毕业设计（论文）年产6万吨丙烯分离工段设计

1、 沈阳化工大学本科毕业论文 题 目：6万吨/年丙烯分离工段设计 院 系：化学工程学院 专 业：化学工程与工艺 班 级： 学生姓名： 指导教师： 论文提交日期：2011年6月24日 论文答辩日期：2011年6月28日沈 阳 化 工 大 学毕业设计（论文）答辩成绩评定沈阳化工大学化学工程 学院毕业设计（论文）答辩委员会于2011年6月 日审查了 化学工程与工艺专业学生 的设计（论文）设计题目：6万吨丙稀分离工段工艺设计设计专题：6万吨丙稀精馏塔的工艺设计设计说明书共90页，设计图纸2张指导教师：范天博评 阅 人：毕业设计（论文）答辩委员会意见： 成绩： 学院答辩委员会主任委员 签字 年 月 毕业设

2、计（论文）任务书化学工程学院院（系）化学工程与工艺 专业200708班 学生：xxx毕业设计（论文）题目：6万吨/年丙稀分离工段工艺设计毕业设计（论文）内容：1.丙烯分离工艺计算 2.aspen plus 软件优化 3.塔设备参数计算 4换热工艺流程的确定 指导老师： 签字 2011年 月 日教研室主任： 签字 2011年 月 日院长（系主任）： 签字 2011年 月内容摘要 丙烯是石油化工的基本原料之一，在原油加工中具有重要作用。由裂解气净化与分离工段的丙烯精馏塔分离出的丙烯除了用于生产聚丙烯外，还大量地作为生产丙烯腈，丁醇，辛醇，环氧丙烷，异丙醇等产品的主要原料。为了更好的提高生产能力，本

3、着投资少，能耗低，效益高的想法，本文对年产6万吨丙烯精馏塔进行了设计。本设计首先采用简捷法初步算出了理论塔板数，利用恩特伍德公式确定最小回流比，然后以简捷法的计算结果作为初值，应用aspen plus软件对丙烯精馏塔操作进行了稳态模拟，并以经济指标为目标函数，对操作条件进行了优化，得出了塔顶丙烯收率为99.6%的最佳塔板数、回流比以及进料位置（murphree板效率为60%）。接着进行全塔模拟，依然以塔顶丙烯收率为99.6%为标准，确定了各塔（乙烯塔、乙烷塔、丙烯塔、丙烷塔、甲烷塔）的塔板数、回流比及进料位置（murphree板效率为60%）等设计参数。之后改变整体模拟过程的进料组成（裂解气来

4、源与模拟过程不同），即对进料组成进行微调后，可以测算整体装置弹性区间。用aspen plus软件进行模拟，结果发现本组整体装置模型结果的模拟结果与上一种进料组成相差不大。经软件模拟，当丙烯含量处于14-14.8%之间，乙烯含量处于28.3-28.7%之间的时候（油质介于轻柴油和抽余油之间）丙烯收率仍可以达到99.5%的水平，此为整体装置的操作弹性区间。由于对丙烯纯度要求极高，本文设计的精馏塔塔板数较多，丙烯塔较高，因此设计为两个塔。最后以优化后的精馏塔结果为基础，确定了该塔的设备参数，塔径，浮阀塔盘，塔高，热负荷，从而设计了塔底再沸器，塔顶冷凝器以及塔体主要设备。流程简单，投资较少，操作较为简

5、单，基本可以满足丙烯优等品的工业生产。关键词： 丙烯； 精馏塔； aspen plus； 优化abstract propylene is one of raw materials for petrochemical industry，it occupies an important place in the processing of crude oil. rectifying column purified and seprated pyrolysis gas to get propylene that largely uses to product principal raw materi

6、al of the acrylonitrile, butyl alcohol, octyl alcohol, propylene epoxide and isopropanol.in order to improve production capacity with low investment and power,high benifit,this papers design a rectifyin column that annually products 60 thousand ton propylene.fristly,using shortcut method figures out

7、 theoretical plate number and underwood equation to confirm minimum reflux ratio,then using them as initial value are applied to aspen plus to carry out steady-state simulation and using economic indicators as objective function to optimize under the operational condition and get 99.6% yield of prop

8、ylene in top column,the best number of plate, reflux ratio and optimum feed location(supposed the plate efficiency is 60%). then the whole tower simulation is still the top of the tower propylene yield of 99.6% as a standard, determine the tower (the tower of ethylene, ethane tower, propylene tower,

9、 propane tower, tower of methane) of plates, reflux ratio and feed expected position (murphree plate efficiency of 60%) and other design parameters. after changing the overall simulation process feed composition (cracked gas sources and different simulation), that is fine-tuning of the feed composit

10、ion, the device can measure the whole range of flexibility. with aspen plus software for simulation, and found the results of the group as a whole unit model simulation results with the previous one kind of feed composition or less. the software simulation, when the propylene content is between 14 a

11、nd 14.8%, ethylene content is between 28.3 28.7% of the time (between oil and light diesel oil between raffinate) propylene collection rate is still up to the level of 99.5% this is a whole range of devices operating flexibility. because of the high purity propylene, the paper design of distillation

12、 plates more propylene tower higher, so the design of two towers. finally, after distillation to optimize based on the results to determine the parameters of the tower equipment, tower diameter, floating valve tray, tower, heat load, in order to design a bottom reboiler, condenser and tower tower ma

13、jor equipment. simple process, less investment, operation is relatively simple. superior product to meet the basic industrial production of propylene.keywords: propylene；distillation column；aspen plus；optimizaion目 录第一章 绪论11.1 石油11.2 炼油过程11.3 裂解气的净化与分离31.3.1 深冷分离31.3.2 油吸收法31.4 丙烯41.4.1 丙烯的性质41.4.2 丙

14、烯的生产工艺41.5 丙烯塔61.6 丙烯作用71.7 设计内容7第二章 物料衡算92.1 裂解气组成92.2 本章小结10第三章 主体设备丙烯塔工艺计算113.1 原始数据113.2 物料衡算113.3 丙烯精馏塔塔顶，塔底及进料温度的确定123.4 最小回流比和塔板数粗算133.4.1 最小回流比133.4.2 简捷法求取精馏塔塔板数143.5 本章小结15第四章 aspenplus软件模拟164.1 丙烯单塔过程模拟及计算结果164.2 丙烯全流程模拟及计算结果274.3 分析324.4 本章小结32第五章 塔设备参数的计算335.1 浮阀塔的设计计算335.1.1 精馏段：335.1.

15、2 提馏段：425.1.3 塔顶冷凝器：515.1.4 塔底再沸器：565.2 主要设备选型：595.2.1 接管：595.2.2 筒体壁厚：615.2.3 封头：615.2.4 裙座：615.2.5 塔盘结构：625.2.6 塔主体：625.2.7 除沫器：625.3 塔高625.4 工艺设计结果表635.5 本章小结65第六章 结论666.1 结果666.2 讨论676.3 展望676.4 结语67附录68致谢79沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论第一章 绪论1.1 石油 石油主要成分为甲烷，同时含有少量的乙烷和丙烷以及一氧化碳、氮气等。通过对石油的炼制可得到汽油、煤油、柴油等燃料以及

16、各种机器的润滑剂、气态烃。通过化工过程，可制得合成纤维、合成橡胶、塑料、农药、化肥、医药、油漆、合成洗涤剂等。因此，石油被广泛运用于交通运输、石化等各行各业，被称为经济乃至整个社会的“黑色黄金”、“经济血液”。石油的流动改变着世界政治经济的格局，只要没有一种新的燃料能取代石油，国际间石油的争夺就不会停止。不可否认，上个世纪海湾地区爆发的几次战争，石油是其背后的重要动因。 石油危机对国民经济的打击是非常可怕的。1973年第一次石油危机使美国经济“缩水”1/3，通货膨胀率从3.4%上升到12.2%，失业率从4.9%上升到8.5%；20世纪80年代初的第二次石油危机则使美、英的gdp负增长率分别为0

17、.2%和2.4%。在我国，由于前几次石油危机爆发时经济对外开放程度还不高，因而影响不大。但随着我国经济与世界市场联系的日益紧密，我国对石油的敏感度越来越高。以现在中国每天进口200万桶石油计算，如果国际油价每桶上涨5美元，那么中国每天就要多支付1000万美元，直接导致国内生产总值（gdp）下降0.4-0.5个百分点，石油对我国经济的重要性已被提高到战略高度加以重视。1.2 炼油过程（1）常压蒸馏和减压蒸馏常压蒸馏和减压蒸馏习惯上合称常减压蒸馏，常减压蒸馏基本属物理过程。原料油在蒸馏塔里按蒸发能力分成沸点范围不同的油品（称为馏分），这些油有的经调合、加添加剂后以产品形式出厂，相当大的部分是后续加

18、工装置的原料。因此，常减压蒸馏又被称为原油的一次加工。包括三个工序：原油的脱盐、脱水 ；常压蒸馏；减压蒸馏。（2）催化裂化催化裂化是在热裂化工艺上发展起来的，是提高原油加工深度，生产优质汽油、柴油最重要的工艺操作。原料主要是原油蒸馏或其他炼油装置的350-540馏分的重质油。催化裂化工艺由三部分组成：原料油催化裂化、催化剂再生、产物分离。催化裂化所得的产物经分馏后可得到气体、汽油、柴油和重质馏分油。部分重质油返回反应器继续加工称为回炼油。催化裂化操作条件的改变或原料波动，可使产品组成出现变化。（3）催化重整催化重整（简称重整）是在催化剂和氢气存在下，将常压蒸馏所得的轻汽油转化成含芳烃较高的重整

19、汽油的过程。如果以80-180馏分为原料，产品为高辛烷值汽油；如果以60-165馏分为原料油，产品主要是苯、甲苯、二甲苯等芳烃，重整过程副产氢气，可作为炼油厂加氢操作的氢源。重整的反应条件是：反应温度为490-525，反应压力为1-2兆帕。重整的工艺过程可分为原料预处理和重整两部分。（4） 加氢裂化加氢裂化过程是在高压、氢气存在下进行，需要催化剂，把重质原料转化成汽油、煤油、柴油和润滑油。加氢裂化由于有氢存在，原料转化的焦炭少，可除去有害的含硫、氮、氧的化合物，操作灵活，可按产品需求调整。产品收率较高，而且质量好。它是在较长反应时间下，使原料深度裂化，以生产固体石油焦炭为主要目的，同时获得气体

20、和液体产物。延迟焦化用的原料主要是高沸点的渣油。延迟焦化的主要操作条件是：原料加热后温度约500， 焦炭塔在稍许正压下操作。改变原料和操作条件可以调整汽油、柴油、裂化原料油、焦炭的比例。（5）炼厂气加工原油一次加工和二次加工的各生产装置都有气体产出，总称为炼厂气，就组成而言，主要有氢、甲烷、由2个碳原子组成的乙烷和乙烯、由3个碳原子组成的丙烷和丙烯、由4个碳原子组成的丁烷和丁烯等。它们的主要用途是作为生产汽油的原料和石油化工原料以及生产氢气和氨。发展炼油厂气加工的前提是要对炼厂气先分离后利用。炼厂气经分离作化工原料的比重增加，如分出较纯的乙烯可作乙苯；分出较纯的丙烯可作聚丙烯等。1.3 裂解气

21、的净化与分离工业生产上采用的裂解气分离方法，主要有深冷分离和油吸收精馏分离两种。1.3.1 深冷分离深冷分离是在-100左右的低温下，将裂解气中除了氢和甲烷以外的其它烃类全部冷凝下来。然后利用裂解气中各种烃类的相对挥发度不同，在合适的温度和压力下，以精馏的方法将各组分分离开来，达到分离的目的。特点：经济技术指标先进，产品纯度高，分离效果好，但投资较大，流程复杂，动力设备较多，需要大量的耐低温合金钢。宜于加工精度高的大工业生产。裂解气经压缩和制冷、净化过程为深冷分离创造了条件高压、低温、净化。深冷分离的任务就是根据裂解气中各低碳烃相对挥发度的不同，用精馏的方法逐一进行分离，最后获得纯度符合要求丙

22、烯产品。 裂解气深冷分离工艺流程，包括许多个操作单元。每个单元所处的位置不同，可以构成不同的流程。目前具有代表性三种分离流程是：顺序分离流程，前脱乙烷分离流程和前脱丙烷分离流程。1.3.2 油吸收法油吸收法是利用裂解气中各组分在某种吸收剂中的溶解度不同，用吸收剂吸收除甲烷和氢气以外的其它组分，然后用精馏的方法，把各组分从吸收剂中逐一分离。特点：方法流程简单，动力设备少，投资少，但技术经济指标和产品纯度差。该方法目前已经被淘汰。 图11 裂解气净化与分离的工艺流程1.4 丙烯1.4.1 丙烯的性质 丙烯（propylene,ch2=chch3）常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。分子量42.0

23、8，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，主要用于生产丙烯晴、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。1.4.2 丙烯的生产工艺（1）增产丙烯的fcc工艺技术 与传统的fcc相比,这类工艺技术操作条件更为苛刻,要求反应温度、剂油比更高,催化时间更短。运用这些技术,虽然汽油收率会受到一定影响,但汽油中的烯烃含量降低,质量得以提高,丙烯的产量比传统fcc高24倍。我国炼油工业催化裂化加工能力大、掺渣比高,造成汽油中烯烃含量高,开发应用增产丙烯的fcc工艺技术,在提高油品质量的同

24、时,为下游提供更多的低碳烯烃,具有良好的市场前景。 （2）低碳烯烃裂解制丙烯工艺技术 低碳烯烃裂解是将c4-8烯烃在催化剂作用下转化为丙烯和乙烯的工艺,它不仅可以解决炼厂和石脑油裂解副产的c4-8的出路问题,又可以增产高附加值的乙烯、丙烯产品,成为近年研究较为活跃的领域。 烯烃裂解工艺,从投资费用、生产成本与综合收益来看,均是最具吸引力的工艺。固定床工艺流程相对简单,适于和现有蒸汽裂解结合;流化床工艺流程相对复杂,适于建设大规模生产装置,可以纳入烯烃联合装置,也可以单独建立装置。随着我国一批大型乙烯裂解装置的扩建与新建,c4+烯烃资源越来越丰富,对开发出自主知识产权的烯烃裂解技术,解决c4+烯

25、烃副产、增产高附加值丙烯需求迫切。 （3）烯烃歧化制丙烯工艺技术 烯烃歧化技术多年以前已经开发成功,只是因为近年来一些地区丙烯价格逐步走高,这一技术又重新引起了人们的重视。它是一种通过烯烃碳-碳双键断裂并重新转换为烯烃产物的催化反应,目前以乙烯和2-丁烯为原料歧化为丙烯的生产技术研究较为活跃,主要有abb lummus公司的oct高温催化剂工艺和法国石油研究院(ifp)的meta-4低温催化剂工艺。 烯烃歧化工艺可应用于石脑油蒸汽裂解装置增产丙烯,投资增加不多,即可提高石脑油裂解装置的丙烯/乙烯产量比,但缺点是每生产1t丙烯,要消耗掉0.42t乙烯,因此只有在丙烯价格高于乙烯价格、乙烯产量过剩

26、时才是经济可行的。另外歧化技术不能将异丁烯以及c5-8烯烃转化为丙烯,应用受到一定限制。近年开发的自动歧化技术,不用或用少量乙烯,应用前景看好。（4）丙烷脱氢制丙烯工艺技术 丙烷脱氢是强吸热过程,可在高温和相对低压下获得合理的丙烯收率。丙烷脱氢技术具有3大优势:首先,是进料单一,产品单一(主要是丙烯);其次,是生产成本只与丙烷密切相关,而丙烷价格与石脑油价格、丙烯市场没有直接的关联,这可以帮助丙烯衍生物生产商改进原料的成本结构,规避一些市场风险;第三,是对于丙烯供应不足的衍生物生产厂,可购进成本较低的丙烷生产丙烯,免除运输与储存丙烯的高成本支出。 与其它生产技术相比,获得同等规模的丙烯产量,丙

27、烷脱氢技术的基建投资相对较低,目前的经济规模是250kt/a。丙烷原料价格对生产成本影响较大,只有当丙烯与丙烷的长期平均最小价差大于200美元/t时,工厂才能有较好的利润。中东地区丙烷资源丰富、价格稳定有利于建设丙烷脱氢厂。我国目前尚不具备建设丙烷脱氢厂的条件,对这方面的研究,可作为一定的技术储备。 （5）甲醇制烯烃工艺技术 在原油价格攀升,天然气或煤炭资源相对丰富的情况下,以天然气或煤为原料生产甲醇,再以甲醇生产烯烃(mto工艺)或以甲醇生产丙烯(mtp工艺)的技术越来越受关注。目前比较成熟的工艺主要有uop/hydro公司的mto工艺和lurgi公司的mtp工艺。 mto、mtp工艺可作为

28、以石油为原料生产烯烃的替代或补充,与原油和石脑油价格相比,天然气价格相对独立,因此利用mto技术有利于改善原料成本结构,这对于原油资源日益紧张的我国非常有意义。与石脑油或乙烷裂解相比,当原油价格高于16美元/bbl或乙烷价格高于3美元/mbtu时,mto可以提供较低的生产成本和较高的投资回报。 1.4.3 丙烯的发展前景近年来，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

29、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达到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。预计到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，届时还将有大量丙烯衍生物进口，中国丙烯开发利用前景的广阔。1.5 丙烯塔 丙烯精馏塔就是分离丙烯丙烷的塔，塔顶得到丙烯，塔底得到丙烷。由于丙烯丙烷的相对挥发度很小，彼此不易分离，要达到分离目的，就得增加塔板数、加大回流比

30、，所以，丙烯塔是分离系统中塔板数最多，回流比最大的一个塔，也是运转费和投资费较多的一个塔。 目前，丙烯精馏塔操作有高压法与低压法两种。1.6 丙烯作用 用于制丙烯腈、环氧丙烷、丙酮、聚丙烯等。丙烯在酸性催化剂 (硫酸无水氢氟酸等)存在下聚合，生成二聚体、三聚体和四聚体的混合物，可用作高辛烷值燃料。在齐格勒催化剂存在下丙烯聚合生成聚丙烯。丙烯与乙烯共聚生成乙丙橡胶。丙烯与硫酸起加成反应，生成异丙基硫酸，后者水解生成异丙醇：丙烯与氯和水起加成反应，生成1-氯-2-丙醇，后者与碱反应生成环氧丙烷，加水生成丙二醇：丙烯在酸性催化剂存在下与苯反应，生成异丙苯 c6h5ch（ch3 )2，它是合成苯酚和丙

31、酮的原料。丙烯在酸性催化剂（硫酸、氢氟酸等）存在下，可与异丁烷发生烃基化反应，生成的支链烷烃可用作高辛烷值燃料。丙烯在催化剂存在下与氨和空气中的氧起氨氧化反应，生成丙烯腈，它是合成塑料、橡胶、纤维等高聚物的原料。丙烯在高温下氯化，生成烯丙基氯ch2=chch2cl，它是合成甘油的原料。1.7 设计内容 本文主要内容是进行年产6万吨丙烯分离工段设计，丙烯精馏塔的原料为从裂解气净化与分离工段脱丙烷塔塔顶产品。 1、对总装置进行了物料衡算，由裂解气的组成和年产6万吨丙烯的条件下，得到裂解气中各组分的含量，以及解装置中乙烯精馏塔、丙烯精馏塔和脱丁烷塔的塔顶、塔底的物料含量。 2、对主体丙烯塔进行工艺计

32、算，由丙烯塔进料组成，操作压力17. 4atm和希望得到的丙烯纯度99. 6%，饱和液相进料，并按350天/年，24小时/天，以lookg/h为基准进料，采用清晰分割法，计算得到塔顶、塔底和进料的物料衡算结果。 3、由于本设计的计算采用aspen plus分离过程模拟软件进行优化，所以估算初值输入aspen plus进行优化。设出塔顶、塔底温度和压强，用p-t-k图初步确定k值，并求出相对挥发度a和板效率，采用简捷法芬斯克方程初步算出了理论塔板数，估算出实际塔板数，利用恩特伍德公式确定最小回流比，然后以计算结果作为初值，输入aspen plus过程流程模拟系统进行优化，以确定k值、塔顶、塔底温

33、度和压强、进料温度、进料板位置和总塔板数。之后再进行全塔模拟，模拟可以满足设计要求的各塔塔板数、进料板数及回流比。改变进料组成，进行弹性分析，发现弹性区间不大，丙烯收率仍可以满足要求，此为整体装置的操作弹性区间。4、 由于浮阀塔具有生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低等优点，所以本次丙烷塔采用的是浮阀塔。对精馏塔设计的主要物性数据计算，包括：气相平均分了量、气相密度、液相平均分子量、液相密度、液相表而张力、液相黏度、气相体积流量、液相体积流量。计算塔的有效高度、溢流装置，对塔板进行布置及确定浮阀数目及排列方式，对浮阀塔进行流体力学验算并绘制出塔的负荷性能图。

34、最后，对附属设备冷凝器和再沸器以及接管、封头、裙座、除沫器和人孔，按文献化工设备设计手册、塔设备设计查找选取适合的设备。- 79 -沈阳化工大学学士学位论文 第二章 物料衡算第二章 物料衡算2.1 裂解气组成查合成纤维单体工艺学【1】表2-1，裂解气的组成得：丙烯的质量含量14.80%，并且在丙烯塔可得到纯度为99.6%的丙烯，则可认裂解气中的丙烯全部从丙烯塔分离得出丙烯产品。因为年产6万吨丙烯，则裂解气的总量= =40.54×104吨/年=48.26 丙烷=40.54×104×0.59%=2.39×103吨/年=0.2845c4馏分=40.54

35、5;104×9.56% =3.88×104吨/年=4.524裂解汽油=40.54×104×19.6%=7.95×104吨/年=9.464乙烷=40.54×104×11.06%=4.48×104吨/年=5.333乙烯=40.54×104×28.7%=11.63×104吨/年=13.8452甲烷=40.54×104×11.5% =4.66×104吨/年=5.5476h2=40.54×104×0.9% =3.65×103吨/年=0.

36、4345h20= 40.54×104×3.24%=1.31×104吨/年杂质=40.54×104×0.05%=202.7吨/年乙烯精馏塔：塔顶乙烯的纯度为99%，则乙烯=0.99×11.63×104吨/年=11.51×104吨/年塔底的物料：剩余乙烯+乙烷=4.48×104+ (11.63-11.51)×l04=4.6×104吨/年丙烯精馏塔：塔顶丙烯纯度为99.6%，则丙烯=0.995×6×104吨/年=5.976×104吨/年塔底的物料：剩余丙烯+丙烷

37、=2.39×l03+(6-5.976)×l04=2.394×103吨/年脱丁烷塔：塔顶c4馏分纯度为99.9%，则认为塔顶全为c4馏分=3.88×104吨/年塔底：裂解汽油=7.95×104吨/年分离流程物料衡算结果如下表 表2-1 裂解气进入分离流程组分流量丙烯6×104吨/年丙烷2.39×103吨/年c4馏分3.88×104吨/年裂解汽油7.95×104吨/年乙烷4.48×104吨/年乙烯11.63×104吨/年甲烷4.66×104吨/年h23.65×103吨/

38、年h2o1.31×104吨/年杂质202.7吨/年总量40.54×104吨/年 表2-2 设备塔的物料衡算结果乙烯塔丙烯塔脱丁烷塔塔顶：11.51×104吨/年塔顶：5.976×104吨/年塔顶：3.88×104吨/年塔底：4.6×104吨/年塔底：2.394×103吨/年塔底：7.95×104吨/年2.2 本章小结 本章对通过查找合成纤维单体工艺学确定了各组分气体在裂解气中的质量含量，根据设计要求计算得出进入分离流程的各组分气体流量，并根据各塔塔顶气体纯度，确定了乙烯塔、丙烯塔、脱丁烷塔的塔顶塔底物料流量。 沈阳

39、化工大学学士学位论文 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算第三章 主体设备丙烯塔工艺计算3.1 原始数据年产6万吨丙烯的丙烯塔的设计。 表3-1 各组分的分布情况组分afadawc3h692.7599.6<15.20c3h87.050.4c4h10（正）0.2a质量分率，操作压强：p=17.40atm泡点进料，泡点回流。3.2 物料衡算按300天1年计算，每天24小时，则：年产6万吨丙烯=6×107kg/年=6×107/（350×24×42）=170.06kmol/h=7142.85kg/h查石油化工基础数据手册【2】得在常压下：沸点tb： 丙烯 -47

40、.70 丙烷 -42.07 正丁烷 -0.50所以得出：丙烯为轻关键组分，丙烷为重关键组分，丁烷为重组分。物料衡算：以lookg/h为基准进料，采用清晰分割法： 表3-2 物料在塔顶塔底的分布情况组分进料，f塔顶，d塔底，wc3h692.7592.75-0.152w0.152wc3h87.050.004d7.05-0.004dc4h10（正）0.20.2合计100dwf=d+wf'=d'+w'd=91.9 w=100-91.9=8.1d×ad=7142.85kg/hd=7171.54kg/hf=7171.54/0.919=7803.63kg/hw=7803.6

41、3-7171.54=632.09kg/hf丙烯=7803.63×0.9275=7237.86kg/hf丙烷=7803.63×0.0705=550.15kg/hf正丁烷=7803.63-7237.86-550.15=15.62kg/h因此物料衡算结果如下表表3-3 物料衡算结果表组分fidiwikg/hkmol/hxikg/hkmol/hxikg/hkmol/hxic3h67237.86172.330.9317142.85170.060.99695.012.260.158c3h8550.1512.50.067528.680.650.004521.4711.850.823c4h

42、10（正）15.620.270.01500015.620.270.019总计7803.63185.117171.54170.711632.0914.3813.3 丙烯精馏塔塔顶，塔底及进料温度的确定本次设计采用查分离过程【3】图2-1(a)p-k-t图，操作压强：p=17.40atm=17.4×735.6+760=13559.44mmhg(1)让k值满足f(t)=yi/ki-1 ，丨f(t)丨，=0.001其巾y1 =xd1=0.996,y2=xd2=0.004,y3=xd3=0查得塔顶露点t=43.6各组分k值见下表: 表3-4 塔顶位置k值组分kic3h61.12c3h80.99

43、6c4h10（正）0.437（2）让k值满足f(t)=(ki×xi)-l，丨f(t)丨，=0.001其中x1=0.93，x2=0,0675，x3=0.0025查得塔底泡点t=53.3,格组分k值见下表 表3-5 塔底位置k值组分kic3h61c3h80.883c4h10（正）0.355(3)让k值满足f(t)=(ki×xi)-1，丨f(t)丨，=0.001其中x1=0.157，x2=0.824，x3=0.019查得进料泡点t=43，各组分k值见下表: 表3-6 塔底位置k值组分kic3h61.01c3h80.891c4h10（正）0.3633.4 最小回流比和塔板数粗算3.

44、4.1最小回流比由化工分离过程【3】得恩特伍德公式：=rm+1 （3-1）=1-q （3-2）因为进料为饱和液相，所以q=l；其中 i=（顶底）1/2丙烯=(1.12/0.996)×(1/0.883)1/2=1.128丙烷=(0.996/0.996)×（0.883/0.883）1/2=1丁烷=(0.437/0.996)×（0.355/0.883）1/2=0.42所以式（3-1）=1.001再由式(3.1)得 rm=3.85 为了实现两个关键组分之间规定的分离要求，回流比必须大于它的最小值。实际回流比的选择多考虑经济方面的因素。r/rm为一个系数，根据fair和bo

45、lles的研究结果，r/ rm的最优值约为1.05，但是在实际情况下，稍大一些。如果取r/rm=l.10，常需要很多的理论板数；如果取r/rm=1.80，则需要较少的理论扳数。因为塔板数多会使主体设备的塔高变高，增加设备的费用，但是r小能使再沸器和冷凝器的传热量降低，有利于节能，从长远看经济效益更好，因此取 r/rm=1.2。 r=1.2×rm=1.2×3.85=4.563.4.2简捷法求取精馏塔塔板数理论板数 （3-3） 其中(xa/xb)d=170.06/2.26=75.25 (xa/xb)w=0.65/11.85=0.055 平均=（dwf）1/3，其中d=k1/k2

46、=1.12/0.996=1.124 w=k1/k2=1/0.883=1.132 f=k1/k2=1.01/0.891=1.33平均=1.13 因此由化工分离工程【3】得：y=0.75-0.75x0.5668=0.75-0.75×0.12770.5668=0.516所以，n=123.14（不含再沸器）3.5 本章小结本章首先以100kg/h为基准进料，采用清晰分割法，得出丙烯、丙烷和正丁烷进料塔顶塔底的比例，计算出年产6万吨的物料衡算表。之后通过恩特伍德公式和简捷计算法确定了进料温度为43，丙烯塔板数为124块及最小回流比为4.56，并将这些值作为软件优化的初值。沈阳化工大学学士学位论

47、文 第四章 aspenplus软件模拟第四章 aspenplus软件模拟4.1 丙烯单塔过程模拟及计算结果以第三章的计算结果为初值，应用aspen plus软件对丙烯精馏塔的操作进行稳态模拟。其中塔板数为123，回流比为5，进料温度为43。过程如下： 建立精馏塔模型图41 精馏塔模型 aspen的plusrad frac精馏塔模型，上图中的进料（feed）包含172.33kmol/hr的丙烯和12.5kmol/hr丙烷和0.27kom/hr的正丁烷。采用回流比为5时，要求塔顶产物的纯度都达到99.6%。 输入模拟标题：图42 标题图在出现的这个窗口中输入模拟的实验的标题my project。

48、输入组份图43 组分图在这个窗口的对应位置上输入在模拟系统中用到的组分，分别为丙烯、丙烷、正丁烷。 单位转换 图44 单位转换图如上图所示，在这个窗口中，将所有变量的单位都选择为mole的，以方便对照与计算。 实验方法图45 实验方法图这个窗口是物性方法设定表格，选择aspen plus 执行模拟中要使用的基本方法，这里选择“pr-bm”方法。 feed:图46 进料状态图现在是输入体系物理数据的窗口，出现的是feed流股的情况。分别输入温度、压力和进料量。 输入塔板数，回流比，塔顶流量图47 操作条件图 在这个步骤中塔板数我选择了200，冷凝器我选择了全凝器，回流比为14，塔顶流出速率为17

49、0.71kmolhr。 进料板位置图48 进料板位置图这个要求输入的窗口为“feed stage”，我选第100块板为进料位置，在stage下面输入100. 操作压力图49 操作压力图上面需要输入精馏塔的操作压力，为13559.44mmhg。 输入单板效率图410 单板效率图该步骤为设置塔的每一级的效率，aspen plus能够根据给定的基准计算其他级的效率，我们给定60块板效率为0.6，在“stage”列输入60，在“efficiency”列输入0.6. tray sizing图411 这个窗口允许我们选择合适的塔板类型，我选浮阀塔，在“starting stage”中输入2，在“endin

50、g stage” 中输入199，因为我们设置的200块板包括全凝器和再沸器。 tray rating图412分别在起始和终了板数输入2和199，塔板类型选择浮阀。“diameter”（塔板直径）的估计值是需要的，这里输入2meter。 塔板压降图413 该图用来计算计算了塔的压降。 分析过程图414 分析图 控制面板上显示的是aapen plus寻找解的迭代过程。共做了四次迭代。 实验结果图415 结果图表 由结果表我们可以看到丙烯在塔顶的含量达到了99.6，操作压力从塔顶到塔底分别为1807776.65pa、1827776.65pa。操作温度塔顶从塔顶352.9k到塔底逐渐上升到362.5k

51、。 部分结果图图416 各项结果图这里列出了八种图形，分别对温度、压力、组成、k值等做了从塔顶到塔底的分布的情况分析。下面我们分别对温度图、压力图、组成图和k值图等做简要的分析。 k值图 图417 k值图从这个图可以看出丙烯的k值最大，丙烷次之，最小的是正丁烷，而且随着塔板数的增加k值也增加。丙烷与丙烯的k值非常接近，也最难分。 压力 图418 压力图 从图4-19我们可以看出在提留段随塔板数的增加温度上升的比较缓慢，精馏段随塔板数的增加温度上升的较快。 温度图 图419 温度图 从图我们可以看到从塔顶到塔底压力平均分配给每块塔板。 组分图 图420 组分图 从图4-20我们可以看到经分离后塔

52、顶丙烯含量最多，塔底丙烷含量最多，正丁烷变化基本不大。 生产十年精馏塔板所需要消耗的费用约为3000万元，则每小时塔板的折旧费为417元，操作费用为每小时9698元，则投资费用标准为417n+9698r=k (4-1)平移（4-1）曲线选最优点，如下图425知n=200,r=14时最优,则417×200+9698×14=219172元。aspen plus 优化曲线如下： 图421 aspenplus优化曲线从上图我们可以看出我们要的最优点就是（200，14），也就是最合适的塔板数与回流比。4.2 丙烯全流程模拟及计算结果 建立全塔塔模型 图422 全塔模型 总进料及各种组分组成 图423 进料状态 乙烯塔顶流量、回流比、塔板数 图424 乙烯塔操作条件 乙烷塔顶流量、回流比、塔板数 图425 乙烷塔操作条件 丙烯塔顶流量、回流比、塔板数 图426 丙烯塔操作条件 丙烷塔顶流量、回流比、塔板数 图427 丙烷塔操作条件 甲烷塔顶流量、回流比、塔板数 图428 甲烷塔操作条件 实验结果 图429 结果图表由结果表我们可以看到丙烯在塔顶的含量达到了99.6。4.3 分析 如果改变整体模拟过程的进料组成（裂解气来源与模拟过程不同），即