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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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