw=0.02*42+0.98*44=43.964kg/kmol;
Mf=0.65*42+0.35*44=42.7kg/kmol
则qMd=D•Md/3600=0.5364kg/s;
qMw=W•Mw/3600=0.2939kg/s
qf=F•Mf/3600=0.8303kg/s
其中：
Md，Mw，Mf——塔顶，塔底，进料物流摩尔质量kg/kmol；
qMd，qMd，qf——塔顶。
塔底，进料物流质量流量kg/s。
3.塔内气、液相流量：
1）精馏段：
L=R•D;V=（R+1）•D;
2）提馏段：
L'=L+q•F;V'=V-（1-q）•F;L'=V'+W;
其中q=1；
则：
L’=L+F;V’=V
4.热量衡算
1）再沸器热流量：
Qr=V'•r'
再沸器加热蒸气的质量流量：
Gr=Qr/Rr
2）冷凝器热流量：
Qc=V•Cp•（t2-t1）
冷凝器冷却剂的质量流量：
Gc=Qc/（Cl•（t2-t1））
3.3塔板数的计算
1相对挥发度的计算：
通过对给定的温度—组成表格，计算相对挥发度α
α=Ka/Kb=（ya*xb）/（yb*xa）
计算后平均，算得，1.72Mpa（绝）下α=1.131583
1.82Mpa（绝）下α=1.127408
平衡关系：
x=y/（α-（α-1）y）.
2估算塔底的压力：
已知塔顶的压力为1.62Mpa（表）即1.72Mpa（绝）
工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷-丙烯：
密度460。
则塔底压力可以通过公式：
P=N*0.1*460*9.8/1000000。
其中N是假设实际塔板数，P单位为Mpa
3给出假设，进行迭代：
具体为：
假设实际板数——确定塔顶塔底压力——根据压力和组成算出相对挥发度——平均相对挥发度——理论板数——实际板数——与假设比较
其中：
q线方程
=0.65
平衡关系
精馏线方程
提馏线
流程图：
计算程序：
#include"stdio.h"
main（）{
floatx,y,a,d1,d2,w1,w2;
intn=1;
scanf（“%f%f%f%f%f\n”,&a,&d1,&d2,&w1,&w2）;
y=0.98;
x=y/（a-（a-1）*y）;
n++;
for（;;n++）
{y=d1*x+d2;
x=y/（a-（a-1）*y）;
if（x<0.65&&（0.65-x）>0.00001）break;
elsecontinue;}
printf（"in=%d\n",n）;
n=n+1;
for（;;n++）
{y=w1*x+w2;
x=y/（a-（a-1）*y）;
if（x<0.02&&（0.02-x）>0.00001）break;
elsecontinue;}
printf（"total=%d\n",n）;
}
其中a,d1,d2,w1,w2分别为
相对挥发度，精馏线斜率，精馏线截距，提馏线斜率，提馏线截距。
迭代结果：
第一次：
首先假设100块实际板。
利用excel计算出塔底压力1.76508Mpa，插值出α=1.129701
计算出d1=0.939677，d2=0.059117。
再通过精馏线与q线的交点。
计算出w1=1.031598，w2=-0.00063。
带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为108块（包括釜）
则实际板数为（108-1）/0.6=178.333块。
第二次：
实际板为178.333块。
利用excel计算出塔底压力1.801895Mpa，α=1.128163
计算出d1=0.940352，d2=0.058455。
再通过精馏线与q线的交点。
计算出w11.031244，w2=-0.00062。
带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜）
则实际板数为（109-1）/0.6=180块。
第二次迭代得到的结果与假设接近，可认为收敛。
结论：
理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜）
实际进料第85块板，实际总塔板数为180块。
回流比R=15.76127
塔底压力P=1.72+N*0.1*460*9.8/1000000=1.801144Mpa（绝）
塔底温度：
已知在0.02/0.98下
P=1.72Mpat=49.39679℃；P=1.82Mpat=51.99784℃；
插值得：
t=51.5073℃
流量：
精馏段：
qmLs=R•qmDs=8.4543kg/sqmVs=（R+1）•qmDs=8.9907kg/s
提馏段：
q’mLs=qmLs+qmFs=9.2846kg/sq’mVs=qmVs=8.9907kg/s
4．计算结果
名称
数值
理论塔板数NT
109
进料板位置NF
51
回流比R
15.76127
相对挥发度α
1.128163
塔顶产品量qnd,mol/h
45.9375
塔底产品量qnw,mol/h
24.0625
精馏段气相流量qnvkg/s
8.9907
精馏段液相流量qnl,kg/s
8.4543
提馏段气相流量qnv'kg/s
8.9907
提馏段液相流量qnl'kg/s
9.2846
塔顶温度tbd℃
41.49
塔底温度tbw℃
51.5073
塔顶压力PdMPa
1.72（绝）
塔底压力PwMPa
1.8011（绝）
3.4精馏塔工艺设计
1物性数据
1.8Mpa，51.5℃下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：
查得
气相密度：
ρV=28kg/m3
液相密度：
ρL=460kg/m3
液相表面张力：
σ=5.268mN/m
2.初估塔径
气相流量：
qmVs’=8.9907kg/sqVVs’=qmVs’/ρv=0.3211m3/s
液相流量：
qmLs’=9.2846kg/sqVLs’=qmLs’/ρL=0.0206m3/s
两相流动参数：
设间距：
=0.45m查费克关联图得
=0.06
气体负荷因子C：
=0.0459
液泛气速
：
=
=0.1854
泛点率取
=0.75，操作气速u=0.14m/s
所需气体流道截面积A：
=0.3211/0.14=2.29m2
选取单流型，弓形降液管板，取
=0.12，则
=1-
=0.88
故塔板截面积AT=A/0.88=2.685m2，
塔径D：
=1.78m，圆整：
取1.8m
则实际塔板截面面积
=2.5414m2，降液管截面积
=0.3052m2
气体流道截面积A=2.338m2，实际操作气速u=qV’/A=0.1286m2
实际泛点率
=0.73，在0.6～0.8之内
且选
=0.45m，D=1.8m符合经验关系
3.塔高的估算
实际板数180块，初选塔板间距0.45m，则塔高Z=180*0.45=81m。
进料处两板间距增大为0.9m
设置20个人孔，人孔所在处两板间距增大为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4m.
设釜液停留时间为30min
釜液高度：
=0.45m
所以，总塔高h=81+（0.9-0.45）+5+1.5+4+0.45+20*（0.8-0.45）≈100m
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×0.12=0.3052m2
由Ad/AT=0.12,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得：
lw/D=0.68，Bd/D=0.14
所以，堰长lw=0.68D=1.224m，堰宽Bd=0.14D=0.252m，降液管面积=0.3052m2
2．溢流堰
溢流强度qvlh’/lw=0.0206*3600/1.224=60.59<（100-130）.合格
收缩系数E近似为1
则堰上液头高：
=0.0439m
>0.006m合适
取堰高hw=0.040m。
3.受液盘和底隙
取平形受液盘，底隙hb取0.050m
液体流经底隙的流速：
ub=qvls’/（lw*hb）=0.0206/（1.224*0.050）=0.337m/sub<0.4m/s符合要求。
3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取
1．塔板布置及其他结构尺寸的选取
由于D>（0.8～0.9m）,采用分块式塔板；取塔板厚度t=4mm;
整个塔板面积:
受液区和降液区面积2Ad=0.4068㎡
入口安定区和出口安定区bs=60mm=0.06m
边缘区bc=50mm=0.05m
选择塔板为单流型，有效传质面积
）
其中：
Bd=0.252mx=D/2-（Bd+bs）=0.588m,r=D/2-bc=0.85m
求得
=1.825m2
2.筛孔的尺寸和排列：
选用正三角形排列
取筛孔直径：
do=7mm,t=3.5do
开孔率
=7.5%
筛孔面积Ao=
Aa=0.1368m2
筛孔气速uo=qv’/Ao=2.223m/s
筛孔个数
=3557
3.7塔板流动性能校核
1）液沫夹带量的校核
由
=0.248和实际泛点率0.73，查《化工原理》（下册）P117的图6.10.28可得φ=0.0057，则
kg液体/kg气体<10%,
故不会产生过量的液沫夹带。
2）塔板阻力计算
干板阻力ho：
据d0/δ=7/4=1.75,查《化工原理》（下册）P118的图6.10.30，得C0=0.79
故
=0.0521m液柱
塔板清液层阻力hL：
=0.3004/（2.541-2*0.2034）=0.14m/s
气体动能因子Fa=
=0.74
查《化工原理》（下册）P118的图6.10.31，
得β=0.72，故hL=β（hw+how）=0.72*（0.04+0.0439）=0.0604m液柱
表面张力阻力ha：
ha=
=0.000682m液柱
所以hf=ho+hL+ha=0.0521+0.0604+0.000682=0.1131m液柱
3）降液管液泛校核
由
取
=0，则
=0
其中ud是底隙流速
=0.0088m液柱，于是
=0.1962m液柱
取降液管中泡沫层密度Φ=0.6，则Hd’=Hd/0.6=0.327m液柱,
而Ht+hw=0.45+0.05=0.5>Hd’,故不会发生降液管液泛。
4）液体在降液管内停留时间
应保证液体在降液管内的停留时间大于3～5s，才能保证液体所夹带气体的释出
T=Ad*Ht/qvL’=0.2034*0.45/0.3004=4.44>3，故所夹带气体可以释放。
降液管流速Ub=Ht/T=0.1014m/s
5）严重漏液校核
Ho’=0.0056+0.13（hw+how）-ha
=0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583m液柱,
稳定系数k=
=1.814>1.5～2.0,故不会发生严重漏液。
反算
=2.223/1.814=1.225m/s
3.8负荷性能图
1）过量液沫夹带线
规定ev=0.1，则
代入得：
qvh’=8810*2.238*1.3808*[0.45-2.5*0.05-（
）/1.144]
qvvh’=8848.1-168.97
由上述关系可作得线①
2）液相下限线
qvLh’=3.07lw=3.07*1.224=3.88是与y轴平行的线
由上述关系可作得线②
3）严重漏液线
q’VVh=a（b+cq’VLh2/3）1/2
其中：
q’VVh=4610（0.0095+0.0003225q’VLh2/3）1/2
由上述关系可作得线③
4）液相上限线
令=5s
得：
=720*0.45*0.3052=98.88
由上述关系可作得线④
5）降液管液泛线
式中：
a’=
=
*28/（460*0.1351*0.79）=21.49×10－9
b’=
=0.6*0.45+（0.6-0.72-1）*0.05=0.214
c’==315
d’=
=
=4.269
上述关系可作得降液管液泛线⑤
上五条线联合构成负荷性能图
作点为：
q’VLh=74.16m3/hq’VVh=1155.46m3/h
如图：
局部放大后
设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下
操作弹性操作弹性：
qv’max/qv’min=1540.2/520.33=2.96
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1.8011MPa（绝压）
操作温度：
塔顶41.49℃塔底51.51℃
名称
气相密度（Kg/m3）
28
液相密度（Kg/m3）
460
气相体积流率（m3/h）
1155.46
液相体积流率（m3/h）
74.16
液相表面张力（mN/m）
5.268
（2）塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果
名称
名称
塔内径D（m）
1.8
空塔气速u（m/s）
0.1286
板间距HT（m）
0.45
泛点率u/uf
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Ad/AT
0.12
孔口流速U0（m/s）
2.223
出口堰堰长lw（m）
1.224
降液管流速Ub（m/s）
0.1014
弓形降液管宽度bd（m）
0.252
稳定系数k
1.814
出口堰堰高hw（mm）
0.040
溢流强度QL（m3/mh）
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）
0.050
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Hd/Ø（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（m/s）
0.337
开孔率（%）
7.5
气相负荷上限（m3/h）
1540.2
气相负荷下限（m3/h）
520.33
操作弹性
2.96
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