年产98万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计-脱乙烷

年产万吨异丙醇装丙烯精工段工设计----脱乙烷塔部摘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，异丙醇等产品的主要原料。为了更好的提高生产能力，本着投资少，能耗低，效益高的想法设计根据设计任务书中确定的生产任务进行的万异丙醇工周期为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，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主要设备。流程简单，投资较少，操作较为简单，基本可以满足丙烯优等品的工业生产。本设计采用多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程设计即先经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的合理性。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。关词丙烯；脱乙烷塔；热量衡算；物料衡算；丙烯精馏塔。AnnualoutputofrefinedpropyleneDesignDeethanizingTowerI/

AbstractoneofmaterialsforPetrochemicalindustry，itplaceinthecrudeRectifyingpurifiedandsepratedgasusesproductprincipalrawofbutylalcohol,andordercapacitywithlowpower,highIproductioncapacityistonsofisopropylstartedperiodofhours/positionofethane,propylene,propane,butane,74.1%inmaterial,boilingeachofofseparationeachponent.highpropylenethispaperdesignthecolumnhigher.Finallybasedresultsofdistillation,determinedthetowerdiameter,valvetray,heatload,soasdesignreboiler,overheadcondenserandtowerequipment.lesstheoperationisrelativelybasictheproductionpropyleneclassyThedesignusesadistillation,theprocessbyprogram,designis,firstbyde-ethaneethaneseparatedtheethane,topofthepropylenetowergeitthatpropylene,theof93.5%,propyleneastheofatorawmaterialsisopropanol,ofthepropanesoldasorfires,Agenerallydividedintocontinuouscontactlevel.theformerofplaterepresentsthetower,incurrentlymostwidelyusedissievetowervalveIndesignofthematerialbalance,heatbalance,thetoweroftherelevantheattransferequipmentequipmentthewereaccordingtotheautomationselectionofequipmentinaccordancewithtermsofthemainpractical,takingaccounttheofcontrolrationality.Withtheadvancedcontroltechnology,thecontrolthevaluecontroltotherelationshipbetweenandcontrolvariablesbyasinglepairone-waymultivariablepredictivecontrol.ItiscontrollingtheII/

technologydevelopment,isspread.Inforthedevicetofuturecontrol,wetotopbottomofthecolumntemperatureandflowbacktolargeoperationKey,de-ethaneheatbalance,propyleneIII/38

目摘III1概11.1我国化工工艺发展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丙精制生产方法的确定21.5丙精制工艺流程的叙述21.6丙烯的发展前景31.7丙生新技术现状及发展趋势2

丙精装的料算2.1确关键组分42.2脱乙烷塔的物料衡算42.2.1脱烷塔的进料量及进料组成42.2.2脱烷塔塔顶及塔底的流量及组成52.2.3脱烷塔的物料平衡2.3丙塔的物料衡算62.3.1丙塔的进料量及进料组成2.3.2丙塔塔顶及塔底的流量及组成72.3.3丙塔的物料平衡83

脱烷和烯精工条的定93.1脱乙烷工艺条件的确定93.1.1作压力的确定3.1.2回温度的确定3.1.3顶温度的计算103.1.4塔温度的计算3.1.5进温度的计算3.1.6脱烷塔操作条件汇总123.2丙烯塔工艺条件的确定133.2.1操压力的确定3.2.2塔温度的计算3.2.3塔温度的计算3.2.4进温度的计算3.2.5丙塔操作条件汇总154

脱烷和烯塔数确15IV/

4.1脱烷塔塔板数的计算154.1.1最回流比的计算154.1.2最理论塔板数的计算4.1.3理塔板数和实际回流比的确定174.1.4实塔板数的确定184.1.5实进料位置的确定194.1.6脱烷塔塔板数计算结果汇总204.2丙塔塔板数的计算204.2.1最回流比的计算204.2.2最理论塔板数的计算4.2.3理塔板数和实际回流比的确定214.2.4实塔板数的确定224.2.5进位置的确定4.2.6丙塔塔板数计算结果汇总235热量衡算245.1脱烷塔热量衡算245.1.1脱烷塔再沸器热负荷的计算245.1.2脱烷塔冷凝器热负荷的计算265.2丙烯塔的热量衡算275.2.1沸器热负荷的X围5.2.2丙塔冷凝器热负荷的计算29结1参文谢2V/38

1述1.1国工艺展我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,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，继续坚持“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”的发展方针。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;要发展加氢技术，发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“三废保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。1.2烯性及途化学式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℃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920C，临界压力为4.56MPa；遇热源和明火有燃烧爆炸的危险，该气体比空气重，能在较低处扩散到相对远的地方，燃烧会产生一氧化塔、二氧化碳等气体，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。丙烯是三大合成材料的基本原,主要用于生产丙烯腈、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（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烯来及烯产化生中地丙烯主要通过石油加工获得，丙烯精制产品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，特别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，北美/38

和和5.8%，西3.8%。根据新装置增设计划，中东地区110万吨提高为万吨，增幅为14.9%。亚洲地区新增能力将达340万吨，增幅3.2%。中国是生产能力增幅最高的国家，同期能力将370万能胶和增加到620万吨，年均增幅9.2%。日本年均增长率仅为2.2%。1.4烯制产法确由于原料中的

C3

03

常压沸点相近，都在－℃以下，常压下分离这两个组分需采用深冷的方法，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，根据烃的沸点随压力增加而升高的特点，采用高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，所以本设计采用常温加压分离方法。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，本设计采用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丙精工流的述丙烯含量为74.1%的饱和液体原（86℃,4.05Mpa量进入脱乙烷塔、经精馏处理该塔轻关键组分乙烷经过冷却（35℃,3.9Mpa）作为塔顶产品在塔顶引出（℃一馏液回乙烷塔℃,3.9Mpa乙烷塔塔底馏分经再沸器加热86）进一步脱除轻关键组分后进入脱丙烯塔44精馏处理该塔轻关键组分丙烯在塔顶经过冷却（35℃,1.6Mpa在塔顶引出作为合成异丙醇的原料（35℃,1.6Mpa/38

另一部分塔顶馏分回流返回脱丙烯塔35℃,1.6Mpa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。1.6烯发前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、丁醇和辛醇烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇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丙烯资源供应略微紧。到，中国丙烯的表观消费量将到达吨。从当量需求来看，丙烯供需矛盾十分突出。到2010，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100万吨/年裂解生产能力，由于目前的港口限制，其中约万吨/年丙烯出口。1.7

丙生新术状发趋目前增产丙烯的新技术研究主要集中在四个方面。一是改进等炼油技术，挖掘现有装置潜力，增产丙烯的FCC置升级技术；二是充分利用炼油及乙烯裂解副产品的C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。/38

2烯精制装置的物衡算2.1定键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乙塔物衡脱乙烷塔进料量=

生产任务耗定额1000脱乙烷塔回收率塔的回收率料当中丙烯浓度2.2.1

脱乙烷的进料量及料组成年处理量9.8万吨，年工作时间小时，则原料质量流量为F=（生产任务×消耗定额×1000）/(8000×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，年工作时间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：Fwc=15048.61×2.7%=406.31(kg/h2乙烷的摩尔数：406.31/30=13.5437kmol/h表原料中的脱乙烷塔浓度组成

kg/h

Wt%

kmol/h

mol%

摩尔质量(kg/kmol)C

2

406.31

2.7

13.54

3.79

30C

3

=

11150.69

74.1

265.4925

74.29

42C

3

o

3310.69

22.0

75.2431

21.05

44iC

4

o

180.58

1.2

3.1135

0.87

58∑

15048.61

100

355.6918

100由上表可见原料摩尔流量为：Fw=355.6918(kmol/h)/38

2.2.2

脱乙烷塔顶及塔底流量及成选乙烷为轻关键组分，丙烯作为重关键组分，根据产品质量指标，脱乙烷塔顶

02

≥72％；脱乙烷塔

02

≯％，丙烯在塔顶品中的含量28%（mol%行清晰分割物料衡算，物料衡算图见下图。图脱乙烷塔物料衡算图（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。表2-2塔顶馏出液量D和塔底釜液量W分布组分

进料F塔顶馏出液D塔底釜液W(kg/h)(kg/h)(kg/h)C

2

406.31

406.31-0.001W

0.001wC

3

=

11150.69

0.28D

11150.69-0.28DC

3

o

3310.69

0

3310.69iC

4

o

180.58

0

180.58∑

15048.61

D

W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）表塔顶馏出液量D和塔底釜液量算结果组分

进料F(kg/h)

塔顶馏出液D(kg/h)

塔底釜液W(kg/h)C

2

406.31

391.806

14.504C

3

=

11150.69

152.158

10998.532/38

C

3

o

3310.69

0

3310.69iC

4

o

180.58

0

180.58∑

15048.61

543.42

14504.436（2）求出塔顶及塔底的产品量及组成。表塔顶及塔底的产品量及组成组塔顶馏出液

塔底釜液分kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hC391.80672.0013.060278.2614.5040.10.48352C=152.15828.003.622821.7410998.53275.83261.86983Co00003310.6922.8375.24303iCo0000180.581.253.11344∑543.4210016.683010014504.436100340.7097

mol%0.14279.8622.080.9141002.2.3

脱乙烷的物料平衡脱乙烷塔物料平衡数据见下表表脱乙烷塔物料平衡数据

C

2

CC

33

=o

0

0

0

0

4

o

0

0

0

0

2.3烯的料算2.3.1

丙烯塔进料量及进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。表丙烯塔进料中各组份的量及组成/38

组成

kg/h

Wt%

kmol/h

mol%

摩尔质量(kg/kmol)C2C=3Co3iC4∑

o

14.50410998.5323310.69180.5814504.436

0.175.8322.831.25100

0.4835261.869875.24303.1134340.7097

0.1479.8622.080.91100

304244582.3.2丙烯塔顶及塔底的量及组选丙烯为轻关键组分丙烷为重关键组分根据产品质量指标丙烯塔C93.5％；丙烯塔0≥93％；丙烯塔C≯0.5％3进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图

3

≥图丙烯塔物料衡算图（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塔顶馏出液D塔底釜液W(kg/h)(kg/h)(kg/h)C14.50414.50402C=10998.53210998.532-0.005w0.005w3Co3310.693310.69-0.93w0.93w3iCo180.580180.584∑14504.436DW计算结果见下表/38

组分

表塔顶馏出液量D和塔底釜液量算结果进料F塔顶馏出液D塔底釜液W(kg/h)(kg/h)(kg/h)C2C=3Co3iC4∑

o

14.50414.504010998.53210984.64113.8913310.69727.0072583.683180.580180.5814504.43611726.2822778.154解得：

14504.436w+0.93w+180.58=WD=11726.282（kg/h）W=2778.154（kg/h）2.3.3

丙烯塔物料平衡求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表塔顶及塔底的产品量及组成组

塔顶馏出液

塔底釜液分kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hC14.5040.1240.48350.1740002C=10984.64193.68261.539193.8913.8910.500.3313Co727.0076.2016.52295.932583.68393.0058.7203iCo180.5803.11340180.586.53.11344∑11726.282100281.65891002778.15410062.1644丙烯塔物料平衡数据见下表表丙烯塔物料平衡

mol%00.53194.465.01100组

进料

塔顶馏出液

塔底釜液分C2

0.1

mol%

0.124

mol%0.174

0

0

0

mol%0C3=

75.83261.539

79.86

93.68261.5391

93.89

0.5

0.331

0.531

3310.69

22.8316.5229

22.08

727.007

6.2

16.5229

93

58.72

94.46iC4o∑

100

281.659

100

0100

0100

6.5100

62.1644

100/38

iiiAiiiAiii3乙烷塔和丙烯精制工艺条的确定3.1乙工条的定3.1.1作压力的定塔顶采用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35℃。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，因此采用泡点方程计算回流罐的压力。泡点就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yy.......yABC带入yxii

i得KxxK......KxBBCCxiii式中y——任意组分i在气相中的摩尔分数；x——任意组分i在液相中的摩尔分数；k——相平衡常数。按上式求压力时需用试差法。式中xx，

，x……x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，

图脱乙烷塔顶示意图i＞说明所设压力偏高，i值太小，若经反复假设压力，并求出相应的直到满足回流罐的压力。

＜iyi

说明压力偏低，k值太大，为止，此时的压力即泡点时根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，由p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/38

iiiiiABCiiiiiABCii表液相各组分的平衡常数计算过程及结组分

xi=yDi

T=35℃，P=3.8mpaky=kixiii

T=35℃，P=3.5mpaykii=kixi

T=35℃，P=3.9mpaky=kixiii乙烷丙烯合计

0.78261.210.939121.260.99861.180.92350.21740.480.10440.510.11090.460.0673911.04351.1090.9909如上，当回流罐压力为3.9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。i设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压P＝塔顶到塔釜压顶力降为，则塔釜压＝进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平底均值，故设进料压力P＝4.05MPa。进3.1.2流温度的定回流液温度即为全凝器的冷凝温度，=35℃回3.1.3顶温度的算塔顶为饱和汽相，故应采用露点方程计算塔顶温度。露点就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xxx......C带入ii

得

ii

式中y——任意组分i在气相中的摩尔分数；x——任意组分i在液相中的摩尔分数；k——相平衡常数。按上式求露点时也需用试差法。式中yyy…….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

i

＞1明所设温度偏低，k值太小，＜1说明温度偏高，值太大，经反复假设温度，i/

iiiiiiiiii并求出相应的

yik

直到满足

xi

为止，此时的温度即露点。i在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，由p图查得汽相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果P=4.0MPa，设P=4.0Mpa，设P=4.0，设组分yi=yDi

T=45℃T=43℃T=39℃Xi=Xi=Xi=kikikiyi/kiyi/kiyi/kiC0.78261.470.53241.460.53601.440.54352C=0.21740.540.40260.520.41810.480.45293∑10.93500.95410.9964当塔底温度为39℃时，组成之和x=0.9943，故塔顶的温度为39℃i3.1.4底温度的算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度。泡点就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yy.......yABC带入yxii

i得KxxK......KxBBCC或iii式中y——任意组分i在气相中的摩尔分数；x——任意组分i在液相中的摩尔分数；k——相平衡常数。按上式求泡点时需用试差法式中xxx…均已知因此在试差时，A，B，Cn可先假定一个泡点温度查出各组分在假设温度下的值说明所设温i度偏高，太大，＜1说明温度偏低，值太小，经反复假设温度，并求ii出相应的k直到满止，此时的温度即泡点。ii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。表在塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果/

P=4.1MPa，设

P=4.1MPa，设

P=4.1MPa，设组分

xi=xWi

ki

T=82℃yi=kixi

ki

T=84℃yi=kixi

ki

T=86℃yi=kixiC2C3=C3oiC4o∑

0.03790.74290.21050.00871

1.440.072390.480.68350.840.17680.460.00400.9367

1.960.07430.950.70580.880.18520.480.00420.9695

2.000.07581.000.74290.920.19370.500.00440.98014当塔底温度86℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之=0.98014，故塔i底温度为86℃。3.1.5料温度的算乙烷塔采用饱和液相进料，与上塔底温度计算同理，故采用泡点方程计算。yyxiiiiii计算结果列表如下表进料压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果P=4.05Mpa,设T=84℃P=4.05Mpa,设T=86℃组分

x

Fi

ki

yiii

ki

yiiiC2

0.0379

2.00

0.0758

2.05

0.0777C

3

=

0.7429

0.96

0.7132

0.98

0.7280C

3

o

0.2105

0.88

0.1852

0.98

0.2063iC

4

o

0.0087

0.48

0.0042

0.48

0.0042∑

1

0.9784

1.0162当进料温度为86℃时，组分之y=0.9940≈1，故进料温度为86。i3.1.6乙烷塔操条件汇表脱乙烷塔操作条件汇总表项目压力（mpa）温度（℃）

塔顶进料塔釜4.04.054.1398686

回流3.935/

iiiiiiiiiiiiii3.2烯工条的定3.2.1作压力的定塔顶采用水作为冷却剂，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35℃。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，因此采用泡点方程计算回流罐的压力。yxii

iyiii式中y——任意组分i在气相中的摩尔分数；ix——任意组分液相中的摩尔分数；ik——相平衡常数。i根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，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。表回流温度下不同压力的平衡常数计算过程及结果组分

x=yi

Di

T=35℃，设P=1.5MPaT=35℃，设P=1.6MPakykxkyxiiC

2

0.0017

2.5

0.00043

2.65

0.004505C

3

=

0.9390

1.01

0.9484

1.05

0.98595C

3

o

0.0059

0.9

0.0053

0.92

0.005428∑

1

0.95414

0.99588当回流罐压力为1.6MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之=0.99588≈1，故回流罐压力为1.6MPa。i设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压力＝1.7MPa；塔顶到塔釜压力降顶为0.1MPa，则塔釜压力P＝1.8MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值底故设进料压力P＝1.75MPa。进丙烯塔顶的冷凝器为全凝器，采用露点进料方程计算回流罐的压力。ii

i

/

iiii计算过程及计算结果列表如下3.2.2顶温度的算表塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果P=1.7MPa,设T=38℃P=1.7MPa,设T=40℃组分

y

i

ki

ii

ki

ii乙烷丙烯丙烷合计

0.00170.93900.00591.000

2.30.950.82

0.000740.9884210.0071950.99636

2.400.980.86

0.000710.958160.006860.96573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℃。i3.2.3底温度的算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度yiii

xiii表塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果P=1.8Mpa,设T=52℃P=1.8Mpa,设T=51℃组分

x

ki

yiii

ki

yiii丙烯丙烷异丁烷合计

0.00530.94500.05011

1.151.020.48

0.00610.96390.02401.011948

1.131.010.45

0.0059890.954450.0225450.976995当塔底温度为52℃时，组成之和y=1.011948底温度为℃。i3.2.4料温度的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，温度采用泡点方程计算。yiii

xiii计算结果列表如下：/

ijFixiijijFixiijijDi表进料压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果P=1.75Mpa,设T=44℃P=1.75Mpa,设T=45℃组分

x

i

ki

yiii

ki

yiii乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

0.00140.76860.22080.00911

2.501.030.920.45

0.000350.7916580.2031360.0040950.999239

2.511.050.960.46

0.00035140.807030.2111970.004191.02276当进料温度为44℃时，组成之和y=0.999239故丙烯塔进料温度。i3.2.5烯塔操作件汇总表丙烯塔操作条件汇总表项目压力（mpa）温度（℃）

塔顶进料塔釜1.71.751.8384452

回流1.6354.1

4乙烷塔和丙烯塔塔数的确定脱烷塔数计4.1.1小回流比计算采用恩德伍德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。nxRiij

（A）（B）式中x——组分i在进料中的摩尔分数；Fi——组分对基准组分j的相对挥发度ij平均值；

ij

kk

ij

，取塔顶、塔釜条件下的q——原料的液化分率（饱和液相进料=1——方程（A）的根，lj

hj

；x——组i在塔顶产品中的摩尔分数；Di/

R——最小回流比。min1．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，详见下表。ij

表相对挥发度计算组成乙烷丙烯丙烷异丁烷

塔顶=39＝4.0MPa塔底=86℃＝4.1MPakikijDi2.52.01.202.000.481.01.001.000.420.8750.920.920.220.4580.500.50

ij

ijD2.2361.000.8790.478

2．θ值计算根，轻关键组分=2.236，重关键组分=1.00。ljhjljhj故2.236＞1.0。通过试差法计。表试差法计算值

=2.115

2.114组分

Fi

ih

xijFiij

xijFiij

xijFiij乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

0.03790.74290.21050.00871

2.2361.000.8790.478

0.33591-0.7429-0.165-0.00273-0.5747

0.7003-0.66663-0.1497-0.002540.1185

0.6946-0.6669-0.1498-0.00254-0.09688因为

q=1，所以

i

xijFiij

=0；当

的时候，i

aijFiaij

=-0.09688故2.1143．最小回比计算/

minminDlDminminDlD=2.114入到方程R

min

i

xijDiij

，计算。R计算过程详见下表。min表4-3R

计算过程所以

R＝14.34-1＝13.34min4.1.2少理论塔数的计最少理论板数采用芬斯克方程计算。

hxllh

式中

——轻关键组分l、重关键组h之间的相对挥发度，取塔顶、塔底的平lh均值；xx—轻关键组分l、重关键组分的尔分数；下标、W—塔顶、塔底。根据前面相对挥发度的计算可知=alh

ihW

2.0=2.24把相关条件带入芬斯克方程可得

hxllh

=

0.7686lg2.24

=9.414.1.3论塔板数实际回比的确定应用吉利兰关联图，根据实际回流比R=（1.2-2）R，采用简捷法计算理论板min数。取R=18，则

RminR

=(18-13.34)/19=0.245查吉利兰关联图得

min

=0.41则N-N

=0.41(N+2)min/

LiLi整理得N-9.41=0.41N+0.82得理论塔板数为4.1.4际塔板数确定1．全塔效率全塔效率由下式计算。Et=0.49×()lh

-0.245式中

——塔顶与塔底平均温度下组分i的液相黏度，mPas。Li计算塔顶与塔底平均温度+t)/2=(39+86)/2=62.5℃DW由参考资料查得62.5℃各组分粘度得：表各组分粘度组分乙烷丙烯丙烷异丁烷∑

xFi0.03790.74290.21050.00871

(mPas)Li0.01650.0750.0730.0980.257

x(mPas)Fi0.0006250.055720.0115370.0008530.06873Et=0.49×(lh

-0.245Et=0.49×(lh

-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在60%左右以全塔效率取61%2．实际塔板数的确定实际塔板数由下式计算。P

式中N——理论塔板数；N——实际塔板数；P—塔板效率。把相关条件带入方程可得乙烷塔的实际塔板数=17.34/0.61=28.59取脱乙烷塔的实际塔板数为块/

lW与hDlW与hD0.2064.1.5际进料位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xx换成x与x）或按以下两式经验公式估算iwlg

n

xlghFDlFhD及

P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；x——料液中重关键组分的组成，mol%；hFx——料液中轻关键组分的组成，mol%；lFx——釜液中轻关键组分的组成，mol%；lWx——馏出液中重关键组分的组成，mol%；hDN——实际塔板数。P将相关条件带入方程可得：nxxlg0.206lghFlWDxxlFhD=0.206lg[(340.7097/16.6830)(0.7429/0.0379)(0.0014/0.2174)]=0.206lg(0.016601)=-0.3666515n/m=0.43（或n/m=（0.016601n+m=Np=29解得：

=0.43）将带入下式精馏段塔板数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C02

≯％

进料口分别是由上向下数的第9块和第上。/

4.1.6乙烷塔塔数计算果汇总脱乙烷塔塔板数计算结果见下表。表脱丙烷塔操作条件项目

最小回流比

实际回流比

最少理理论板实际板全塔效论板数数率数

进料位置数值4.2

13.34189.4117.342961%丙塔板的算

第9块和第11块4.2.1小回流比计算采用恩德伍德（）法计算最小回流比。1．确定相对挥发度由p-T-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，详见下表ij表确定相对挥发度塔顶=38＝1.7MPa塔底=52℃＝1.8MPa组成

ki

ijD

ki

ij

ijD

C2C=3Co3Co4

2.300.940.800.38

2.8751.17510.475

2.651.100.980.48

2.7041.12210.408

2.791.1481.00.442．θ值计算根关键组分丙烯=1.148关键组分丙烷=1.00。ljhjljhj故1.148。通过试差法计。计算结果详见下表。通过初步=1.01,1.02，,1.03,1.04算确左右表试差法计算θ值=1.031

=1.029

=1.030组分

Fi

ih

xijFiij

xijFiij

xijFiij乙烷丙烯

0.00140.7686

2.791.148

0.002227.541477

0.0022187.414729

0.002217.47757/

D0.0593D0.05930.0053丙烷异丁烷合计

0.22080.00911

1.00.44

-7.122580-0.0067750.414342

-7.613793-0.0067980.20364

-7.36000-0.0067860.11299因为

q=1，所以

ijFiiij

=0；当

=1.030

的时候，i

aijFiaij

=0.11299故3．最小回流比计算带入到方程R

xijDiiij

中，计R。minR计算过程详见下表。min

表4-8Rmin算过程组成

ij

xDi

ij

xDi

ij

xijDiijC

2

2.79

0.0017

0.004743

1.76

0.00269C

3

=

1.148

0.9390

1.077972

0.118

9.1354C

3

o

1.0

0.0593

0.0593

-0.03

-1.9767∑所以R＝7.1614＝6.16min4.2.2少理论塔数的计

1

7.1614根据前面相对挥发度的计算可知=lh

ihW

1.175

最少理论板数采用芬斯克方程计算，把相关条件带入芬斯克方程可得：N

hxllh

=

lg1.15

=59.854.2.3论塔板数实际回比的确定应用吉利兰关联图，根据实际回流比，采用简捷法计算理论板数。R＝6.16R=(1.2-2.0)R=7.392-12.32minmin=不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表。/

LiLi表不同实际回流比下的理论板数计算结R10.511.512.2

RR0.15760.24630.31810.37740.42720.4575

0.460.4150.370.3550.300.28

N106.9898.59891.4189.2482.0779.73由计算结果可以看出当～10.5之间塔板数变化最慢，所以确定回流比为R=10，则丙烯塔的理论板数为N=90。4.2.4

实际塔数的确定1．确定塔板效率全塔效率由下式计算。Et=0.49×()-0.245lh计算塔顶与塔底平均温度+t)/2=(38+52)/2=45℃DW由参考资料[12]查得45℃各组粘度得：表℃各组分粘度组分

xFi

(mPas)Li

x(mPas)FiC

2

0.0014

0.0055

0.0000077C

3

=

0.7686

0.075

0.05765C

3

o

0.2208

0.085

0.018768C

4

o

0.0091

0.122

0.00111∑Et=0.49×(lh

-0.245

1

0.07754Et=0.49×(-0.245=0.49×(1.15×0.07754)lh

-0.245

=0.8859=88.59%实际生活中全塔效率达不到而在60%左右，所以全塔效率为/

0.200.202．实际塔板数的确定实际塔板数由下式计算。P

把相关条件带入方程可得丙烯塔的实际塔板数=90/0.6=150取丙烯塔的实际塔板数为块。4.2.5料位置的定在泡点进料的情况下，进料位置可以下两个经验公式计算。将相关条件带入方程可得：lg

n

xlglWDlFhD=0.206lg[(62.1644/281.6589)(0.2283/0.7583)(0.0053/0.0593)=0.206lg(0.000530796)=-0.6747

]n/m=0.2118（或（0.000530796）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

=0.2115）将n=0.2115m带入下式进料口取二个，分别是由上向下数的第块和第29块板上。4.2.6烯塔塔板计算结汇总丙烯塔塔板数计算结果见表。表丙烯塔塔板数计算结果项目

最小回流比

实际回流比

最少理理论板实际板全塔效论板数数率数

进料位置数值

6.161059.859015060%/

第27和29块板

5

热量衡算5.1

脱烷热衡热量衡算示意图见下图。图热量衡算示意图5.1.1脱乙烷塔沸器负荷的算热量衡算式为：Q＋Q＋Q＝Q＋Q＋QFBRVW

0Q＝Q＋Q＋Q－QBVW0F

RQ—再沸器的热负荷，BQ—进料带入的热量，FQ—塔顶蒸气带出的热量，VQ—回流液带入的热量，RQ—釜液液带出的热量，WQ—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的，kcal/h；0/

基准状态：选－℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓H

＝0T℃时1kmol各组分的焓由下式计算H=△H=H-HTT℃

=H-0=Qp=nCp(T-(-129))=Cp(T+129))TCp的值由参考资料[12]查得。1.进料带入的热量Q计算F进料状态为饱和液体，进料温度为℃，进料压力为4.05Mpa，进料量为247.992kmol/h表进料带入的热量过程计算组

分

Xi（mol%）

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

3.790.87100

326833544407.55783.5

123.85722491.6866927.778850.31653593.63905Q=F·∑XiHi=247.992×3593.63905=8.9119×10F

5

kcal/h2.脱乙烷塔塔顶蒸气带出热量Q计算V物料为饱和气体，温度为，压力为4.0Mpa，塔顶物料量为V=(R+1)×D=（R+1kmol/h；R＝18表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78.262341.92丙烯21.742493.12合计100

1832.78659542.004292374.79088Q=V·∑XiHi=）×11.5795×2374.79088=5.2248×105kcal/hV3.乙烷塔塔底釜液带出热量Q计算W物料为饱和液体度为℃力为4.1Mpa底物料量为236.4128/

表乙烷塔塔底釜液带出热量过程计算组

分

Xi（mol%）

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

0.14326879.86335422.084407.50.915783.5100

4.57622577.8844973.17652.629853608.26645Q=W·∑XiHi=236.4128×3608.26645=8.53×10W

5

kcal/h4.回流罐带入热量Q计算R物料为饱和液体温度为35℃压力为3.9Mpa流物料量L=RD=18×11.5795kmol/h；表回流罐带入热量过程计算组

分

Xi（mol%）

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯合计

78.2621.74100

2279.62427.2

1784.015527.673282311.68824Q=L·∑XiHi=11.5795×18×2311.68824=4.8182×10R

5

kcal/hQ取Q10％。0B∴0.9Q＝Q＋Q－QBVWF

R=5.2248×105

5

-8.9119×10

5

-4.8182×10

5

＝2.47×10

3

kcal/h则再沸器的热负荷：Q＝2.74×103kcal/h3×1.1472×104kJ/hB5.1.2脱乙烷塔凝器负荷的算选图5-1蓝框作为计算冷凝器热负荷的X围：热量衡算式为：Q=Q+Q+QVRD

CQ—冷凝器的热负荷CQ—塔顶蒸气带入兰色X围的热量VQ—回流液带出兰色框的热量RQ—塔顶产品带出兰色框的热量D基准状态：选－℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓H＝0－129℃塔顶产品带出的热量Q的计算D/

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；表塔顶产品带出的热量过程计算组分乙烷丙烯合计

Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）78.262279.621.742427.2100

XiHi1784.01496527.673282311.68824Q=D·∑XiHi=11.5795×2311.68824=2.6768×10D

4

kcal/h脱乙烷塔冷凝器的热负荷：Q＝Q－Q－Q5-4.8182×105－2.6768×104CVRD

4＝1.3892×104

×4.1868=5.8163×10

4

kJ/h5.2烯的量算丙烯塔热量衡算示意图见下图图丙烯塔热量衡算示意图/

5.2.1沸器热负的X围热量衡算式为：Q＋Q＋Q＝Q＋Q＋QFBRVW

0Q＝Q＋Q＋Q－QBVW0F

RQ—再沸器的热负荷BQ—进料带入的热量FQ—塔顶蒸气带出的热量VQ—回流液带入的热量RQ—釜液带出的热量WQ—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的％）kcal/h0基准状态：选－℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓H

＝01.进料带入的热量Q计算F脱乙烷塔底的物料进入丙烯塔，进料温度44℃，进料压力为1.75Mpa，进料量为236.4128kmol/h表进料带入的热量过程计算组

C2C=3Co3iC4∑

o

分

X（mol%）H（kcal/kmol）ii0.142439.379.862603.6522.083252.40.914333.65100

XHii3.415022001.16539718.1299239.4362152762.14655Q=F·∑XH=236.4128×2762.14655=6.53×10kcal/hFii2.塔顶蒸气带出的热量Q计算V物料为饱和气体，温度为℃，压力为1.7Mpa，塔顶物料量为（R+1）×D=（R+1；R＝10表塔顶蒸气带出的热量过程计算组

C2C=3Co3∑

分

X（mol%）H（kcal/kmolii0.172324.6493.902474.945.933026.04100.00

XHii3.951892323.96866179.444172507.36472Q=V·∑XH=）×193.281×2507.36472=5.331×106kcal/hVii3.釜液带出的热量Q计算W/

物料为饱和液体度为℃力为1.8Mpa液物料量为43.129；组分C=3Co3iCo4∑

表釜液带出的热量过程计算X（mol%）H（kcal/kmol）ii0.532725.8694.503457.15.014651.7100

XHii14.447063266.9595233.050173514.45673Q=W·∑XH=43.129×3514.45673=1.51575×10Wii

5

kcal/h4.回流液带入的热量Q计算R物料为饱和液体度35℃1.6Mpa物料量L=RD=10×193.281kmol/h）表回流液带入的热量过程计算组

C2C=3Co3∑

分

X（mol%）H（kcal/kmol）ii0.172279.693.902427.25.932968.4100.00

XHii3.875322279.1408176.026122459.04224Q=L·∑XH=193.281×10×2459.04224=4.75286×10Rii

6

kcal/hQ取Q10％。0B∴0.9Q＋Q－Q=5.331×10BVWFR

6

5

5

×106＝7.6715×104kcal/h则丙烯塔再沸器的热负荷：Q＝8.5239×10B

4

kcal/h=8.5239×10

4

×4.1868=3.5688×10

5

kJ/h5.2.2烯塔冷凝热负荷计算选图5-2蓝框作为计算冷凝器热负荷的X围：热量衡算式为：Q＝Q＋Q＋QVCR

DQ—冷凝器的热负荷CQ—塔顶蒸气带入的热量VQ—回流液带出的热量R/

Q