工艺技术_丙烯精制塔工艺设计论文

毕业设计（论文）手册毕业设计（论文）手册 学学 院院 ： 职业技术学院 专业班级专业班级 ： 化工 0832 姓姓 名名 ： 杨文龙 指导教师指导教师 ： 王景芸 2 2011 年 6 月 毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 设计（论文）题目： 丙烯精制塔工艺设计 设计（论文）时间： 2011-4-11 至 2011-6-19 设计（论文）进行地点： 校 内 1、设计（论文）内容： 1.丙烯简介及应用 2.工艺流程的选择与确定 3.物料衡算，热量衡算 4.丙烯精馏塔的设计 5.精馏塔附属设备的选用 2、设计（论文）的主要技术指标 主要进料：丙烯，丙烷，丁烷。其中进料组成（质量分数%）分别为： 92.75；7.05； 0.20；要求通过设计的丙烯精制塔后的塔顶组成为丙烯：99.6；丙烷：0.4；丁烷： 0；塔底组成要求丙烯小于 15.2% 。 3、设计（论文）的基本要求 设计思路明确 设计层次分明 内容详尽严谨求实 书写规范等 化 工 毕 业 设 计 毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 4、应收集的资料及主要参考文献 .天津大学化工原理教研室编。化工原理（下）。天津：天津科技出版社，1990 .上海化工学院。基础化学工程（中）。上海：上海科学技术出版社，1978 .石油化工规划设计院。塔的工艺设计。北京：石油化学工业出版社，1977 .化工设备手册编写组。金属设备。上海：上海人民出版社，1975 .中国石化集团。化工工艺设计手册（上、下）。北京：化学工业出版社，1994 .天津大学。基本有机化学工程（中）。北京：人民教育出版社，1978。等 5、进度安排及完成情况 序号设计（论文）各阶段任务日 期完成情况 1有关设计任务资料的收集4 月 11 日4 月 20 日完成 2设计的大纲安排4 月 20 日4 月 25 日完成 3设计任务的计算4 月 25 日4 月 30 日完成 4设计计算的审核4 月 30 日5 月 10 日完成 5设计任务的电子版录入5 月 10 日5 月 30 日完成 6毕业设计的校验和打印5 月 30 日6 月 19 日完成 学 生 签 名： 杨文龙 指导教师签名： 系 主 任 签 名： 2011 年 6 月 19 日 4 毕业设计（论文）评阅书毕业设计（论文）评阅书 指导教师评语： 评 分 表（导师建议成绩） 项目创新摘要内容排版表现合计 权重105601015100 分数 指导教师签字： 年 月 日 化 工 毕 业 设 计 毕业设计（论文）评阅书毕业设计（论文）评阅书 评阅教师评语： 评 分 表（评阅教师建议成绩） 项目创新摘要内容排版合计 权重1057510100 分数 评阅教师签字： 年 月 日 6 毕业答辩情况表毕业答辩情况表 答辩时间：答辩时间： 年年 月月 日日 答 辩 组 成 员 姓 名职 称工 作 单 位注 备 答辩评语： 建议答辩成绩：答辩组长： 年 月 日 答辩委员会意见： 答辩委员会主任： 年 月 日 成 绩 化 工 毕 业 设 计 摘要 本人所设计所依据的是以丙烯精制塔为设计原型。我所设计的题目是年产 60000 吨丙 烯精制塔设计，开工周期为 7900 小时/年，其中原料主要组成为丙烯，丙烷，丁烷等组分， 按各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。工艺流程说明如下： 原料（丙稀、丙 烷、丁烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置 （进料板处）流入塔内，开始精馏 操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相 沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔 顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。 回流液从塔顶沿塔流下，在 下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部 分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。 设计时，依次进行了物料衡算、热量衡算、塔结构的相关工艺计算，及换热设备的计 算及附属设备的选型。设备选型方面主要按照现场实际，并兼顾工艺控制要求与经济合理 性。 随着先进控制技术的兴起，关键控制指标由定值控制向区间控制转变，调节变量与控 制变量的关系由单对单向多变量预估控制转变。它是装置控制技术发展的方向，正在逐步 普及。为了为装置以后上先进控制提供方便，我们在设计时，注意为塔顶温度，塔底温度， 回流量等指标保留较大的操作弹性。 关键词：丙烯；精馏塔；物料衡算；热量衡算；塔温；操作弹性； 8 目录 1.1.前言前言1 1 1.1 丙烯概述.1 1.1.1 主要特性 .1 1.1.2 危险性 .1 1.2 丙烯行业特点.2 2.2.丙烯精制塔的工艺计算丙烯精制塔的工艺计算3 3 2.1 原始数据.3 2.2 物料衡算.4 2.2.1 关键组分 .4 2.2.2 计算塔顶小时产量 .4 2.2.3 计算塔釜质量组成 .4 2.2.4 质量分数转换 .5 2.2.5 计算进料量和塔底产品量 .5 2.2.6 物料衡算计算结果 .6 2.3 塔温的确定.6 2.3.1 确定进料温度 .6 2.3.2 确定塔顶温度 .6 2.3.3 确定塔釜温度 .7 2.4 塔板数的计算.7 2.4.1 最小回流比的计算 .7 2.4.2 计算最少理论板数 .9 2.4.3 塔板数和实际回流比的确定 .9 2.5 确定进料位置10 2.6 全塔热量衡算10 2.6.1 冷却器的热量衡算 10 2.6.2 再沸器的热量衡算 11 2.6.3 全塔热量衡算 11 2.7 板间距离的选定和塔径的确定12 2.7.1 计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 12 2.7.2 求液体及气体的体积流量 13 2.7.3 初选板间距及塔径的估算 14 2.8 浮阀塔塔板结构尺寸确定15 2.8.1 塔板布置 15 2.8.2 溢流堰及降液管设计计算 16 2.9 水力学计算17 2.9.1 塔板总压力降的计算 18 2.9.2 雾沫夹带 18 2.9.3 淹塔情况校核 22 化 工 毕 业 设 计 2.10 浮阀塔的负荷性能图.22 2.10.1 雾沫夹带线 .22 2.10.2 液泛线 .24 2.10.3 降液管超负荷线 .25 2.10.4 泄露线 .25 2.10.5 液相下限线 .25 2.10.6 操作点 .26 2.11 塔的附属设备计算.27 2.11.1 再沸器的计算 .27 2.11.2 塔顶冷凝器的计算 .27 2.11.3 确定塔体各接管及材料 .28 3.3.总结总结3131 4.4.致谢致谢3232 设计参考资料设计参考资料3333 化 工 毕 业 设 计 1 1.前言 1.1 丙烯概述【6】 丙烯（propylene,CH2=CHCH3）常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。分子量 42.08，密度 0.5139g/cm(20/4)，冰点-185.3，沸点-47.4。易燃，爆炸极限为 2%11%。 不溶于水，溶于有机溶剂，是一种属低毒类物质。丙烯是三大合成材料的基本原料，主要 用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。 1.1.1 主要特性 化学品名称： 化学品中文名称：丙烯 化学品英文名称：propylene 英文名称：propene 分子式：C3H6 结构简式：CH2=CH-CH3 分子量：42.081 丙烯燃烧化学方程式：2C3H6+9O2=6CO2+6H2O 1.1.2 危险性 健康危害：本品为单纯窒息剂及轻度麻醉剂。急性中毒：人吸入丙烯可引起意识丧失， 当浓度为 15时，需 30 分钟；24时，需 3 分钟；3540时，需 20 秒钟；40以上 时，仅需 6 秒钟，并引起呕吐。慢性影响：长期接触可引起头昏、乏力、全身不适、思维 不集中。个别人胃肠道功能发生紊乱。 环境危害：对环境有危害，对水体、土壤和大气可造成污染。 燃爆危险：本品易燃。 1.1.3 急救措施 吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止， 立即进行人工呼吸。就医。 1.1.4 消防措施 危险特性：易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与 二氧化氮、四氧化二氮、氧化二氮等激烈化合，与其它氧化剂接触剧烈反应。气体比空气 重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。 有害燃烧产物：一氧化碳、二氧化碳。 灭火方法：切断气源。若不能切断气源，则不允许熄灭泄漏处的火焰。喷水冷却容器，可 能的话将容器从火场移至空旷处。灭火剂：雾状水、泡沫、二氧化碳、干粉。 1.1.5 泄漏应急处理 应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。 建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防静电工作服。尽可能切断泄漏源。用工业覆 盖层或吸附/ 吸收剂盖住泄漏点附近的下水道等地方，防止气体进入。合理通风，加速扩 散。喷雾状水稀释、溶解。构筑围堤或挖坑收容产生的大量废水。如有可能，将漏出气用 排风机送至空旷地方或装设适当喷头烧掉。漏气容器要妥善处理，修复、检验后再用。 丙烯是仅次于乙烯的一种重要有机石油化工基本原料，它主要用于生产聚丙烯、苯酚、 丙酮、丁醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙烯酸以及异丙醇等，其他用途还包括烷基化油、 催化叠合和二聚，高辛烷值汽油调合料等。 2 1.2 丙烯行业特点 纵观中国丙烯行业，有如下几个主要的特点： 1、总体规模较大。 2、中国丙烯工业体系较为完善、发展实力雄厚，具有资源优势。 3、丙烯工厂较多、较为分散，单线丙烯生产能力相对较小。 4、丙烯生产技术有待多样化，丙烯来源途径需要增加。 中国丙烯主要来源于乙烯裂解装置、炼厂催化裂化和催化裂解装置，现有生产装置多 已采用国内开发的增产丙烯技术，装置开工率超过 100%。中国丙烯增产技术与国际水平同 步，特别是炼厂深度催化裂解装置增产丙烯技术，已处于世界领先地位。但中国在其他丙 烯生产技术如丙烷脱氢（PDH）、甲醇制烯烃技术（MTP）、烯烃相互转化、乙烯丁烯易 位歧化技术等方面，与国际先进水平有一定差距。国外上述技术已工业化或正在工业化， 而国内尚处于研究阶段。 近年来，中国丙烯工业都是以进口为主，出口相对较少。2007 年 1-12 月，中国丙烯进 口量.499 吨，累计金额 81395.39 万美元。2007 年 12 月，中国丙烯进口量 75702.81 吨，12 月交易金额美元，12 月货物平均单价 1163.47 美元/吨。2007 年 1-12 月，中国丙烯进口均 价 1121.1 美元/吨，较 2006 年的 1108.1 美元/吨增长 1.2%。2007 年 1-12 月，中国丙烯出口 量 86.575 吨，累计金额 15.89 万美元。2007 年 12 月，中国丙烯出口量 2 吨，12 月货物平 均单价 1000 美元/吨。2008 年 1-12 月，中国丙烯进口量.245 吨，累计金额.4027 万美元。 2008 年 12 月，中国丙烯进口量.072 吨，12 月交易金额 5993.26 万美元。2008 年 1-12 月， 中国丙烯进口均价 1233.8 美元/吨，较 2007 年的 1121.1 美元/吨增长 1.0%。2008 年 1-12 月， 中国丙烯出口量 118.13 吨，累计金额 18.05 万美元。2008 年 1-12 月，中国丙烯出口均价 1527.77 美元/吨。 近年来，由于丙烯下游产品的快速发展，极大的促进了中国丙烯需求量的快速增长。 到 2010 年，中国将不断新增大型乙烯生产装置，同时炼厂生产能力还将继续扩大，这将增 加丙烯的产出。预计 2010 年，丙烯消费量为 1905 万吨，缺口为 825 万吨。届时，聚丙烯 仍是丙烯最大的消费衍生物，约占丙烯消费量的 76左右。 中国到 2011 年的丙烯产能将达到 1380 万吨/年。预计 2008-2011 年间，中国丙烯产能 年均增长率为 12.3%，高于全球平均增长率 4.1%。届时还将有大量丙烯衍生物进口，中国 丙烯开发利用前景广阔。 化 工 毕 业 设 计 3 2.丙烯精制塔的工艺计算 2.1 原始数据 原始数据见表 1 表表 1 原始数据原始数据 物料名称进料组成（质量分数 /%） 塔顶组成（质量分数 /%） 塔釜组成（质量分数 /%） 丙烯 92.75(92+0.25N) 99.615.2 丙烷7.050.4 丁烷0.200 操作压力 P=1.74Mpa（表压）。 年生产能力 60000t 丙烯。 丙烯精馏塔工艺流程简图如图 1 所示。 精 馏 塔 再沸器 贮 罐 贮 罐 冷凝器 冷凝器 4 图图 1 丙烯精馏塔工艺流程简图丙烯精馏塔工艺流程简图 工艺流程说明如下： 原料（丙稀、丙烷、丁烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某 一位置 （进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器 进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部 或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回 流返回塔顶。 回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触 和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液 相则作为塔底产品采出【5】。 2.2 物料衡算 2.2.1 关键组分 按多组分精馏确定关键组分；挥发度高的丙烯作为轻关键组分在塔顶分出；挥发度低 的丙烷作为重关键组分在塔底分出。 2.2.2 计算塔顶小时产量 计算每小时塔顶产量，每年的操作时间按 7900h 计算（7000+100N）。 由题目给定/7900=7595/h 2.2.3 计算塔釜质量组成 设计比丙烷重的全部在塔底，比丙烷轻的全部在塔顶。 以 100/h 进料为基准，进行物料衡算见表 2。 表表 2 物料衡算物料衡算 进料量/（/h）馏出流量/（/h）釜液量/（/h） 丙烯92.750.996D0.152W 丙烷7.050.004D7.05-0.004D 丁烷0.200.2 共计100D7.25-0.004D+0.152W F=D+W =15.2% WD W 152 . 0 004 . 0 25 . 7 152 . 0 100=D+W 或 92.75=0.996D+0.152W 100=D+W 解得： W=8.1161/h D=100-8.1161=91.8839/h 丙烷 XWC3H8=82.34% WD D 152 . 0 004 . 0 25 . 7 004 . 0 05 . 7 项 目 组 分 化 工 毕 业 设 计 5 丁烷 XWC4H10=2.46% WD152 . 0 004 . 0 25 . 7 2 . 0 式中 F原料液流量，/h； D塔顶产品（馏出液）流量，/h； W塔底产品（釜残液）流量，/h； XW釜液中各组分的质量分数。 2.2.4 质量分数转换 将质量分数换算成摩尔分数 按下式计算： XA= CWCBWBAWA A MXMXMX MX / / WA 式中 XA液相中 A 组分的摩尔分数； MA、MB、 MCA、 B、 C 组分的摩尔分数，/kmol； XWA、XWB 、XWC液相中 A、 B、 C 组分的质量分数。 各组分的相对分子质量见表 3。 表表 3 各组分的相对分子质量各组分的相对分子质量 分 子 式相对分子质量 丙烯C3H642.08 丙烷C3H844.09 丁烷C4H1058.12 丙烯进料摩尔组成： XF C3H6= 12.58/002 . 0 09.44/0705 . 0 08.42/9275 . 0 08.42/9275 . 0 =0.9310 同理，计算得各组分的摩尔分数如表 4 所示。 表表 4 各组分的摩尔分数各组分的摩尔分数 进 料塔 顶 产 品塔 釜 液 丙烯0.93100.99620.1591 丙烷0.06750.00380.8223 丁烷0.001500.0186 共计1.00001.00001.0000 2.2.5 计算进料量和塔底产品量 F=W+D FXF=DXD+WXW 因为 D=7595/h 项 目 组 分 项 目 组 分 6 所以 F=7595+W F0.9310=75950.9962+W0.1591 解得 W=641.5261/h F=7595+641.5261=8236.5261/h 式中 XF原料液中易挥发组分的质量分数； XD馏出液中易挥发组分的质量分数； XW釜残液中易挥发组分的质量分数。 2.2.6 物料衡算计算结果 见表 5 表表 5 物料衡算物料衡算 组 分C3H6C3H8C4H10共计 相 对 分 质 量42.0844.0958.12 /h 7639.3780580.675116.47308236.5261 质量分数/%92.757.050.2100 Kmol/h181.544213.17020.2834194.9978 摩尔分数/%93.106.750.15100 /h 7564.6230.3807595 质量分数/%99.60.40100 Kmol/h179.76760.68900180.4566 摩尔分数/%99.620.380100 /h 97.5120528.232615.7815641.5261 质量分数/%15.282.342.46100 Kmol/h2.317311.98080.042314.3404 摩尔分数/%15.9182.231.86100 2.3 塔温的确定 2.3.1 确定进料温度 操作压力为 P=1.84（绝对压力）。 假设：泡点进料，温度为 45，依 T、P，得到平衡常数 k 值【10】 因为 =0.992221iiXK 所以 确定进料温度为 45，进料组成的 KiXi值见表 6 进 料塔 顶塔 釜 化 工 毕 业 设 计 7 表表 6 进料组成的进料组成的 KiXi值值 进 料XiKiKiXi C3H60.93101.00.9310 C3H80.06750.90.06075 C4H100.00150.310. 共计1.00002.210. 2.3.2 确定塔顶温度 假设：塔顶露点温度为 44，同理得 k 值【10】。 塔顶物料组成的 yi/ki值见表 7。 表表 7 塔顶物料组成的塔顶物料组成的yi/ki值值 塔 顶 物 料xiyiki = i i k y i i k x C3H60.99620.981. C3H80.00380.880. C4H1000.300 共计1.00002.161. 因为 =1.1 i i k y 所以 确定塔顶温度为 44，塔顶物料组成的 yi/ki值见表 7 2.3.3 确定塔釜温度 假设：塔釜温度为 52，得 k 值【10】。 因为 =1. 误差超过 2%，说明假设温度过高。iiXK 再假设：塔釜温度为 51，得 k 值【10】。 因为 =1.1iiXK 所以 确定塔釜温度为 51，计算过程数据见表 8、表 9 表表 8 塔釜温度计算过程数据（一）塔釜温度计算过程数据（一） 塔 釜 物 料xikikixi C3H6 C3H8 C4H10 共计 0.1591 0.8223 0.0186 1.0000 1.15 1.05 0.36 2.56 0. 0. 0. 1. 表表 9 塔釜温度计算过程数据（二）塔釜温度计算过程数据（二） 塔 釜 物 料xikikixi C3H6 C3H8 C4H10 共计 0.1591 0.8223 0.0186 1.0000 1.12 1.00 0.35 2.47 0. 0. 0. 1. 2.4 塔板数的计算 8 2.4.1 最小回流比的计算 （1）求相对挥发度 ij 66 页式（7-18）【1】 ij = = j j i i x y x y j i k k 丙烯 k44=0.98 k51=1.12 Ki=1.0477cckk514412 . 1 98 . 0 丙烷 k44=0.88 k51=1.00 Ki=0.9381cckk514400 . 1 88 . 0 丁烷 k44=0.30 k51=0.35 Kj=0.3240cckk514435 . 0 300 其相对挥发度为 ij = = j i k k 2336 . 3 3240 . 0 0477 . 1 相对挥发度见表 10。 表表 10 相对挥发度相对挥发度 组 分 k44k51 cckk5144ij 丙烯 丙烷 丁烷 0.98 0.88 0.30 1.12 1.00 0.35 1.0477 0.9381 0.3240 3.2336 2.8954 1 （2）求 值 87 页式（7-39）【1】 =1- n i i iix 1 式中组分 i 对某一参考组分的相对挥发度。可取塔顶、塔釜的几何平均值或用进料泡i 点温度下的相对挥发度； xi进料混合物中组分 i 的摩尔分数； 进料的液相分率； 满足上式的根。 因为泡点进料，故 =1.0 则有 化 工 毕 业 设 计 9 011 1 0015 . 0 1 8954 . 2 0675 . 0 8954 . 2 2336 . 3 9310 . 0 2336 . 3 整理得 3.2074-12.5636+9.3626=0 解得 =2.9160（1.00104 舍去） （3）求最小回流比 87 页式（7-40）【1】 1min R x ij Diij 1min ij Diijx R =8.60861 9160 . 2 8954 . 2 0038 . 0 8954 . 2 9160 . 2 2336 . 3 9962 . 0 2336 . 3 式中 最小回流比；minR xDi馏出液中组分 i 的摩尔分数。 2.4.2 计算最少理论板数 塔顶丙烯-丙烷的相对挥发度 1136 . 1 88 . 0 98 . 0 D 塔釜丙烯-丙烷的相对挥发度 12 . 1 00 . 1 12 . 1 W 1168 . 1 12 . 1 1136 . 1 WD平均 90 页式（7-42）【1】 平均lg lg 1 1 1 min W h D hx x x x N =63.6533 块1 1168 . 1 lg 1591 . 0 8223 . 0 0038 . 0 9962 . 0 lg min N 式中 塔顶、塔底温度下相对挥发度的几何平均值；平均 下标 1、h分别代表轻、重关键组分； 最少理论塔板数。minN 2.4.3 塔板数和实际回流比的确定 取回流比 R =15 由 依据 107 页吉利兰特图得 【10】 3995 . 0 1 min R RR 31 . 0 1 min N NN 解得实际塔板数 N=92.70 10 其余实际塔板数的确定见表 11. 表表 11 实际塔板数的确定实际塔板数的确定 R 1 min R RR 1 min N NN NTR 1 min R RR 1 min N NN N 13 14 14.5 0.3137 0.3594 0.3801 0.38 0.35 0.32 103.28 98.47 94.08 15 15.5 16 0.3995 0.4177 0.4379 0.31 0.30 0.28 92.70 91.36 88.80 由上表可见，当 R=14.515 之间时塔板数变化为最慢，所以 NT=94.08 块。 取实际塔板数 N=100 块 计算板效率，109 页式（6-53）【10】 ET=%08.94 100 08.94 N NT 式中 ET塔板效率； NT理论塔板数，块； N实际塔板数，块。 2.5 确定进料位置 依据 90 页式（7-43）【10】 泡点进料： lg 2 lg206 . 0 Dh Wl Fl Fh s r x x x x D W N N 100srNN 解得 NS=38.01 块 Nr=61.99 块 式中 Nr精馏段塔板数，块； Ns提留段塔板数，块。 所以 进料位置为从塔顶数 62 块塔板数进料。 2.6 全塔热量衡算 2.6.1 冷却器的热量衡算 按 31 页式（6-27）【1】 DHHRQLDVDP)(1( VViiVDHHyH )(混合 LLiiLDHHxH )(混合 式中 QP 冷凝器的热负荷，kcal/h； HVD 每千克塔顶蒸汽的焓，kcal/； HLD 每千克塔顶液产品的焓，kcal/； HVi 每千克气相纯组分 i 的焓，kcal/； 化 工 毕 业 设 计 11 HLi 每千克液相纯组分 i 的焓，kcal/； 混合热。混合H （）V =0 （）L =0混合H混合H 查 158159 页图 10-4，图 10-5 得【2】 丙烯 HVi =168.5kcal/ HLi =99.5kcal/ 丙烷 HVi =100.5kcal/ HLi =29kcal/ HVP =168.50.9962+100.50.0038=168.2461 kcal/ HLP =99.50.9962+290.0038=99.2321 kcal/ QP=（R+1）D(HVD- HLD)=(14.5+1)7595（168.2416-99.2321） =.864 kcal/h =3.4013kJ/h 7 10 式中 HVP每千克由冷凝器上升蒸汽的焓，kcal/； HLP每千克冷凝液的焓，kcal/。 2.6.2 再沸器的热量衡算 依据 32 页式（6-30）【1】，再沸器热损失忽略不计，得 QW =VHVW +W HLW - L mLH = V(HVW - HLW) 式中 QW再沸器的热负荷，kcal/h； V提馏段上升蒸汽的量，/h； 提馏段下降液体的量，/h； L HVW 每千克由再沸器上升的蒸汽焓，kcal/； HLW每千克釜液的焓，kcal/； 每千克在提馏段底层塔板 m 上的液体焓，kcal/。mLH 查 158160 页图 10-4，图 10-5，图 10-6【2】， 丙烯 HVi =168.5kcal/ HLi =99.5kcal/ 丙烷 HVi =102kcal/ HLi =34kcal/ 丁烷 HVi =110.5kcal/ HLi =30.5kcal/ HVW =168.50.1591+1020.8223+110.50.0186 =112.7383 kcal/ HLW =99.50.1591+340.8223+30.50.0186 =44.3560 kcal/ QW =（R+1）D（112.7383-44.3560） 12 =.312 kcal/h =3.3704kJ/h 7 10 2.6.3 全塔热量衡算 依据 33 页式（6-32）【1】 损QQWHDHFHQPLWLDFW 式中 热量损失，kcal/h；损Q 每千克进料的焓，kcal/.FH 丙烯 HVi =168.5kcal/ HLi =99.5kcal/ 丙烷 HVi =100.5kcal/ HLi =29kcal/ 丁烷 HVi =108kcal/ HLi =26kcal/ kcal/6310.940015 . 0 260675. 0299310 . 0 5 . 99FH 左边=FWFHQ =.312+8236.526194.6310 =8.8kcal/h 6 10 =3.68kcal/h 7 10 右边=DLWLDQWHDH =759599.2321+641.526144.3560+.864 =8.8kcal/h 6 10 =3.68kcal/h 7 10 所以， 左边 = 右边。 2.7 板间距离的选定和塔径的确定 2.7.1 计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 （1）液体的密度 查 2526 页图【2】，得 45、44、51下纯组分的密度，见表 12. 按 10 页式（2-17）【2】计算 i i ml x 11 式中 液体平均密度，/m。ml 塔顶温度 44， 化 工 毕 业 设 计 13 462 1 0038 . 0 477 1 9962 . 0 1 ml /m9412.476ml 表表 12 液体密度液体密度 组分 密度（44）/（ /m） 密度（45）/（ /m） 密度（51）/（ /m） C3H6 C3H8 C4H10 477 462 0 475 460 551 460 449 549 液体平均密度见表 13 表表 13 液体平均密度液体平均密度 项目444551 液体平均密度/（ /m） 476.9412474.0546452.2528 （2）气体的密度 查 10 页，得公式【2】： ZRT pM mV 式中 气体平均密度，/m；mV 操作压力，Pa；p Z压缩因子，由对比温度和对比压力查图而得； M平均相对分子质量； T操作温度，K； R通用气体常数。 塔顶： 对比温度 8691 . 0 9186.364 15.317 cii r Ty T T 对比压力 4057 . 0 3546.45 4 . 18 cii r py p p 式中 TC 临界温度，K； Pc 临界压力，Pa。 由 Tr 、Pr查附图（2-3）【2】得 Z=0.690 /m1300.43 15.31708205 . 0 690 . 0 0876.42 4 . 18 ZRT pM mV 14 同理，求得塔釜 /m1895.47mV 各组分的物性常数见表 14 表表 14 各组分的物性常数各组分的物性常数 组分摩尔分数临界温度 T0/K 临界压力 PC yiTiyipciyiMi 丙烯0.9962364.9045.37363.513445.197641.9201 丙烷0.0038369.8041.321.40520.15700.1675 丁烷042537.46000 共计1.0000364.918645.354642.0876 2.7.2 求液体及气体的体积流量 V=L+D； L=RD 所以 V=(R+1)D =15.5180.4566 =2797.0773kmol/h 因为 =1.0 所以 （依据恒摩尔流假定，精、提馏段上升气体的摩尔流量相等）VV kmol/h4177.28113404.140773.2797WVL L=RD=14.5180.4566=2616.6207kmol/h 式中 V、精馏塔内精、提馏段上升蒸气的流量，kmol/h； V L、精馏塔内精、提馏段下降液体的流量，kmol/h。 L 转换为质量流量 V=2797.077342.=.3769/h =2797.077342.=.3769/h V L=2616.620742.=.3848/h =2811.417742.=.9304/h L 转换为体积流量 V=.3769/43.1300=2729.4778 m/h=0.7582 m/s =.3769/47.1895=2494.6732 m/h=0.6930 m/s V L=.3848/476.9421=230.9030 m/h=0.06414 m/s =.9304/452.2528=261.6367 m/h=0.07268 m/s L 计算结果汇总见表 15 表表 15 精馏段、提馏段上升蒸气及下降液体量精馏段、提馏段上升蒸气及下降液体量 项目 /h m/hm/s项目 /h m/hm/s V.37692729.47780.7582 V .37692494.67320.6930 L.3848230.90300.06414 L .9304261.63670.07268 化 工 毕 业 设 计 15 2.7.3 初选板间距及塔径的估算 （1）计算塔径 查 148 页表 9-4【1】，依据流量初选塔径 2.4m,板间距为 500mm。 根据公式： V L S S T V L gH C 21 055 . 0 式中 C负荷系数； HT塔板间距，m； LS下降液体的体积流量，m/s； VS上升蒸气的体积流量，m/s； 液相密度，/m；L 气相密度，/m；V g重力加速度，m/s。 精馏段 0780 . 0 1300.43 9412.476 7582 . 0 06414 . 0 21 5 . 081 . 9 055 . 0 C m/s2474 . 0 1300.43 1300.439412.476 0780 . 0 max V VL Cu 式中 最大空塔气速，m/s。maxu 实际气速 取 u=0.65max)0.86 . 0(uu maxu 所以 u=0.650.2474=0.1608 m/s m4508 . 2 1608 . 0 785 . 0 7582 . 0 785 . 0 u V D 式中 D塔径，m。 提馏段 0739 . 0 1895.47 2528.452 6930. 0 07268 . 0 21 5 . 081 . 9 055 . 0 C m/s2165 . 0 1895.47 1895.472528.452 0739 . 0 max u 所以 u=0.650.2165=0.1407 m/s m505 . 2 1407 . 0 785 . 0 6930 . 0 785 . 0 u V D 取塔径 D 为 2.8m。 16 （2）计算实际空塔气速ku 2 785 . 0 D V u S k 精馏段 m/s1232 . 0 8 . 2785 . 0 7582 . 0 2 ku 提馏段 m/s1126 . 0 8 . 2785 . 0 6930 . 0 2 ku 2.8 浮阀塔塔板结构尺寸确定 2.8.1 塔板布置 （1）浮阀型式：选择 F1 型重阀，阀片厚度 =2mm，阀质量为 33g，H=11.5mm ,L=15.5mm,mm39 浮阀最大开度 8.5mm，最小开度 2.5mm。 （2）溢流型式：当直径大于 2.2m 时，采用双溢流塔板，浮阀排列采用三角形叉排方式。 （3）求阀孔气速 根据阀孔动能因数 取 F0 =1012900VuF V F u 0 0 式中 F0气体通过阀孔时的动能因数； U0气体通过阀孔时的速度，m/s。 精馏段阀孔气速 m/s5227 . 1 1300.43 10 0u 提馏段阀孔气速 m/s4557 . 1 1895.47 10 0u （4）确定浮阀数及开孔率 根据 2 00785 . 0 du V N S 式中 N阀孔数，个； d0阀孔直径，d0=0.039m。 精馏段 个0331.417 039 . 0 785 . 0 5227 . 1 7582 . 0 2 N 提馏段 个7149.398 039 . 0 785 . 0 4557 . 1 6930 . 0 2 N 查 120 页表 4-5【8】得双溢流型塔板结构参数，见表 16。 表表 16 双溢流型塔板结构参数双溢流型塔板结构参数 化 工 毕 业 设 计 17 弓型降液管塔径 D/mm 塔截面积 AT/ 板间距 HT/mm 降管长度 mmLW/ 降管宽度 mmWd/ 降管宽度 mmWd/ 降液管截 面积 2 /mAf TfAA /DLW/ 28006.158050017523082800.7389120.626 查 630 页【8】得到浮阀数见表 17。 表表 17 浮阀数浮阀数 浮 阀 总 数塔 径 （）/%TfAA / t = 80 280012448 所以确定用 448 个浮阀。 开孔率 %10%7 . 8%100 8 . 2 448039 . 0 %100 2 2 2 2 0 D Nd 对于加压塔 应小于 10%，故满足要求。 2.8.2 溢流堰及降液管设计计算 塔盘为双溢流塔板，溢流堰为弓型，降液管为弓型。 （1）计算停留时间 按 196 页式（7-14）【3】计算 s53 S Tf L HA Af =0.7389 LS =0.06414 m/s 精馏段 s5s 5 . 11 0.06414/2 0.50.7389 2/ S Tf L HA 提馏段 s5s 2 . 10 0.07268/2 0.50.7389 式中 液体在降液管内的提留时间，s； Af降液管的截面积，。 液体在降液管内的提留时间不应小于s，计算结果均满足要求。53 （2）降液管底隙高度 h0计算 根据 197 页式（7-16）【3】 OLwuL L h 0 式中 LW 弓型降液管出口堰长度，m； 降液管底隙流体速度，m/s。OLu 其中 L=LS/2（因为双溢流） LW=0.6262.8=1.7528m = m/s， 取 0.2 m/sOLu0.250.07 精馏段 m09148 . 0 2 . 07528 . 1 2/06414 . 0 0 h 18 提馏段 m1037 . 0 2 . 07528 . 1 2/07268 . 0 0 h 取 h0=50mm【1】。 （3）计算溢流堰上液层高度 hOW 采用平堰，根据 195 页式（7-10）【3】 取 E=1.0 3/2 1000 84 . 2 W h OW L L Eh 式中 E液流收缩系数； Lh塔内液体流量，m/h。 精馏段 m0463 . 0 752 . 1 2/9030.230 1000 84 . 2 3/2 OWh 提馏段 m0504 . 0 752 . 1 2/6367.261 1000 84 . 2 3/2 OWh 取出口堰高 hW=50mm 根据 194 页式（7-9）【3】板上液层高度 OWWLhhh 精馏段 mm 3 . 96 3 . 4650Lh 提馏段 mm 0 . 100 0 . 5050Lh 取 mm。100Lh 2.9 水力学计算 2.9.1 塔板总压力降的计算 根据 201 页式（7-23）【3】 （m 液柱）hhhhlCP 式中 hp塔板总压力降，Pa； hC干板压力降，Pa； hl板上清液层阻力，Pa； 表面张力的压力降，Pa。h （1） 干板压降 hC：对于 F1 型重阀，根据设计参考资料 2,201 页式（7-25） 全开前： LL C u