年产15万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计-脱乙烷塔部分

辽宁石油化工大学继续教育学院论文毕业设计（论文）题目：年产15万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计——脱乙烷塔部分姓名：专业：化学工程与工艺学院：继续教育学院学习形式：函授助学单位：指导教师：2015年3月年产15万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15万吨异丙醇装置丙烯精制工段设计，年工作时间为8000小时，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；Yearlyproduces150,000t/aisopropylalcoholinstallmentpropylenepurificationconstructionsectiontechnologicaldesign--deethanizationcolumnpartAbstractThisdesignisbasedonpropylenerefiningunitfortheprototype.Myprojecttopicistheyearlyproduces150,000tonisopropylalcoholinstallmentpropylenepurificationconstructionsectiontodesign-thedeethanizationcolumnpart.,startedperiod8000hours/year,materialcompositionofC20,C3=,C30,iC40,andothercomponents,accordingtotheboilingpointofeachcomponentandrelativevolatilityofthedifferentcomponentstoseparate.Thisdesignusesamulti-componentdistillationprocessbydecreasingvolatilityprogram,processdesignoftwotowersthatethanetowerisolatedC02,thenseparationofpropylenedistillationtowerbottomfromtheC03andC04andasmallamountofwatertowertopbypropylene,thepurityoftheabove.Propyleneasaproductadevicefortheproductionofpolypropyleneandisopropylalcoholtoproviderawmaterials.Propanetowerbottomoilasacommodityorlightafireafteradevicesoldasacommodity,oilfires,ordo.

Design,inturnthemassbalance,heatbalance,therelatedtechnologytowerstructurecalculation,andcalculationofheattransferequipmentandancillaryequipmentselection,anddatawereplottedaccordingtothedesignautomationflowchart.Equipmentselectionisdonemainlyaccordingtotheactualsite,takingintoaccounttheprocesscontrolrequirementsandeconomicrationality.

Withtheriseofadvancedcontroltechnology,thekeycontroltargetrangefromthecontrolvaluecontroltochange,adjusttherelationshipbetweenvariablesandcontrolvariablesbyasinglepairofone-waytransformationofmultivariablepredictivecontrol.Itisthedevicecontrollingthedirectionoftechnologydevelopment,isgraduallyspread.Inorderforthedevicetofacilitatefutureadvancedcontrol,wedesign,attentiontotowertoptemperature,thebottomofthecolumntemperatureandflowindicatorsarebacktokeepalargeoperationflexibility.

Keywords:ethanetower;propylenedistillationcolumn;materialbalance;heatbalance;第1章概述 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丙烯生产方法的确定 11.4丙烯精制工艺流程的叙述 2第2章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 42.1.3脱乙烷塔的物料平衡 62.2丙烯塔的物料衡算 62.2.1丙烯塔的进料量及进料组成 62.2.2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 8第3章脱乙烷塔和丙烯精制塔工艺条件的确定 93.1脱乙烷塔工艺条件的确定 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 123.2.1操作压力的确定 123.2.2回流温度的确定 133.2.3塔顶温度的计算 133.2.4塔底温度的计算 143.2.5进料温度的计算 143.2.6丙烯塔操作条件汇总 15第4章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 184.1.3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 194.1.5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 214.2.1最小回流比的计算 214.2.2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 244.2.6丙烯塔塔板数计算结果汇总 24第5章热量衡算 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 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 30第6章脱乙烷塔工艺尺寸确定 326.1塔径的确定 326.1.1计算塔内气、液相密度 326.1.2计算气、液相负荷 346.1.3塔径的估算 356.1.4计算实际空塔气速 376.2浮阀塔板结构尺寸确定 376.2.1塔板布置 376.2.2溢流装置设计计算 396.2.3出口堰高度 396.3塔板流体力学验算 406.3.1塔板压力降的计算 406.3.2雾沫夹带校核 426.3.3液泛校核 436.4塔板负荷性能图 446.5塔高的确定 466.6塔板结构尺寸设计结果汇总 47结论 49谢辞 50参考文献 51PAGE30第1章概述1.1丙烯的性质及用途性质：烯在常温常压下为无色可燃性气体，比空气重，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限（体积），可溶于乙醇和乙醚，微溶于水是一种属低毒类物质。相对分子质量42.08，密度0.5139kg/m(20/4℃)，冰点-185.3℃，沸点-47.4℃。易燃，爆炸极限为2%-11%。用途：丙烯是石油化工基本原料之一，可用以生产多种重要有机化工原料，可以生产丙烯腈，环氧丙烷，环氧氯丙烷，异丙醇，丁醇，辛醇等，也可直接合成聚丙烯，乙丙烷等。丙稀可做聚丙稀、异丙醇的原料，还可做腈纶、丙烯睛等产品的原料，丙烯在我国的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。1.2丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位来源：由蒸汽裂解和炼油厂联产的丙烯仍占全球丙烯供应的大部分，目前，世界上66%的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品，32%来自炼油厂催化裂化（FCC）生产汽、柴油的副产品，少量（约2%）由丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应得到。在化工生产中的地位：丙烯是仅次于乙烯的一种重要有机石油化工基本原料。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。1.3丙烯生产方法的确定在基本有机化工生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较为常见，因为各组分在采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而按挥发度递增的顺序依次采出馏分的流程方法中，除最难挥发组分外。其他组分在采出前要经过多次汽化和冷凝才能得到产品，能量（热量和冷量）消耗大。并且由于物料的内循环增多，使物料的处理量增大，塔径也相应增大，再沸器和冷凝器的传热面积也增大，设备费用投资增大，公用工程消耗增多，所以本设计采用常温加压分离方法，采用相对挥发度递减顺序流程方案分离出丙烯。1.4丙烯精制工艺流程的叙述来自气分车间的碳三进入原料罐内，罐中碳三经脱乙烷塔进料泵再经流量控制阀、原料预热器预热后由进入脱乙烷塔，采用精馏原理，对碳三中的碳二进行分离，塔顶馏分进入分凝器至回流罐，塔顶不凝器由回流罐顶经控制阀进入高压罐网，回流罐液体靠回流泵再经控制阀打回塔顶，为塔盘提供液相介质，塔底重沸器采用0.9Mpa蒸汽供热，塔底一部分液相经塔底重沸器返回第一层塔盘下，提供气相介质，另一部分作为丙烯精制塔进料靠两塔之间压差、经流量控制阀压入丙烯精制塔。丙烯和丙烷的混合物从进料层流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底馏分一部分经塔底重沸器返回第一层塔板下，另一部分经流量控制阀、流量计送产品罐区。丙烯精制塔顶的轻组分即丙烯径冷凝器再经回流罐最后经控制阀，一部分打回流，一部分经产品泵送至丙烯后冷，根据需要送聚合或水合。

第2章丙烯精制装置的物料衡算2.1脱乙烷塔的物料衡算2.1.1脱乙烷塔的进料量及进料组成年处理量15万吨，年工作时间8000小时，则原料质量流量为（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：kg/h乙烷的摩尔分数：摩尔分数与质量分数换算关系如下式。式中xW1、xW2、……、xWn——各组分在料液中的质量分数；M1、M2、……、Mn——各组分的摩尔质量。则：平均摩尔质量M：平均摩尔质量用下式计算。M=M1x1+M2x2+……+Mnxn式中x1、x2、……、xn——各组分在料液中的摩尔分数；M1、M2、……、Mn——各组分的摩尔质量。则：M=30.07×0.0351+42.08×0.7381+44.10×0.2166+58.12×0.102=42.27（kg/kmol）原料的摩尔流量：(kmol/h)其中乙烷的摩尔流量：(kmol/h)原料各组分组成及流量见下表。表1脱乙烷塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C2o556.042.518.473.5130C3=16347.6973.5388.3773.8142C3o5026.6322.6113.9721.6644iC4o311.381.405.361.0258∑22241.75100526.181002.1.2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（C3=）作为重关键组分，根据产品质量指标，C3=在塔顶产品中的含量≯30%，C2在塔底产品中的含量≯0.01%（mol%），进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图1。图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塔顶馏出液量和塔底釜液量组分进料F(kg/h)塔顶馏出液D(kg/h)塔底釜液W(kg/h)C2556.04-0.0001w0.0001wC3=16347.690.3D-0.3DC3o5026.630iC4o311.380∑22241.75DW列全塔物料衡算式：D+W=22241.75556.04+0.3D-0.0001W=D解得：D=789.85(kg/h)W=21451.9(kg/h)求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表3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%C2552.897018.3976.562.140.010.070.01C3=236.69305.6323.4416110.7375.10382.8676.22C3o00005026.6323.44113.9822.70iC4o0000311.381.455.361.07∑789.8510024.0210021451.9100502.271002.1.3脱乙烷塔的物料平衡脱乙烷塔物料平衡数据见表。表4脱乙烷塔物料平衡汇总表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%C2556.042.5018.483.51552.897018.3976.562.140.010.070.01C3=16347.6973.50388.3773.81236.96305.6323.4416110.7375.10302.8676.22C3o5026.6322.60113.9721.6600005026.6323.44113.9822.70iC4o311.381.405.361.020000311.381.455.361.07∑22241.75100461.73100789.8510024.0210021451.9100502.211002.2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=21451.9(kg/h)原料各组分组成及流量见下表。表5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)C22.140.010.070.0130.07C3=16110.7375.10302.8676.2242.08C3o5026.6323.44113.9822.7044.10iC4o311.381.455.361.0758.12∑21451.9100502.211002.2.2丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成选丙烯（C3=）为轻关键组分，丙烷（C3o）为重关键组分，根据产品质量指标，丙烷（C3o）在塔顶产品中的含量≯0.45%，丙烯（C3=）在塔底产品中的含量≯1.0%（mol%），进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图4。图2丙烯塔物料衡算图组分进料F(kg/h)塔顶馏出液D(kg/h)塔底釜液W(kg/h)C2o2.141.880C3=16110.73-0.01W0.01WC3o5026.630.04D-0.0045DiC4o311.380272.62∑21451.9DW（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。列全塔物料衡算式21451.9=W+D16110.73+0.0045D-0.01W=D解得：D=16130.1(kg/h)W=5321.9(kg/h)（2）求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表6丙烯塔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%C22.140.010.070.020000C3=16057.5199.55381.5999.5553.221.001.261.00C3o72.590.441.650.434954.2793.00112.3493.00iC4o0000311.386.007.066.00∑16130.1100383.311005321.9100120.661002.2.3丙烯塔的物料平衡丙烯塔物料平衡数据见表。表7丙烯塔物料平衡汇总表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%C22.140.010.070.012.140.010.070.020000C3=16110.7375.10302.8676.2216057.5199.55381.5999.5553.221.001.261.00C3o5026.6323.44113.9822.7072.590.441.650.434954.2793.00112.3493.00iC4o311.381.455.361.070000311.386.007.066.00∑21451.9100502.2110016130.1100383.311005321.9100120.66100

第3章脱乙烷塔和丙烯精制塔工艺条件的确定3.1脱乙烷塔工艺条件的确定3.1.1操作压力的确定塔顶采用水作冷却剂，设水温为25℃，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高10℃，则回流罐中冷凝液的温度为35℃。因为脱乙烷塔塔顶产品中有乙烷，乙烷以不凝汽的方式排出，故脱乙烷塔顶的冷凝器为分凝器。脱乙烷塔的塔顶出料形式见右图：为塔顶第一块板上升的气体组成；为回流液体的组成；为脱乙烷顶的产品组成。整理后得：并检验符号说明：V——第一板上升的蒸汽量y1——第一板上升蒸汽的摩尔组成L——回到第一板的液体量（回流量）x1——回到第一板液体的摩尔组成D——塔顶产品采出量yD——塔顶产品的摩尔组成e——塔顶汽相的液化率取回流比若＞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。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。组分T＝35℃设P=3.4MPaT＝35℃设P=3.55MPakiyikiyi0.76561.3450.75570.57861.3460.75520.41700.56920.23440.541.81130.42460.551.77920.57810.43411.00.00320.99511.0033注：第二列数据见表2。当回流罐压力为3.35MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和≈1，故回流罐压力为3.4MPa。设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶＝3.5MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底＝3.6Pa；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＝3.55MPa。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＝35℃。3.1.3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。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。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。组分y1iP=3.5MPa，设T=45℃P=3.5MPa，设T=47℃kikiC20.57681.570.36621.580.3651C3=0.42320.660.63640.670.6316∑1.00001.00260.9987注：第二列数据见表2。当塔顶温度为47℃时，满足归一条件，平衡液相组成之和=1，故塔顶温度为47℃。3.1.4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。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。组分xi=xWiP=3.6MPa，设T=78℃P=3.6MPa，设T=79℃kiMPakixikikixiC20.00012.120.00022.140.0002C3=0.76221.020.77741.0250.7813C3o0.22700.950.21570.960.2179iC4o0.01070.500.00540.50.0055∑1.00000.99871.0049注：第二列数据见表2。当塔底温度为78℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和≈1，故塔底温度为78℃。3.1.5进料温度的计算脱丙烷塔采用饱和液相进料，故应采用泡点方程计算进料温度。在进料压力下，假设泡点温度，由p-T-k图查得料液各组分的平衡常数，并进行相关计算如下表。组分xi=xFiP=3.55MPa，设T=72℃P=3.55MPa，设T=73℃kikixikikixiC20.03512.060.07232.080.0730C3=0.73810.980.72330.990.7307C3o0.21660.90.19490.910.1971iC4o0.01020.460.00470.470.0047∑1.00000.99521.005注：第二列数据见表2。当进料温度为72℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和≈1，故进料温度为72℃。3.1.6脱乙烷塔操作条件汇总脱乙烷塔操作条件见表。表8脱乙烷塔操作条件项目塔顶进料塔釜回流压力（MPa）3.53.553.63.4温度（℃）477278353.2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冷却剂，设水温为25℃，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高15℃，则回流罐中冷凝液的温度为40℃。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。组分xi=xDiT=40℃，设P=1.8MPaT=40℃，设P=1.7MPakikixikikixiC20.00022.50.00052.550.0005C3=0.99550.990.985510.9955C3o0.00430.920.00400.930.0040∑1.00000.99991.00注：第二列数据见表4。当回流罐压力为1.70MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和≈1，故回流罐压力为1.7MPa。设塔顶到回流罐的压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶＝1.8MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底＝1.9MPa；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＝1.85MPa。3.2.2回流温度的确定回流液温度即为全凝器的冷凝温度，T回＝40℃。3.2.3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。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。组分yi=y1i=xDiP=1.8MPa，设T=50℃P=1.8MPa，设T=43℃kikiC20.00022.70.00012.50.0001C3=0.99551.0050.99051.00.0.9955C3o0.00430.910.00480.90.0048∑1.00000.99541.0004注：第二列数据见表4。当塔顶温度为41℃时，满足归一条件，平衡液相组成之和=1，故塔顶温度为41℃。3.2.4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。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。组分xi=xWiP=1.9MPa，设T=53℃P=1.9MPa，设T=54℃kikixikikixiC3=0.01041.150.01201.160.0121C3o0.93101.0250.95431.030.9589iC4o0.05850.510.02980.520.0304∑1.00000.99611.0014注：第二列数据见表4。当塔底温度为54℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和≈1，故塔底温度为54℃。3.2.5进料温度的计算脱丙烷塔底的饱和液体靠自压进入异丁烯塔，故异丁烯塔的进料状态为饱和液体，进料温度采用泡点方程计算。在进料压力下，假设泡点温度，由p-T-k图查得料液各组分的平衡常数，并进行相关计算如下表。组分xi=xFiP=1.85MPa，设T=45℃P=1.85MPa，设T=46℃kikixikikixiC20.00012.510.00032.550.0003C3=0.76221.020.78131.030.7851C3o0.22700.930.21110.940.2134iC4o0.01070.440.00470.4450.0048∑1.00000.99741.0036注：第二列数据见表4。当进料温度为46℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和≈1，故进料温度为46℃。3.2.6丙烯塔操作条件汇总丙烯塔操作条件见表：表9丙烯塔操作条件汇总表项目塔顶进料塔釜回流压力（MPa）1.81.851.91.7温度（℃）41465440

第4章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。（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C3=组分为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。组成塔顶，T=47℃，P＝3.4MPa塔底，T=78℃，P＝3.6MPakikiC21.512.17C3=0.6811.0411C3o0.620.910.960.920.91iC4o0.310.500.500.520.512．θ值计算根据＞＞，可知2.17＞＞1.00。通过试差法计算值。设=2.13，计算结果详见下表。组成xFi%xFiC23.512.170.07620.041.905C3=73.811.000.7381-1.13-0.65C3o21.660.910.1971-1.22-0.16iC4o1.020.500.0052-1.62-0.003∑100-3.93-1.092注：第二列数据见表2。因为，所以而计算结果，误差较大，需要重新计算。再设=2.08，计算结果详见下表。组成xFi%xFiC23.512.170.07620.090.85C3=73.811.000.7381-1.08-0.68C3o21.660.910.1971-1.17-0.17iC4o1.020.500.0052-1.58-0.003∑100-0.003当=2.08时，，故取=2.083．最小回流比计算将=2.08带入到方程中，计算Rmin。Rmin计算过程详见下表。组成xDi%xDiC22.170.76561.66140.09018.46C3=1.000.23440.2344-1.08-0.22C3o0.9100-1.170iC4o0.5000-1.580∑18.24注：第三列数据见表2。所以Rmin＝18.24－1＝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，=2.17根据表2的数据，把相关条件带入芬斯克方程可得：4.1.3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，采用简捷法计算理论板数。计算示例：取R=20，则查吉利兰关联图得则整理得N=254.1.4实际塔板数的确定1．确定塔板效率全塔效率由下式计算。式中——塔顶与塔底平均温度下组分i的液相黏度，mPas。根据表7计算定性温度℃查得60.55℃各组分粘度得：组分xFi%(mPas)xFi(mPas)C3=0.73810.0800.06C3o0.21660.0730.02iC4o0.01020.1000.001∑0.081注：乙烷的粘度用乙烷在同温度下的气体粘度代替，第二列数据见表2。注：实际塔板效率达不到75.02%，则选取60%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根据现场实际，取脱乙烷塔的塔板数为42块。4.1.5实际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根据公式计算。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。根据表2的数据，将相关条件带入方程可得：=m+n=42解方程组可得：精馏段塔板数n=5提馏段塔板数m=37进料口取三个，分别是由上向下数的第5块和第7、9块板上。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10脱乙烷塔操作条件汇总表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17.24201225420.6第5，7,9块板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C3o组分为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。组成塔顶，T=41℃，P＝1.8MPa塔底，T=54℃，P＝1.9MPakiki’2.42.792.702.652.72C3=0.941.13C3o0.861.01.021.01.00iC4o0.410.480.510.50.492．θ值计算根据＞＞，可知1.13＞＞1.00。通过试差法计算值。设=1.027，计算结果详见下表。组成xFixFi0.00012.720.000271.6930.00016C3=0.76221.130.86130.1038.3621C3o0.22701.000.2270-0.027-8.4074iC4o0.01070.490.00520.537-0.0097∑1.0000-0.05484注：第二列数据见表4。因为，所以而计算结果，误差较大，需要重新计算。再设=1.0271，计算结果详见下表。组成xFixFi0.00012.720.000271.6290.00016C3=0.76221.130.86130.10298.3703C3o0.22701.000.2270-0.0271-8.3764iC4o0.01070.490.0052-0.5371-0.0097∑1.0000-0.0156当=1.0271时，≈1，故取=1.0271。3．最小回流比计算将=1.0271带入到方程中，计算Rmin。Rmin计算过程详见下表。组成xDi%xDi2.720.020.00051.69290.0003C3=1.1399.551.124900102910.9320C3o1.000.00430.0043-0.0271-0.1587∑5.3510010.7736注：第三列数据见表4。所以Rmin＝10.7736－1＝9.77364.2.2最少理论塔板数的计算根据前面相对挥发度的计算可知，=1.13根据表4的数据，最少理论板数采用芬斯克方程计算。4.2.3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。查吉利兰关联图得则N=148不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表。RN160.360.34132180.430.28121190.460.26117200.490.24115210.510.22110220.530.20101由计算结果可以看出当R=18～22之间塔板数变化最慢，所以确定回流比为21则理论板数为110块。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。根据表8数据计算定性温度℃查得48.19℃各组分粘度得：组分xFi(mPas)xFi(mPas)C3=0.76220.0740.0564C3o0.22700.0860.0192iC4o0.01070.0890.0013∑0.99990.0769注：第二列数据见表4。z注：实际塔板效率达不到89.35%，则选58.5%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根据现场实际，取丙烯塔的塔板数为188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根据公式计算。及根据表4的数据，将相关条件带入方程可得：=.m+n=188解方程组可得：精馏段塔板数n=55提馏段塔板数m=133进料口取三个，分别是由上向下数的第55块和第57、59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。表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9.7736218711718898.35第55、57、59块板

第5章热量衡算5.1脱乙烷塔热量衡算热量衡算示意图见图6。1212图3脱乙烷塔热量衡算示意图5.1.1脱乙烷塔再沸器热负荷的计算选图3中2框作为计算再沸器热负荷的范围：热量衡算式为：＋＋＝＋＋＝＋＋－－—再沸器的热负荷，kJ/h；—进料带入的热量，kJ/h；—塔顶蒸气带出的热量，kJ/h；—回流液带入的热量，kJ/h；—釜液液带出的热量，kJ/h；—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℃＝0进料热负荷的计算进料状态为饱和液体，进料温度为72℃，进料压力为3.47Mpa，进料量为22241.75kg/h组分Xi（mol%）Hi（kcal/kg）XiHiC23.511224.825C3=73.8112290.048C3o21.665010.83iC4o1.021081.1016100.00106.8016※此列数据见表3=F·∑=22241.75106.8016=2.38kca=9.96kJ/h塔顶热负荷的计算物料为饱和气体，温度为47℃，压力为3.5Mpa，物料量为（R+1）789.85kg/h；R＝20组分Xi（mol%）※Hi（kcal/kg）XiHiC276.56172131.68C3=23.4417240.32∑100.00172※此列数据见表5=V·∑=21×789.85×106.8016=2.85kcal/h=1.19kJ/h塔底热负荷的计算物料为饱和液体，温度为78℃，压力为3.6Mpa，物料量为21451.9kg/h组分Xi（mol%）※Hi(kcal/kg)XiHiC20.011280.0128C3=76.2212897.5616C3o22.705412.258iC4o1.071101.177∑100.00111.0094※此列数据见表3=W·∑=21451.9×172=2.38kcal/h=9.96kJ/h再沸器热负荷的计算物料为饱和液体，温度为35℃，压力为3.35Mpa，物料量为20×789.85kg/h；（R=20）组分Xi（mol%）Hi(kcal/kg)XiHiC276.569371.2008C3=23.449321.7922∑100.0093※此列数据见表5=R·∑=789.85×20×93=1.47kcal/h=6.15kJ/h取QB的10％。∴0.9＝＋－－则再沸器的热负荷：＝1.53kcal/h＝6.41kJ/h5.1.2脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算选图3中1框作为计算冷凝器热负荷的范围：热量衡算式为：＝＋＋—冷凝器的热负荷kcal/h—塔顶蒸气带入11范围的热量kcal/h—回流液带出1框的热量kcal/h—塔顶产品带出1框的热量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℃＝0冷凝器热负荷的计算物料为饱和气体，温度为35℃，压力为3.35Mpa，物料量为789.85kg/h；组分Xi（mol%）※Hi(kcal/kg)XiHiC276.56168128.62C3=23.4416839.38∑100.00168此列数据见表3=D·∑XiHi=789.85×168=5.57kcal/h脱乙烷塔冷凝器的热负荷：＝－－＝1.247kcal/h＝5.52kJ/h5.2丙烯塔的热量衡算丙烯塔热量衡算示意图见图42121图4丙烯塔热量衡算示意图5.2.1再沸器热负荷的范围选图4中2框作为计算再沸器热负荷的范围：热量衡算式为：＋＋＝＋＋＝＋＋－－—再沸器的热负荷kJ/h—进料带入的热量kJ/h—塔顶蒸气带出的热量kJ/h—回流液带入的热量kJ/h—釜液液带出的热量—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的10％）kJ/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℃＝0进料热负荷Q的计算脱乙烷塔底的物料直接进入丙烯塔，进料温度为46℃，进料压力为1.85Mpa，进料量为21451.9kg/h组分Xi（mol%）※Hi(kcal/kg)XiHiC20.011020.017C3=76.22102114.274C3o22.704225.65iC4o1.07920.9844∑100140.91※此列数据见表4=F·∑XiHi=21451.9×140.91=3.02kcal/h=1.26kJ/h塔顶热负荷的计算物料为饱和气体，温度为41℃，压力为1.8Mpa，物料量为（R+1）16130.1kg/h；R＝21组分Xi（mol%）Hi(kcal/kg)XiHiC20.021790.0358C3=99.55179178.1945C3o0.431130.4859∑100.00178.7162=V·∑XiHi=21×16130.1×178.7162=6.05kcal/h=2.53kJ/h塔底热负荷的计算物料为饱和液体，温度为54℃，压力为1.9Mpa，物料量为5321.9kg/h；表40组分Xi（mol%）Hi(kcal/kg)XiHiC3=1.051031.08C3o93.1010294.96iC458.59756.745∑100152.785=W·∑XiHi=5321.9×152.785=0.81kcal/h=3.39kJ/h回流罐热负荷的计算物料为饱和液体，温度为40℃，压力为1.7Mpa，物料量为21×16130.1kg/h；（R=21）组分Xi（mol%）Hi(kcal/kg)XiHiC20.02950.19C3=99.559594.57C3o0.43260.1118iC4100.0094.87=R∑·∑XiHi=21×16130.1×94.87=3.21kcal/h=1.35kJ/h取的10％。∴0.9＝＋－－则丙烯塔再沸器的热负荷：＝3.72kcal/h＝1.55kJ/h5.2.2丙烯塔冷凝器热负荷的计算选图4中1框作为计算冷凝器热负荷的范围：热量衡算式为：＝＋＋—冷凝器的热负荷kJ/h—塔顶蒸气带入1框范围的热量kJ/h—回流液带出1框的热量kJ/h—塔顶产品带出1框的热量kJ/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℃＝0冷凝器热负荷的计算物料为饱和气体，温度为40℃，压力为1.7Mpa，物料量为16130.1kg/h；组分Xi（mol%）Hi(kcal/kg)XiHiC20.021780.04C3=99.55178117.20C3o0.431110.48∑100.00177.72=D·∑XiHi=16130.1×177.72=2.86kcal/h=1.20kJ/h丙烯塔冷凝器的热负荷：＝－－＝4.529kcaL/h=1.90kJ/h第6章脱乙烷塔工艺尺寸确定6.1塔径的确定6.1.1计算塔内气、液相密度计算液体密度对于液体混合物，其密度可由下式计算。式中——液体混合物的平均密度，kg/m3；i——液体混合物中纯i组分的密度，kg/m3；——液体混合物中i组分的质量分数。1．塔顶液体密度塔顶温度为47℃。查得51℃时各纯组分液体密度，计算结果如下表。组分Wt%i(kg/m3)C20.70339.90.002059C3=0.304520.0006637∑1.=SUM(ABOVE)00.002723注：第二列数据见表4。0.002723=367.24kg/m32．塔底液体密度塔底温度为78℃。查得78℃时各纯组分液体密度，计算结果如下表。组分Wt%i(kg/m3)C20.000100C3=0.75113700.00203C3o0.23433800.00062iC40.01454800.00003∑1.00000.00268注：第二列数据见表4。=0.00268则=373.1343kg/m计算气体密度对于气体混合物，其密度可由下式计算。式中——气体混合物的平均密度，kg/m3；P——气体的压力，kPa；M——气体的平均摩尔质量，kg/kmol；R——通用气体常数，R=8.314kJ/(kmol·K)；T——气体的温度，K；Z——压缩系数，根据对比温度Tr及对比压力Pr查图求取。式中PCi——临界压力，kPa；TCi——临界温度，K；yi——气体混合物中i组分的摩尔分数。1．塔顶气体密度塔顶温度为47℃，压力为3.5MPa，查得各纯组分的PCi、TCi，计算结果如下表。组分yi(mol%)TCi(K)PCi(MPa)yiTCiyiPCiMi(kg/kmol)yiMiC20.7656305.274.88233.713.7430.0723.02C3=0.2344364.604.6185.461.0842.089.864∑1.00=SUM(ABOVE)0319.184.8232.884注：第二列数据见表4。根据Tr及Pr查图得：Z=0.688kg/m32．塔底气体密度塔底温度为78℃，压力为3.6MPa，查得各纯组分的PCi、TCi，计算结果如下表。组分yi(mol%)TCi(K)PCi(MPa)yiTCiyiPCiMi(kg/kmol)yiMiC20.0001305.274.880.030.00049300.003C3=0.7622364.64.61277.893.51374232.01C3o0.2270369.674.2583.910.9652449.99iC40.0107407.993.64774.370.0400580.62∑1.000366.214.510042.623注：第二列数据见表4。 根据Tr及Pr查图得：Z=0.538kg/m塔内气、液相密度计算结果汇总塔顶与塔底气、液相密度数据见表47。表12塔顶与塔底气、液相密度数据表项目气相密度(kg/m3)液相密度(kg/m3)塔顶62.743367.24塔底97.37373.13436.1.2计算气、液相负荷1．精馏段气、液相负荷气相流量V=（R+1）D=（20+1）×24.02=504.42kmol/h液相流量L=RD=20×24.02=480.4kmol/h换算成质量流量：V=504.42×32.813=16551.53kg/hL=480.4×32.813=13854.07kg/h换算成体积流量：=0.0732．提馏段气、液相负荷进料状态为饱和液体，因此q=1气相流量=V=504.42kmol/h液相流量=L+qF=L+F=504.42+502.21=1006.63kmol/h换算成质量流量：=504.42×42.6226=21499.69kg/h=1006.63×42.6226=42905.199kg/h换算成体积流量：=0.0613．塔内气液两相负荷计算结果汇总气液两相负荷见表48。表13塔内气液两相负荷项目气相负荷液相负荷m3/hm3/sm3/hm3/s精馏段263.800..07342.920.012提馏段220.80.061114.990.036.1.3塔径的估算最大允许气速取板间距HT=0.45m，取板上液层高度hL=0.08mHT－hL=0.45－0.08=0.37m1．计算液相表面张力式中——液体表面张力，mN/m。精馏段塔顶温度为47℃，查得47℃时各纯组分液体表面张力，计算结果如下表。组分wt%(dyn/cm)C20.7//C3=0.34.28761.28628∑1.=SUM(ABOVE)01.28628=1.28628mN/m提馏段塔底温度为78℃，查得78℃时各纯组分液体表面张力，计算结果如下表。组分wt%(dyn/cm)C20.01//C3=0.7511.1360.8515∑1.00.8515=1.0689dyn/cm2．计算负荷因子C精馏段计算史密斯关联图横坐标查取史密斯关联图得：=0.065=6提馏段计算史密斯关联图横坐标查取史密斯关联图得：C20=0.034=3．计算最大允许气速umax精馏段m/s提馏段m/s初估塔径D精馏段适宜空塔气速u=（0.6～0.8）umax，取u=0.6umax所以u=0.6×0.084=0.0504m/sm提馏段取u=0.6umax所以=0.6×0.03=0.018m/sm由计算结果可知提馏段气相负荷较大，故塔板设计以提馏段为准，塔径为2.2米。6.1.4计算实际空塔气速=0.016m/s6.2浮阀塔板结构尺寸确定6.2.1塔板布置1．浮阀型式选择F1型重阀，阀重33g，阀孔直径Φ39mm，阀片直径Φ48mm，浮阀最大开度为8.5mm，最小开度为2.5mm。2．溢流型式由于塔直径小于2.2m，所以采用单溢流塔板，查阅资料得单溢流型塔板结构参数见表51。表14单溢流型塔板结构参数塔径Dmm塔截面积AT/m2板间距HT/mm弓形降液管降液管截面积Af/m2Af/ATlW/D堰长lWmm宽度Wdmm22003.845013202420.4480.1180.6确定用37个浮阀3．计算阀孔气速在浮阀塔的操作中，其性能往往以板上所有浮阀刚刚全开时为最好，而此时阀孔动能因数在9～12之间。根据浮阀刚刚全开时的阀孔动能因数=9～12取=12式中F0——阀孔动能因数；u0——阀孔气速，m/s；——气体密度，kg/m3。阀孔气速m/s4．浮阀数目N的确定式中d0——阀孔直径，d0=0.039m。个根据双溢流型塔板结构参数，查阅相关资料，得到浮阀数见表19。表15浮阀数塔径DmmAf/AT弓形降液管浮阀数开孔率堰长lWmm宽度Wdmm22000.05213202424213.2%所以确定用浮阀37个，开孔率<10%，满足要求。核算实际阀孔气速：m/s核算阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9～12范围内。6.2.2溢流装置设计计算选双溢流塔板，弓形降液管，不设进口堰。1．堰长=0.6D=1.32m2．溢流堰上液流高度对于平堰式中L——塔内液体流量，m3/s；E——液流收缩系数，一般情况下可近似取E值为1。mm6.2.3出口堰高度=－取=0.08m=0.08－0.046=0.034m对于常压塔和加压塔，hw一般在0.03～0.05m范围内，符合设计要求。4．降液管底隙高度式中L——塔内液体流量，m3/s；——液体通过降液管底隙时的流速，m/s，根据经验，一般可取=0.07～0.25m/s。取降液管底隙处液体流速=0.07m/s=0.32m因为塔径较大，根据资料取为50mm。核算液体通过降液管底隙时的流速。=0.45m/s与经验值相比，液体通过降液管底隙时的流速稍大。5．液体在降液管内停留时间式中Af——降液管截面积，m2；——液体在降液管内停留时间，s；HT——塔板间距，m；L——液相负荷，m3/s。为保证气相夹带不致超过允许的程度，降液管内液体停留时间不应小于3～5s。计算结果显示，＞5s，故降液管可用。6.3塔板流体力学验算6.3.1塔板压力降的计算气体通过塔板的压力降hP可表示为hP=hC+hl+h式中hP——塔板总阻力，m液柱；hC——干板阻力，m液柱；hl——塔板上充气液层的阻力，m液柱；hσ——液体表面张力所造成的阻力，m液柱。1．干板阻力对FI型重阀，干板阻力可用以下经验公式求取。若浮阀全开前（u0＜），则若浮阀全开后（u0＞），则式中u0、u0c——阀孔气速、阀孔临界孔速，m/s；、——液相、气相密度，kg/m3。临界孔速可用下式求取。计算临界流速m/s由于<，故m2．塔板上充气液层的阻力塔板上充气液层的阻力一般采用经验公式计算。hl=εohL式中hL——板上液层高度，m；εo——充气因数，无因次；当液相为碳氢化合物时，εo＝0.4～0.5。取εo=0.5hl=εohL=0.5×0.08=0.040m3．液体表面张力所造成的阻力由于浮阀塔的hσ值通常很小，可以忽略。因此气体通过塔板的总阻力：hP=0.101+0.040=0.141m4．气体通过塔板的压力降式中——气体通过塔板的压力降，Pa；——液相密度，kg/m3。Pa一般情况下常压和加压塔中每块浮阀塔板的压强降为265～530Pa，因此符合要求。6.3.2雾沫夹带校核本设计采用验算泛点率F1作为估算雾沫夹带量大小的指标。一般大塔的泛点率F1＜80～82％。泛点率可按下面的两个经验公式计算，并取两者中的较大者为F1。F1=×100％F1=×100％式中ZL——板上液体流径长度，对双溢流塔板，ZL＝－2Wd，m；D——塔径，m；Wd、W′d——弓形降液管宽度，m；AT——塔截面积，m2；Ab——板上液流面积，对双溢流塔板，Ab=AT－2Af，m2Af为弓形降液管截面积，m2；CF——泛点负荷系数，可根据气相密度ρv及板间距HT查得；K——物性系数，其值可查表求取。板上液体流径长度ZL＝D－2Wd=2.2－0.48=1.76m板上液流面积Ab=AT－2Af=3.8－2×0.448=2.904m2物性系数K取1.0。查图得泛点负荷系数CF=0.098F1=F1=因此取泛点率为74.2%。6.3.3液泛校核为防止发生液泛，降液管内的液层高度应低于上层塔板的溢流堰上端。为此，在设计中要求：