丙烯精制工段工艺毕业设计.doc

丙烯精制工段工艺设计毕业设计（论文）任务书摘 要本人所设计所依据的是以丙烯精制生产装置为设计原型。我所设计的题目是年产105000吨气体分馏装置丙烯精制工段工艺，开工周期为8000小时/年，其中原料主要组成为C20 ，C3=，C30，iC40，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。本设计采用多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程设计即脱乙烷塔分离出C02，再由丙烯精馏塔塔底分出离出C03和C04及少量的水，塔顶得到丙烯，其纯度为以上。丙烯作为产品出装置，为下流生产聚丙烯和异丙醇提供原料。塔底的丙烷作为商品或烧火油出装置后作为商品出售或者做烧火油。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，并根据设计数据分别绘制了自控流程图。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：脱乙烷塔；丙烯精馏塔；物料衡算；热量衡算；目录朗读显示对应的拉丁字符的拼音字典 - 查看字典详细内容目录目录目录目录1.1气分装置发展概况11.2气分装置的原料来源、组成11.3丙烯精制产品的用途、价值11.4分离方案的确定11.5丙烯精制设备确定21.6丙烯精制工艺流程的叙述2第2章丙烯精制的物料衡算32.1脱乙烷塔物料衡算32.1.1 原料组成及流量32.1.2脱乙烷塔的物料平衡42.2 丙烯精制塔物料衡算52.2.1丙烯精制塔物料平衡52.2.2原料组成及流量6第3章丙烯精制装置工艺条件的计算73.1 脱乙烷塔工艺条件的确定73.1.1操作压力的确定73.1.2回流温度的确定73.1.3塔顶温度的计算83.1.4塔底温度的计算83.1.5进料温度的计算93.1.6脱乙烷塔操作条件汇总93.2丙烯精制塔工艺条件确定103.2.1操作压力的确定103.2.2回流温度的确定103.2.3塔顶温度的计算103.2.4塔底温度计算113.2.5进料温度的计算113.2.6丙烯精制塔操作条件汇总12第4章塔板数的确定124.1 脱乙烷塔塔板数的计算124.1.1最小回流比的计算124.1.2最少理论塔板数的计算134.1.3理论塔板数和实际回流比的确定134.1.4实际塔板数的确定144.1.5进料位置的确定154.1.6脱乙烷塔塔板数计算结果汇总154.2丙烯精制塔塔板数的计算154.2.1最小回流比的计算最小回流比154.2.2最少理论塔板数的计算174.2.3理论塔板数和实际回流比的确定174.2.4实际塔板数的确定174.2.5进料位置的确定184.2.6丙烯精制塔塔板数计算结果汇总18第5章 热量衡算195.1 脱乙烷塔热量衡算195.1.1冷凝器的热量衡算195.1.2再沸器的热量衡算205.1.3全塔热量衡算205.1.4脱乙烷塔热量衡算结果汇总245.2丙烯精制塔热量衡算245.2.1全凝器的热量衡算245.2.2再沸器的热量衡算255.2.3全塔热量衡算255.2.4脱乙烷塔热量衡算结果汇总28第6章 丙烯精制塔工艺尺寸的确定296.1塔径的确定296.1.1计算塔内气、液相密度296.1.2计算气、液相负荷296.1.3塔径的估算326.1.4计算实际空塔气速326.2浮阀塔结构尺寸确定326.2.1塔板布置326.2.2溢流装置设计计算346.3塔板流体力学验算356.3.1塔板压力降的计算356.3.2物沫夹带校核366.3.3液泛校核366.4 塔板负荷性能图376.5塔高的确定396-6塔板结构尺寸设计结果汇总40第7章 设备附属选型407.1 丙烯精制塔附属设备选型计算407.1.1丙烯精制塔全凝器的选择407.1.2丙烯精制塔再沸器的选型417.1.3丙烷冷却器的选择427.1.4丙烯冷却器的选择437.1.5接力泵的选择447.1.6丙烯精制塔回流泵的选择457.1.7附属设备选型及汇总表46设计计算结果汇总46谢词47参考文献4846 第1章概述1.1气分装置发展概况气体分馏是指对液化石油气的进一步分离。炼厂液化气中的主要成分是C3、C4的烷烃和烯烃，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。这些烃的沸点很低，如丙烷的沸点是42.07，丁烷为0.5，异丁烯为6.9，在常温常压下均为气体，但在一定的压力下（2.0MPa以上）可呈液态，利用其不同沸点进行精馏加以分离。由于彼此之间沸点差别不大，分馏精度要求很高，要用几个多层塔板的精馏塔。塔板数越多塔体就越高，所以炼油厂的气体分馏装置都有数个高而细的塔。气体分馏装置要根据需要分离出哪几种产品以及要求的纯度来设定装置的工艺流程。气体分馏装置中的精馏塔一般为三个或四个，少数为五个，实际中可根据生产需要确定精馏塔的个数。一般地，如要将气体分离为n个单体烃或馏分，则需要精馏培的个数为n1。气分装置包括气体的压缩和冷却系统、稳定系统、脱硫化氢和二氧化碳的碱精制系统和分离系统。精制的原料进入精馏塔，然后连续在精馏塔进行分离，分出丙烯、丙烷、轻C4馏分（主要是异丁烷、异丁烯、l-丁烯组分）、重C4馏分（主要为2-丁烯和正丁烷）及戊烷馏分。1.2气分装置的原料来源、组成气分装置的原料主要来自 重整车间、加氢裂化、催化裂化、焦化 等车间分离出来的C1C4组分。具体组成如下图：C2C3=C30iC40iC4=C4-1=nC40反C4-2=顺C4-2=C5H2S有机硫1.3丙烯精制产品的用途、价值丙烯在常温常压下为无色可燃性气体，比空气重，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限（体积），可溶于乙醇和乙醚，微溶于水。丙烯是石油化工基本原料之一，可用以生产多种重要有机化工原料，可以生产丙烯腈，环氧丙烷，环氧氯丙烷，异丙醇，丁醇，辛醇等，也可直接合成聚丙烯，乙丙烷等。丙稀可做聚丙稀、异丙醇的原料，还可做腈纶、丙烯睛等产品的原料，丙烯在我国的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。1.4分离方案的确定生产流程方案的数目由下列公式决定： Z2（C1）！C！（C-1）！其中：Z方案数目 C主要组分数原料主要有三个组分：C2、C3、C3，生产方案有两种：图11 丙烯精制生产流程方案图图（A）为按挥发度递减顺序采出，图（B）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B）所示方法中，除最难挥发组分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品，能量（热量和冷量）消耗大。并且，由于物料的内循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大，再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故应选用图（A）所示的生产方案。由于原料中的和常压下沸点相近，都在40以下，如在常压下分离这两个组分需采用深冷的方法，使用制冷剂，工艺流程复杂，附属设备多，设备的投资费用加大，根据烃的沸点随压力增加而升高的特点，采用高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，只是采用高压分离丙稀，精馏塔应有较多的塔板数和较大的回流比，所以本设计采用常温加压分离方法，采用相对挥发度递减顺序流程方案分离出丙稀。1.5丙烯精制设备确定本装置的平面布置应严格遵循炼油装置平面设计的主要原则设计，宜采用同类设备集中与流程方式相结合的方案布置。在装置内设有塔区、罐区、操作区三部分，同时应考虑装置的主要泄漏地点在罐区和原料泵附近。东北地区风向多为西北风，故装置按流程顺序应为南北走向，以防止泄漏后可燃气体被吹出装置而引起事故。1.6丙烯精制工艺流程的叙述来自气分车间的碳三进入原料罐内，罐中碳三经脱乙烷塔进料泵再经流量控制阀、原料预热器预热后由进入脱乙烷塔，采用精馏原理，对碳三中的碳二进行分离，塔顶馏分进入分凝器至回流罐，塔顶不凝器由回流罐顶经控制阀进入高压罐网，回流罐液体靠回流泵再经控制阀打回塔顶，为塔盘提供液相介质，塔底重沸器采用0.9Mpa蒸汽供热，塔底一部分液相经塔底重沸器返回第一层塔盘下，提供气相介质，另一部分作为丙烯精制塔进料靠两塔之间压差、经流量控制阀压入丙烯精制塔。丙烯和丙烷的混合物从进料层流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底馏分一部分经塔底重沸器返回第一层塔板下，另一部分经流量控制阀、流量计送产品罐区。丙烯精制塔顶的轻组分即丙烯径冷凝器再经回流罐最后经控制阀，一部分打回流，一部分经产品泵送至丙烯后冷，根据需要送聚合或水合。第2章丙烯精制的物料衡算2.1脱乙烷塔物料衡算2.1.1 原料组成及流量（一）进料质量流量1.年（8000小时）产量105000吨气体分馏装置，且生产能力为：0.22丙烯（99.5%）/吨原料。由原始依据可知：脱乙烷塔进料量=10500010380000.2299.5=2873.06kg/h2.进料的质量流量由原始依据可知：丙烯在脱乙烷塔和丙烯精制塔的回收率分别为：95、99.5。丙烯在进料中的质量百分率为70.2则进料的质量流量为=2873.0699.5%95%99.5%70.2%=4307.9922kg/h(二)进料组成由原始依据知：组分： Wt% 7.00 70.2 22.10 0.51 0.19则丙烯的质量流量是W=W70.2% = 4307.992270.2% = 3024.16kg/h同理可以求出其他组分的质量流量W。丙烯的摩尔流量F=wc3=Mc3=3024.1642=72.37kmol/h 同理求得其他组分的摩尔流量F：见下表：2-1表2-1 脱乙烷塔进料流量与组成组分分子量kg/hw%kmol/hmol%X30303.087.0010.109.460.0964423039.4770.2072.2769.090.690944956.8722.1021.7521.760.20765822.080.510.380.360.0036568.230.190.150.150.00154329.73100104.51001.02.1.2脱乙烷塔的物料平衡本工段精馏属于多组分精馏，采用清晰分割作物料衡算清晰分割法：当轻重关键组分相对挥发度相差很大时，比轻关键组分还轻的组分全部从塔顶馏出液采出，比重关键组分还重的组分全部从塔釜排出，这种分离叫清晰分割 轻关键组分 重关键组分对全塔的物料衡算，以单位时间为基准总物料 F=D+W易挥发组分 FXF:=DXD:+WXW:则有：F=D+W 丙烯回收率 乙烷回收率 由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-22-2脱乙烷塔顶的流量及组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%XDi30302.9666. 6010.173.720.737240151.97333.403.626.280.2628455.053100.0013.7100.01.0002-3脱乙烷塔塔釜的流量及组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%Xwi300.120.030.0040.0040.00013422887.49774.568.7575.520.74444956.8724.6921.7523.890.255822.080.60.380.40.0043568.231.180.1470.1950.00153874.79710091.0311001.02.2 丙烯精制塔物料衡算2.2.1丙烯精制塔物料平衡对全塔物料衡算，并以单位时间为基准总物料 F=D+W易挥发组分 按清晰分割计算：为轻关键组分：为重关键组分则有 F=D+W 由原始数据知：丙烯回收率 丙烷回收率= 2.2.2原料组成及流量由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-42-4丙烯精制塔塔顶的流量和组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%XD丙300.120.0050.0040.0040.00004422873.0699.6668.6399.670.9967449.570.3350.220.30.0032882.7510068.8541001.002-5丙烯塔塔釜的流量和组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%Xw丙4214.4371.460.341.520.015244947.395.4921.5296.130.96135822.082.230.381.70.017568.230.820.1470.650.0065922.04710022.3871001.0第3章丙烯精制装置工艺条件的计算3.1 脱乙烷塔工艺条件的确定3.1.1操作压力的确定塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度15，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度确定塔顶压力采用现场生产数据：塔顶压力：2929.596Kpa进料压力：2937.7Kpa塔釜压力：2950.869Kpa3.1.2回流温度的确定利用试差去求塔顶回流温度即泡点温度， 其公式如下 ,若 说明所设温度偏高，ki值太大，若 说明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度，并求出相应的kiyi直到足 为止，此时的温度即泡点。设t=30 P塔顶2929.6KPa，试差结果如下： 3-1试差法求露点温度组分yi0.73720.2628ki1.210.44Xi=yiki0.8790.121xi1.00xi1.00 露点为303.1.3塔顶温度的计算利用试差去求塔顶温度即露点温度 其公式 若 说明所设温度偏低，ki值太小，若 说明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并求出相应的kixi直到满足 时的温度即露点。设t=38 P塔顶2929.56KPa，试差结果如下： 3-2试差法求塔顶温度数据表组分yi0.73720.2628xi1.50.56Xi=yi/ki0.52010.469xi0.99351.00xi1.00 露点为383.1.4塔底温度的计算利用试差法，求算塔釜温度即泡点温度，其公式如下 ,若 说明所设温度偏高，ki值太大，若 说明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度 ，并求出相应的kiyi直到满足 为止，此时的温度即泡点。假设t=78 P釜 =2950.869KPa，由化工原理中P44烃类P-T-K图中查得及试差结果如下：3-3试差法求塔釜温度数据表组分xi0.000040.75520.23890.0040.00195ki2.51.10.960.510.42yi=kixi110-40.830720.2293442.0410-38.1910-4yi1.06001.00 泡点为783.1.5进料温度的计算进料为饱和液体进料，即为泡点进料，同计算塔釜的温度相同。设t=66 P进料2937.7KPa，试差结果如下： 3-4试差法求进料温度数据表组分xi0.09640.69090.20760.00360.0015ki2.10.90.820.440.32yi=kixi0.202440.621810.1702321.58410-34.810-4yi0.9944821.00yi1.00 进料温度为663.1.6脱乙烷塔操作条件汇总3-5脱乙烷塔操作条件汇总项目数值说明备注塔顶压力：进料压力：塔釜压力：回流温度塔顶温度塔底温度进料温度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa303878663.2丙烯精制塔工艺条件确定3.2.1操作压力的确定塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度15，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度确定塔顶压力采用现场生产数据：塔顶压力：2929.596Kpa进料压力：2937.7Kpa塔釜压力：2950.869Kpa3.2.2回流温度的确定泡点：公式为 设t=56 P回2089.008Kpa，试差结果如下： 3-6试差法求回流温度数据表组分C20C3=C30XDi0.000040.99670.003yi= ki xDi0.0000960.99670.0027yi0.9994961yi1.00 即泡点为563.2.3塔顶温度的计算露点：公式为设t=56 P塔顶2019.922Kpa，试差结果如下： 3-7试差法求塔顶温度数据表组分yDi0.000040.99670.003ki2.41.00.9X(+1)i=yDi/ki0.0000960.75930.2165Xi0.9758961.00Xi=1.00 露点为563.2.4塔底温度计算泡点：公式为 设t=65 P塔釜2089.008Kpa，试差结果如下： 3-8试差法求塔釜温度数据表组分xwi0.01520.96130.0170.0065ki1.110.50.39yi= ki xwi0.016720.96130.008670.00253yi0.989221.00yi1.00 即泡点为653.2.5进料温度的计算由原始数据，进料为饱和液进料，即泡点进料，P进料2059.429KPa设t=56.5由化工原理中P44烃类P-T-K图图得ki及试差结果如下：3-9试差法求进料温度数据表组分XFi0.000040.75520.23890.0040.0015ki2.41.010.910.450.35YFi=kiXFi0.0000960.762750.21740.0000180.00053yi1.00yi1.00 进料温度为56.53.2.6丙烯精制塔操作条件汇总3-10丙烯精制塔操作条件汇总项目数值说明备注塔顶压力进料压力塔釜压力回流温度塔顶温度塔底温度进料温度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa56566556.5第4章塔板数的确定4.1 脱乙烷塔塔板数的计算4.1.1最小回流比的计算4-1脱乙烷塔的平均相对挥发度组分塔顶P=28.92atm T=38进料t=66 p=29atm塔釜t=78 p=29.13atm平均相对挥发度ki顶iki进ki釜i=( 顶顶i 釜)1/31.59.492.16.562.55.957.180.563.540.92.811.12.622.960.523.290.822.560.962.292.680.251.580.441.380.511.211.380.15810.3210.4211依据上表中的平均相对挥发度用恩德伍德公式求Rmin （1） （2）由进料知q1 取6.0014-2试差结果列于下表组分XFi0.09640.69090.20760.00360.0015xi7.182.962.681.3810.00950(2)公式右边0 试差结果0.00950 可取6.001则Rm=7.180.737.18-6.001+2.960.262.96-6.001-1=3.194.1.2最少理论塔板数的计算最少理论板数N 因为脱乙烷塔塔顶采用分凝器： 由芬斯克方程N=lgXLXhDXhXlWlgah-2而 N= （不含塔釜再沸器与分凝器）4.1.3理论塔板数和实际回流比的确定（一）理论塔板数的确定1.依据吉利兰关联图找出理论板数： 由 求得NT12（块）（不含塔釜再沸器与分凝器）2.确定精馏段，提馏段的理论板数n,mN+2=m+n (1)其中包括塔釜与分凝器由于泡点进料，由柯克布赖德经验式 （2） （含塔釜再沸器与分凝器）（二）实际回流比的确定回流比R R4R=43.19=12.764.1.4实际塔板数的确定实际塔板数NpE0=0.17-0.616lgxFL 而全塔的平均温度： 查石油化工工艺计算图表得： 则E00.17-0.616lg0.07424=0.9303考虑到实际经验值E040%Np=4.1.5进料位置的确定精馏段，提馏段实际数n mn =n/0.4=1/0.4=3（块）mm/0.4=13/0.4=32(块) （含塔釜再沸器与分凝器）由n可知进料板为上数第3块板。脱乙烷塔选浮阀塔板，浮阀为F1型。4.1.6脱乙烷塔塔板数计算结果汇总4-3脱乙烷塔塔板数计算结果汇总项目数值说明备注最小回流比最少理论塔板数理论塔板数实际回流比实际塔板数进料位置 3.1911(块)12（块）12.7635（块）上数第3块板4.2丙烯精制塔塔板数的计算4.2.1最小回流比的计算最小回流比4-4丙烯塔的平均相对挥发度组分塔顶T=56进料t=56.5塔釜t=65平均相对挥发度ki顶iki进ki釜i=( 顶顶i 釜)1/32.407.742.406.862.66.677.081.003.231.012.891.12.822.9750.902.900.912.612.562.6820.431.390.451.290.51.281.3190.3110.3510.3911注：上表中各组分的相对挥发度的求法： 首先由前面的计算知道了塔顶、塔釜及进料温度，又由原始数据知道了塔顶、塔釜和进料压力，这样知道了相平衡常数便可求得任一组分的全塔平均相对挥发度i,事实k可按温度和压力在有关的书中查得。如求已知t顶t丙50，2019.922KPa则据t丙和顶查化工原理下册44 “烃类的P-T-K列线图”可得K2.41选择i的挥发度为基准挥发度，又知：0.307则 同理，求得其它各组分的相对挥发度，见上表。由上表中全塔的平均相对挥发度用恩德伍德公式试差 （1） （2）由进料知q1 （2）右边0设2.747试差结果列于下表 4-5试差法求回流比数据表组分XFi0.000040.75520.23890.0040.00195i7.0829752.6851.3191-0.0070试差结果-0.0070可取2.747则Rm4.2.2最少理论塔板数的计算最少理论板Nm 丙烯精制塔塔顶采用全凝器，则芬斯克方程为如下形式： 而 N=（不含塔釜再沸器与分凝器）4.2.3理论塔板数和实际回流比的确定（一）理论塔板数的确定根据吉利兰关联图求理论板数N由基本有机化工过程及设备图6-10查得N95.5（块）96（块）（不含塔釜再沸器与分凝器）（二）回流比：R=2Rm211.8812244.2.4实际塔板数的确定实际板数：E0=0.17-0.616 lgxFL而全塔的平均温度t= 查石油化工工艺计算图表得： E0=0.17-0.616lg0.05678=0.9373但依经验取E0=0.654.2.5进料位置的确定确定精馏段，提馏段的实际板数n,mN+m=Np+1=90+1=91 (1)（含塔釜再沸器）由于泡点进料，则可由柯克布赖德经验式确定进料位置 （2） （含塔釜再沸器）由n82可知，进料板为由上数第83块板4.2.6丙烯精制塔塔板数计算结果汇总4-6丙烯精制塔塔板数计算结果汇总项目数值说明备注最小回流比最少理论塔板数理论塔板数实际回流比实际塔板数进料位置 11.188276（块）96（块）24148（块）上数第83块板第5章 热量衡算5.1 脱乙烷塔热量衡算5.1.1冷凝器的热量衡算对脱乙烷塔冷凝器作热量衡算（1）分凝器的热负荷Q冷，衡算范围见上图Q2Q3 + Q4 + Q冷则：Q冷Q2- Q3 - Q4而Q3的计算方法同Q1的计算方法一样，见下表3-4T=38 P=2929.596KPa 5-1求Q3值列表组分302.9666.61759552955632759282因此，Q冷1095660.374-59282-494164.97=542213.404 kal/h取1.1 （为安全系数）较正后:Q冷731516.0371.1596434.7444 kcal/h（2）分凝器冷却水（新水）的需要量5.1.2再沸器的热量衡算对脱乙烷塔再沸器的热量衡算（1）再沸器的热负荷QBQBQ6302651.1961.1332916.3156 kcal/h（2）加热介质消耗量Wh 因加热介质在加热过程中只发生相变，即：由174的蒸汽174的水。 进出再沸器介质的焓分别为IB1-IB2 进出再沸器的压力为910KPa蒸汽由化工工艺设计手册上册P174查得：H487.938 Kcal/kg WhQB/H=332916.3156/487.938=0.682T/h对脱乙烷塔再沸器的热量衡算（1）再沸器的热负荷QBQBQ6302651.1961.1332916.3156 kcal/h（2）加热介质消耗量Wh 因加热介质在加热过程中只发生相变，即：由174的蒸汽174的水。 进出再沸器介质的焓分别为IB1-IB2 进出再沸器的压力为910KPa蒸汽由化工工艺设计手册上册P174查得：H487.938 kcal/kg WhQB/H=332916.3156/487.938=0.682T/h5.1.3全塔热量衡算1、塔顶上升蒸汽的组成见图因为分凝器可看作一块理论板由精馏段操作线方程 知： +其中R=15.282、采用清晰分割法作的物料衡算，所以塔顶上升蒸汽只有和两组分则：而： 即同理：3、塔顶上升蒸汽的露点温度 t上 用试差方法求t上假设塔顶上升蒸汽的露点温度t上=50,P顶 2929.596KPa，由t上和P顶 查化工原理中P44烃类P-T-K图” yi=kixi则同理：故：说明塔顶上升蒸汽的露点温度为44。3、对脱乙烷塔全塔作热量衡算衡算范围如图3-2所示由图可知：Q进Q出即：Q1+ Q3 + Q5 = Q2 + Q4而：其中：Wi质量流量 kg/hILi某组分i单位质量的液相焓 Kcal/kgQ1进脱乙烷塔的热量 Kcal/ h 进料温度，P进29atm,查化工工艺设计手册得知如下数据：则Q1 303.08190+3039.47117+956.87113.5+22.08104+8.23107Q1524984.865 kg/h同理，根据进出塔的物料的温度和压力分别求出Q2 Q3 Q4 Q5 见表5-2 Q2求法列表 组分4169.13131981.6381182170758781.8966336878.4771095660.374注： 上表中V脱乙烷塔精馏段上升蒸汽摩尔质量Kmol/h V=(R+1)D=(12.76+1)13.7=188.512Kmol/hMii组分的摩尔质量 kg/KmolIvii组分的单位质量的气相焓 Kcal/kg y(n+1)脱乙烷塔精馏段上升蒸汽i组分的摩尔分率5-3 Q3值求法列表组分2574.980763279.4717595450621.633311549.65762171.283注： 上表中L脱乙烷塔精馏段回流液的干摩尔流量 Kmol/h LV-D=188.512-13.7=174.812 Kmol/h IL回ii组分单位质量回流液的焓 Kcal/kg X回i回流液中组分i的摩尔分率 5-4 Q4值求法列表组分0.122887.497956.8722.088.23198127122.511211423.76366712.12117216.582472.967721.55494146.97进入衡算范围的热量Q进Q1+Q3+Q5带出衡算范围的热量Q出Q2+Q4Q进Q出即：Q1+Q3+Q5Q2+Q4 则：Q5Q2+Q4- Q1-Q3Q51095660.374+494146.97-524984.865-762171.283=302651.196 Kcal/h5.1.4脱乙烷塔热量衡算结果汇总5-5脱乙烷塔热量衡算结果汇总项目数值说明备注Q1 Kcal/hQ2 Kcal/h Q3 Kcal/hQ4 Kcal/h 524984.8651095660.374762171.283494146.975.2丙烯精制塔热量衡算5.2.1全凝器的热量衡算全凝器的热量衡算（1）全器的热负荷Q冷由3-4图所示的衡算范围得：Q1Q3+ Q冷+Q2 则：Q冷Q1-Q2-Q312288786.5-302684.595-7304049.1124682052.793 kcal/h考虑到安全系数1.1则：Q冷4682052.7931.15150258.072 kcal/h（2）全凝器冷却水（循环水）的用量Wc因为循环水的温度由2856则Wc=Q冷Cpc(t1-t2)=5150258.0721(56-28)=183937.78835.2.2再沸器的热量衡算对丙烯精制塔再沸器的热量衡算（1）再沸器的热负荷QBQBQ54690016.021.15159017.622Kcal/h=2159977.498kj（2）加热介质消耗量因为加热介质在再沸器中只发生相变则：IB1-IB2H（IB1、IB2分别为进出再沸器加热介质的焓）由于进再沸器的蒸汽压9kg/cm2，由化工工艺设计手册上册P174查得，在相变温度为174时的相变热487.938kcal/h，则：WhQB/H=5159017.622/487.938=10.573T/h5.2.3全塔热量衡算衡算范围1、求出Q0 Q1 Q2 Q3 Q4 据进料温度 P进2059.429查化工工艺设计手册得ILi(组分：单位质量的液相焓)如下：而 0.12190+2887.497105+956.87103.5+22.0897+9.23100 405210.79（Kcal/h）同理，求出Q1 Q2 Q3 Q4分别见下表3-5；表3-6；表3-7和表3-8 5-6求Q1值列表组分2.0656272058.12211.39272185170169.5392.468712249880.5538513.484912288786.5注： 上表中V（R+1）D（24+1）68.8541721.35 kmol/h V精馏段内上升蒸汽的摩尔流量 Ivi精馏段内上升蒸汽单位质量的焓 Mi组分i的摩尔质量5-7求Q2值列表 T2=56 P顶2109.922KPa组分0.122873.069.57190105103.522.8301671.3990.495302684.5955-8求Q3值列表T2=56 P回2019.922KPa组分1.987869343.2417218.6575190105103.5377.6827281040.237922631.057304049.112注：上表中L精馏段回流液体的干摩尔流量 kmol/h XD回流液中组分i的摩尔分率 其中LV-D=1721.35-68.8541656.496 kmol/h 5-9 T2=65 P回2089.08KPa组分14.437947.322.088.23116111.51051061674.692105623.952318.4872.38110489.4222、求Q5由3-4图的所示衡算范围可知：Q0 + Q5+ Q3 Q1 + Q4则：Q5Q1+Q4-Q0-Q3 1228878.65+110489.422-405210.79-7304049.112 4690016.02 kcal/h3、全凝器的热量衡算（1）全器的热负荷Q冷由3-4图所示的衡算范围得：Q1Q3+ Q冷+Q2 则：Q冷Q1-Q2-Q312288786.5-302684.595-7304049.1124682052.793 kcal/h考虑到安全系数1.1则：Q冷4682052.7931.15150258.072 kcal/h5.2.4脱乙烷塔热量衡算结果汇总5-10脱乙烷塔热量衡算结果汇总项目数值说明备注Q0 Kcal/hQ1 Kcal/hQ2 Kcal/hQ3 Kcal/hQ4 Kcal/hQ冷Kcal/h405210.7912288786.5302684.5957304049.112110489.4225150258.072 第6章 丙烯精制塔工艺尺寸的确定6.1塔径的确定6.1.1计算塔内气、液相密度以提馏段为准进行丙烯精制塔的工艺设计计算：i为提馏段回流液各组分密度，由石油化工工艺计算图表上查取 6-1提馏段回流液各组分密度t=67.5 组分0.430.420.510.546.1.2计算气、液相负荷为提馏段回流液密度6-2 馏段回流液密度 t=67.5 组分0.01460.95490.02230.00820.430.420.510.540.0342.32740.04370.015