年产9.8万吨异丙醇装置丙烯精制工艺设计

6/58年产9.8万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计脱乙烷塔部分摘要丙烯是石油化工的原料之一，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，异丙醇等产品的要紧原料。为了更好的提高生产能力，本着投资少，能耗低，效益高的方法，本设计依照设计任务书中确定的生产任务进行的，年产9.8万吨异丙醇，开工周期为8000小时/年，原料组成为乙烷、丙烯、丙烷、异丁烷，其中丙烯含量为74.1%，按其各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。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。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要紧设备。流程简单，投资较少，操作较为简单，差不多能够满足丙烯优等品的工业生产。本设计采纳多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程设计即先通过脱乙烷塔塔顶分离出乙烷，再由丙烯塔精馏塔塔顶得到丙烯，其纯度为93.5%以上，丙烯作为产品出装置为生产异丙醇提供原料，塔底的丙烷可作为商品出售或作为烧火油。设塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。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，换热设备的计算及附属设备的选型，并依照设计数据分不绘制了自控流程图，设备选型方面要紧按照现场实际，并兼顾工艺操纵要求与经济的合理性。随着先进操纵技术的兴起，关键操纵指标由定值操纵向区间操纵转变，调节变量与操纵变量的关系由单对单向多变量预估操纵转变。它是装置操纵技术进展的方向，正在逐步普及。为了为装置以后上先进操纵提供方便，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；脱乙烷塔；热量衡算；物料衡算；丙烯精馏塔。

Annualoutputof98,000tonsrefinedisopropylalcoholpropyleneProcessDesignSectionDeethanizingTowerAbstractPropyleneisoneofrawmaterialsforPetrochemicalindustry，itoccupiesanimportantplaceintheprocessingofcrudeoil.Rectifyingcolumnpurifiedandsepratedpyrolysisgastogetpropylenethatlargelyusestoproductprincipalrawmaterialoftheacrylonitrile,butylalcohol,octylalcohol,propyleneepoxideandisopropanol.Inordertoimproveproductioncapacitywithlowinvestmentandpower,highbenifit,TitleIdesignproductioncapacityis98,000tonsannualoutputofisopropylalcohol,startedaperiodof8,000hours/year,materialcompositionofethane,propylene,propane,butane,propyleneis74.1%inmaterial,boilingpointofeachcomponentanditsrelativevolatilitydifferencesofdegreeofseparationofeachcomponent.Duetohighpropylenepurityrequirement,thispaperdesignthecolumnplatenumberismore,thepropylenetowerishigher.Finallybasedontheresultsofoptimizeddistillation,determinedtheequipmentparametersofthetower,towerdiameter,floatvalvetray,hightower,heatload,soastodesignthebottomreboiler,theoverheadcondenserandtowerbodyofthemainequipment.Simpleprocess,lessinvestment,theoperationisrelativelysimple,basiccansatisfytheindustrialproductionofpropyleneclassyarticle.Thedesignusesamulti-componentdistillation,theprocessbydecreasingvolatilityprogram,processdesignthetwotowersthatis,firstisolatedbyde-ethaneethanetower,towerdistillationtopseparatedfromtheethane,topofthepropylenetowergeitthatpropylene,thepurityof93.5%,andpropyleneastheproductofadevicetoproviderawmaterialsproductionandisopropanol,thebottomofthepropanecanbesoldasacommodityorasfires,oil.Atowerequipmentgenerallydividedintotwotypes:contactandcontinuouscontactbetweenlevel.Istheformerrepresentativeoftheplatecolumn,thelatterrepresentsthepackedtower,inallkindsoftower,currentlythemostwidelyusedisthesieveplatetowerandfloatvalvetower.Inturnthedesignofthematerialbalance,heatbalance,thetowerstructureoftherelevantprocesscalculation,thecalculationofheattransferequipmentandancillaryequipmentselection,andthedatawereplottedaccordingtothedesignautomationflow,selectionofequipmentinaccordancewithtermsofthemainsitepractical,takingintoaccounttherequirementsofprocesscontrolandeconomicrationality.Withtheriseofadvancedcontroltechnology,thekeycontroltargetrangefromthecontrolvaluecontroltochange,adjusttherelationshipbetweenvariablesandcontrolvariablesbyasinglepairofone-waytransformationofmultivariablepredictivecontrol.Itisthedevicecontrollingthedirectionoftechnologydevelopment,isgraduallyspread.Inorderforthedevicetofacilitatefutureadvancedcontrol,wedesign,attentiontotowertoptemperature,thebottomofthecolumntemperatureandflowindicatorsarebacktokeepalargeoperationflexibility.

Keywords:propylene,de-ethanetower,heatbalance,materialbalance,propylenedistillationcolumn.目录摘要 IAbstract II1概述 11.1我国化工工艺进展 11.2丙烯的性质及用途 11.3丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位 11.4丙烯精制生产方法的确定 21.5丙烯精制工艺流程的叙述 21.6丙烯的进展前景 31.7丙烯生产新技术现状及进展趋势 32丙烯精制装置的物料衡算 42.1确定关键组分 42.2脱乙烷塔的物料衡算 42.2.1脱乙烷塔的进料量及进料组成 42.2.2脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成 52.2.3脱乙烷塔的物料平衡 62.3丙烯塔的物料衡算 62.3.1丙烯塔的进料量及进料组成 62.3.2丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成 72.3.3丙烯塔的物料平衡 83脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定 93.1脱乙烷工艺条件的确定 93.1.1操作压力的确定 93.1.2回流温度的确定 103.1.3塔顶温度的计算 103.1.4塔底温度的计算 113.1.5进料温度的计算 123.1.6脱乙烷塔操作条件汇总 123.2丙烯塔工艺条件的确定 133.2.1操作压力的确定 133.2.2塔顶温度的计算 143.2.3塔底温度的计算 143.2.4进料温度的计算 143.2.5丙烯塔操作条件汇总 154脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定 164.1脱乙烷塔塔板数的计算 164.1.1最小回流比的计算 164.1.2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 184.1.4实际塔板数的确定 184.1.5实际进料位置的确定 194.1.6脱乙烷塔塔板数计算结果汇总 204.2丙烯塔塔板数的计算 204.2.1最小回流比的计算 204.2.2最少理论塔板数的计算 224.2.3理论塔板数和实际回流比的确定 224.2.4实际塔板数的确定 234.2.5进料位置的确定 234.2.6丙烯塔塔板数计算结果汇总 245热量衡算 255.1脱乙烷塔热量衡算 255.1.1脱乙烷塔再沸器热负荷的计算 255.1.2脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算 275.2丙烯塔的热量衡算 285.2.1再沸器热负荷的范围 285.2.2丙烯塔冷凝器热负荷的计算 30结论 1参考文献 2谢辞 31概述1.1我国化工工艺进展我国石油工业具有一定的水平，但依旧一个进展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，接着坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的进展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要进展加氢技术，进展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，爱护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。1.2丙烯的性质及用途化学式C3H6，结构简式为CH3-CH=CH2，烯烃同系列中第二个成员，是重要的有机化工原料，丙烯常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。易燃，爆炸极限为2%～11%。不溶于水，溶于有机溶剂。分子量42.08，密度5.139kg/m（20/4℃），冰点-185.3℃，沸点-47.4℃。液态时相对密度为0.5193；易液化，临界温度为92丙烯是三大合成材料的差不多原料,要紧用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。丙烯与乙烯共聚生成乙丙橡胶。丙烯与氯和水起加成反应，生产环氧丙烷，加水丙二醇。丙烯在酸性催化剂存在下与苯反应，生成异丙苯C6H5CH（CH3)2，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，丙烯在高温下氯化，生成烯丙基氯CH2=CHCH2Cl。本文利用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，但由于所用原料丙烯含量为74.1%，需精制后丙烯含量为93.5%以上才可作异丙醇生产原料。1.3丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位丙烯要紧通过石油加工获得，丙烯精制产品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，特不是聚丙烯需求高于总体平均水平为6.1%。亚洲地区需求年均增长率5.6%，北美5.8%，西欧3.8%。依照新装置增设打算，中东地区从110万吨提高为240万吨，增幅为14.9%。亚洲地区新增能力将达340万吨，增幅为3.2%。中国是生产能力增幅最高的国家，同期能力将从370万能胶和增加到620万吨，年均增幅达9.2%。日本年均增长率仅为2.2%。1.4丙烯精制生产方法的确定由于原料中的和常压沸点相近，都在－40℃以下，常压下分离这两个组分需采纳深冷的方法，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，依照烃的沸点随压力增加而升高的特点，采纳高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，因此本设计采纳常温加压分离方法。流程安排有两种，一种是相对挥发度递减顺序流程，另一种是对挥发度递增顺序流程，本设计采纳相对挥发度递减顺序流程分离出丙烯。图1-1工艺流程比较1.5丙烯精制工艺流程的叙述丙烯含量为74.1%的饱和液体原料（86℃,4.05Mpa），定量进入脱乙烷塔、经精馏处理该塔轻关键组分乙烷通过冷却（35℃,3.9Mpa）作为塔顶产品在塔顶引出（35℃,3.9Mpa），另一部分塔顶馏分通过冷却作为回流液返回脱乙烷塔（35℃,3.9Mpa）。脱乙烷塔塔底馏分经再沸器加热（86℃,4.1Mpa）进一步脱除轻关键组分后进入脱丙烯塔（44℃,1.75Mpa），经精馏处理该塔轻关键组分丙烯在塔顶通过冷却（35℃,1.6Mpa），在塔顶引出作为合成异丙醇的原料（35℃,1.6Mpa），另一部分塔顶馏分回流返回脱丙烯塔（35℃,1.6Mpa），重关键组分丙烷则在塔底引出（52℃,1.8Mpa）。工艺流程见附录中“丙烯精制工段工艺流程图”共1张。1.6丙烯的进展前景丙烯用量最大的是生产聚丙烯，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进展，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接着扩大，这将增加丙烯的产出。可能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宽敞。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，从全球范围来讲，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要紧来自北美，北美可能有100万吨/年裂解生产能力，由于目前的港口限制，其中约50万吨/年丙烯出口。1.7丙烯生产新技术现状及进展趋势目前增产丙烯的新技术研究要紧集中在四个方面。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丙烯精制装置的物料衡算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关键组分在塔底分出。2.2脱乙烷塔的物料衡算脱乙烷塔进料量=2.2.1脱乙烷塔的进料量及进料组成年处理量9.8万吨，年工作时刻8000小时，则原料质量流量为F=（生产任务×消耗定额×1000）/(8000×脱乙烷回收率×丙烯塔回收率×进料中丙烯的浓度)年处理量9.8万吨，年工作时刻8000小时原料质量流量为Fw=（98000×0.83×1000）/(8000×94%×97%×74.1%)=15048.61（kg/h）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=15048.61×2.7%=406.31(kg/h）乙烷的摩尔数：406.31/30=13.5437kmol/h表2-1原料中的脱乙烷塔浓度组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C2406.312.713.54373.7930C3=11150.6974.1265.492574.2942C3o3310.6922.075.243121.0544iC4o180.581.23.11350.8758∑15048.61100355.6918100由上表可见原料摩尔流量为：Fw=355.6918(kmol/h)2.2.2脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成选乙烷为轻关键组分，丙烯作为重关键组分，依照产品质量指标，脱乙烷塔顶≥72％；脱乙烷塔底≯0.1％，丙烯在塔顶产品中的含量≯28%（mol%），进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见下图。图2-1脱乙烷塔物料衡算图计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。表2-2塔顶馏出液量D和塔底釜液量W分布组分进料F(kg/h)塔顶馏出液D(kg/h)塔底釜液W(kg/h)C2406.31406.31-0.001W0.001wC3=11150.690.28D11150.69-0.28DC3o3310.6903310.69iC4o180.580180.58∑15048.61DW列全塔物料衡算式：15048.61=D+W406.31-0.001W+0.28D=D解得：D=543.42（kg/h）W=14504.436（kg/h）表2-3塔顶馏出液量D和塔底釜液量W计算结果组分进料F(kg/h)塔顶馏出液D(kg/h)塔底釜液W(kg/h)C2406.31391.80614.504C3=11150.69152.15810998.532C3o3310.6903310.69iC4o180.580180.58∑15048.61543.4214504.436求出塔顶及塔底的产品量及组成。表2-4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%C2391.80672.0013.060278.2614.5040.10.48350.142C3=152.15828.003.622821.7410998.53275.83261.869879.86C3o00003310.6922.8375.243022.08iC4o0000180.581.253.11340.914∑543.4210016.683010014504.436100340.70971002.2.3脱乙烷塔的物料平衡脱乙烷塔物料平衡数据见下表表2-5脱乙烷塔物料平衡数据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%C2406.312.713.5443.79391.8067213.060278.2614.5040.10.48350.142C3=11150.6974.1265.4974.29152.158283.622821.7410998.575.8261.8779.86C3o3310.692275.24321.0500003310.6922.875.24322.08iC4o180.581.23.11340.870000180.581.253.11340.914∑15048.61100357.39100543.4210016.68310014504.4100340.711002.3丙烯塔的物料衡算2.3.1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=15048.61(kmol/h)原料各组分组成及流量见下表。表2-6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)C214.5040.10.48350.1430C3=10998.53275.83261.869879.8642C3o3310.6922.8375.243022.0844iC4o180.581.253.11340.9158∑14504.436100340.70971002.3.2丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成选丙烯为轻关键组分，丙烷为重关键组分，依照产品质量指标，丙烯塔顶≥93.5％；丙烯塔底≥93％；丙烯塔顶≯0.5％进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图2-2图2-2丙烯塔物料衡算图（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。表2-7塔顶馏出液量D和塔底釜液量W分布组分进料F(kg/h)塔顶馏出液D(kg/h)塔底釜液W(kg/h)C214.50414.5040C3=10998.53210998.532-0.005w0.005wC3o3310.693310.69-0.93w0.93wiC4o180.580180.58∑14504.436DW计算结果见下表表2-8塔顶馏出液量D和塔底釜液量W计算结果组分进料F(kg/h)塔顶馏出液D(kg/h)塔底釜液W(kg/h)C214.50414.5040C3=10998.53210984.64113.891C3o3310.69727.0072583.683iC4o180.580180.58∑14504.43611726.2822778.15414504.436=D+W0.005w+0.93w+180.58=W解得：D=11726.282（kg/h）W=2778.154（kg/h）2.3.3丙烯塔的物料平衡求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表2-9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%C214.5040.1240.48350.1740000C3=10984.64193.68261.539193.8913.8910.500.3310.531C3o727.0076.2016.52295.932583.68393.0058.72094.46iC4o180.5803.11340180.586.53.11345.01∑11726.282100281.65891002778.15410062.1644100丙烯塔物料平衡数据见下表表2-10丙烯塔物料平衡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%C214.5040.10.48350.1414.5040.1240.48350.1740000C3=10998.5375.83261.53979.8610984.6493.68261.539193.8913.8910.50.3310.531C3o3310.6922.8316.522922.08727.0076.216.52295.932583.6839358.7294.46iC4o180.581.253.11340.91180.5803.11340180.586.53.11345.01∑14504.44100281.65910011726.28100281.65891002778.15410062.16441003脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定3.1脱乙烷工艺条件的确定3.1.1操作压力的确定 塔顶采纳水作为冷却剂，设水温为25℃，冷凝器冷凝液的出口温度比水温度高10℃，则回流罐中冷凝液的温度为脱乙烷塔顶的冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液的温度为泡点，因此采纳泡点方程计算回流罐的压力。泡点确实是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡的温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从带入得或式中yi——任意组分i在气相中的摩尔分数；xi——任意组分i在液相中的摩尔分数；ki——相平衡常数。图3-1脱乙烷塔顶示意图按上式求压力时需用试差法。式中xA，xB，xC……xn均为已知，因此，在试差时，可先在泡点温度，查出各组分在假设压力下的K值，若＞1讲明所设压力偏高，ki值太小，若＜1讲明压力偏低，ki值太大，经反复假设压力，并求出相应的kixi直到满足为止，现在的压力即泡点时回流罐的压力图3-1脱乙烷塔顶示意图依照冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下表表3-1液相各组分的平衡常数计算过程及结果组分xi=yDiT=35℃T=35℃T=35℃yi=kixiyi=kixiyi=kixi乙烷0.78261.210.939121.260.99861.180.9235丙烯0.21740.480.10440.510.11090.460.06739合计=SUM(ABOVE)11.04351.1090.9909如上，当回流罐压力为3.9MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和=0.9909≈1，故回流罐压力为3.9MPa。设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶＝4.0MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底＝4.1MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值，故设进料压力P进＝4.05MPa。3.1.2回流温度的确定回流液温度即为全凝器的冷凝温度，T回=353.1.3塔顶温度的计算塔顶为饱和汽相，故应采纳露点方程计算塔顶温度。露点确实是多组分混合液开始冷凝，产生第一个液滴的温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从带入得式中yi——任意组分i在气相中的摩尔分数；xi——任意组分i在液相中的摩尔分数；ki——相平衡常数。按上式求露点时也需用试差法。式中yA，yB，yC…….yn均为已知，因此，在试差时，可先假定一个露点温度，查出各组分在该温度下的K值。若＞1讲明所设温度偏低，ki值太小，若＜1讲明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并求出相应的直到满足为止，现在的温度即露点。在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，由p-T-k图查得汽相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表3-2塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分yi=yDiP=4.0MPa，设T=45P=4.0Mpa，设T=4P=4.0MPa，设T=39℃kiXi=yi/kikiXi=yi/kikiXi=yi/kiC20.78261.470.53241.460.53601.440.5435C3=0.21740.540.40260.520.41810.480.4529∑10.93500.95410.9964当塔底温度为39℃时，组成之和=0.9943≈1，故塔顶的温度为393.1.4塔底温度的计算塔底为饱和液相，故应采纳泡点方程计算塔底温度。泡点确实是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡的温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从带入得或式中yi——任意组分i在气相中的摩尔分数；xi——任意组分i在液相中的摩尔分数；ki——相平衡常数。按上式求泡点时需用试差法。式中xA，xB，xC……xn均为已知，因此，在试差时，可先假定一个泡点温度，查出各组分在假设温度下的K值，若＞1讲明所设温度偏高，ki值太大，若＜1讲明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度，并求出相应的kixi直到满足为止，现在的温度即泡点。在塔底压力下，假设塔底泡点温度，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表3-3在塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分xi=xWiP=4.1MPa，设T=82P=4.1MPa，设T=84P=4.1MPa，设T=86kiyi=kixikiyi=kixikiyi=kixiC20.03791.440.072391.960.07432.000.0758C3=0.74290.480.68350.950.70581.000.7429C3o0.21050.840.17680.880.18520.920.1937iC4o0.00870.460.00400.480.00420.500.0044∑10.93670.96950.98014当塔底温度86℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和=0.98014，故塔底温度为83.1.5进料温度的计算乙烷塔采纳饱和液相进料，与上塔底温度计算同理，故采纳泡点方程计算。计算结果列表如下表3-4进料压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=4.05Mpa,设T=84P=4.05Mpa,设T=8C20.03792.000.07582.050.0777C3=0.74290.960.71320.980.7280C3o0.21050.880.18520.980.2063iC4o0.00870.480.00420.480.0042∑10.97841.0162当进料温度为86℃时，组分之和=0.9940≈1，故进料温度为83.1.6脱乙烷塔操作条件汇总表3-5脱乙烷塔操作条件汇总表项目塔顶进料塔釜回流压力（mpa）4.04.054.13.9温度（℃）398686353.2丙烯塔工艺条件的确定3.2.1操作压力的确定 塔顶采纳水作为冷却剂，设水温为15℃，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高20℃，则回流罐中冷凝液的温度为丙烯塔顶的冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液的温度为泡点，因此采纳泡点方程计算回流罐的压力。式中yi——任意组分i在气相中的摩尔分数；xi——任意组分i在液相中的摩尔分数；ki——相平衡常数。依照冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数计算过程及结果列表如下。表3-6回流温度下不同压力的平衡常数计算过程及结果组分xi=yDiT=35℃，设P=1.5MPaT=35℃，设P=1.6MPakikiC20.00172.50.000432.650.004505C3=0.93901.010.94841.050.98595C3o0.00590.90.00530.920.005428∑10.954140.99588当回流罐压力为1.6MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和=0.99588≈1，故回流罐压力为1.6MPa。设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶＝1.7MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底＝1.8MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值故设进料压力P进＝1.75MPa。丙烯塔顶的冷凝器为全凝器，采纳露点进料方程计算回流罐的压力。计算过程及计算结果列表如下3.2.2塔顶温度的计算表3-7塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=1.7MPa,设T=38P=1.7MPa,设T=4乙烷0.00172.30.000742.400.00071丙烯0.93900.950.9884210.980.95816丙烷0.00590.820.0071950.860.00686合计=SUM(ABOVE)1.0000.996360.96573当塔顶温度为38℃时，平衡液相组成之和=0.99636≈1，故塔顶温度为38℃3.2.3塔底温度的计算塔底为饱和液相，故应采纳泡点方程计算塔底温度表3-8塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=1.8Mpa,设T=52P=1.8Mpa,设T=51丙烯0.00531.150.00611.130.005989丙烷0.94501.020.96391.010.95445异丁烷0.05010.48=SUM(ABOVE)0.02400.45=SUM(ABOVE)0.022545合计11.0119480.976995当塔底温度为52℃时，组成之和=1.011948≈1，，故塔底温度为52℃3.2.4进料温度的计算乙烷塔底的饱和液体靠自压进入丙烯塔，故丙烯塔为饱和液体进料，温度采纳泡点方程计算。计算结果列表如下：表3-9进料压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=1.75Mpa,设T=44P=1.75Mpa,设T=45乙烷0.00142.500.000352.510.0003514丙烯0.76861.030.7916581.050.80703丙烷0.22080.920.2031360.960.211197异丁烷0.00910.450.0040950.460.00419合计10.999239=SUM(ABOVE)1.02276当进料温度为44℃时，组成之和=0.999239≈1，故丙烯塔进料温度44℃3.2.5丙烯塔操作条件汇总表3-10丙烯塔操作条件汇总表项目塔顶进料塔釜回流压力（mpa）1.71.751.81.6温度（℃）38445235

4脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定4.1脱乙烷塔塔板数的计算4.1.1最小回流比的计算采纳恩德伍德（underwood）法计算最小回流比。乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分。（A）（B）式中xFi——组分i在进料中的摩尔分数；——组分i对基准组分j的相对挥发度，，取塔顶、塔釜条件下的平均值；q——原料的液化分率（饱和液相进料q=1）；——方程（A）的根，且＞＞；xDi——组分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，选取丙烯为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。表4-1相对挥发度计算组成塔顶，T=39℃，P＝4.0塔底，T=86℃，P＝4.1kiki乙烷02.02.236丙烯0.481.01.001.001.00丙烷0.420.8750.920.920.879异丁烷0.220.4580.500.500.4782．θ值计算依照＞＞，轻关键组分的=2.236，重关键组分的=1.00。故2.236＞＞1.0。通过试差法计算值。表4-2试差法计算值组分设设=2.115乙烷0.03792.2360.335910.70030.6946丙烯0.74291.00-0.7429-0.66663-0.6669丙烷0.21050.879-0.165-0.1497-0.1498异丁烷0.00870.478-0.00273-0.00254-0.00254合计1=SUM(ABOVE)-0.5747=SUM(ABOVE)0.1185-0.09688因为q=1，因此=0；当的时候，=-0.09688≈0故取3．最小回流比计算将=2.114带入到方程中，计算Rmin。Rmin计算过程详见下表。表4-3Rmin计算过程因此Rmin＝14.34-1＝13.344.1.2最少理论塔板数的计算最少理论板数采纳芬斯克方程计算。式中——轻关键组分l、重关键组分h之间的相对挥发度，取塔顶、塔底的平均值；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。依照前面相对挥发度的计算可知，==2.24把相关条件带入芬斯克方程可得==9.414.1.3理论塔板数和实际回流比的确定应用吉利兰关联图，依照实际回流比R=（1.2-2）Rmin，采纳简捷法计算理论板数。取R=18，则=(18-13.34)/19=0.245查吉利兰关联图得=0.41则N-=0.41(N+2)整理得N-9.41=0.41N+0.82得理论塔板数为N=17.344.1.4实际塔板数的确定1．全塔效率全塔效率由下式计算。Et=0.49×(×)-0.245式中——塔顶与塔底平均温度下组分i的液相黏度，mPas。计算塔顶与塔底平均温度t=(tD+tW)/2=(39+86)/2=62.5℃由参考资料[12]P264,P268,P269查得62.5℃各组分粘度得：表4-4各组分粘度组分xFi(mPas)xFi(mPas)乙烷0.03790.01650.000625丙烯0.74290.0750.05572丙烷0.21050.0730.011537异丁烷0.00870.0980.000853∑1=SUM(ABOVE)0.257=SUM(ABOVE)0.06873Et=0.49×(×)-0.245Et=0.49×(×)-0.245=0.49×(2.24×0.06873)-0.245=0.7749=77.49%实际生活中全塔效率全塔效率达不到75.8%而在60%左右，因此全塔效率取61%2．实际塔板数的确定实际塔板数由下式计算。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乙烷塔的实际塔板数Np=N/=17.34/0.61=28.59取脱乙烷塔的实际塔板数为Np=29块4.1.5实际进料位置的确定由于进料是泡点的液体，故可用寇克勃列特经验公式（与下式不同的是公式中的xlW与xhD换成与）或按以下两式经验公式估算及式中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%；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。将相关条件带入方程可得：=0.206lg[(340.7097/16.6830)(0.7429/0.0379)(0.0014/0.2174)2]=0.206lg(0.016601)=-0.3666515n/m=0.43（或n/m=（0.016601）0.206=0.43）将n=0.43mn+m=Np=29解得：精馏段塔板数n=8.72提馏段塔板数m=20.28精馏塔相当于多塔串联，提馏段进料口取二个（提馏段又相当于两塔串联，可保证塔底≯0.1％）），两个进料口分不是由上向下数的第9块和第11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4-5脱丙烷塔操作条件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13.34189.4117.342961%第9块和第11块4.2丙烯塔塔板数的计算4.2.1最小回流比的计算采纳恩德伍德（underwood）法计算最小回流比。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，选取丙烷组分为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。表4-6确定相对挥发度组成塔顶，T=38℃，P＝1.7塔底，T=52℃，P＝1.8kikiC22.302.8752.652.7042.79C3=0.941.1751.101.1221.148C3o0.8010.9811.0C4o0.380.4750.480.4080.442．θ值计算依照＞＞，轻关键组分丙烯的=1.148，重关键组分丙烷的=1.00。故1.148＞＞1.00。通过试差法计算值。计算结果详见下表。通过初步取=1.01,1.02，,1.03,1.04计算确定=1.03左右表4-7试差法计算θ值组分=1.031=1.029=1.030乙烷0.00142.790.002220.0022180.00221丙烯0.76861.1487.5414777.4147297.47757丙烷0.22081.0-7.122580-7.613793-7.36000异丁烷0.00910.44-0.006775-0.006798-0.006786合计10.414342=SUM(ABOVE)0.203640.11299因为q=1，因此=0；当=1.030的时候，=0.11299≈0故取=1.0303．最小回流比计算将=1.030带入到方程中，计算Rmin。Rmin计算过程详见下表。表4-8Rmin计算过程组成xDixDiC22.790.00170.0047431.760.00269C3=1.1480.93901.0779720.1189.1354C3o1.00.05930.0593-0.03-1.9767∑17.1614因此Rmin＝7.1614－1＝最少理论塔板数的计算依照前面相对挥发度的计算可知，==1.148=1.15最少理论板数采纳芬斯克方程计算，把相关条件带入芬斯克方程可得：==59.854.2.3理论塔板数和实际回流比的确定应用吉利兰关联图，依照实际回流比R，采纳简捷法计算理论板数。Rmin＝6.16R=(1.2-2.0)Rmin==7.392-12.32不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表。表4-9不同实际回流比下的理论板数计算结果RN7.50.15760.46106.988.50.24630.41598.5989.50.31810.3791.4110.50.37740.35589.2411.50.42720.3082.0712.20.45750.2879.73由计算结果能够看出当R=9.5～10.5之间塔板数变化最慢，因此确定回流比为R=10，则丙烯塔的理论板数为N=90。4.2.4实际塔板数的确定1．确定塔板效率全塔效率由下式计算。Et=0.49×(×)-0.245计算塔顶与塔底平均温度t=(tD+tW)/2=(38+52)/2=45℃由参考资料[12]查得45℃各组分粘度得：表4-1045℃各组分粘度组分xFi(mPas)xFi(mPas)C20.00140.00550.0000077C3=0.76860.0750.05765C3o0.22080.0850.018768C4o0.00910.1220.00111∑1=SUM(ABOVE)0.07754Et=0.49×(×)-0.245Et=0.49×(×)-0.245=0.49×(1.15×0.07754)-0.245=0.8859=88.59%实际生活中全塔效率达不到88.59%而在60%左右，因此全塔效率为60%2．实际塔板数的确定实际塔板数由下式计算。把相关条件带入方程可得丙烯塔的实际塔板数Np=N/=90/0.6=150取丙烯塔的实际塔板数为150块。4.2.5进料位置的确定在泡点进料的情况下，进料位置能够下两个经验公式计算。将相关条件带入方程可得：=0.206lg[(62.1644/281.6589)(0.2283/0.7583)(0.0053/0.0593)2]=0.206lg(0.000530796)=-0.6747n/m=0.2118（或n/m=（0.000530796）0.206=0.2115）将n=0.2115m带入下式n+m=Np=150解方程可得：精馏段塔板数n=26.217提馏段塔板数m=123.78进料口取二个，分不是由上向下数的第27块和第29块板上。4.2.6丙烯塔塔板数计算结果汇总丙烯塔塔板数计算结果见表4-11。表4-11丙烯塔塔板数计算结果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6.161059.859015060%第27和29块板

5热量衡算5.1脱乙烷塔热量衡算热量衡算示意图见下图。图5-1热量衡算示意图图5-1热量衡算示意图5.1.1脱乙烷塔再沸器热负荷的计算热量衡算式为：QF＋QB＋QR＝QV＋QW＋Q0QB＝QV＋QW＋Q0－QF－QRQB—再沸器的热负荷，kcal/hQF—进料带入的热量，kcal/hQV—塔顶蒸气带出的热量，kcal/hQR—回流液带入的热量，kcal/hQW—釜液液带出的热量，kcal/hQ0—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的10％），kcal/h；基准状态：选－129℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓H－129℃T℃时1kmol各组分的焓由下式计算HT=△H=HT-H－129℃=HT-0=Qp=nCp(T-(-129))=Cp(T+Cp的值由参考资料[12]查得。1.进料带入的热量QF的计算进料状态为饱和液体，进料温度为86℃，进料压力为4.05Mp247.992kmol/h表5-1进料带入的热量Q过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHi乙烷3.793268123.8572丙烯74.2933542491.6866丙烷21.054407.5927.7788异丁烷0.875783.550.3165合计1003593.63905QF=F·∑XiHi=247.992×3593.63905=8.9119×105kcal/h2.脱乙烷塔塔顶蒸气带出热量QV的计算物料为饱和气体，温度为39℃，压力为4.0MpV=(R+1)×D=（R+1）×11.5795kmol/h；R＝18表5-2脱乙烷塔塔顶蒸气带出热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHi乙烷78.262341.921832.78659丙烯21.742493.12542.00429合计1002374.79088QV=V·∑XiHi=（18+1）×11.5795×2374.79088=5.2248×105kcal/h3.乙烷塔塔底釜液带出热量QW的计算物料为饱和液体，温度为86℃，压力为4.1Mpa，塔底物料量为236.4128kmol/h表5-3乙烷塔塔底釜液带出热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHi乙烷0.1432684.5762丙烯79.8633542577.8844丙烷22.084407.5973.176异丁烷0.915783.552.62985合计1003608.26645QW=W·∑XiHi=236.4128×3608.26645=8.53×105kcal/h4.回流罐带入热量QR的计算物料为饱和液体，温度为35℃，压力为3.9Mpa，回流物料量L=RD=18×11.5795kmol/h表5-4回流罐带入热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHi乙烷78.262279.61784.015丙烯21.742427.2527.67328合计1002311.68824QR=L·∑XiHi=11.5795×18×2311.68824=4.8182×105kcal/hQ0取QB的10％。∴0.9QB＝QV＋QW－QF－QR=5.2248×105＋8.53×105-8.9119×105-4.8182×105＝2.47×103kcal/h则再沸器的热负荷：QB＝2.74×103kcal/h＝2.74×103×4.1868=1.1472×104kJ/h5.1.2脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算选图5-1蓝框作为计算冷凝器热负荷的范围：热量衡算式为：QV=QR+QD+QCQC—冷凝器的热负荷QV—塔顶蒸气带入兰色范围的热量QR—回流液带出兰色框的热量QD—塔顶产品带出兰色框的热量基准状态：选－129℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓H－129℃塔顶产品带出的热量QD的计算物料为饱和气体，温度为35℃，压力为3.9Mpa，塔顶产品物料量为247.992kmol/h表5-5塔顶产品带出的热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHi乙烷78.262279.61784.01496丙烯21.742427.2527.67328合计1002311.68824QD=D·∑XiHi=11.5795×2311.68824=2.6768×104kcal/h脱乙烷塔冷凝器的热负荷：QC＝QV－QR－QD＝5.2248×105-4.8182×105－2.6768×104＝1.3892×104＝1.3892×104×4.1868=5.8163×104kJ/h5.2丙烯塔的热量衡算丙烯塔热量衡算示意图见下图图5-2丙烯塔热量衡算示意图5.2.1再沸器热负荷的范围热量衡算式为：QF＋QB＋QR＝QV＋QW＋Q0QB＝QV＋QW＋Q0－QF－QRQB—再沸器的热负荷kcal/hQF—进料带入的热量kcal/hQV—塔顶蒸气带出的热量kcal/hQR—回流液带入的热量kcal/hQW—釜液带出的热量kcal/hQ0—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的10％）kcal/h基准状态：选－129℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓H－129℃1.进料带入的热量QF的计算脱乙烷塔底的物料进入丙烯塔，进料温度为44℃，进料压力为1.75Mp量为236.4128kmol/h表5-6进料带入的热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHiC20.142439.33.41502C3=79.862603.652001.16539C3o22.083252.4718.12992iC4o0.914333.6539.436215∑1002762.14655QF=F·∑XiHi=236.4128×2762.14655=6.53×105kcal/h2.塔顶蒸气带出的热量QV的计算物料为饱和气体，温度为38℃，压力为1.7Mp（R+1）×D=（R+1）×193.281mol/h；R＝10表5-7塔顶蒸气带出的热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHiC20.172324.643.95189C3=93.902474.942323.96866C3o5.933026.04179.44417∑100.002507.36472QV=V·∑XiHi=（10+1）×193.281×2507.36472=5.331×106kcal/h3.釜液带出的热量QW的计算物料为饱和液体，温度为52℃，压力为1.8Mpa，釜液物料量为43.129kmol/h表5-8釜液带出的热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHiC3=0.532725.8614.44706C3o94.503457.13266.9595iC4o5.014651.7233.05017∑1003514.45673QW=W·∑XiHi=43.129×3514.45673=1.51575×105kcal/h4.回流液带入的热量QR的计算物料为饱和液体，温度为35℃，压力为1.6Mpa，回流物料量为L=RD=10×193.281kmol/h表5-9回流液带入的热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHiC20.172279.63.87532C3=93.902427.22279.1408C3o5.932968.4176.02612∑100.002459.04224QR=L·∑XiHi=193.281×10×2459.04224=4.75286×106kcal/hQ0取QB的10％。∴0.9QB＝QV＋QW－QF－QR=5.331×106＋1.51575×105－6.53×105－4.75286×106＝7.6715×104kc