丙烯精制塔工艺设计论文.doc

1 43 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 43 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 3 43 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 43 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 5 43 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 43 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 7 43 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 43 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 9 43 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 1 43 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 35 40 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 43 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 726010 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 88077966 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 917259 245 吨 累计 金额 113171 4027 万美元 2008 年 12 月 中国丙烯进口量 118047 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 3 43 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 25 N 99 6 15 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 43 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 100 N 由题目给定 60000000 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 5 43 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 MC A 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 F XF D XD W XW 因为 D 7595 h 项 目 组 分 项 目 组 分 6 43 所以 F 7595 W F 0 9310 7595 0 9962 W 0 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 99222 1iiXK 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 7 43 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 000465 共计1 00002 210 992222 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xi yiki i i k y i i k x C3H60 99620 981 016531 C3H80 00380 880 004318 C4H1000 300 共计1 00002 161 020849 因为 1 0208948 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 053076 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 007002 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 182965 0 863415 0 006696 1 053076 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 178192 0 822300 0 006510 1 007002 2 4 塔板数的计算 8 43 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 0477cckk 514412 1 98 0 丙烷 k44 0 88 k51 1 00 Ki 0 9381cckk 514400 1 88 0 丁烷 k44 0 30 k51 0 35 Kj 0 3240cckk 514435 0 30 0 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 k44 k51 cckk 5144 ij 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 9 43 011 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 43 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 5 15 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 100 srNN 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 11 43 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 158 159 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 5 0 9962 100 5 0 0038 168 2461 kcal HLP 99 5 0 9962 29 0 0038 99 2321 kcal QP R 1 D HVD HLD 14 5 1 7595 168 2416 99 2321 8123970 864 kcal h 3 4013 kJ 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 V HVW 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 158 160 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 5 0 1591 102 0 8223 110 5 0 0186 112 7383 kcal HLW 99 5 0 1591 34 0 8223 30 5 0 0186 44 3560 kcal QW R 1 D 112 7383 44 3560 12 43 8050135 312 kcal h 3 3704 kJ 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 99 FH 左边 FWFHQ 8050135 312 8236 5261 94 6310 8 8 kcal h 6 10 3 68 kcal h 7 10 右边 DLWLDQWHDH 7595 99 2321 641 5261 44 3560 8123970 864 8 8 kcal h 6 10 3 68 kcal 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 25 26 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 13 43 462 1 0038 0 477 1 9962 0 1 ml m 9412 476 ml 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44 45 51 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 m 1300 43 15 31708205 0 690 0 0876 42 4 18 ZRT pM mV 14 43 同理 求得塔釜 m 1895 47 mV 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 5 180 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 2797 WVL L RD 14 5 180 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 0773 42 087638 117722 3769 h 2797 0773 42 087638 117722 3769 h V L 2616 6207 42 087638 110127 3848 h 2811 4177 42 087638 118325 9304 h L 转换为体积流量 V 117722 3769 43 1300 2729 4778 m h 0 7582 m s 117722 3769 47 1895 2494 6732 m h 0 6930 m s V L 110127 3848 476 9421 230 9030 m h 0 06414 m s 118325 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 V117722 37692729 47780 7582 V 117722 37692494 67320 6930 L110127 3848230 90300 06414 L 118325 9304261 63670 07268 15 43 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 8 6 0 uu maxu 所以 u 0 65 0 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 65 0 2165 0 1407 m s m505 2 1407 0 785 0 6930 0 785 0 u V D 16 43 取塔径 D 为 2 8m 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 1012 900 VuF 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 0 u 提馏段阀孔气速 m s4557 1 1895 47 10 0 u 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 17 43 表表 16 双溢流型塔板结构参数双溢流型塔板结构参数 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 s5 3 S Tf L HA Af 0 7389 LS 0 06414 m s 精馏段 s 5s 5 11 0 06414 2 0 50 7389 2 S Tf L HA 提馏段 s 5s 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 5 3 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 0 626 2 8 1 7528m m s 取 0 2 m sOLu0 25 0 07 18 43 精馏段 m09148 0 2 07528 1 2 06414 0 0 h 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 4650 Lh 提馏段 mm 0 100 0 5050 Lh 取 mm 100 Lh 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 u A h 175 0 0 175 0 0 1 9 19 133 7 0 式中 A1 干板压降系数 精馏段 9412 476 5227 1 9 19 9412 476 1 5227 1 33 7 0 175 0 175 0 1 A hC 0 0449 m 液柱 19 43 提馏段 m 液柱 0470 0 2528 452 4557 1 9 19 175 0 Ch 全开后 L V C g u h 2 37 5 2 0 精馏段 m 液柱 0574 0 9412 476 1300 43 81 9 2 5227 1 37 5 2 Ch 提馏段 m 液柱 0605 0 2528 452 1895 47 81 9 2 4557 1 37 5 2 Ch 取两者较大的值 hC 0 0574 m 液柱 0 0605 m 液柱 C h 2 板上清液层阻力 根据 201 页式 7 26 3 OWWlhhh 4 0 精馏段 m 液柱 0663 0 0463 0 05 0 4 0 lh 提馏段 m 液柱 0700 0 0500 0 05 0 4 0 lh 3 忽略表面张力的压力降 0 h 故气体通过塔板的压力降 精馏段 m 液柱 1237 0 0663 0 0574 0 Ph 提馏段 m 液柱 1305 0 0700 0 0605 0 Ph 2 9 2 雾沫夹带 1 根据 202 页式 7 33 式 7 34 3 泛点率 100 136100 1 aAF SV AC ZLC F 或 100 78 0 100 1 AFT V CA C F 式中 F1 泛点率 CV 气相负荷 m s Z 溢流的流程长度 m CAF 气相负荷系数 AT 塔的截面积 Aa 鼓泡区面积 其中 气相负荷 VL V VVC 精馏段 m s2391 0 1300 439412 476 1300 43 7582 0 VC 提馏段 m s2365 0 1895 472528 452 1895 47 6930 0 VC 20 43 溢流的流程长度 m904 1 280 0 308 0 28 22 ddWWDZ 鼓泡区面积 6802 4 7389 0 21580 6 2 fTaAAA 查图得最大气相负荷系数 精馏段 提馏段 122 0 0 AFC120 0 0 AFC 不同物系的系数因数为 1 0 所以气相负荷 精馏段 122 0 0 1122 0 AFC 提馏段 120 0 0 1120 0 AFC 将所有参数代入 得 精馏段 96 70 100 6802 4 122 0 904 1 06414 0 1362391 0 100 1 F 80 40 100 122 0 1580 6 78 0 2391 0 100 1 F 提馏段 62 75 100 6802 4 120 0 904 1 07268 0 1362365 0 100 1 F 03 41 100 120 0 1580 6 78 0 2365 0 100 1 F 取最大值 F1 70 96 及 F1 75 62 对于大塔 均满足 F1 80 82 2 用夹带量经验公式 7 3 2 72 1 052 0 m u H hA e T L 式中 e 雾沫夹带量 对于一般大塔 其值应在 10 以下 A 当 HT 400mm 时 A 0 159 0 95 当 HT 400mm 时 A 9 48 4 3 7 10 系数 对于浮阀塔 0 6 0 8 开孔区截面积占塔总截面积的比率 TPAA 气体流速 m s m 气液物性影响参数 根据设计参考资料 2 203 页式 7 37 425 0 295 0 5 1063 5 V VL V m V 气体黏度 s 液体表面张力 dyn cm 计算液体表面张力 由 65 页查表面张力 10 见表 18 表表 18 液体的表面张力液体的表面张力 44 i 1 cmdyn 51 i cmdyn 丙烯 丙烷 丁烷 4 8 4 6 4 1 3 9 8 7 表面张力 组 分 21 43 1 mNcmdyn 101 1 3 计算液体平均表面张力 iimx 式中 表面张力 dyn cm m 44 时 0038 0 6 49962 0 8 4 m 4 79924 dyn cm 51 时 0186 0 7 88223 0 9 31591 0 1 4 m 4 0211 dyn cm 计算气体黏度 依据 43 页式 3 5 10 ii iii m My My 各组分气体的黏度见表 19 表表 19 各组分气体的黏度各组分气体的黏度 单位 微泊 P 44 51 丙烯 丙烷 丁烷 92 0 85 0 94 87 81 计算气体的平均黏度 44 时 PmV 9728 91 09 440038 0 08 429962 0 8509 440038 0 9208 429962 0 s 6 109381 0 51 时 PmV 9608 87 12 580186 0 09 448223 0 08 421591 0 8112 580186 08709 448223 09408 421591 0 s 6 108972 0 44 时 1419 0 109381 0 1300 439412 476 1300 43 79924 4 1063 5 425 0 6 295 0 5 m 51 时 温 度 组 分 22 43 1298 0 108972 0 1895 472528 452 1895 47 0211 4 1063 5 425 0 6 295 0 5 m 计算开孔区截面积占塔总截面积的百分率 r x rxrx r x rxrxAP 1 122 1 2 1 1222 sin 180 2sin 180 2 SdWW D x 2 式中 AP 开孔区面积 取破沫区宽度 WS 80mm 边缘区宽度 WC 60mm mx012 1 08 0 308 0 2 8 2 mWWxSd234 0 08 0 308 0 2 1 2 1 1 mWrC34 1 06 0 4 18 2 2 1 34 1 012 1 sin34 1 180 012 1 34 1 012 1 2 1222 PA 34 1 234 0 sin34 1 180 234 034 1 234 02 1222 4 8518 1 2478 3 604 5853 0 TPAA 将以上数据代入 精馏段 7 3 295 0 1419 0 5853 0 1232 0 7 0500 72 1 3 96052 0 159 0 e 1 2522 10 提馏段 7 3 295 0 1298 0 5853 0 1126 0 7