脱丙烯精馏塔.doc

上传人:豆**** 文档编号:24064313 上传时间:2022-07-03 格式:DOC 页数:14 大小:1.25MB
返回 下载 相关 举报
脱丙烯精馏塔.doc_第1页
第1页 / 共14页
脱丙烯精馏塔.doc_第2页
第2页 / 共14页
点击查看更多>>
资源描述

《脱丙烯精馏塔.doc》由会员分享,可在线阅读,更多相关《脱丙烯精馏塔.doc(14页珍藏版)》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。

1、【精品文档】如有侵权,请联系网站删除,仅供学习与交流脱丙烯精馏塔.精品文档.1. 设计题目:试设计一座分离乙烷和丙烯的板式连续精馏塔。2. 设计任务 物料处理量 10万吨/年 进料组成组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H10总合组成0.050.350.150.200.251.00 分离要求: 塔顶产品:丙烯含量 2% 不出现丙烷及更重组分塔底残液:乙烷含量2% 不出现甲烷 塔操作条件:平均操作压力:27.4atm 进料热状况: 饱和液体进料 进料温度: 26 回流比: 自选 单板压降: 0.7kPa 塔板类型: 自选 工作日:每年300天,每天24小时连续运行 3.1.2 清晰分隔物料衡算

2、确定轻重关键组分,选取C2H6为轻关键组分 ,C3H6为重关键组分。由于精馏的任务是把C2H6、C3H6与CH4、C3H8、C4H10混合物分开,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 。3.1.3 计算塔顶塔底组成,塔顶塔底温度 1.各组分平均摩尔质量 进料量F=由进料组成,进料量按清晰分割求,1.F=338.84Kmol/h 2. 乙烷为轻关键组分,丙烯为重关键组分。4.计算 D=114.5+2.68+338.840.05=134.122W=4.094+48.146+338.84(0.25+0.20)=204.72组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H100.

3、050.350.150.200.251.0016.942118.59450.82667.76884.71338.8416.942114.52.6800134.1220.12630.85370.0199800104.09448.14667.76884.71204.7200.0199980.2350.3310.413811. 塔顶温度。由露点方程计算查2.74MpaT=397.4设1组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H100.12630.85370.019980050.940.30.260.072. 塔底温度.由泡点方程:=82=179.6F组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H1000.0

4、199980.2350.3310.41388.62.81.351.250.51不清晰分割验证求以重关键组分 为对比组分的各组分的平均相对挥发度 计算列表如下:CH4516.678.66.3710.30C2H60.943.132.82.072.55C3H60.311.3511C3H80.260.871.250.930.81C4H100.070.230.510.380.30代入汉斯特别克公式,得到 以重关键组分丙烷为对比组分,分别将除关键组分以外的各组分的平均相对挥发度 代入上式求得 进一步求得 列表如下:16.942CH42.9216.9320.12510.30118.594C2H628.181

5、14.534.0640.850.01992.5550.826C3H60.0562.69548.1250.01990.236167.768C3H80.01380.92266.8460.00680.3280.8184.71C4H1084.7080.4160.30338.84/135.11203.741.0001.000/(小于2) (小于2)均小于规定的浓度值 符合要求。3.1.4 由恩德伍德方程计算 Rmin塔顶塔底平均温度是:T=50.以重组分C3H8为对比组分 ,求各组分的相对挥发度查各组分在397.4MPa 50下的 K值列表计算如下:CH40.057.48.6C2H60.3522.33C

6、3H60.150.861C3H80.200.770.9C4H100.250.280.33由于是泡点进料 所以 e=0由 e=0,通过试差计算求列表计算组分CH40.05C2H60.35C3H60.151C3H80.20C4H100.25计算得=1.356各组分塔顶含量如下表CH4C2H6C3H6C3H8C4H100113.3 由芬斯克方程计算求塔顶。塔底温度,压力为2.74Mp条件下的相对挥发度,计算列表如下:温度C2H6C3H60.940.33.132.81.352.07所以最小理论板数为8块3 .3 由经验公式确定理论塔板数操作回流比一般定为最小回流比的 1.2 -2倍,取R=1.6=1.

7、8查吉利兰图得 y=0.39 3.4 由奥康奈尔图确定板效率该塔平均操作温度 列表计算CH40.0500C2H60.3500C3H60.150.0780.0117C3H80.200.0860.0172C4H100.250.1470.03681.000/0.066当 P=2.74Mpa 50 查得 则由奥康奈尔图查得:总板效率 3.5 确定进料板位置(1)实际塔板数取进料位置扣除再沸器以后计算实际塔板数 取进料位置12.1=+0.88+1 得到=5.9 块精馏段实际塔板数为7块。提馏段实际塔板数为8块。可在自下而上第 7 层开进料口。 3.6 塔工艺的计算结果精馏塔工艺计算结果一览表项目符号数值

8、单位进料流量 F 406.6 Kmol进料温度t26操作压力P2.74MPa塔顶产品流量D135.41塔顶温度1塔底产品流量W203.74塔底温度82最小回流比1.1实际回流比R1.8最少理论板数7块全塔理论板数N12块全塔平均板效率77%精馏段实际塔板数7块提馏段实际塔板数8块全塔实际板数15块4.1.1 板型选取根据化学工业出版社化工原理提供的液相流量参考表选取单流型塔板,单流型塔板是最常用的形式,结构简单,制作方便,且横贯全板的流道长,有利于达到较高的塔板效率。4.1.2 板间距的初选板间距NT的选定很重要,对完成一定生产任务若采用较大的板 间距能允许较高的空塔气速,对塔板效率、操作弹性

9、及安装检修有 利,但板间距增大后会增加塔身总高度金属消耗量,塔基、支座等的负荷,从而导致全塔造价增加。反之,采用较小的板间距只能允许较小的空塔气速,塔径就要增大,但塔高可降低。但是板间距过,小 容易产生液泛现象降低板效率。所以在选取板间距时要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系板间距应取大一些以保证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系,应根据实际情况结合经济权衡,反复调整已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小由塔板间距的经验数值选取.初选板间距为 0.50m.4.2 汽、液体体积流量计算4.2.1 精馏段、提馏段的摩尔流量计算 精馏段气体摩尔流量V=L+D=(R+1)D=(1.8+1)

10、134.122=375.54kmol/h=0.104kmol/s提馏段气体摩尔流量v=v=0.104kmol/s精馏段液体摩尔流量L=RD=1.8162.64=292.75kmol/h=0.081kmol/s提馏段液体摩尔流量L=L+F=292.75+338.84=631.59kmol/h=0.18kmol/s4.2.2 精馏段、提馏段的体积流量计算表 4-1 气体体积流量计算表组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H1016304244580.1250.850.01990.0068000.01990.2360.3280.416225.50.840.027028.3700.609.914.43

11、24.1349.060.0250.900.0660.026000.0560.320.410.2101.6813.4418.04812.1845.340.4272.7721.144031.32塔顶气体密度:塔底气体密度:气体平均密度:塔顶气体体积流量:塔底气体积流量:全塔平均气体体积流量:按塔底温度 85 计算液体体积流量 表 4-2 液体体积流量计算表组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H1000.01990.2360.3280.416163042445800.609.914.4324.1349.0600.120.200.290.4942554861258257900.220.330.500

12、.851.9塔顶液体体积流量:塔顶液体体积流量:全塔平均液体体积流量: 4.4 液体表面张力计算查表得各个组分的表面张力: 表4-3 各组分表面张力组分CH4C2H6C3H6C3H8C4H10001.11.25.300.01990.2360.3280.4160.0250.900.0660.0260000.260.395.252.8503.210.29.514.802.880.67320.24703.8所以液体平均表面张力: 4.4 塔径的计算4.4.1 求上限空塔气速:初设选板间距,板上液层高度,所以分离空间又因,由史密斯关联图查得:史密斯关联图(1)由经验公式 进行表面张力修正,则上限空塔气

13、速 u max =4.4.2 计算空塔气速适宜的空塔气速是乘以安全系数,安全系数取 (0.6 -0.8)之间,本设计取安全系数为0.7, 4.4.3 选取塔径和实际空塔气速: 根据浮阀塔直径系列标准圆整取塔径为 1.2m实际空塔流速: 4.5 计算塔截面积塔截面积:4.6 计算塔的有效高度塔的有效高度: 4.7 塔板的设计 确定塔板溢流形式 因为塔径较小 根据有关文献介绍选取单溢流塔板操作。确定降液管的结构形式 根据有关资料降液管的结构形式采用弓形降液管。4.7.3 降液管的底隙高度 对于单溢流取堰长由化学工程手册得弓形降液管堰取取液体通过降液管底隙时的流速取值根据经验一般可取 0.07- 0

14、.25 之间降液管的底隙高度:确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大,同时要有良好的液封。4.7.4 求降液管的宽度及截面 查化工原理图得 所以 所以4.7.5 求液体在降液管内的停留时间 所一能够满足要求。4.7.6 塔板四区尺寸的确定:边缘区宽度取0.05m.破沫区宽度取0.07m.溢流区宽度=0.2m.鼓泡区面积4.7.7 初算浮阀个数 浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好,此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小且操作弹性较大 根据工业生产装置的数据对 F1 型重浮阀而言,当板上所有浮阀刚刚全开时,F0 动能因数常在 9 12 之间。本设计取 F0=10因为,设

15、为气体通过阀孔时的速度,为气体通过阀孔时的动能因数,为气体密度,则为浮阀孔直径取则4.7.8 核算阀孔动能因数及孔数:因为阀孔动能因数变化不大仍在 9- - -12 范围之内 所以选取合理。4.7.9 计算塔板开孔率开孔率在(5-15)内,符合要求。五、浮阀塔板设计的校核5.1 液沫夹带量校核液沫夹带量校核 为控制液沫夹带量过大 应使泛点 0.8 -0.82.浮阀塔板泛点率 ,式中由塔板上气相密度及塔板间距 确定,可由下图查得 =0.125。根据提供的数据 本物系 K 值可以 选取 1 塔板上液体流道长及液流面积分别为所得的泛点率低于0.8,故不会产生过量的液沫夹带。5.2 气体通过浮阀塔板的

16、压降 校核5.2.1 干板阻力 hC临界孔速:5.2.2 板上充气液层阻力 板上充气层阻力一般由来求 板上液层高度反应板上液层充气程度的因数,称为充气因数。液相为水时 =0.5液相为油时 =(0.2-0.35) ,液相为碳氢混合物时 =(0.4-0.5) 该混合物为碳氢混合物,取充气系数碳氢混合物 ,取充气系数=0.45,取板上液层高度 则5.2.3 克服液体表面张力所造成的阻力5.2.4 气体通过浮阀塔板的压降校核。由以上三项阻力之和求得塔板压降所相当的液柱高度单板压强降常压或加压塔中每层浮阀塔板的压强降为265-530 Pa ,所以符合要求。5.3 降液管液泛校核出口堰高度的计算:由于板上

17、液层高度可表示为,故,此处为堰上液头 对于平堰用式一般情况下,取E=1则降液管中上液层高度(液体流过降液管底隙阻力)浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略 则降液管内清液层高度=0.035+0.035+0.083+0.00312+0.0000328=0.1509 m为防止液泛 应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰,即安全系数,对易发泡的物系 = 0.3-0.5 对不易发泡的物系= 0.6-0.7取=0.5 ,=0.5(0.6+0.035)=0.3175m因为=0.1509 m故不会发生降液管液泛。5.4 液体在降液管内停留时间 液体在降液管内停留时间 应大于 3-5s 才能保证液体

18、所夹带的气体的释出。故所夹带液体可以释出。5.5 严重漏液校核.当阀孔的动能因子低于5时会发生严重漏液,故漏液点的孔速可取=5的相应孔流气速。稳定系数故不会发生严重漏液6.1 漏液线以 F0=5 作为规定气体取小负荷的标准,则根据(VS)min 在纵坐标轴上定出一点作水平线AA,即为泄漏线。6.2 液相负荷上限线以=5秒作为液体在降液管中停留时间下限值,即( LS)max= AfHT /5=0.07110.6/ 5=0.0085m3/s 。根据(LS)max在横坐标轴上定出一点C并作垂线CC,即为液相负荷上限线。6.3 液相负荷下限线 对于平堰一般取堰上液层高度h0W=0. 00 6 m作为液

19、相负荷下限条件低于此限时便不能保证板上液流的均匀分布,降低气液接触效果,根据公式:,一般 how 取作为下限条件。根据在横坐标轴上取定一点B作垂线BB,即为液相负荷下限线。6.4 液泛线: 根据 ,即式中:则:根据方程绘制出液泛线 DD。6.5 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线表现了雾沫夹带量 eV=0.1kg(液)/kg(汽 时的 LS VS 的关系。按泛点率=80%时找出LS与VS的关系,即泛点率绘图即雾沫夹带上限线EE 。根据以上五条线绘出塔板负荷性能图 七、塔高计算nF进料板数 HF进料板间距 nP人孔数 HB塔底空间高度(6 到 8 层设一人孔) HP人孔板间距 HD塔顶空间高度 H1封头高度 H2裙座高度取 , , , , , , ,

展开阅读全文
相关资源
相关搜索

当前位置:首页 > 教育专区 > 小学资料

本站为文档C TO C交易模式,本站只提供存储空间、用户上传的文档直接被用户下载,本站只是中间服务平台,本站所有文档下载所得的收益归上传人(含作者)所有。本站仅对用户上传内容的表现方式做保护处理,对上载内容本身不做任何修改或编辑。若文档所含内容侵犯了您的版权或隐私,请立即通知淘文阁网,我们立即给予删除!客服QQ:136780468 微信:18945177775 电话:18904686070

工信部备案号:黑ICP备15003705号© 2020-2023 www.taowenge.com 淘文阁