产万吨异丙醇丙烯精制工段脱乙烷塔部分

1、毕业设计（论文）年产 15 万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设脱乙烷塔部分姓 名： 张潆铎专业：化学工程与工艺学院：继续教育学院 学习形式： 函授助学单位：指导教师：2015 年 3 月年产 15 万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计 脱乙烷塔部分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 15 万吨异丙醇装置丙烯精制工段设计，年工作时间为 8000 小时，其中原料主 要组成为 C20 ，C3=，C30，iC 40，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

2、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 99% 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

3、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；Yearly produces 150,000 t/a isopropyl alcohol installment propylene purification construction sectiontechnological design - deethanization column partAbstractThis design is based on propylene refining unit for the prototype. My project top

4、ic is the yearly produces 150,000 ton isopropyl alcohol installment propylene purification construction section to design - the deethanization column part., started period 8000 hours / year, material composition of C20, C3 =, C30, iC40, and other components, according to the boiling point of each co

5、mponent and relative volatility of the different components to separate. This design uses a multi-component distillation process by decreasing volatility program, process design of two towers that ethane tower isolated C02, then separation of propylene distillation tower bottom from the C03 and C04

6、and a small amount of water tower top by propylene, the purity of the above. Propylene as a product a device for the production of polypropylene and isopropyl alcohol to provide raw materials. Propane tower bottom oil as a commodity or light a fire after a device sold as a commodity, oil fires, or d

7、o.Design, in turn the mass balance, heat balance, the related technology tower structure calculation, and calculation of heat transfer equipment and ancillary equipment selection, and data were plotted according to the design automation flow chart. Equipment selection is done mainly according to the

8、 actual site, taking into account the process control requirements and economic rationality.With the rise of advanced control technology, the key control target range from the control value control to change, adjust the relationship between variables and control variables by a single pair of one-way

9、 transformation of multivariable predictive control. It is the device controlling the direction of technology development, is gradually spread. In order for the device to facilitate future advanced control, we design, attention to tower top temperature, the bottom of the column temperature and flow

10、indicators are back to keep a large operation flexibility.Keywords: ethane tower; propylene distillation column; material balance; heat balance;目录第 1 章 概述 11.1 丙烯的性质及用途 11.2 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位 . 11.3 丙烯生产方法的确定 11.4 丙烯精制工艺流程的叙述. 2第 2 章 丙烯精制装置的物料衡算 . 32.1 脱乙烷塔的物料衡算 32.1.1 脱乙烷塔的进料量及进料组成. 32.1.2 脱乙烷塔塔顶

11、及塔底的流量及组成 . 42.1.3 脱乙烷塔的物料平衡 . 52.2 丙烯塔的物料衡算 62.2.1 丙烯塔的进料量及进料组成 . 62.2.2 丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成 . 62.2.3 丙烯塔的物料平衡 . 7第 3 章 脱乙烷塔和丙烯精制塔工艺条件的确定 . 83.1 脱乙烷塔工艺条件的确定 . 83.1.1 操作压力的确定. 83.1.2 回流温度的确定. 93.1.3 塔顶温度的计算. 93.1.4 塔底温度的计算. 103.1.5 进料温度的计算. 113.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总 . 113.2 丙烯塔工艺条件的确定 113.2.1 操作压力的确定. 113.2.2 回

12、流温度的确定. 123.2.3 塔顶温度的计算. 123.2.4 塔底温度的计算. 133.2.5 进料温度的计算. 133.2.6 丙烯塔操作条件汇总 . 14第 4 章 脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定 . 154.1 脱乙烷塔塔板数的计算 154.1.1 最小回流比的计算 . 154.1.2 最少理论塔板数的计算 . 174.1.3 理论塔板数和实际回流比的确定 . 174.1.4 实际塔板数的确定 . 174.1.5 实际进料位置的确定 . 184.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总. 194.2 丙烯塔塔板数的计算 194.2.1 最小回流比的计算 . 194.2.2 最少理论塔板数的计

13、算 . 214.2.3 理论塔板数和实际回流比的确定 . 214.2.4 实际塔板数的确定 . 224.2.5 进料位置的确定 . 234.2.6 丙烯塔塔板数计算结果汇总 . 23第 5 章 热量衡算 245.1 脱乙烷塔热量衡算 245.1.1 脱乙烷塔再沸器热负荷的计算. 245.1.2 脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算. 265.2 丙烯塔的热量衡算 265.2.1 再沸器热负荷的范围 275.2.2 丙烯塔冷凝器热负荷的计算 . 29第 6 章 脱乙烷塔工艺尺寸确定 . 32ii / 566.1 塔径的确定 326.1.1 计算塔内气、液相密度 . 326.1.2 计算气、液相负荷. 34

14、6.1.3 塔径的估算 356.1.4 计算实际空塔气速. 376.2 浮阀塔板结构尺寸确定 376.2.1 塔板布置 376.2.2 溢流装置设计计算. 396.2.3 出口堰高度 hw 396.3 塔板流体力学验算 406.3.1 塔板压力降的计算 . 406.3.2 雾沫夹带校核 426.3.3 液泛校核 436.4 塔板负荷性能图 446.5 塔高的确定 466.6 塔板结构尺寸设计结果汇总 . 47结 论 49谢 辞 50参考文献 51iii / 56第 1 章 概述1.1 丙烯的性质及用途性质：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 211.1

15、% （体积），可溶于乙醇和乙醚，微溶于水是一种属低毒类物 质。相对分子质量 42.08 ，密度 0.5139kg/m （20/4 ），冰点 -185.3 ，沸点 -47.4 易燃，爆炸极限为 2%-11%。用途：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。1.2 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位来源：由蒸汽裂解和炼油厂联产的丙烯仍占全球丙烯供应的大部分，目前，世

16、界上 66%的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品， 32%来自炼油厂催化裂化（ FCC） 生产汽、柴油的副产品，少量（约 2%）由丙烷脱氢和乙烯 - 丁烯易位反应得到。等。1.3见，在化工生产中的地位：丙烯是仅次于乙烯的一种重要有机石油化工基本原料。 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、丙酮和环氧丙烷丙烯生产方法的确定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为常 因为各组分在采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而按挥发度递增 的顺序依次采出馏分的流程方法中，除最难挥发组分外。其他组分在采出前要经过 多次汽化和冷凝才能得到产品，能量（热量和冷量）

17、消耗大。并且由于物料的内循 环增多，使物料的处理量增大，塔径也相应增大，再沸器和冷凝器的传热面积也增 大，设备费用投资增大，公用工程消耗增多，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烯。1 / 561.4 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

18、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。2 / 56第 2 章 丙烯精制装置的物料衡算2.1 脱乙烷塔的物料衡算2.1.1 脱乙烷塔的进料量及进料组成生产任务 消耗定额 1000年生产时间 8000 脱乙烷塔回收率 丙烯塔回收率 进料丙烯浓度年处理量 15 万吨，年

19、工作时间 8000小时，则原料质量流量为FW15 104 103 0.8222241.75 （kg/h）8000 0.95 0.99 0.735计算示例：以乙烷为例，进行原料组成及流量的换算：乙烷的质量流量：FWC2 22241.75 2.5% 556.04 kg/h乙烷的摩尔分数：摩尔分数与质量分数换算关系如下式。xW1M1x1xxxxW1 xW 2xWnM1 M 2Mn式中 xW1、 xW2、xWn各组分在料液中的质量分数；M1、M2、Mn各组分的摩尔质量。则：xW1xCM1xW1xW 2xWnM1 M 2Mn2.530.072.5 73.5 22.6 1.430.07 42.08 44.

20、10 58.12 3.51%平均摩尔质量 M ：平均摩尔质量用下式计算。3 / 56M = M1x1+M2x2+Mnxn式中 x1、 x2、 、xn各组分在料液中的摩尔分数；M1、M2、 、Mn 各组分的摩尔质量。则：M=30.07 0.0351 + 42.08 0.7381+ 44.10 0.2166 + 58.12 0.102=42.27( kg/kmol )原料的摩尔流量：FWM2224107542.27526.18 ( kmol/h )其中乙烷的摩尔流量：FC2 22241.75 2.5% 556.04 ( kmol/h ) 原料各组分组成及流量见下表。表1 脱乙烷塔进料中各组份的量及

21、组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C2o556.042.518.473.5130C3=16347.6973.5388.3773.8142C3o5026.6322.6113.9721.6644iC4o311.381.405.361.025822241.75100526.181002.1.2 脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成选乙烷为轻关键组分，丙烯( C3=)作为重关键组分，根据产品质量指标， C3= 在塔顶产品中的含量 30%，C2 在塔底产品中的含量 0.01%( mol% )，进行清晰 分割物料衡算，物料衡算图见图 1。4 / 56图 1 脱乙烷塔物料衡算图1

22、) 计算塔顶馏出液量 D 和塔底釜液量 W 列于下表。表 2 塔顶馏出液量和塔底釜液量组分进料 F(kg/h)塔顶馏出液 D(kg/h)塔底釜液 W(kg/h)C2556.04f1-0.0001w0.0001wC3=16347.690.3Df2 -0.3DC3o5026.630f3iC4o311.380f422241.75DW列全塔物料衡算式：D+W=22241.75556.04+0.3D-0.0001W=D解得： D=789.85 (kg/h)W=21451.9 (kg/h)2) 求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表 3 塔顶及塔底的产品量及组成组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol

23、/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C2552.897018.3976.562.140.010.070.01C3=236.69305.6323.4416110.7375.10382.8676.22C3o00005026.6323.44113.9822.70iC 4o0000311.381.455.361.07789.8510024.0210021451.9100502.271002.1.3 脱乙烷塔的物料平衡 脱乙烷塔物料平衡数据见表。表 4 脱乙烷塔物料平衡汇总表组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/h

24、mol%C2556.042.5018.483.51552.897018.3976.562.140.010.070.01C3=16347.6973.50388.3773.81236.96305.6323.4416110.7375.10302.8676.22C3o5026.6322.60113.9721.6600005026.6323.44113.9822.705 / 56iC 4o311.381.405.361.020000311.381.455.361.0722241.75100461.73100789.8510024.0210021451.9100502.211002.2 丙烯塔的物料衡算2

25、.2.1 丙烯塔的进料量及进料组成丙烯塔以脱乙烷塔底物料为原料，进行原料组成及流量的换算： 原料的摩尔流量为 :F=21451.9 （ kg/h） 原料各组分组成及流量见下表。表 5 丙烯塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量（kg/kmol）C22.140.010.070.0130.07C3=16110.7375.10302.8676.2242.08C3o5026.6323.44113.9822.7044.10iC4o311.381.455.361.0758.1221451.9100502.211002.2.2 丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成选丙烯（ C3=）为

26、轻关键组分，丙烷（ C3o）为重关键组分，根据产品质量指标， 丙烷（ C3o）在塔顶产品中的含量 0.45 %，丙烯（ C3=）在塔底产品中的含量 1.0% （mol%），进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图 4。图 2 丙烯塔物料衡算图进料 F塔顶馏出液 D塔底釜液 W组分(kg/h)(kg/h)(kg/h)6 / 56C2o2.141.880C3=16110.73f2 -0.01W0.01WC3o5026.630.04Df3 -0.0045DiC4o311.380272.6221451.9DW1)计算塔顶馏出液量 D 和塔底釜液量 W 列于下表。 列全塔物料衡算式21451.9=W+D16

27、110.73+0.0045D-0.01W=D解得： D=16130.1(kg/h)W=5321.9 (kg/h)2)求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表 6 丙烯塔塔顶及塔底的产品量及组成组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C22.140.010.070.020000C3=16057.5199.55381.5999.5553.221.001.261.00C3o72.590.441.650.434954.2793.00112.3493.00iC 4o0000311.386.007.066.0016130.1100383.311005321.

28、9100120.661002.2.3 丙烯塔的物料平衡丙烯塔物料平衡数据见表表 7 丙烯塔物料平衡汇总表组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C22.140.010.070.012.140.010.070.020000C3=16110.7375.10302.8676.2216057.5199.55381.5999.5553.221.001.261.00C3o5026.6323.44113.9822.7072.590.441.650.434954.2793.00112.3493.00iC4o311.381.

29、455.361.070000311.386.007.066.0021451.9100502.2110016130.1100383.311005321.9100120.661007 / 56第 3 章 脱乙烷塔和丙烯精制塔工艺条件的确定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采用水作冷却剂， 设水温为 25，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高 10，则回流罐中冷凝液的温度为 35。 因为脱乙烷塔塔顶产品中有乙烷， 乙烷以不 凝汽的方式排出， 故脱乙烷塔顶的冷凝器为分凝 器。脱乙烷塔的塔顶出料形式见右图： 为塔顶第一块板上升的气体组成； 为回流液 体的组成；为脱乙烷顶的产品组成。V

30、LDLRVR 1V y1i L x1i D yDiyDiki x1ie整理后得： y1i yDi e 1 e ki并检验y1i 1符号说明： V第一板上升的蒸汽量 y1第一板上升蒸汽的摩尔组成 L回到第一板的液体量（回流量） x1回到第一板液体的摩尔组成 D塔顶产品采出量 yD塔顶产品的摩尔组成 e塔顶汽相的液化率8 / 56取回流比 R 20若 yi 1说明所设温度偏高， ki值太大，若yi 1 说明所设温度偏低， ki 值太小，若 xi hj ； xDi 组分 i 在塔顶产品中的摩尔分数； Rmin最小回流比。1确定相对挥发度由 p-T-k 图查得液相各组分的平衡常数，选取 C3=组分为基

31、准组分 j ，计算相对 挥发度 ij ，详见下表。组成塔顶， T =47， P3.4MPa塔底， T =78， P3.6MPaij ijD ijWkiijDkiijWC21.522.242.202.112.17C3=0.6811.0411C3o0.620.910.960.920.91iC 4o0.310.500.500.520.512值计算根据 lj hj ，可知 2.17 1.00 。通过试差法计算 值 设 =2.13 ，计算结果详见下表。组成xFi %ijij xFiijij xFiij15 / 56C23.512.170.07620.041.905C3=73.811.000.7381-1

32、.13-0.65C3o21.660.910.1971-1.22-0.16iC4o1.020.500.0052-1.62-0.003100-3.93-1.092注：第二列数据见表 2。nx因为 q 1 ，所以 ij Fi 1 q 1 1 0i 1 ijnx而计算结果 i 1 ijij xFi1.092，误差较大，需要重新计算再设 =2.08，计算结果详见下表。组成xFi %ijij xFiijij xFiijijC23.512.170.07620.090.85C3=73.811.000.7381-1.08-0.68C3o21.660.910.1971-1.17-0.17iC4o1.020.500

33、.0052-1.58-0.003100-0.003n ij xFi当 =2.08时， i 1 ijij xFi0.003，故取 =2.083最小回流比计算 nx将 =2.08带入到方程 Rminij xDi 1中，计算 Rminmin i ijRmin 计算过程详见下表。组成ijxDi %ij xDiijij xDiijC22.170.76561.66140.09018.46C3=1.000.23440.2344-1.08-0.22C3o0.9100-1.170iC4o0.5000-1.58018.24注：第三列数据见表 2。所以Rmin18.241 17.2416 / 564.1.2 最少理

34、论塔板数的计算最少理论板数采用芬斯克方程计算。式中 lh的平均值；0.7656 0.76220.23440.0001lg 2.231 12轻关键组分 l 、重关键组分 h 之间的相对挥发度，取塔顶、塔底xl 、 xh轻关键组分 l 、重关键组分 h 的摩尔分数； 下标 D、 W塔顶、塔底。根据前面相对挥发度的计算可知， lh =2.17根据表 2 的数据，把相关条件带入芬斯克方程可得：4.1.3 理论塔板数和实际回流比的确定应用吉利兰关联图，计算示例：取 R=20，则根据实际回流比 R，采用简捷法计算理论板数。R Rmin 20 17.24 0.13R 1 20 1查吉利兰关联图得N Nmin

35、0.5N1则N 120.5N1整理得N=254.1.4 实际塔板数的确定1确定塔板效率17 / 56全塔效率由下式计算0.245Et 0.49cpululxiuli式中 Li 塔顶与塔底平均温度下组分 i 的液相黏度， mPas。 根据表 7 计算定性温度 T 47 78 60.55 查得 60.5 5各组分粘度得：组分xFi %Li (mPas)Li xFi (mPas)C3=0.73810.0800.06C3o0.21660.0730.02iC4o0.01020.1000.0010.081注：乙烷的粘度用乙烷在同温度下的气体粘度代替，第二列数据见表2。0.245 0.245Et 0.49

36、cpul0.49 2.17 0.081 75.02%注：实际塔板效率达不到 75.02%，则选取 60% 2实际塔板数的确定实际塔板数由下式计算。NtEt式中 N 理论塔板数；NP实际塔板数； 塔板效率。把相关条件带入方程可得N Nt 25 42Et 60%根据现场实际，取脱乙烷塔的塔板数为 42 块4.1.5 实际进料位置的确定在泡点进料的情况下，进料位置可以下两个根据公式计算n m0.206( xlW )2xhD18 / 56式中 n 精馏段塔板数； m提馏段塔板数； W塔底釜液的流量， kmol/h ； D塔顶馏出液的流量， kmol/h ； xhF料液中重关键组分的组成， mol%；

37、xlF 料液中轻关键组分的组成， mol%； xlW釜液中轻关键组分的组成， mol%； xhD馏出液中重关键组分的组成， mol%； NP实际塔板数。根据表 2 的数据，将相关条件带入方程可得：nW xhFmD xlF0.206xlW )2 xhD0.206m 502.27 0.7381 0.0001 20.13n 24.02 0.0351 0.2344m+n=42解方程组可得：精馏段塔板数 n=5提馏段塔板数 m=37进料口取三个，分别是由上向下数的第 5 块和第 7、9 块板上4.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总脱乙烷塔塔板数计算结果见下表。表 10 脱乙烷塔操作条件汇总表项目最小 回流比实际 回流比最少理论板数理论板数实际板数全塔效率进料位置数值17.24201225420.6第 5， 7,9 块板4.2 丙烯塔塔板数的计算4.2.1 最小回流比的计算采用恩德伍德( underwood)法计算最小回流比。19 / 561确定相对挥发度由 p-T-k 图查得液相各组分的平衡常数，选取 C3o 组分为基准组分 j ，计算相 对挥发度 ij ，详见下表。组成塔顶， T =41， P1.8MPa塔底， T =54， P1.9MPaij ijD ijWkiijDkiijWc22.42.792.702.652.72C