年产5.4万吨丙烯精馏装置工艺设计毕业设计(论文)

1、毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 设计（论文）题目：年产5.4万吨丙烯精馏塔的工艺设计 1.设计（论文）的主要任务及目标： 通过本次毕业设计加深学生精馏过程的理解，提高综合运用知识的能力； 掌握本毕业设计的主要内容、工程设计或撰写论文的步骤和方法；提高制图 能力，学会应用有关设计资料进行设计计算和理论分析的方法，以提高学生 独立分析问题、解决问题的能力，逐步增强实际工程训练。 撰写设计说明书一份（不少于 8000 字） ；绘制主要设备装配图一张； 绘制带控制点的工艺流程图一张。 2.（论文）的基本要求和内容： 1）设计方案的选择及流程说明； 2）物料衡算、热量衡算； 3）塔板数、塔

2、径计算； 4）溢流装置、塔盘设计； 5）流体力学计算、塔板负荷性能图； 6）绘制带控制点的工艺流程图一张、主体设备装配图一张。 7）完成设计说明书一份（不少于8000字） 。 3.设计条件 1）设计原始数据见下表 原始数据原始数据 组成 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92.7599.615.2 丙烷7.250.4 2）操作压力p=1.74mpa 3）年开工时间为8000h； 4）年生产能力 54000t。 目 录 摘 要.i 第 1 章 绪 论 .2 1.1 丙烯的性质 .2 1.1.1 丙烯的物理性质 .2 1.1.2 丙烯的化学性质

3、 .2 1.2 丙烯的发展前景 .2 1.3 丙烯的生产技术进展 .3 1.3.1 概况 .3 1.3.2 丙烯的来源 .3 1.3.3 丙烯的生产方法 .3 1.3.4 丙烯生产新技术现状及发展趋势 .4 第 2 章 丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 .4 2.2.1 确定关键组分 .5 2.2.2 计算每小时塔顶产量 .5 2.2.4 物料衡算计算结果见表 2.5 .7 2.3 塔温的确定 .7 2.3.1 确定进料温度 .7 2.3.2 确定塔顶温度 .8 2.3.3 确定塔釜温度 .8 第 3 章 精馏塔板数及塔径的计算 .10 3.1 塔板数的计算 .10 3.1.1 最小回流比的计算

4、 .10 3.1.2 计算最少理论板数 .11 3.1.3 塔板数和实际回流比的确定 .11 3.2 确定进料位置 .11 3.3 全塔热量衡算 .12 3.3.1 冷凝器的热量衡算 .12 3.3.2 再沸器的热量衡算 .13 3.3.3 全塔热量衡算 .13 3.4 板间距离的选定和塔径的确定 .14 3.4.1 计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 .14 3.4.2 求液体及气体的体积流量 .15 3.4.3 初选板间距及塔径的估算 .16 3.5 浮阀塔塔板结构尺寸确定 .18 3.5.1 塔板布置 .18 3.5.2 溢流堰及降液管设计计算 .19 3.6 塔高的计算 .2

5、0 第四章 流体力学计算及塔板负荷性能图 .22 4.1 水利学计算 .22 4.1.1 塔板总压力降的计算 .22 4.1.2 雾沫夹带 .23 4.1.3 淹塔情况校核 .26 4.2 浮阀塔的负荷性能图 .27 4.2.1 雾沫夹带线 .27 4.2.2 液泛线 .28 4.2.3 降液管超负荷线 .29 4.2.4 泄露线 .29 4.2.5 液相下限线 .30 4.2.6 操作点 .30 总 论 .32 致 谢 .33 参考文献 .34 附录 .36 年产 5.4 万吨丙烯精馏装置工艺设计 摘 要 本设计任务为设计一个精馏塔来进行丙烯丙烷混合物的分离，采用连续 操作方式的浮阀精馏塔。

6、原料为年产量 54000 吨的产品，其中丙烯的含量为 92.75%(质量分数)，塔顶丙烯的含量为 99.6，塔釜残夜中丙烯的含量不高于 2。设计中采用泡点进料，操作压力为 1.74mpa(表压)。将原料液通过预热器 加热至泡点温度后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，全凝汽主要 用于准备控制回流比，冷凝器在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷 却器冷却后送入贮罐。 浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及 液面落差较小、塔的造价低。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。 该物系属于分离物系，操作回流比取最小回流比的 1.2 倍，塔釜采用间接 蒸汽加热，以提供足够的

7、热量，塔底产品冷却后至贮罐。 本文就是对精馏塔的一些物料、热量衡算，工艺计算，结构设计及冷制精 馏装置工艺流程图，设备装备图和塔板负荷性能图等。 关键词： 丙烯，精馏塔，浮阀塔，雾沫夹带量，开孔率 1 绪 论 1.1 丙烯的性质 1.1.1 丙烯的物理性质 化学式 c3h6,结构简式为 ch3-ch=ch2,烯烃同系列中第二个成员，是仅次于 乙烯和苯的重要有机工业原料，丙烯是无色易燃气体，带有甜味，熔点为- 185.20c,沸点为-47.40c；液态时相对密度为；易液化，临界温度为0.5193 920c，临界压力为 4.56mpa；由于它易燃，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 为（体积） ；遇

8、热源和明火有燃烧爆炸的危险，该气体比空气重，2.0% 11.0% 能在较低处扩散到相对远的地方，遇火源会着火回燃，燃烧会产生一氧化碳、 二氧化碳等气体，不溶于水，溶于有机溶剂。高浓度丙烯对人有麻醉作用，浓 度较低时，对眼睛和皮肤有刺激作用。 1.1.2 丙烯的化学性质 丙烯的化学性质活泼，双键上可以发生加成、聚合、氧化反应。在与极性 试剂加成时，主要得到符合马尔可夫尼可夫规则的产物，如与硫酸加成，主要 生成硫酸氢异丙酯，再经水解生成异丙醇。丙烯与氯和水起加成反应，生成 1- 氯-2-丙醇，再与碱反应生成环氧丙烷，它是生产丙二醇、聚酯纤维的原料.丙 烯在酸性催化剂（如硫酸、无水氢氟酸等）存在下聚

9、合，生成二聚体、三聚体 和四聚体的混合物，可用做高辛烷值燃料；在齐格勒-纳塔催化剂存在下聚合生 成高分子聚丙烯，与乙烯共聚合成乙丙橡胶。丙烯与苯发生傅氏反应，生成异 丙苯，它是合成苯酚和丙酮的原料。除了在双键发生反应之外，与双键相连的 甲基上的氢（称为-氢）具有一定的活性，在甲基上可以发生卤代和多种氧化 反应。与氯在高温下发生-氢取代反应，生成 3-氯-1-丙烯，这是制取甘油、 树脂的原料（-位在不同的条件下得到不同的氧化产物） 。丙烯醛、丙烯酸和 丙烯晴分子中具有双键，可以作为单体进行聚合，得到不同性质和用途的高聚 物。丙烯还能直接氧化制取丙酮。 1.2 丙烯的发展前景 丙烯用量最大的是生产

10、聚丙烯，另外丙烯可制丙烯晴、异丙醇、苯酚和丙 酮、丁醇和辛醇、丙烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇、环氧氯丙烷和合 成甘油等。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，乙烯联产丙烯的生 产能力将达到约 722 万吨/年，丙烯总生产能力将达到 1080 万吨/年。乙烯装置 联产的丙烯占丙烯总供给的比例将进一步提高。但同期下游装置对丙烯的需求 量年均增长速度将达到 5.8%，丙烯资源供应略微紧张。到 2010 年，中国丙烯 的表观消费量将到达

11、1049 万吨。从当量需求来看，丙烯供需矛盾十分突出。到 2010 年，丙烯当量需求的年均增长率将达到 7.6%，超过丙烯生产能力的增长速 度。到 2010 年，中国对丙烯的当量需求将达到 1905 万吨，供需缺口将达到 825 万吨，届时将还有大量丙烯衍生物进口，中国丙烯开发利用前景的广阔。 由于聚丙烯（pp）需求的快速增长，亚洲丙烯市场正逐渐趋于供应短缺。在今 后 10 年中，将有大量以乙烷为原料的裂解装置生产能力逐渐建立起来，市场供 应丙烯原料。事实上，从全球范围来说，丙烯并不短缺，但从亚洲的情景来看， 今后几年中亚洲丙烯的需要主要来自北美，北美估计有 100 万吨/年裂解生产能 力，由

12、于目前的港口限制，其中约 50 万吨/年丙烯出口。 1.3 丙烯的生产技术进展 1.3.1 概况 丙烯是最早被采用的化工原料，也是生产石油化工产品的主要烯烃之一。一方 面广泛用于制取烷基化合物和叠合汽油，以提高汽油的辛烷值；另一方面大量 用于制造化工产品，如聚丙烯、环氧丙烷、异丙醇、丙三醇、丙烯晴和异丙基 苯等。在所有石油化工原料中，丙烯的产量和消费量增长最快。世界丙烯及其 衍生物需求旺盛，市场多呈供不足需的状态，有研究表明，未来五年，乙烯、 丙烯缺口近两千万。丙烯需求增长速度一直高于乙烯，丙烯及其衍生物需求和 产能近年来均以较高的增长率发展。随着中国石油进口量的迅速增长，必须考 虑，应更充分

13、利用我国丰富的煤炭、天然气资源，适度建设和发展 mto/mtp 装 置，解决目前存在的丙烯供求关系，具有重要的意义。 1.3.2 丙烯的来源 世界上丙烯的来源有蒸汽裂解制乙烯联产丙烯、炼厂催化裂化装置干气、 丙烷脱氢、甲醇制烯烃以及近年来所开发的烯烃转化、烯烃易位等工艺。丙烯 主要来源是裂解装置，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%，在中国其他丙烯生产技术如 丙烷脱氢、甲醇制烯烃技术、烯烃相互转化、乙烯丁烯异位歧化技术等方面。 近年来，中国丙烯工业都是以进口为主，出口相对较少。 1.3.3 丙烯的生产方法 （1）从裂解气、炼厂气中分

14、离：石油化工厂裂解石油得到的石油裂解气中含有 丙烯，炼油厂炼制石油时得到的炼厂气中含有丙烯，经过一系列的步骤，可以 从它们中分离出丙烯，这是工业上大规模生产丙烯的方法。 （2）醇脱水：是实验室中制备烯烃的重要方法，在催化剂的作用下，加热时， 醇脱水可以生成烯烃，醇催化脱水一般分为两类：液相催化脱水，以浓硫酸为 催化剂，加热时，醇即脱水生成烯烃；气相催化脱水，以氧化铝为催化剂，加 热时，醇的蒸汽即在氧化铝表面上生成烯烃。 （3）卤代烷脱卤代氢：卤代烷与浓硫酸的强碱醇溶液（如浓的氧化钾乙醇溶液） 丙烯丙烷 cw 1 2 3 进料 图图 1 丙烯精馏段流程图丙烯精馏段流程图 共热，则脱去一分子卤代氢

15、生成烯烃。 1.3.4 丙烯生产新技术现状及发展趋势 目前增产丙烯的新技术研究主要集中在四个方面。一是改进 fcc 等炼油技 术，挖掘现有装置潜力，增产丙烯的 fcc 装置升级技术；二是充分利用炼油及 乙烯裂解副产品的 c4-8等资源，转化为乙烯、丙烯的低碳烯烃裂解技术、烯烃 歧化技术；三是丙烷脱氢技术；四是以天然气、煤等为原料，生产乙烯、丙烯 的甲醇制烯烃技术等。 2 丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 本设计的初步流程是把从装置外脱乙烷塔来的混合物料 1 做为进料，送入 精馏塔内。经过反应后塔顶气体物料 2 经过精馏塔顶冷凝器冷凝后，冷凝液用 回流泵抽出，一部分送回精馏塔顶部作为回流，另一部分

16、经丙烯冷却器冷却至 40后送出装置，即为目标产物丙烯；而塔底物料 3 大部分为丙烷，经过丙烷 冷却器冷却至 40后，用丙烷送出泵送出装置。在塔釜有再沸器作用。流程图 如右图所示： 2.1 原始数据 根据已知条件，设计初始数据如表 2.1 所示： 表 2.1 原始数据列表 物料名称进料组成 重量 %塔顶组成 重量 %塔釜组成 重量 % 丙烯92.7599.615.2 丙烷7.250.4 设定其操作压力为 p=1.74mpa(表压)。 计划每年生产80000t 丙烯 2.2 物料衡算 2.2.1 确定关键组分 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

17、关键组分在塔底分出。 2.2.2 计算每小时塔顶产量 每年的操作时间 8000h 按计算。 由题目给定：80000000/8000=10000kg/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 100kg/h 进料为基准，进行物料衡算见表 2.2。 表 2.2 物料衡算 进料量/(kg/h)馏出液量/(kg/h)釜液量/(kg/h) 丙烯92.750.996d 0.152w 丙烷7.250.004d7.25-0.004d 共计100d7.25-0.004d+0.152w （2.1）fdw 0.152 15.2% 7.250.0040.152 100 w

18、 dw dw 或 92.750.9960.152 100 dw dw 解得： 8.1161/wkg h 1008.116191.8839/dkg h 丙烷： 38 1 15.2%84.8% w x c h 式中 原料液流量，kg/h；f 塔顶产品（馏出量）流量，；d/kg h 塔底产品（釜残液）流量，；w/kg h 釜液中各组分的质量分数。 w x （1）将质量分数换算成摩尔分数 项 目 组 分 按下式计算： waa a waawbb xm x xmxm （2.2） 式中 液相中 a 组分的摩尔分数； a x ab 组分的摩尔质量，； a m b m/kg kmol 液相中 ab 组分的质量分

19、数。 wawb xx 各组分的相对分子质量见表 2.3。 表 2.3 各组分的相对分子质量 分子式相对分子质量 丙烯 36 c h42.08 丙烷 38 c h44.09 计算举例： 丙烯进料摩尔组成： 36 0.9275 42.08 0.9306 0.9275 42.080.0725 44.09 f x c h 丙烷进料摩尔组成： 38 1 0.93060.0694 f x c h 丙烯塔顶摩尔组成： 38 0.9960/ 42.08 0.9962 0.9960/ 42.080.004/ 44.09 d x c h 丙烷塔顶摩尔组成： 38 1 0.99620.0038 d x c h 丙烯

20、塔釜摩尔组成： 36 0.1520/ 42.08 0.1581 0.1520/ 42.080.8480/ 44.09 w x c h 丙烷塔釜摩尔组成： 38 1 0.15810.8419 w x c h 同理，计算得各组分的摩尔分数如表 2.4 所示。 表 2.4 各组分的摩尔分数 进料塔顶产品塔釜液 丙烯0.93060.99620.1581 丙烷0.06940.00380.8419 共计1.00001.00001.0000 （2）计算进料量和塔底产品量 项 目 组 分 项 目组 分 根据进料、塔顶产量和塔底产量的关系有： fd f d w f xd xw x （2.3） 已知： 10000

21、/dkg h 则 ： 10000 0.9275 10000 0.9960.152 fw fw 解得： 883.3011wkg h 10000883.301110883.3011fkg h 式中 原料液易挥发组分的质量分数； f x 馏出液中易挥发组分的质量分数； d x 釜残液中易挥发组分的质量分数。 w x 2.2.4 物料衡算计算结果见表 2.5 表 2.5 物料衡算 组分 36 c h 38 c h共计 相对分子质量42.0844.09 kg h10094.2618789.039310883.3011 质量分数/%92.757.25100 /kmol h239.882617.896625

22、7.7787 进料 摩尔分数/%93.066.94100.00 kg h99604010000 质量分数/%99.600.4100 /kmol h236.69200.9072237.5992 塔顶 摩尔分数/%99.620.38100 kg h134.2618749.0393883.3011 质量分数/%15.2084.80100 kmol h3.190616.988920.1795 塔釜 摩尔分数/%15.8184.19100 2.3 塔温的确定 2.3.1 确定进料温度 操作压力为（绝对压力）1.84pmp 假设：泡点进料，温度为,依.查参考资料 1，图 1-44 得到平衡常数45 ctp

23、 值。k 因为 1.00311 ii k x 所以 确定进料温度为，进料组成的值45 c ii k x 2.3.2 确定塔顶温度 假设：塔顶露点温度为，同理查参考资料 1，图 1-44 得值。44 c k 塔顶物料组成的值见表 2.7。/ ii yk 表 2.6 进料组成的值 ii k x 进料 i x i k ii k x 36 c h0.93061.010.9399 38 c h0.06940.90.06315 共计1.00001.911.0031 表 2.7 塔顶物料组成的值/ ii yk 塔顶物料 ii xy i k ii ii yx kk 36 c h0.99620.981.0165

24、 38 c h0.00380.890.004270 共计1.00001.861.02077 因为 1.020771 i i y k 所以 确定塔顶温度为，塔顶物料组成的值见表 1.6。44 c ii y k 2.3.3 确定塔釜温度 假设：塔釜温度为，查参考资料 1，图 1-35 得值。50k 因为 误差超过，说明假设的温度过高。1.06580 ii k x 2% 再假设：塔釜温度为，查参考资料 1，图 1-35 得值。49k 因为 1.01901 ii k x 所以 ： 确定塔釜温度为,计算过程数据见表 2.8、表 2.9。49 表 2.8 塔釜温度计算过程数据（一）（一） 塔釜物料 i x

25、 i k ii k x 36 c h0.15811.150.1818 38 c h0.84191.050.8840 共计1.00002.201.06580 表 2.9 塔釜温度计算过程数据（二）（二） 塔釜物料 i x i k ii k x 36 c h0.15811.120.1771 38 c h0.84191.000.8419 共计1.00002.121.0190 3 精馏塔板数及塔径的计算 3.1 塔板数的计算 3.1.1 最小回流比的计算 （1）求相对挥发度 ij 查参考资料 6,66 页式（7-18） （3.1） i ii ij j j j y xk y k x 计算举例： 丙烯 4

26、4 0.98k 49 1.12k 4449 1.0 1.121.0477 i kkk 丙烷 44 0.88k 49 1.00k 4449 0.88 0.990.9380 j kkk 其相对挥发度为 1.0477 1.1170 0.9380 i ij j k k 相对挥发度见表 3.1 表 3.1 相对挥发度见 组分 44 k k49 4449 kk ij 丙烯0.981.01.0477 丙烷0.890.990.9380 1.1170 （2）求最小回流比 查参考资料 6,87 页式（7-40） 因为是泡点进料 0.9306 qf xx0.9962 d x 0.1581x 塔顶丙烯-丙烷的相对挥发

27、度： 1.1136 d 塔釜丙烯-丙烷的相对挥发度： 1.12 w 进料丙烯-丙烷的相对挥发度： 1.01 1.1099 0.91 f 平均相对挥发度： 1.1136 1.121.1168 mdw 由相平衡方程式 1.1168 0.9306 0.9374 111 0.1168 0.9306 mq q mq x y x 最小回流比： min r min 0.99620.9374 8.6471 0.93740.9306 dq qq xy r yx 3.1.2 计算最少理论板数 min 1 0.99621 0.1581 lg lg 1 1 0.99620.1581 1164.5590 lglg1.1

28、168 wd dw m xx xx n 3.1.3 塔板数和实际回流比的确定 取回流比15r 由.查参考资料 2,107 页吉利兰联图得 min 158.6471 0.3971 115 1 rr r min 0.18 2 nn n 解得实际塔板数 78.95n 其余实际塔板数的确定见表 3.2。 表 3.2 实际塔板数的确定 r min 1 rr r min 2 nn n t nr min 1 rr r min 2 nn n n 130.31090.2384.14150.39710.1878.95 140.35690.2080.9515.50.41530.1777.94 14.50.37760

29、.1979.94160.432501677.05 由上表可见，当之间时塔板数变化为最慢，所以。14.5 15r 96.85 t n 块 取实际塔板数100n 块 计算板效率，查参考资料 2,109 页式（6-53） （3.2） 78.95 100%100%78.95% 100 t t n e n 式中 塔板效率； t e 理论塔板数，块； t n 实际塔板数，块。n 3.2 确定进料位置 因为 1.1136 1.11111.1123 mdf 1 0.99621 0.9306 lg lg 1 1 0.99620.9306 1126.93 lglg1.1123 df df m m xx xx n

30、已查得 min 0.3971 1 rr r min 0.18 2 nn n 由此解得：层（不包括进料板） ，故进料板为塔顶数起的第33.2834n 34 层理论板处。 3.3 全塔热量衡算 3.3.1 冷凝器的热量衡算 按参考资料 6,31 页式（6-27） 1 pvdld vdivi ldili qrhhd hy hhv hx hhl 混合 混合 （3.3） 式中 冷凝器的热负荷，； p q/kcal h 每千克塔顶蒸汽的焓，； vd h/kcal kg 每千克塔顶液产品的焓，； ld h/kcal kg 每千克气相纯组分 的焓，； vi hi/kcal kg 每千克液相纯组分 的焓，； l

31、i hi/kcal kg 混合热。h 混合 0 v h 混合 0 l h 混合 查参考资料 11.，158159 页图 10-4，图 10-5 得 丙烯 168.5 vi hkcal kg99.5 li hkcal kg 丙烷 100.5 vi hkcal kg29 li hkcal kg 168.5 0.9962 100.5 0.0038168.2416 99.5 0.996229 0.003899.2321 vd ld hkcal kg hkcal kg 114.5 16750168.241699.2321 dvdld qrd hh 7 7220118.938 3.0231 10 kcal

32、 h kj h 式中 每千克由冷凝器上升蒸汽的焓，； vp h/kcal kg 每千克冷凝液的焓，。 lp h/kcal kg 3.3.2 再沸器的热量衡算 依据参考资料 6,32 页式（6-30） ，再沸器热损失忽略不计，得 （3.4） wvwlwl m qv hwhl h vwlw v hh 式中 再沸器的热负荷，； w q/kcal h 提馏段上升蒸汽的量，； v/kg h 提馏段下降液体的量，； l/kg h 每千克有再沸器上升的蒸汽焓，； vw h/kcal kg 每千克釜液的焓，； lw h/kcal kg 每千克在提馏段底层塔板上的液体焓，。 l m hm/kcal kg 查参考

33、资料 11,158160 页图 10-4，图 10-5，图 10-6， 丙烯 168.5/ vi hkcal kg99.5/ li hkcal kg 丙烷 102/ vi hkcal kg34/ li hkcal kg 168.5 0.1580 102 0.8420112.507 vw hkcal kg 99.5 0.158034 0.842044.349 lw hkcal kg 1112.50744.34914.5 16250112.50744.349 w qrd 7 7154498.138 2.9956 10 kcal h kj h 3.3.3 全塔热量衡算 依据参考资料 6，33 页式（

34、6-32） （3.5） wfldlwp qfhdhwhqq 损 式中 热量损失，；q损/kcal h 每千克进料的焓，。 f h/kcal kg 丙烯 168.5/ vi hkcal kg99.5/ li hkcal kg 丙烷 100.5/ vi hkcal kg29/ li hkcal kg 99.5 0.930629 0.069494.4768 f hkcal kg wf qfh左边 7154498.1387323.1297 94.4768 7846363.998kcal h 7 3.2853 10 kj h ldlwd dhwhq右边 6750 99.2321 573.1297 44.

35、3567220118.938 7846363.976kcal h 7 3.2784 10 kj h 所以，左边=右边。 3.4 板间距离的选定和塔径的确定 3.4.1 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 查参考资料 11,2526 页图，得、下纯组分的密度，见表45 c 44 c 49 2.12。 按参考资料 11,10 页式（2-17）计算 （3.6） 11 i mli x 式中 液体平均密度，。 ml 3 /kg m 计算举例：塔顶温度44 c 111 0.99620.0038 477462 ml 3 476.9412/ ml kg m 塔顶进料温度 45 11

36、1 0.93060.0694 475460 ml 3 473.9275 ml kg m 塔釜温度 49 111 0.15810.8419 460450 ml 3 455.9499 ml kg m 液体平均密度见表 3.3 表 3.3 液体密度 组分 密度（）/(44 c ) 3 /kg m 密度（）/(45 c ) 3 /kg m 密度（）/(49 ) 3 /kg m 36 c h477475460 38 c h462460449 液体平均密度见表 3.4 表 3.4 液体平均密度 项目44 c 45 c 49 液体平均密度/( ) 3 /kg m 476.94124740546455.949

37、9 （2）气体的密度 查参考资料 11,10 页，得公式： （3.7） mv pm zrt 式中 气体平均密度，； mv 3 /kg m 操作压力，；p a p 压缩因子，由对比温度和对比压力查图而得；z 平均相对分子质量；m 操作温度，；tk 通用气体常数。r 计算举例：塔顶 对比温度 317.15 0.8698 364.6192 r ici t t yt 对比压力 18.4 0.4045 45.4865 r ici p p y p 塔釜 对比温度 322.15 0.8733 368.8685 r ici t t yt 对比压力 18.4 0.4329 42.5029 r ici p p y

38、 p 式中 临界温度，； c tk 临界压力，。 c p a p 由、查参考资料 11，附图（2-3）得: r t r p0.691z 3 42.0876 18.4 44.3513 0.691 0.08205 317.15 mv pm kg m zrt 同理，求得塔釜 3 42.6969 mv kg m 表 3.5 各组分的物性常数 组分摩尔分数临界温度 0/ tk临界压力 c p ii yt ici y p ii y m 丙烯0.9962364.8745.50364.045.327141.9201 丙烷0.0038369.8341.951.40520.15950.1675 共计1.00003

39、64.769245.486142.0876 3.4.2 求液体及气体的体积流量 ； （3.8vldlrd ） 所以 （3.91vrd ） 14.5 1160.3795 2485.8823/kmol 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 vv 等） 2485.8823 13.09342498.9757lvwkmol h 14.5 160.37952325.5028lrdkmol h 式中 、精馏塔内精、提馏段上升蒸汽的流量，；v v/kmol h 、精馏塔内精、提馏段下降液体的流量，。l l/kmol h 转换为质量流量 2485.8823 42.08761

40、04624.8199vkg h 2762.0938 43.2123108812.7858vkg h 2325.5028 42.087697874.8317lkg h 2498.9757 42.7723109385.914lkg h 转换为体积流量 33 104624.8199 44.35132359.0050.6542vm hms 33 108812.8199 42.69092328.33810.7079vm hms 33 97874.8317/ 476.9412205.21360.0570lm hms 33 109385.914/ 455.9499241.86900.0672lm hms 计

41、算结果汇总见表 3.6。 表 3.6 精馏段、提馏段上升蒸汽及下降液体量 项 目 /kg h 3 /mh 3 /ms 项 目 /kg h 3 /mh 3 /ms v104624.81992359.000.6550 v108812.78582518.490.7079 l97874.8317205.21360.0570 l109385.914241.86900.0672 3.4.3 初选板间距及塔径的估算 （1）计算塔径 查参考资料 6,148 页表 9-4，依据流量初选塔径，板间距为。2.4m500mm 根据公式： （3.10） 0.055 12 t sl sv gh c l v 式中 负荷系数

42、；c 踏板间距，； t hm 下降液体的体积流量，； s l 3 /ms 上升蒸汽的体积流量，； s v 3 /ms 液相密度，； l 3 /kg m 汽相密度，； v 3 /kg m 重力加速度，。g 2 /m s 精馏段 0.0559.81 0.5 0.0780 0.0570476.9412 12 0.654344.3513 c max 476.941244.3513 0.07800.2434 44.3513 lv v ucm s 式中 最大空塔气速，。 max u/m s 实际气速 取 max 0.6 0.8uu max 0.65uu 所以 0.65 0.24340.15821um s

43、0.6542 2.2953 0.7850.785 0.2033 v dm u 式中 d塔径，。m 提馏段 0.0559.81 0.5 0.0757 0.0672455.9499 12 0.722942.6969 c max 455.949944.3513 0.07570.2434 44,3513 um s 所以 0.65 0.24340.1582um s 0.6542 2.2953 0.7850.785 0.1582 v dm u 取塔径为。d2.4m （2）计算实际空塔气速 k u （3.11） 2 0.785 s k v u d 精馏段 2 0.6542 0.1243 0.785 2.2

44、k um s 提馏段 2 0.7099 0.1175 0.785 2.2 k um s 3.5 浮阀塔塔板结构尺寸确定 3.5.1 塔板布置 （1）浮阀型式：选择型重阀，发片厚度，阀质量为，1f2mm33g ，浮阀最大开度，最小开度。11.5hmm15.5lmm39mm8.5mm2.5mm （2）溢流型式：当直径大于时，采用双溢流塔板，浮阀排列采用三角形2.2m 叉排方式。 （3）求阀孔气速 根据阀孔动能因数 取 00 9 12 v fu 0 10f （3.12） 0 0 v f u 式中 气体通过阀孔时的动能因数； 0 f 气体通过阀孔时的速度，。 0 u/m s 精馏段阀孔气速 10 1.

45、5015 44.3513 um s 提馏段阀孔气速 10 1.530 42.6969 um s （4）确定浮阀数及开孔率 根据 （3.13） 2 00 0.785 s v n ud 式中 阀孔数，个；n 阀孔直径，。 0 d 0 0.039dm 精馏段 2 0.6552 365.47 1.5015 0.785 0.039 n 个 提馏段 2 0.7029 387.50 1.530 0.785 0.039 n 个 开孔率 22 22 0.039304 100%100%8.0%10% 2.4 dn d 所以确定用个浮阀。304 对于加压塔应小于，故满足要求。 10% 查参考资料 10,120 页表

46、 4-5 得双溢流型塔板结构参数，见表 3.7。 表 3.7 双溢流型塔板结构参数 弓型降液管 塔径 /d mm 塔截面 积 2 / t amm 板间距 / t hmm 降管长 度 / w lmm 降管宽 度 / d wmm 降管宽 度 / d wmm 降液管 截面积 2 / f am / ft aa/ w ld 24004.521650014862582400.5429120.620 查参考资料 4,603 页得到浮阀数见表 3.8。 表 3.8 浮阀数 浮阀总数 塔径/% ft aa 100t 240012304 3.5.2 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

47、弓型。 （1） 计算停留时间 按参考资料 2,196 页式（7-14）计算 3 5 ft s ah s l （3.14） 0.7389 f a 3 0.06334/ s lms 精馏段 0.7389 0.5 11.65 20.06334 2 ft s ah ss l 提馏段 0.7389 0.5 10.25 20.0720 2 ft s ah ss l 式中 液体在降液管内的停留时间， ；s 降液管的截面积，。 f a 2 m 液体在降液管内的停留时间不应小于，计算结果均满足要求。3 5s （2） 降液管底隙高度计算 0 h 根据设计参考资料 2,197 页式（7-16） （3.15） 0 w

48、ol l h l u 式中 弓型降液管出口堰长度，； w lm 降液管底隙液体流速，。 ol u/m s 其中（因为双溢流）/ 2 s ll0.620 2.41.488 w lm ，取0.07 0.25/ ol um s0.2/m s 精馏段 0 0.0570/ 2 0.0813 0.2 1.7528 hm 提馏段 0.0672 2 0.0956 0.2 1.7528 hm 根据参考资料 1 取。50hmm （3）计算溢流堰上液层高度 ow h 采用平堰，根据参考资料 2,195 页式（7-10） 取 e=1.0 （3.16） 2/3 2.84 1000 h ow w l he l 式中 液流

49、收缩系数；e 塔内液体流量，。 h l 3 /mh 精馏段 2 3 2.84205.2136 2 0.0428 10001.7528 w hm 提馏段 2 3 2.84259.3192 2 0.0478 10001.7528 w hm 取出口堰高50 w hmm 根据参考资料 2,194 页式（7-9）板上液层高度 lwow hhh （3.17） 精馏段 42.85092.8 l hmm 提馏段 47.85097.8 l hmm 取。100 l hmm 3.6 塔高的计算 （1） 1110020.658.8 tt nhnhm 精精提提 （2）1.51.5 0.60.9 tt hhm 进料精 （

50、3） 1.3m 第一块板上空间高度 （4） 1 0.0250.625 4 hdm 封头上精 （5） 1.5m 最后一块板下至液面之间高度 （6） 1 0.0250.625 4 hdm 封头下提 （7）1.5hm 裙座 （8）0.4hm 锥段 则：=(1)+(2)+(3)+(4)+(5)+(6)+(7)+(8)=65.65hm 4 流体力学计算及塔板负荷性能图 4.1 水利学计算 4.1.1 塔板总压力降的计算 根据参考资料 2,201 页式（7-23） （4.1） 1pc hhhhm 液柱 式中 塔板总压力降，；h a p 干板压力降，； c h a p 板上清液层阻力，； l h a p 表

51、面张力的压力降，。h a p （1）干板压降：对于型重阀，根据参考资料 2,201 页式（7-25） c h1f 全开前： （4.2） 0.175 0.175 0 0 1 331 0.719.9 c ll u hu a 式中 干板压降系数。 1 a 精馏段 0.175 0.175 1 3311.5005 0.71.500519.9 476.9412476.9412 c h a 0.0448 m液柱 提馏段 0.175 1.5465 19.90.0475 452.2528 c hm液柱 全开后： （4.3 2 0 5.37 2 v c l u h g ） 精馏段 2 1.500544.3513

52、5.370.0574 2 9.81476.9412 c hm 液柱 提馏段 2 1.546542.6969 5.370.0605 2 9.81452.2528 c hm 液柱 取两者较大的值， 0.0574() c hm液柱0.0605 c hm液柱 （2）板上清液层阻力，根据参考资料 2,201 页式（7-26） （4.4）0.4 lwow hhh 精馏段 0.4 0.050.04570.0637 l hm液柱 提馏段 1 0.4 0.050.04850.0685hm液柱 （3）忽略表面张力的压力降 故气体通过塔板的压力降： 精馏段 0.05740.06370.1211hm 液柱 提馏段 0

53、.06050.06850.129 p hm液柱 4.1.2 雾沫夹带 （1）根据参考资料 2,202 页式（7-33） 、式（7-34） 泛点率 （4.5） 1 100136 100% vs afa cl z f ca 或 1 100 100% 0.78 v taf c f a c 式中 泛点率； 1 f 气相负荷，； v c 3 /ms 溢流的流程长度，；zm 气相负荷系数； af c 塔的截面积，； t a 2 m 鼓泡区面积，。 a a 2 m 其中气相负荷 （4.6） v v lv cv 精馏段 3 44.3513 0.65430.2097 476.941244.3513 v cms

54、提馏段 3 42.6969 0.72290.2307 452.252842.6969 v cms 溢流的流程长度 22.42 0.2580.2401.644 dd zdwwm 鼓泡区面积 2 24.52162 0.54293.4358 atf aaam 查图得最大气相负荷系数精馏段： 提馏段： 0 0.122 af c0.120 afo c 不同物系的系数因素为1.0 所以气相负荷系数精馏段：0.122 1.00.122 af c 提馏段：0.120 1.00.120 af c 将所有参数代人，得： 精馏段 1 1 100 0.2097 136 0.057 1.904 100%62.58% 0

55、.122 4.6802 100 0.2097 100%35.79% 0.122 6.1580 0.78 f f 提馏段 1 1 100 0.2307 136 0.0670 1.904 100%71.97% 0.120 4.6802 100 0.2307 100%40.03% 0.120 6.1580 0.78 f f 取大值及，对于大塔，均满足。 1 75.40%f 1 76.23%f 1 80% 82%f （1）用夹带量经验式： （4.7） 3.7 2 0.0521.72 l t ahu e hm 式中 雾沫夹带量，对于一般大塔，真值应在以下；e10% 、 当 时，a400 t hmm0.1

56、59a 0.95 当时，；400 t hmm 7 9.48 10a 4.3 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，；/aa 气体流速，；u/m s 气液物性影响参数，根据参考资料 2,203 页式（7-37）m （4.8） 0.2950.425 5 5.63 10 lv vv m 气体黏度，； v 2 kg s m 液体表面张力，。/dyn cm 计算液体表面张力 由参考资料 11，65 页查表面张力见表 2-17. 计算液体平均表面张力 （4.9） mii x 式中 表面张力，。 m /dyn cm 时 44 c 4.8 0.99624.6 0.00384.799

57、24/ m dyn cm 时 514.1 0.1581 3.9 0.84193.9316 m dyn cm 计算气体黏度 依据参考资料 11，43 页式（3-5） （4.10） iii m ii ym ym 各组分气体的黏度见表 4.1 表 4.1 液体的表面张力 44/ i cdyn cm / i dyn cm51 表 面 张 力组 分 丙烯4.74.3 丙烷4.54.1 3 1/1 10/dyn cmn m 表 4.2 各组分气体的黏度 单位：微泊 44 c 51 丙烯 9096.1 丙烷8488.1 计算气体的平均黏度： 时 44 c 0.996242.08920.003844.0985

58、 91.9727 0.996242.080.003844.09 mv 62 0.9375 10kg s m 时51 0.158142.0896.1 0.841944.0988.1 87.3398 0.158142.080.841944.09 mv p 62 0.9106 10kg s m （注： ） 6 11 10 2 10.0102/kgf s m 时49 c 0.2950.425 5 6 4.79924476.941244.3513 5.63 100.1405 44.35130.9375 10 m 时51 0.2950.425 5 6 3.9316452.252842.6969 5.63

59、100.1335 42.69690.9106 10 m 计算开孔区截面积占塔总截面积的百分率 （4.11） 22212221 1 1 2sin2sin 180180 xx ax rxrxrxr rr 式中 开孔区面积，。a 2 m 取破沫区宽度，边缘区宽度80 s wmm60 c wmm 2 ds d xww 2.4 0.2580.080.862 2 m 1 11 0.2580.080.209 22 ds xwwm 温 度组 分 1 2.41.20.061.14 2 c rwm 22210.982 20.9821.340.9821.34sin 1801.34 p a 22210.249 20.

60、2491.340.2491.34sin 1801.34 4.7350 1.3266 2 3.4084m 0.5575 pt aa 将以上数据代人 精馏段 3.7 0.952 0.1590.052 92.8 1.720.1243 5000.70.5850 0.1405 e 1.2705%10% 提馏段 3.7 0.952 0.1590.052 97.8 1.720.1175 5000.70.5850 0.1335 e 1.3509%10% 均满足要求。 4.1.3 淹塔情况校核 根据参考资料 2，202 页式（7-31） （4.12） dld hhhh 式中 液体流过降液管的阻力，； d hm液