丙烯精制工段工艺毕业设计

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毕业设计（论文）任务书

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105000吨气体分馏装置丙烯精制工段工艺，开工周期为8000小时/年，其中原料主要组成为C20，C3=，C30，iC40，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；目录气分装置发展概况 错误!未定义书签。气分装置的原料来源、组成 错误!未定义书签。丙烯精制产品的用途、价值 错误!未定义书签。分离方案的确定 错误!未定义书签。丙烯精制设备确定 错误!未定义书签。丙烯精制工艺流程的叙述 错误!未定义书签。第2章丙烯精制的物料衡算 错误!未定义书签。脱乙烷塔物料衡算 错误!未定义书签。原料组成及流量 错误!未定义书签。脱乙烷塔的物料平衡 错误!未定义书签。丙烯精制塔物料衡算 错误!未定义书签。丙烯精制塔物料平衡 错误!未定义书签。原料组成及流量 错误!未定义书签。第3章丙烯精制装置工艺条件的计算 错误!未定义书签。脱乙烷塔工艺条件的确定 错误!未定义书签。操作压力的确定 错误!未定义书签。回流温度的确定 错误!未定义书签。塔顶温度的计算 错误!未定义书签。塔底温度的计算 错误!未定义书签。进料温度的计算 错误!未定义书签。脱乙烷塔操作条件汇总 错误!未定义书签。丙烯精制塔工艺条件确定 错误!未定义书签。操作压力的确定 错误!未定义书签。回流温度的确定 错误!未定义书签。塔顶温度的计算 错误!未定义书签。塔底温度计算 错误!未定义书签。进料温度的计算 错误!未定义书签。丙烯精制塔操作条件汇总 错误!未定义书签。第4章塔板数的确定 错误!未定义书签。脱乙烷塔塔板数的计算 错误!未定义书签。最小回流比的计算 错误!未定义书签。最少理论塔板数的计算 错误!未定义书签。理论塔板数和实际回流比的确定 错误!未定义书签。实际塔板数的确定 错误!未定义书签。进料位置的确定 错误!未定义书签。脱乙烷塔塔板数计算结果汇总 错误!未定义书签。丙烯精制塔塔板数的计算 错误!未定义书签。最小回流比的计算最小回流比 错误!未定义书签。最少理论塔板数的计算 错误!未定义书签。理论塔板数和实际回流比的确定 错误!未定义书签。实际塔板数的确定 错误!未定义书签。进料位置的确定 错误!未定义书签。丙烯精制塔塔板数计算结果汇总 错误!未定义书签。第5章热量衡算 错误!未定义书签。脱乙烷塔热量衡算 错.误!未定义书签。冷凝器的热量衡算 错误!未定义书签。再沸器的热量衡算 错误!未定义书签。全塔热量衡算 错误!未定义书签。脱乙烷塔热量衡算结果汇总 错误!未定义书签。丙烯精制塔热量衡算 错误!未定义书签。全凝器的热量衡算 错误!未定义书签。再沸器的热量衡算 错误!未定义书签。全塔热量衡算 错误!未定义书签。脱乙烷塔热量衡算结果汇总 错误!未定义书签。第6章丙烯精制塔工艺尺寸的确定 错误!未定义书签。塔径的确定 错误!未定义书签。计算塔内气、液相密度 错误!未定义书签。计算气、液相负荷 错误!未定义书签。塔径的估算 错误!未定义书签。计算实际空塔气速 错误!未定义书签。浮阀塔结构尺寸确定 错误!未定义书签。塔板布置 错误!未定义书签。溢流装置设计计算 错误!未定义书签。塔板流体力学验算 错误!未定义书签。塔板压力降的计算 错误!未定义书签。物沫夹带校核 错误!未定义书签。液泛校核 错误!未定义书签。塔板负荷性能图 错误!未定义书签。塔高的确定 错误!未定义书签。6-6塔板结构尺寸设计结果汇总 错误!未定义书签。第7章设备附属选型 错误!未定义书签。丙烯精制塔附属设备选型计算 错误!未定义书签。丙烯精制塔全凝器的选择 错误!未定义书签。丙烯精制塔再沸器的选型 错误!未定义书签。丙烷冷却器的选择 错误!未定义书签。丙烯冷却器的选择 错误!未定义书签。接力泵的选择 错误!未定义书签。丙烯精制塔回流泵的选择 错误!未定义书签。附属设备选型及汇总表 错误!未定义书签。

设计计算结果汇总谢词 错误!错误!未定义书签错误!未定义书签错误!未定义书签11第1章概述气分装置发展概况气体分馏是指对液化石油气的进一步分离。炼厂液化气中的主要成分是C3、C4的烷烃和烯烃，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。这些烃的沸点很低，如丙烷的沸点是－42.07℃，丁烷为－0.5℃，异丁烯为－6.9℃，在常温常压下均为气体，但在一定的压力下（2.0MPa以上）可呈液态，利用其不同沸点进行精馏加以分离。由于彼此之间沸点差别不大，分馏精度要求很高，要用几个多层塔板的精馏塔。塔板数越多塔体就越高，所以炼油厂的气体分馏装置都有数个高而细的塔。气体分馏装置要根据需要分离出哪几种产品以及要求的纯度来设定装置的工艺流程。气体分馏装置中的精馏塔一般为三个或四个，少数为五个，实际中可根据生产需要确定精馏塔的个数。一般地，如要将气体分离为n个单体烃或馏分，则需要精馏培的个数为n—1。气分装置包括气体的压缩和冷却系统、稳定系统、脱硫化氢和二氧化碳的碱精制系统和分离系统。精制的原料进入精馏塔，然后连续在精馏塔进行分离，分出丙烯、丙烷、轻C4馏分（主要是异丁烷、异丁烯、l-丁烯组分）、重C4馏分（主要为2-丁烯和正丁烷）及戊烷馏分。气分装置的原料来源、组成气分装置的原料主要来自重整车间、加氢裂化、催化裂化、焦化等车间分离出来的C广C4组分。具体组成如下图：C2C3=C30iC40iC4=C4-1=nC40反C4-2=顺C=12C5H2s有机硫#4)泄漏线以F°=8作为规定气体最小负荷的标准则:(yls)min=^^4==0-234" (4)5)液相负荷下限线以how=0.006m作为规定最小液体负荷的标准，则:取E=1.042.84/6s)[23Emin1000LLw」=0.006/O.OO6X1000'/三Lw{2.84XE} 3600/0.006X1000]

[2.84XJ根据附表1.2及式(3)(4)(5)可分别作出塔板负荷性能图上的⑴⑵⑶⑷及⑸共五条线，见下图：6.5塔高的确定由塔高公式H=H+H+H+(N-2-S)XH+SxH——塔高H——塔顶空间mH：——塔底空间mH——塔板间距mN——实际塔板数■HT——人孔直径m(取0.8)以提留段为基准，得出如下计算式：H=1.5+1.5+2+(88-2-6)X0.45+6X0.8=45.8mA . .H=1.5+1.5+(60-2-6)X0.45+6X0-8=31.2m/以H=H+H=48.5+31.2=77mH——塔高6.6塔板结构尺寸设计结果汇总6-6塔板结构尺寸设计结果汇总项目数值说明备注塔径D.m2.4板距HT,m0.45塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速m/s0.135堰长Lw,m1.92外堰高hw,m0.03浮阀数N,个336阀孔动能因数Fo9.81临界阀孔气速Uoc,m/s1.013孔心距t,m0.075指同一横排的孔心距排间距t’,m0.1指相邻二横排的孑孔心距液体在降液管中停留时间Q,s3.42降液管内清液层高度Hd,m0.18167泛点率%76%操作弹性2.1739泄漏控制第7章设备附属选型7.1丙烯精制塔附属设备选型计算1）平均温差AtmT 50℃二50℃蒸汽T35℃-28℃△t15℃ 22℃•••△t2=13△t1=20

人At22・:△t=_2=一=1.46<2mAt152=18.5℃At+At 22+15=18.5℃—2 2= 2 2由于・.・T1-T2=0故・•・△士不需要校正m2）全凝器规格的选择取K=400kcal/m2h℃,贝US=QB/k^tm1Q得：S=——K1Q得：S=——KAt =647m2400x18.5查《化工工艺设计手册》上册P151表选择合适的浮头式冷凝器7-1外壳公称计算管数管长管径管排管心距管数折流板管程平直径压强面积Npmmmt.mmn间距均流通Dg,mmKgf/cm2m2mm面积m2140025655.166e19X2◊251894300558注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册上册P1151表3-19查得②查同一书上册P151表3-19选取全凝器规格型号为FLA1400-660-25-6K =400.17kcal/m2h℃实际1）平均温差△、（逆流时）T:174℃一174℃t:66℃-65℃△t108℃ 109℃因：At/△t=109/108=1.009<22 1所以：At=m所以：At=mAt+At109+108=108.5VT-T=t-t=0•••△T不需要校正2）选再沸器规格：取K=400kcal/m2h℃,则S=0则S=0kkAt=B5159017.622

400x117110.2则S=110.2m2据：S=n0.2m2・P=21.30kgf/cm2,于《化工工艺设计手册》上册P150表3-19中选7-2择合适的卧式热虹吸式重沸器的尺寸到表外壳公称计算管程数管长管径管排管心距管数折流板管程平直径压强面积Npmmmmmn间距均流通Dg,mmKgf/cm2m2mm面积m26004011226e19X2◊25304200135注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册P150表3-19查得K实际=365.95KcalK实际=365.95Kcal/m2h℃1）平均温差45（逆流时）T:65℃一35℃t:33℃-28℃△t32 7△t1=32 △%=7则△tm=At―加—32—7=13.8℃21/At17^2TOC\o"1-5"\h\zln_2 ln_At 7\o"CurrentDocument"T—T=65—35=而R=厂T65—28 .2 1S=33-28S=33-2865-28=0.135暂按单壳程多管程计算，由R和S值表《化工工艺设计手册》下册P484表（Q）知d）At=0.97,故4加=697X16.45=15.96℃2）冷却器的规格20839.699,一取K=200kcal/m2h℃,贝ijS=Q/kAt 二652m2冷m200x15.96据S=6.52m2,P=21.30kgf/cm2,于《化工工艺设计手册》上册P150表3-19中选择合适的浮头式冷却器的尺寸如下： 7-3外壳公称计算管程数管长管径管排管心距管数折流板管程平直径压强面积Npmmmt.mmn间距均流通Dg,mmKgf/cm2m2mm面积m2325407.423e25X2◊323220044注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册P150表3-19查取②查同一书《化工工艺设计手册》上册P150表3-19选取冷却器的规格型号为FB325-10-40-2 K实际=136.68Kcal/m2h℃1）平均温差Atm（逆流时）T:56℃—35℃t:33℃-28℃△t23 7△t=7℃△t=23℃1则△t=7℃△t=23℃1则Atm而R=2=At-At=23-7/At12^23ln—In一=13.45T—TAt56—3574「-^__=i =4.2t-1 33—28S=t-ti=56-28=0.179S=T^-T50-28

暂按单壳程多管程计算，由R和S值表《化工工艺设计手册》下册P484表（a）知"△t=0.92,故"△':"△「△tm=0.92X13.45=12.37℃2）选择冷却器的规格取K=200爪1々2h℃，因Q'：K・S必切则S=Q'冷/心二则S=Q'冷/心二36575.9229200x12.37=14.78m2据S=145.78m2,P=2L30kgf/cm2,于《化工工艺设计手册》上册P151表3-19中选7-4择合适的浮头式冷却器的尺寸如下:外壳公称计算管程数管长管径管管心距管数折流板管程平直径压强面积Npmmm子t.mmn间距均流通Dg,mmKgf/cm2m2排列mm面积m2400401723"25X2.5◊327420053注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册P150表3-119查取②查同一书《化工工艺设计手册》上册P150表3-19选取冷却器的规格型号为F400-20-40-4BF400-20-40-4BK实际=200.9975Kcal/m2h℃丙烯塔（A）与塔（B）之间的接力泵（1）扬程为已标出AP=P进—「出=0.5kgf/cm2=49019.61N/m2u=1.11miu=1.98mjp=p=p=457.6kg..m316 17 丙精回流

Z=01Z=W45."L5=443—(2)流