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1、第一章 概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要
2、求，目前应用较为广泛。2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。 4. 分离序列综合 多
3、组分物系的分离序列综合问题，可以采用直观推断法、渐进调优法和数学规划等经典方法，最为常用的是根据经验规则进行的直观推断法（M、D、S、C规则）。第二章 方案流程简介1. 精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，是混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液体）经过料管由精馏塔的某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的浮阀上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级浮阀上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升
4、的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2. 工艺流程1）物料的储存和运输精馏装置必须在实弹的位置设置一定数量不同容积的原料储罐，泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位
5、置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。3. 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配合使用立式热虹吸式再沸器4. 处理能力及产品质量处理量：60koml/h产品质量：（以丙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 98% 塔底产品2%。第三章 精馏塔工艺设计第一节 设计条件1. 工艺条件：饱和液体进料， 进料丙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶丙烯含量=98%釜液丙烯含量2%总板效率为0.62.操作条件：塔顶压力1.62MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：蒸汽；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流
6、比系数：R/Rmin=1.23.塔板形式：浮阀4.处理量：60 kmol/h，5.安转地点：大连6.塔板位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算物料衡算= + =+解得：=39.375 kmol/h ，=20.625 kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量第三节 塔板计算1. 相对挥发度的确定逐板计算值（具体数据见文后数据表）最后取相对挥发度为= 1.192. 回流比及流量确定（1）由于=，所以先求解，由平衡方程和q线方程求解出，q线方程：=0.65=0.65 , =0.6885则=7.3
7、58，R=1.2=8.83（2）摩尔流量=R=347.681kmol/h=387.056 kmol/h= =407.681 kmol/h=387.056 kmol/h3. 操作线方程精馏段操作方程: , =0.8983+0.09969提馏段操作方程：，=1.053-0.0010664.确定塔板数由相平衡方程，精馏段操作方程， 提馏段操作方程，=0.8983+0.09969=1.053-0.001066通过逐板计算，由塔顶第一块板开始借用Excel得到结果：理论板数：92（包括釜）；进料位置：从上至下第45块与假设90块大致吻合。故理论板数即为92块。实际板数：92/0.6=153.3，取整：1
8、54实际进料：从上至下第75块第四节 精馏塔工艺计算1. 物性数据液相（42.96，1720 Kpa）（52.1，1762 Kpa）表面张力mN/m42.9652.1丙烷C3H8460.92 kg/m3442.9 kg/m33.82.6丙烯C3H6474.8 kg/m3451.8 kg/m34.6.294气相 （42.96，1720Kpa） （52.1，1762 Kpa）丙烷C3H831.2 kg/m335.5 kg/m3丙烯C3H631.1 kg/m331.0 kg/m3设计中取气相密度=31.1kg/m3 液相密度=474.5kg/m3液相表面张力取=2.6 mN/m2. 塔径计算质量流量
9、气相： =4.2494 kg/s液相：=4.9828 kg/s体积流量：气相：= 0.1366 /s液相：= 0.01050 /s两相流动参数 =0.3002设间距： =0.45m查费克关联图得=0.056气体负荷因子C：=0.03724液泛气速： =0.1406泛点率取=0.7 操作气速u=0.09842m/s又 =0.1366 /s所需气体流道截面积A：=1.3883 m2选取单流型，弓形降液管塔板，取=0.1则=1-=0.9故塔板截面积=1.5425 m2塔径D：=1.4014 m 圆整：取1.4m则实际塔板截面面积=1.5394 m2降液管截面积=0.15394 m2气体流道截面积A=
10、1.3854 m2实际操作气速u=0.09859 m/s实际泛点率=0.7013 圆整 0.7且=0.45m，D=1.4m 符合经验关系所以塔间距=0.45m 塔径 D=1.4m3. 塔高计算实际板数=154精馏段75，提馏段79塔有效高度=0.45154=69.3m釜液流出量：=407.681 kmol/h 质量流量为： =17937.964 kg/h 体积流量: =37.804m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度: =8.185m进料处两板间距增至0.8m154块塔板，共设置4个人孔，每个人孔处 =0.8m裙坐取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +（0.8-0.45
11、）5+1.52+5=87.400m第五节 溢流装置的设计1. 弓型降液管根据课设p207=1.4m =1.5394 m2 =0.1 =0.15394 m2查得=0.732=0.732=1.0248m 即为堰长堰宽 =210 mm降液管面积=0.15394 2. 溢流堰液流强度=36.8856mm取底隙 =40mm=0.04m则液体流经底隙的流速 = =0.2561 m/s0.5 m/s故合格第六节 塔板布置及其他结构尺寸的选取1. 浮阀数的确定选取型，重型，阀孔直径=0.039m初取阀孔动能因子 =9 计算阀孔气速 =1.614 m/s浮阀数=70.85 取71个2. 浮阀排列方式 通过计算及
12、实际试排确定塔盘的浮阀数n。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置，例如塔盘边缘区宽度、液体进出口的安定区宽度、以及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进、出口安定区宽度=70mm=0.07m，取边缘区宽=50mm=0.05m =0.2m有效传质区=求得。0.43m=0.65m=1.03开孔所占面积=0.08483选择错排方式，其孔心距t估算。=0.08236，t=0.1294m=129.4mm根据估算提供的孔心距t=125mm进行布孔，并按实际可能情况进行调整来确定浮阀数n=66阀孔气速 =1.7323 m/s动能因子 =9.66板开孔率 =0.051210%符合要求第七节 塔板流动性能的校核1.
13、 液沫夹带量的校核 为了控制液沫夹带量过大，应使泛点0.80.82。浮阀塔板泛点率=或是=式中由塔板上的气相密度以及塔板间距查图p217图5-19得系数=0.120,根据p216表5-11查取，本物系取=1。塔板上液体流道长及液流面积分别为：=1.0m=1.2315 m2故得=0.3414 或是=0.2511所得泛点率均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。2. 塔板阻力计算（1）干板阻力临界孔速 =1.5961 m/s 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35s，才能保证液体所夹带气体的释出。 =6.6 s 5 s故所夹带气体可以释放。5. 严重漏液校核 当阀孔的动能因子低于5时将发生严重漏夜，故漏液点的孔速可取=5时相应的孔流气速。=0.8966 m/s 稳定系
