完整word版脱丙烯精馏塔工艺.docx

1、完整word版脱丙烯精馏塔工艺目录第一章概述 .4第二章脱丙烯精馏塔工艺计算 .52.1设计方案简介 .52.2主要物性数据 .52 3 物料衡算 .52.3.1确定关键组分塔顶、塔底的分布量 . .62.4确定塔操作条件 . .62.4.1.确定塔顶温度： .62.4.2.确定进料温度。 .62.4.3.确定塔底温度 . .72.4.4.各组分相对挥发度 .72.5确定最小回流比。 . .82.6理论塔板数与实际板数。 . .82.6.1.求定最少理论板数 .82.6.2.计算实际回流比 R及理论塔板数 .92.6.3.计算全塔平均板效率 .92.6.4.计算实际塔板数和进料板位置 .92.

2、7确定冷凝器和再沸器的热负荷 QC ,Qr .10第三章物料的性质计算 .123.1求气液负荷 .123.2平均摩尔质量的计算 .1213.2.1塔顶平均摩尔质量计算 .123.2.2进料平均摩尔质量计算 . .123.2.3塔底平均摩尔质量计算 . .133.3平均密度计算 .133.3.1气体平均密度计算 .133.3.2液体平均密度计算 .133.3.3液体平均表面张力计算。 .153.3.4液体平均粘度的计算。 .15第四章精馏塔的工艺尺寸计算。 .174.1塔高的计算。 .174.1.1塔径 D的计算。 .174.2塔板设计 .184.2.1确定塔板溢流形式 .184.2.2降液管以

3、及溢流堰的尺寸 . .184.2.3核算阀孔动能因数及孔速 . .204.2.4计算塔板开孔率 . .204.2.5浮阀塔板设计的校核 .204.2.6塔板负荷性能图。 .22第五章塔附属设备的设计 .255.1主要接管尺寸的计算 . .255.1.1进料管 .255.1.2回流管 .2525.1.4塔顶蒸汽出料管 .255.1.5加热蒸汽管 .265.2筒体与封头 .265.2.1筒体 .265.2.2封头 .265.3裙座.265.4人孔.275.5塔体总高度的设计 .275.5.1塔顶空间 .275.5.2塔底空间 .275.5.3塔高计算 .27第六章全塔设计结果汇总表 . .28第七

4、章心得体会 .29第八章主要参考文献 .313第一章 概述精馏是在精馏塔中进行的，它由精馏塔、冷凝器、再沸器及其他设备构成。本设计板式塔中有气液两相物流，塔底部分存液被再沸器加热而部分汽化，蒸汽沿塔逐板上升，使全塔处于沸腾状态。蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝，一部分作为馏出液，一部分作为回流液回到塔顶，逐板下流，使塔中各板保持一定液层，与上升气相密切接触，发生传热与传质，料液于塔中适当位置进入。精馏塔中料液加入板称为进料板，进料板以上称为精馏段，以下称为提馏段。对于多组分精馏分离过程和设备的开发，包括以下内容：（1） 塔设备类型的选择。（2） 精馏塔设计计算。（3） 进行流体力学计算。（4） 绘制塔板

5、性能负荷图。（5） 绘制主体装置图及工艺流程图。4第二章 脱丙烯精馏塔工艺计算2.1 设计方案简介本次课程设计的任务是设计丙烯精馏塔， 塔型为浮阀塔，进料为五组分（甲烷，乙烷，丙烯，丙烷，丁烷） 。因其中最轻组分甲烷，乙烷和最重组分丁烷含量都很小，按清晰分割的原则，在精馏是可以认为甲烷和乙烷全部由塔顶蒸出，而最重组分丁烷则完全存在于塔底产品中。 因此，虽然是对多组分进行分离， 却可以看成是对两个关键组分（丙烯，丙烷）的分离，所以可用一个塔进行精馏分离。由于要分离的混合物各组分在常压下均是气相， 无法分离，因此操作必须在加压条件下进行。本设计选取操作压力为 0.6MPa，同时在塔顶设冷凝器，由于

6、塔顶部需要气相出料，故采用全凝器，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。2.2 主要物性数据表 2-2-1 物性数据表组成相对分子质量沸点 /KTC/KP C /MPaC p (KJ .Kg .)CH 416.04111.57190.64.6190C2H 630.07184.5305.41.88412.042C3H 642.081225.4365.04.624.245C3H 844.097231.1369.84.2464.55C4 H1058.124272.7425.23.803.61423 物料衡算选取丙烯为轻关键组分，丙烷为重关键组分，由于精馏的任务是把丙烯，丙5烷与甲烷、乙烷、丁烷混合物分

7、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。2.3.1 确定关键组分塔顶、塔底的分布量 .表 2-3-1各组分在塔顶、塔底的分布量组分 i甲烷乙烷丙烯丙烷丁烷0.0020.0030.4400.5500.0051.00Z （kmol/h ）i0.20.344550.5100F （kmol/h ）ixd ,i0.0050.0070.970.01801.00(kmol/h)D0.20.341.650.79042.94( kmol/h)ix000.0410.950.0091.00( kmol/hw,iW(kmol/h)002.3554.210.557.06i2.4 确定塔操

8、作条件2.4.1.确定塔顶温度：设塔顶的温度为 3。用露点方程计算列表如下 :表 2-4-1 塔顶温度的确定组分 i甲烷乙烷丙烯丙烷Di0.20.341.650.7942.94yd ,i0.0050.0070.970.0181.00Ki22.003.30.990.84yd ,i/K0.0020.00210.97980.02141.0035i所以所设塔顶温度 3正确。2.4.2. 确定进料温度 。设进料温度为 4，用泡点方程计算列表计算如下：表 2-4-2 进料温度的确定6组分 i甲烷乙烷丙烯丙烷丁烷F0.20.344550.5100ix f,i0.0020.0030.440.550.00510

9、0K22.53.41.060.880.22ix f,i0.0450.01020.46640.4840.00111.0056所以所设进料温度 4正确。2.4.3.确定塔底温度 .设进料温度为 9，用泡点方程计算列表计算如下：表 2-4-3塔底温度的确定组分 i丙烯丙烷丁烷Wi2.3554.210.557.06x0.0410.950.0091.00w,iK1.180.992.257ixK0.04840.94050.00230.9912iw,i所以塔底所设温度 9正确。2.4.4. 各组分相对挥发度以重关键组分丙烷为对比组分，各组分的平均相对挥发度，用泡点方程计算列表如下：表 2-4-4 平均相对挥

10、发度组分 i 甲烷 乙烷 丙烯 丙烷 丁烷22.003.30.990.840.21K d ,i21.19053.92861.178610.25lh ,d23.03.71.180.990.257Kw,i7lh ,w23.23233.73741.191910.2596=(lh,w24.66713.83181.185210.2548lhlh d2.5 确定最小回流比。nij XFi根据恩德伍德公式求取最小回流比R ，恩德伍德公式如下：=1-q ，mini1ijnijXDiRmin=-1i 1ij为 i 组分对重关键组分的相对挥发度，nijXFi其中为ij=1-q 的根，i 1 ij且其值介于轻重关键

11、组分的相对挥发度之间， 由于本设计所选取的轻重关键组分为两个相邻的组分，因此 仅有一个值。 值在 1.01.1919 之间，下面就运用nijXFi试差法求取值，再求出 Rmin 的值。因为为泡点进料，所以q=1，=0。i1ij通过试差法求 ，最终求得 =1.093各组分塔顶含量和以丙烷为对比组分求各组分的相对挥发度ij如下表：表 2-5-1 各组分的相对挥发度组分 i甲烷乙烷丙烯丙烷丁烷Ki22.903.591.110，940.24i24.36173.81911.180910.2553Zi0.0020.0030.440.551.00y00050.0070.970.0180d ,iRm+1 =i

12、 X Di4.8170.9772.0810.05633.0930.009596 110.003760 =12.85 ，ih4.8171.34062.0811.34063.0931.34061.3406则 Rm = 11.85 取 R = 1.8 Rm = 21.332.6 理论塔板数与实际板数。2.6.1. 求定最少理论板数8平均相对挥发度为：=(1.1986+1.1919)/2=1.1853lhX LX h0.970.95lgX L Wlg0.0041X h D0.018N m41.83 42 块lglhlg1.1853该塔最小理论板数为 42 块。2.6.2. 计算实际回流比 R及理论塔板

13、数RRm21.3311.850.4242R121.33 1xRRmR1yNTNm0.75 0.75(0.4245)0.5668NT1则 NT = 59.48块2.6.3. 计算全塔平均板效率利用奥康奈尔关联式计算ET，其表达式是 ET（-0.245，其中=0.49LwL ）Lh=顶底=1.1853。L 为 t =tDtW=6.42时进料的液相平均粘度，并且2L =X fiLi 。查得 t= 6.42时进料中个组分的粘度Li，最终求得L 。计算结果列于下表。表 2-6-1 进料的液相平均粘度组分甲烷乙烷丙烯丙烷丁烷xfi0.0020.0030.4400.550.0051.00Li /（ mps.

14、 ）00.0580.10.1260.187xfi Li00.0001740.0440.06930.0009350.1144那么 T =0.49(1.18520.1144) 0.245 =0.802.6.4. 计算实际塔板数和进料板位置ET=NT /N,NNT 159.48174 块，包括再沸器T0.8073.19lhd1.1786 ， lhf1.2045 ， lhw 1.1919lh ,nlhdlhf1.1491.1671.158lh ,mlhwlhf1.191.1671.178X LX h/ lgnXhX LDFmX LX h/ lglgX hFX LWih ,nih ,nl.8284 /1

15、.1915l.2680 /1.19821.45由 NT n m 1即 59.48=1.45m+m+1 可以解得 n=35.14， m=23.86理论上 NT =59.48n=35.14 m=23.86实际塔板数NT159.48 1Na0.8073.1 74Tn35.14na0.8043.944Tm23.86ma0.8029.830T精馏段实际塔板数 44块，提馏段实际塔板数：30 块. 进料板位置为自上而下的第 45 块板。2.7 确定冷凝器和再沸器的热负荷 QC, Qr冷凝器的热量衡算 .(t=3 )表 2-7-1组分 i甲烷乙烷丙烯丙烷M16304244y di0.0050.0070.97

16、0.0181.00r di08.803915.534116.35140.68910Cpdi01.8488632.85912.95647.658Qc V MydiC pdi =647.658 958.85 4.187=2600155 K J /h再沸器的热量衡算 (t=9 )表 2-7-2组分 i丙烯丙烷丁烷M424458y wi0.04840.94050.00231.00r wi15.118315.97321.9553.0413Cpwi30.7325660.99472.9281694.6553Qr VMydiC pdi =694.6553958.85 4.187=2788836 K J /h11第三章 物料的性质计算3.1 求气液负荷L = RD = 21.33 42.94=915.91 Kmol/hV = (R+1)D = 22.33 42.94=958.85 Kmol/hL= L+F = 915.91 + 958.85 =1015.91 Kmol/hV= V = 958.85 Kmol/h3.2 平均摩尔质量的计算3.2.1塔顶平均摩尔质量计算表