年产68万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计-脱乙烷

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，本设计根据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。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。关键词：丙烯；脱乙烷塔；热量衡算。物料衡算；丙烯精馏塔；

Annualoutputof98,000tonsrefinedisopropylalcoholpropyleneProcessDesignSectionDeethanizingTowerAbstractTitleIdesignproductioncapacityis98,000tonsannualoutputofisopropylalcohol,startedaperiodof8,000hours/year,materialcompositionofethane,propylene,propane,butane,propyleneis74.1%inmaterial,boilingpointofeachcomponentanditsrelativevolatilitydifferencesofdegreeofseparationofeachcomponent.Thedesignusesamulti-componentdistillation,theprocessbydecreasingvolatilityprogram,processdesignthetwotowersthatis,firstisolatedbyde-ethaneethanetower,towerdistillationtopseparatedfromtheethane,topofthepropylenetowergeitthatpropylene,thepurityof93.5%,andpropyleneastheproductofadevicetoproviderawmaterialsproductionandisopropanol,thebottomofthepropanecanbesoldasacommodityorasfires,oil.Inturnthedesignofthematerialbalance,heatbalance,thetowerstructureoftherelevantprocesscalculation,thecalculationofheattransferequipmentandancillaryequipmentselection,andthedatawereplottedaccordingtothedesignautomationflow,selectionofequipmentinaccordancewithtermsofthemainsitepractical,takingintoaccounttherequirementsofprocesscontrolandeconomicrationality.Keywords:de-ethanetower,propylenedistillationcolumn,materialbalance,heatbalance.目录摘要 IAbstract II1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丙烯精制生产方法的确定 11.4丙烯精制工艺流程的叙述 22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脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成 32.1.3脱乙烷塔的物料平衡 52.2丙烯塔的物料衡算 52.2.1丙烯塔的进料量及进料组成 52.2.2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 73脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定 83.1脱乙烷工艺条件的确定 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 123.2.1操作压力的确定 123.2.2塔顶温度的计算 133.2.3塔底温度的计算 133.2.4进料温度的计算 133.2.5丙烯塔操作条件汇总 144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 164.1.3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 214.2.5进料位置的确定 224.2.6丙烯塔塔板数计算结果汇总 235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 275.2.1再沸器热负荷的范围 285.2.2丙烯塔冷凝器热负荷的计算 29结论 1参考文献 2谢辞 31概述我国化工工艺发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,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，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。1.1丙烯的性质及用途丙烯常温下为无色、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℃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。1.2丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位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5.6%，北美5.8%，西欧3.8%。根据新装置增设计划，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%。1.3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1.4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经过冷却（35℃,3.9Mpa）作为塔顶产品在塔顶引出（35℃,3.9Mpa），另一部分塔顶馏分经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），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。

2丙烯精制装置的物料衡算2.1脱乙烷塔的物料衡算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。脱乙烷塔进料量=2.1.1脱乙烷塔的进料量及进料组成年处理量9.8万吨，年工作时间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，年工作时间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)2.1.2脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成选乙烷为轻关键组分，丙烯作为重关键组分，根据产品质量指标，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=14505.193（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)C2406.31543.42137.11C3=7737.44105.7257631.715C3o2297.2202297.22iC4o125.300125.30∑15048.61377.59110064.299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%C2271.86672.009.062278.2610.0640.10.33550.142C3=105.72528.002.517321.747631.71575.83181.707579.86C3o00002297.2222.8352.209522.08iC4o0000125.301.252.16030.914∑377.59110011.579510010064.299100236.41281002.1.3脱乙烷塔的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%C2281.932.79.39773.79271.86672.009.062278.2610.0640.10.33550.142C3=7737.4474.1184.224874.29105.72528.002.517321.747631.71575.83181.707579.86C3o2297.2222.052.209521.0500002297.2222.8352.209522.08iC4o125.301.22.16030.870000125.301.252.16030.914∑15048.61100247.992100377.59110011.579510010064.299100236.4128100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2.2丙烯塔的物料衡算2.2.1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=10064.299(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)C210.0640.10.33550.1430C3=7631.71575.83181.707579.8642C3o2297.2222.8352.209522.0844iC4o125.301.252.16030.9158∑10064.299100236.41281002.2.2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，根据产品质量指标，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)C210.06410.0640C3=7631.7157631.715-0.005w0.005wC3o2297.222297.22-0.93w0.93wiC4o125.300125.30∑10064.299DW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)C210.06410.0640C3=7631.7157622.0779.638C3o2297.22504.471792.75iC4o125.300125.30∑10064.2998136.6091927.6910064.299=D+W0.005w+0.93w+125.30=W解得：D=8136.609（kg/h）W=1927.69（kg/h）2.2.3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%C210.0640.1240.33550.1740000C3=7622.07793.68181.4893.899.6380.500.2290.531C3o504.476.2011.4655.931792.7593.0040.7494.46iC4o0000125.301∑8136.609100193.2811001927.6910043.129100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%C210.0640.10.33550.1410.0640.1240.33550.1740000C3=7631.71575.83181.707579.867622.07793.68181.4893.899.6380.500.2290.531C3o2297.2222.8352.209522.08504.476.2011.4655.931792.7593.0040.7494.46iC4o125.301.252.16030.910000125.301∑10064.299100236.41281008136.609100193.2811001927.6910043.1291003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说明所设压力偏高，ki值太小，若＜1说明压力偏低，ki值太大，经反复假设压力，并求出相应的kixi直到满足为止，此时的压力即泡点时回流罐的压力图3-1脱乙烷塔顶示意图根据冷凝液的泡点，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说明所设温度偏低，ki值太小，若＜1说明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并求出相应的直到满足为止，此时的温度即露点。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说明所设温度偏高，ki值太大，若＜1说明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度，并求出相应的kixi直到满足为止，此时的温度即泡点。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。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。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。根据冷凝液的泡点，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，采用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，故应采用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，温度采用泡点方程计算。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。（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值计算根据＞＞，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，所以=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计算过程所以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用芬斯克方程计算。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。根据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，根据实际回流比R=（1.2-2）Rmin，采用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，所以全塔效率取61%2．实际塔板数的确定实际塔板数由下式计算。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[(236.4128/11.5795)(0.7429/0.0379)(0.0014/0.2174)2]=0.206lg(0.016596)=-0.366857n/m=0.43（或n/m=（0.016596）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％）），两个进料口分别是由上向下数的第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用恩德伍德（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值计算根据＞＞，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，所以=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所以Rmin＝7.1614－1＝最少理论塔板数的计算根据前面相对挥发度的计算可知，==1.148=1.15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：==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，根据实际回流比R，采用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由计算结果可以看出当R=9.5～10.5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，所以全塔效率为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，进料位置可以下两个经验公式计算。将相关条件带入方程可得：=0.206lg[(43.129/193.281)(0.2283/0.7583)(0.0053/0.0593)2]=0.206lg(0.000536645)=-0.6740n/m=0.2118（或n/m=（0.000536645）0.206=0.2118）将n=0.2118n+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，分别是由上向下数的第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＝7.6715×104kcal/h则丙烯塔再沸器的热负荷：QB＝8.5239×104kcal/h=8.5239×104×4.1868=3.5688×105kJ/h5.2.2丙烯塔冷凝器热负荷的计算选图5-2蓝框作为计算冷凝器热负荷的范围：热量衡算式为：QV＝QC＋QR＋QDQC—冷凝器的热负荷QV—塔顶蒸气带入的热量QR—回流液带出的热量QD—塔顶产品带出的热量基准状态：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1.6Mpa，塔顶产品物料量为193.281kmol/h表5-10塔顶产品带出的热量过程计算组分Xi（mol%）Hi（kcal/kmol）XiHiC20.172232C3=93.902427.22279.1408C3o5.932968.4176.02612∑100.002459.04224QD=D·∑XiHi=193.281×2459.04224=4.7529×105kcal/h丙烯塔冷凝器的热负荷：QC＝QV－QR－QD＝5.331×106-4.75286×106－4.7529×105＝1.0285×105kcal/h＝1.0285×105×4.1868=4.3061×105kJ/h结论本设计首先根据原料的性质和分离要求确定生产流程，然后进行工艺设计计算和图纸绘制。设计内容主要包括：全系统的物料衡算、热量衡算、工艺条件的计算，脱乙烷塔工艺设计。本次设计所得的主要工艺条件如下。脱乙烷塔：塔顶压力4.0MPa，进料压力4.05MPa，塔釜压力4.1MPa，回流压力3.9MPa；塔顶温度39℃，进料温度86℃，塔釜温度86℃，回流温度35℃，回流比18，塔板数29块，第9、11块板为进料板。丙烯塔：塔顶压力1.7MPa，进料压力1.75MPa，塔釜压力1.8MPa，回流压力1.6MPa；塔顶温度38℃，进料温度44℃，塔釜温度52℃，回流温度35℃，回流比10，塔板数

参考文献[1]石油化工工业部石油规划设计院，塔的工艺计算.1977[2]卢焕章，石油化工基础数据手册.1982[3]大连理工大学化工原理教研室，化工原理课程设计.1994[4]国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册.1996[5]化工设备设计全书编辑委员会，塔设备设计.1988[6]北京石油设计院，石油化工工艺计算图表.1976[7]周波，传质与分离技术.2002[8]张洪流，流体流动与传热.2002[9]基础化学工程编写组，基础化学工程.1978[10]贺匡国，化工容器及设备简明设计手册.1989[11]兰州化学工业公司化工学校等合编，化工原理（下册）.1979[12]化学工程手册编辑委员会，化学工程手册（第1篇）.1979[13]石油化学工业部石油化工规范设计院组织编写，塔的工艺计算.1987[14]兰州化学工业公司化工学校等合编，化工原理上册.1979

谢辞

附录资料：不需要的可以自行删除总装车间考核指标定义编号：0001指标名称差错率指标定义指工时录入时出现差错数量和录入数量的比率。计算公式差错率＝错误录入信息÷总录入量×100%数据采集总装车间数据来源总装车间数据核对财务部统计周期每月/年一次统计方式数据和趋势图考核等级标准及操作说明考核等级：S、A、B、C、D考核标准：100%为S，95~100%为A、90~95%为B、85~90%为C、85%以下为D。考核得分：S得分为5，A得分为4，B得分为3，C得分为2，D得分为1操作说明：编号：0002指标名称及时性指标定义指工时录入能在规定时间内完成，不影响财务部的工资结算计算公式数据采集总装车间数据来源财务部数据核对财务部统计周期每月一次统计方式考核等级标准及操作说明考核等级：A、B考核标准：及时完成为A、不及时完成为B。考核得分：A得分为5，B得分为2。操作说明：编号：0003指标名称差错率指标定义指提供报表中错误数据与总数据量的比率。计算公式差错率＝错误数据÷总数据量×100%数据采集总装车间数据来源生产副总办数据核对生产副总办统计周期每月一次统计方式数据和趋势图考核等级标准及操作说明考核等级：S、A、B、C、D考核标准：100%为S，95~100%为A、90~95%为B、85~90%为C、85%以下为D。考核得分：S得分为5，A得分为4，B得分为3，C得分为2，D得分为1操作说明：编号：0004指标名称及时性指标定义指汇总、处理数据，提供报表能在规定时间内完成，不影响生产副总办的分析计算公式数据采集总装车间数据来源生产副总办数据核对生产副总办统计周期每月一次统计方式考核等级标准及操作说明考核等级：A、B考核标准：及时完成为A、不及时完成为B。考核得分：A得分为5，B得分为2。操作说明：编号：0005指标名称规范性指标定义指能否及时按照工作流程及相关规定，进行文件、资料的管理。计算公式数据采集总装车间数据来源总装车间数据核对总装车间统计周期每月1次统计方式部长工作记录考核等级标准及操作说明考核等级：A、B、C考核标准：能及时规范办理且无差错为A、无差错为B、不规范或有差错为C。考核得分：A得分为5，B得分为3，C得分为1操作说明：编号：0006指标名称及时性指标定义指根据需要，开领料单领用车间所需物质，不影响车间生产或其他人员工作计算公式数据采集总装车间数据来源总装车间数据核对总装车间统计周期每月一次统计方式考核等级标准及操作说明考核等级：A、B考核标准：及时完成为A、不及时完成为B。考核得分：A得分为5，B得分为2。操作说明：编号：0007指标名称及时性指标定义指在得到质量问题的信息时，能迅速做出反应，分析原因，采取措施，解决问题计算公式数据采集总装车间数据来源总装车间数据核对总装车间统计周期每月一次统计方式考核等级标准及操作说明考核等级：A、B考核标准：及时完成为A、不及时完成为B。考核得分：A得分为5，B得分为2。操作说明：编号：0008指标名称有效性指标定义指所采取的措施得到落实程度及对问题解决产生的效果。计算公式数据采集总装车间数据来源总装车间数据核对品保部统计周期每月一次统计方式数据考核等级标准及操作说明考核等级：A、B、C考核标准：措施落实到位且效果显著为A、措施落实且有一定效果为B、措施未被落实或落实后效果不明显为C。考核得分：A得分为5，B得分为3，C得分为1。操作说明：编号：0009指标名称提高程度指标定义指通过持续改进，各项指标提高的程度。计算公式数据采集总装车间数据来源总装车间数据核对总装车间统计周期每年一次统计方式数据考核等级标准及操作说明考核等级：A、B、C考核标准：各项指标完全达到预期目标为A、各项指标虽未完全达到目标但都有提高为B、各项指标在原有基本上没有提高为C。考核得分：A得分为5，B得分为3，C得分为0。操作说明：编号：0010指标名称及时性指标定义指在新品试制中，按照工作流程完成生产技术文件的编制。计算公式数据采