过程工艺与设备课程设计

过程

丙烯—丙烷精馏塔设计

班 级 ：

姓 名 ：赵健

学 好 ：

指导老师：刘诗丽

设计日期：

09级高分子1班 20092412844 2012-2-20至2012-2-29

目录

前言

第一章：任务书 第二章：数据求算过程 第三章：溢流装置的设计

第四章：塔盘布置第五章：塔盘流动性能的校核第六章：负荷性能图

前 言

本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案等内容。

说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。

鉴于本人经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正。

感谢老师的指导和参阅！

第一章：任务书————设计条件

1、工艺条件： 饱和液体进料 ；

进料丙烯含量（摩尔百分数）xf＝65％ ； 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 ： 塔顶操作压力为1.62MPa(表压)； 3、其他条件 ： 塔设计位置在塔顶 ；

踏板形式为筛板 ；

处理量90Kmol/h ；

回流比系R/Rmin=1.6；

用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及精馏塔工艺条件图；

4、物性数据：定性温度T取塔顶温度TD=316.1K，塔底温度T2=325.23K的平均温度320.65K， 液相 丙烯 丙烷 气相 丙烯 丙烷

密度 474.8 460.92 密度 31 32.1

表面张力 4.76 4.75 表面张力

液相密度 气相密度

L

0.98 474.8 0.02 460.92 474.5224Kg/m 0.98 31 0.02 32.1 31.022Kg/m

3

3

V

液相表面张力： 4.75 0.98 4.76 0.02 4.7502mN/

第二章：数据求算过程：

1、 的确定：

假设塔顶温度为316.1K，压力为1.62MPa（表压），则根据“烃

43，KA=1.08，类的p--T--K图”可知，1721.33/101.33 的压力下，

C

。

K

B

0.98

，所以

1.08

1.100.98

假设塔底温度为325.23K，压力为1.76MPa（表压），则根据“烃类的p--T--K图”可知，

KB 1.02，所以在52.23，1861.33/101.33的压力下，KA 1.19，

C

。

1.19

1.171.02

所以

1.10 1.17

1.142

2、R的确定：R/Rmin=1.8

yxRmin

x 又

Dq

q

q

xq

y

q

是q线与平衡线的交点坐标，因为是 饱和液体进料 ，q=1，

x xf 65%

所以q线方程为, 平衡线方程为

y

x1.14x

1 ( 1)x1 0.14x

联立可得 xq=0.65，所以

Rmin

y

q

=0.679；

0.98 0.679

10.38

0.679 0.65；

所以 R=1.8Rmin =1.8 10.38=18.68 因此可以确定精馏段方程为：

y

n 1

RD 18.68 0.98 0.95 0.05 xn

R 1xnR 119.68xn19.68

提留段的方程：因为q=1,所以

f

y

m 1

R f

R 1

xm

f 1

R 1xw

其中

xfD

ww

0.98-0.02

1.52

0.65-0.02

，所以

y

m 1

R fR 1

xm

f 118.68 1.520.52

0.02 1.03xm 0.000528

R 1xw=18.68 1xm19.68

3、塔板的计算： (1)利用编程计算： 已知平衡方程

y

x1.14x

1 ( 1)x1 0.14x

0.95xn 0.05 R fR 1

精馏段方程yn 1 提馏段方程

y

m 1

xm

f 1

R 1xw=1.03Xm-0.000528

根据程序运算所需理论塔板数：程序如下： #include<stdio.h> #include<math.h> int main () {float x,y,f,R,a;

int i=1;

scanf("%f%f%f",&a,&R,&f); x=0.98/(a-(a-1)*0.98); while(x>0.65)

{y=(R*x)/(R+1)+0.98/(R+1); x=y/(a-(a-1)*y); i++;}

printf ("进料板为第%d块",i); while(x>0.02)

{y=(R+f)*x/(R+1)-(f-1)*0.02/(R+1); x=y/(a-(a-1)*y);i++;} printf("\n");

printf ("理论塔板数为%d块",i);} 运行后可知结果：进料板为第39块； 总的理论塔板数为85块；

又已知总板效率为0.6；所以 实际塔板数为85/0.6=142； （2）利用吉利兰关联图估算理论塔板数：

已知R=18.68；Rmin=10.38

R-min

则

R 1

0.423

N-min

0.295

由吉利兰关联图可查得：N 2

又已知 D=1.10 ； W =1.17；

所以 m

D

W

.10 1.17 1.134

1

W D ln 1Nminln

m 1 xD xW 代入数据可得： 又

1

Nmin =61

所以N=88； 则实际塔板数为88/0.6=147块；

两种方法计算的塔板数相差不到5块，所以数据基本准确。 4、塔径的计算：

已知qnF=90Kmol/h,xD=98%;； xF=65％ ； 对全塔进行物料衡 qnD+qnW=qnF qnDxD+qnWxw=qnFxF

带入数据计算可得：qnD=59.06 Kmol/h ； qnW = 30.94 Kmol/h 气相流量=59.06 Kmol/h =2480.52kg/h=79.96m/h 液相流量=30.94 Kmol/h=1361.36kg/h=2.87m/h

3

3

qF 两相流动参数

LV

nWnD

wD

2.87474.5224

0.14

79.9631.022

初选塔板间距

H

T

=0.45m 可得C20=0.07

0.2

C c 20 因此气体负荷因子

20

4.7502 0.07

20

0.2

0.053

液泛气速

u

f

C

l v474.5224 31.022

0.053 0.2m/h v31.022

取泛点率为0.8，则

操作气速

u 0.8uf 0.8 0.2 0.16m/h

所需气体流量截面积

A

q

d

vv

u

0.82

0.5m0.16

取A

塔径

d

0.07

A

T

，则AT

1

A

1 0.07 0.93

T

， 故At=0.5/0.93=0.538m

2

D

4 0.538

0.828m

5、塔高的计算：

实际塔板数142块，初选踏板间距0.45m,则塔高Z=142*0.45=63.9m； 进料处两板间距增大为0.9m,设置20个入孔，入孔处两板间距增大为0.8m；

群座取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,所以釜液高度：

D Hw=30*60*4*qv/(

l

2

)=1800*4*0.3211/460/3.14/0.828=2.33m

2

所以总塔高h=63.9+0.9-0.45+5+1.5+4+2.33+20*(0.8-0.45)=84m 6、数据汇总：

名称 实际塔板数N 理论塔板数Nt 进料板位置Nf 回流比R 相对挥发度α 塔顶产品量qnd,Kmol/h

数值 142 85 39 18.68 1.14 59.06

塔底产品量qnw,Kmol/h 塔顶温度tbd,°C 塔底温度tbw,°C 塔顶压力Pd …… 此处隐藏：3434字，全部文档内容请下载后查看。喜欢就下载吧 ……