丙烯精馏.docx

1、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xf65（摩尔分数）塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，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/h6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

2、过果： 2求质量流量：Md=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol; Mw=0.02*42+0.98*44=43.964 kg/kmol;Mf=0.65*42+0.35*44=42.7 kg/kmol则 qMd = DMd/3600 =0.5364kg/s ; qMw = WMw/3600 =0.2939kg/s qf=FMf/3600=0.8303 kg/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 =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF

3、; 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=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：Gr= Qr/Rr2）冷凝器热流量：Qc=VCp(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=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)计算后平均，算得，1.72Mpa（绝）下=1.131583 1.82Mpa（绝）下=1.127408 平衡关系：x=y/(-(-1)y).2 估算塔底的压力：已知塔顶的压力为1.62Mpa（表） 即1.

4、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Mpa3 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.hmain() float x,y,a,d1,d2,w1,w2; int n=1;scanf（“%f%f%f%f%fn”,&a,&d1,&d2,&w1,&w2）; y=0.

5、98; x=y/(a-(a-1)*y); n+; for(;n+) y=d1*x+d2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(in=%dn,n); n=n+1; for(;n+) y=w1*x+w2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(total=%dn,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.

6、76508Mpa，插值出=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，= 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w1 1.031244，w2= -0.00062。 带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块

7、（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=1.72Mpa t= 49.39679；P=1.82Mpa t= 51.99784； 插值得：t=51.5073流量：精馏段：qmLs=RqmDs=8.4543kg/s qmVs=(R+1)qmDs=8.9907kg/s

8、 提馏段：qmLs=qmLs+qmFs=9.2846kg/s qmVs= qmVs =8.9907kg/s4计算结果名 称数 值理论塔板数 NT109进料板位置 NF51回流比R15.76127相对挥发度 1.128163塔顶产品量 qnd , mol/h45.9375塔底产品量qnw ,mol/h24.0625精馏段气相流量qnv kg/s8.9907精馏段液相流量 qnl , kg/s8.4543提馏段气相流量 qnv kg/s8.9907提馏段液相流量 qnl kg/s9.2846塔顶温度tbd 41.49塔底温度tbw 51.5073塔顶压力Pd MPa1.72（绝）塔底压力Pw MP

9、a1.8011（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：V =28kg/ m3液相密度：L =460kg/ m3液相表面张力：=5.268mN/m2.初估塔径气相流量：qmVs=8.9907kg/s qVVs=qmVs/v=0.3211m3/s液相流量：qmLs=9.2846kg/s qVLs=qmLs/L=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：=0.321

10、1/0.14=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： =1.78 m ， 圆整：取1.8m则实际塔板截面面积=2.5414 m2，降液管截面积=0.3052 m2气体流道截面积A=2.338m2 ，实际操作气速u=qV/A=0.1286 m2实际泛点率=0.73，在0.60.8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

11、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)100m3.5 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=AT0.12= 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 =0.3052 m2 2溢流堰溢流强度 qvlh/lw=0.0206*3600/1.2

12、24=60.590.006m 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/s ub(0.80.9m),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=0.252m x=D/2-(Bd+bs)=0.588m, r=D/2-bc=0.85m求得=1.825m22. 筛孔的尺寸

13、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 =35573.7 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=0.0057，则 kg液体/kg气体 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35s，才能保证液体所夹带气体的释出 T=Ad*Ht/qvL=0.2034*0.45/0.3004=4.443，故所夹带气体可以释放。 降液管流速U

14、b=Ht/T=0.1014m/s5）严重漏液校核 Ho=0.0056+0.13（hw+how）-ha=0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583 m液柱,稳定系数k=1.8141.52.0,故不会发生严重漏液。 反算=2.223/1.814=1.225 m/s3.8 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

15、系可作得线3）严重漏液线qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中： qVVh =4610(0.0095+0.0003225qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线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5）降液管液泛线式中：a= =*28/（460*0.1351*0.79）=21.49109 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上五条线联合构成负荷性能图作点为： qVLh =74.16m3/h qVVh =1155.46 m3/h

16、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：qvmax/ qvmin=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 1.72 MPa（绝压） 塔底 1.8011 MPa（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）0.4

17、5泛点率u/uf0.73液流型式单流式动能因子F00.74降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.12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k1.814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/(mm)0.327筛孔个数3557降液管液体停留时间（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