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1、一 寸 光 阴 不 可 轻 1 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 CH4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H10 总合 组成 0.05 0.35 0.15 0.20 0.25 1.00 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 3.13.1. .2 2 清
2、晰分隔物料衡算清晰分隔物料衡算 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 。 3.13.1. .3 3 计算塔顶塔底组成计算塔顶塔底组成, ,塔顶塔底温度塔顶塔底温度 1.各组分平均摩尔质量 0.05 16.040.35 30.700.15 42.081 0.20 44.0970.25 58.12440.99/Mkg Kmol=+= 进料量F= 8 1.0 10(300 24)338.84/MKmol h=
3、 由进料组成，进料量按清晰分割求 D， W 1.F=338.84Kmol/h 0.02 Dh X 0.02 Wl X 2.乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分。 3. 338.84 0.35118.594/ 338.84 0.1550.826/ l h fKmol h fKmol h = = 4.计算 1 L i i f = h i i h f = 一 寸 光 阴 不 可 轻 2 1 338.84 (0.050.35)135.54 L i i f = =+= 203.30 h i i h f = = 5. 0.02 135.54 203.30 1 0.02 1 0.020.02 0.021 0.
4、02 4.094 L W = = 118.5944.094114.5 lll dfW= 0.02 ( 4.094 135.54) 11 0.02 2.68 Dh hLl Dh X dWf X =+=+ = 50.8262.6848.146 hhh Wfd= 114.5 27.97 4.094 2.68 0.056 48.146 l L h h d W d W = = D=114.5+2.68+338.840.05=134.122 W=4.094+48.146+338.84(0.25+0.20)=204.72 1.塔顶温度 D t。由露点方程计算 查2.74MpaT=397.4 sia p 设1
5、 组分 CH4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H10 Di X 0.1263 0.8537 0.01998 0 0 组分 CH4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H10 i Z 0.05 0.35 0.15 0.20 0.25 1.00 i f 16.942 118.594 50.826 67.768 84.71 338.84 i D 16.942 114.5 2.68 0 0 134.122 Di X 0.1263 0.8537 0.01998 0 0 1 i W 0 4.094 48.146 67.768 84.71 204.72 wi X 0 0.019998 0.235 0.33
6、1 0.4138 1 一 寸 光 阴 不 可 轻 3 i K 5 0.94 0.3 0.26 0.07 1.00051.01 i i y k = 2.塔底温度 w t.由泡点方程： w t=82=179.6F 组分 CH4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H10 wi X 0 0.019998 0.235 0.331 0.4138 i K 8.6 2.8 1.35 1.25 0.51 0.998 i x = 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： i Di K ihD a Wi K ihW a ih a CH4 5 16.67 8.6 6.37 1
7、0.30 C2H6 0.94 3.13 2.8 2.07 2.55 C3H6 0.3 1 1.35 1 1 C3H8 0.26 0.87 1.25 0.93 0.81 C4H10 0.07 0.23 0.51 0.38 0.30 iD ihD h K a K = iW ihW h K a k = 1/2 (.) ihihdihW aaa= 代入汉斯特别克公式，得到 log log(/)log(/)log(/)log(/) log log lg0.056lg27.97log0.056 log2.55 log 1.251.447 1.25 0.407 1.256.63log iH iHlH LH
8、ih ih ih a d wd wd wd w a a a a =+ =+ = + + 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 ih a代入上式求得 (/)id w 进一步求得 i d i w Di x wi x 列表如下： if i (/)id w i d i w Di x wi x ih a 一 寸 光 阴 不 可 轻 4 16.942 CH4 2.92 5 10 16.932 5 5.8 10 0.125 4 6.14 10 10.30 118.594 C2H6 28.18 114.53 4.064 0.85 0.0199 2.55 50.826 C3
9、H6 0.056 2.695 48.125 0.0199 0.236 1 67.768 C3H8 0.0138 0.922 66.846 0.0068 0.328 0.81 84.71 C4H10 5 1.91 10 3 1.62 10 84.708 5 1.2 10 0.416 0.30 338.84 / 135.11 203.74 1.000 1.000 / 0.019 DH X=(小于2） 0.019 WL X=(小于2） 均小于规定的浓度值 符合要求。 3.1.4 3.1.4 由恩德伍德方程计算由恩德伍德方程计算 RminRmin 塔顶塔底平均温度是：T=50.以重组分C3H8为对比组
10、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: i i Z i K ih a CH4 0.05 7.4 8.6 C2H6 0.35 2 2.33 C3H6 0.15 0.86 1 C3H8 0.20 0.77 0.9 C4H10 0.25 0.28 0.33 由于是泡点进料 所以 e=0 由 1 c ii i i a Z e a = = e=0,通过试差计算 求 列表计算 组 分 i Z ii i a Z a 1.35= 1.356= 1.36= CH4 0.05 8.6 0.059 0.059 0.055 C2H6 0.35 2.33 0.837 0
11、.842 0.845 一 寸 光 阴 不 可 轻 5 C3H6 0.15 1 0.429 0.421 0.417 C3H8 0.20 0.9 0.4 0.395 0.39 C4H10 0.25 0.33 0.08 0.081 0.081 计算得=1.356 各组分塔顶含量如 下表 i CH4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H10 di x 0.125 0.85 0.0199 0.0068 0 1 i a 30.43 7.83 3.17 2.91 1 1 12.07 c iDi m i i a x R a = + = 1.07 m R =所以该塔最小回流比为1.07 3 3. .3 3 由由
12、芬斯克方程计算芬斯克方程计算 m N 0.85 dl x= 0.0199 wl x= 0.0199 dh x= 0.236 wh x= 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 i K i K lh a C2H6 C3H6 1 d t = 0.94 0.3 3.13 w 82t= 2.8 1.35 2.07 一 寸 光 阴 不 可 轻 6 , 2.25 lhlh Dlh W aaa= log (0.86/0.014) (0.24/0.008)log2.256.657 m N = 块 所以最小理论板数为8块 3 3 . .3 3 由经验公式确定理论塔板数由经
13、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 m R=1.8 1.8 1.1 0.25 12.8 m RR x R = + 0.39 1 Tm T NN y N = + 查吉利兰图得 y=0.39 12.1 T N=块 3.4 3.4 由奥康奈尔图确定板效率由奥康奈尔图确定板效率 该塔平均操作温度 1/ 2()50 dw ttt=+ 列表计算 当 P=2.74Mpa 50 查得2 l k = 0.86 h k = i Fii xZ= li . Fili x CH4 0.05 0 0 C2H6 0.35 0 0 C3H6 0.15 0.078 0.0117
14、C3H8 0.20 0.086 0.0172 C4H10 0.25 0.147 0.0368 1.000 / 0.066 一 寸 光 阴 不 可 轻 7 则2.332.33 0.0660.154 lhlhl aa= 由奥康奈尔图查得:总板效率0.77 T = 3.5 3.5 确定进料板位置确定进料板位置 (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 (1)/14.415 aTT NN=块 取进料位置()()1 aRmSm NNN=+ log (/) .(/) () 0.88 ()log (/) .(/) lhdhlf Rm Smlhfhlw xxxx N Nxxxx = 12.1=() Sm N+0.88() Sm N+1 得到() Sm N=5.9 块 ()12.1 5.95.2 Rm N=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。 3.3.6 6 塔工艺的计算结果塔工艺的计算结果 精馏塔工艺计算结果一览表 项目 符号 数值 单位 进料流量 F 406.6 Kmol 进料温度 t 26 操作压力 P 2.74 MPa 塔顶产品流量 D 135.41 塔顶温度 1 塔底产品流量 W 203.74 塔底温度 82 最小回流比 1.1 实际回流比 R 1.8 最少理论板数 7 块 一 寸 光 阴 不 可 轻 8
