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年产15万吨异丙醇丙烯精制工段-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 专 学

名: 业: 院:

张潆铎 化学工程与工艺 继续教育学院 函授

学习形式: 助学单位: 指导教师:

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2015 年 3 月

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辽宁石油化工大学继续教育学院论文

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 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;

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Yearly produces 150,000 t/a isopropyl alcohol installment propylene purification construction section technological design -- deethanization column part

Abstract
This design is based on propylene refining unit for the prototype. My project topic is the yearly produces 150,000 ton isopropyl alcohol installment propylene purification construction section to design - the deethanization column part., started period 8000 hours / year, material composition of C20, C3 =, C30, iC40, and other components, according to the boiling point of each component and relative volatility of the different components to separate. This design uses a multi-component distillation process by decreasing volatility program, process design of two towers that ethane tower isolated C02, then separation of propylene distillation tower bottom from the C03 and C04 and a small amount of water tower top by propylene, the purity of the above. Propylene as a product a device for the production of polypropylene and isopropyl alcohol to provide raw materials. Propane tower bottom oil as a commodity or light a fire after a device sold as a commodity, oil fires, or do. Design, in turn the mass balance, heat balance, the related technology tower structure calculation, and calculation of heat transfer equipment and ancillary equipment selection, and data were plotted according to the design automation flow chart. Equipment selection is done mainly according to the actual site, taking into account the process control requirements and economic rationality. With the rise of advanced control technology, the key control target range from the control value control to change, adjust the relationship between variables and control variables by a single pair of one-way transformation of multivariable predictive control. It is the device controlling the direction of technology development, is gradually spread. In order for the device to facilitate future advanced control, we design, attention to tower top temperature, the bottom of the column temperature and flow indicators are back to keep a large operation flexibility.
Keywords: ethane tower; propylene distillation column; material balance; heat balance;

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目 录
第 1 章 概述 ................................................................... 1 1.1 丙烯的性质及用途.......................................................... 1 1.2 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位 .................................... 1 1.3 丙烯生产方法的确定........................................................ 1 1.4 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.................................................. 3 2.1 脱乙烷塔的物料衡算 ........................................................ 3 2.1.1 脱乙烷塔的进料量及进料组成............................................ 3 2.1.2 脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成 ........................................ 4 2.1.3 脱乙烷塔的物料平衡.................................................... 6 2.2 丙烯塔的物料衡算.......................................................... 6 2.2.1 丙烯塔的进料量及进料组成.............................................. 6 2.2.2 丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成 .......................................... 6 2.2.3 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 ...................................... 9 3.1 脱乙烷塔工艺条件的确定.................................................... 9 3.1.1 操作压力的确定........................................................ 9 3.1.2 回流温度的确定....................................................... 10 3.1.3 塔顶温度的计算....................................................... 10 3.1.4 塔底温度的计算....................................................... 11 3.1.5 进料温度的计算....................................................... 12 3.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总................................................. 12 3.2 丙烯塔工艺条件的确定..................................................... 12 3.2.1 操作压力的确定....................................................... 12 3.2.2 回流温度的确定....................................................... 13 3.2.3 塔顶温度的计算....................................................... 13 3.2.4 塔底温度的计算....................................................... 14 3.2.5 进料温度的计算....................................................... 14 3.2.6 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........................................... 16 4.1 脱乙烷塔塔板数的计算..................................................... 16 4.1.1 最小回流比的计算..................................................... 16 4.1.2 最少理论塔板数的计算................................................. 18 4.1.3 理论塔板数和实际回流比的确定 ......................................... 18 4.1.4 实际塔板数的确定..................................................... 19 4.1.5 实际进料位置的确定................................................... 19 4.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总........................................... 20

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4.2 丙烯塔塔板数的计算....................................................... 4.2.1 最小回流比的计算..................................................... 4.2.2 最少理论塔板数的计算................................................. 4.2.3 理论塔板数和实际回流比的确定 ......................................... 4.2.4 实际塔板数的确定..................................................... 4.2.5 进料位置的确定....................................................... 4.2.6 丙烯塔塔板数计算结果汇总............................................. 第 5 章 热量衡算 .............................................................. 5.1 脱乙烷塔热量衡算......................................................... 5.1.1 脱乙烷塔再沸器热负荷的计算........................................... 5.1.2 脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算........................................... 5.2 丙烯塔的热量衡算 ......................................................... 5.2.1 再沸器热负荷的范围 ................................................... 5.2.2 丙烯塔冷凝器热负荷的计算............................................. 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................................................. 6.1.2 计算气、液相负荷..................................................... 6.1.3 塔径的估算........................................................... 6.1.4 计算实际空塔气速..................................................... 6.2 浮阀塔板结构尺寸确定..................................................... 6.2.1 塔板布置 ............................................................ 6.2.2 溢流装置设计计算.....................................................

21 21 22 22 23 24 24 25 25 25 27 27 28 30 32 32 32 34 35 37 37 37 39

6.2.3 出口堰高度 hw ........................................................ 39 6.3 塔板流体力学验算......................................................... 6.3.1 塔板压力降的计算..................................................... 6.3.2 雾沫夹带校核......................................................... 6.3.3 液泛校核 ............................................................ 6.4 塔板负荷性能图 .......................................................... 6.5 塔高的确定 .............................................................. 6.6 塔板结构尺寸设计结果汇总................................................. 结 论 ........................................................................ 谢 辞 ........................................................................ 参考文献 ...................................................................... 40 40 42 43 44 46 47 49 50 51

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第1章
1.1 丙烯的性质及用途

概述

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 2~11.1% (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。

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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。

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第2章
2.1 脱乙烷塔的物料衡算

丙烯精制装置的物料衡算

2.1.1 脱乙烷塔的进料量及进料组成

FW ?

生产任务 ? 消耗定额 ?1000 年生产时间?8000? ? 脱乙烷塔回收率 ? 丙烯塔回收率 ? 进料丙烯浓度

年处理量 15 万吨,年工作时间 8000 小时,则原料质量流量为

F
乙烷的质量流量:

W

?

15? 104 ? 103 ? 0.82 ? 22241 .75 (kg/h) 8000? 0.95 ? 0.99 ? 0.735

计算示例:以乙烷为例,进行原料组成及流量的换算:

FWC2 ? 22241 .75? 2.5% ? 556.04kg/h
乙烷的摩尔分数: 摩尔分数与质量分数换算关系如下式。

x1 ?

xW 1 M1 xW 1 xW 2 x ? ? ? ? Wn M1 M 2 Mn

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:
xW 1 M1 xW 1 xW 2 ? ? M1 M 2 ? xWn Mn

xC2 % ?

2.5 30.07 ? 2.5 73.5 22.6 1.4 ? ? ? 30.07 42.08 44.10 58.12 ? 3.51%

平均摩尔质量 M: 3

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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:
F? FW 22241075 ? ? 526.18 ( kmol/h ) M 42.27

其中乙烷的摩尔流量:

FC2 ? 22241 .75? 2.5% ? 556.04 ( 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 C2o C3
= o o

kg/h 556.04 16347.69 5026.63 311.38 22241.75

Wt% 2.5 73.5 22.6 1.40 100

kmol/h 18.47 388.37 113.97 5.36 526.18

mol% 3.51 73.81 21.66 1.02 100

摩尔质量 (kg/kmol) 30 42 44 58

C3

iC4 ∑

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(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。

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图 1 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 塔顶馏出液量和塔底釜液量 进料 F 组分 (kg/h) C2 C3 C3
=

塔顶馏出液 D (kg/h)

塔底釜液 W (kg/h) 0.0001w

556.04 16347.69 5026.63 311.38 22241.75

f1 -0.0001w
0.3D 0 0 D

f 2 -0.3D f3 f4
W

o

iC4 ∑

o

列全塔物料衡算式: D+W=22241.75 556.04+0.3D-0.0001W=D 解得: D=789.85 (kg/h) W=21451.9 (kg/h) (2) 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 C2 C3 C3
= o o

塔顶馏出液 kg/h 552.89 236.69 0 0 789.85 Wt% 70 30 0 0 100 kmol/h 18.39 5.63 0 0 24.02 mol% 76.56 23.44 0 0 100 kg/h 2.14 16110.73 5026.63 311.38 21451.9

塔底釜液 Wt% 0.01 75.10 23.44 1.45 100 kmol/h 0.07 382.86 113.98 5.36 502.27 mol% 0.01 76.22 22.70 1.07 100

iC4 ∑

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2.1.3 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 C2 C C
= 3 o 3 o

进料 kg/h 556.04 16347.69 5026.63 311.38 22241.75 Wt% 2.50 73.50 22.60 1.40 100 kmol/h 18.48 388.37 113.97 5.36 461.73 mol% 3.51 73.81 21.66 1.02 100 kg/h 552.89 236.96 0 0 789.85

塔顶馏出液 Wt% 70 30 0 0 100 kmol/h 18.39 5.63 0 0 24.02 mol% 76.56 23.44 0 0 100 kg/h 2.14 16110.73 5026.63 311.38 21451.9

塔底釜液 Wt% 0.01 75.10 23.44 1.45 100 kmol/h 0.07 302.86 113.98 5.36 502.21 mol% 0.01 76.22 22.70 1.07 100

iC4 ∑

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=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 C2 C C
= 3 o 3 o

kg/h
2.14 16110.73 5026.63 311.38 21451.9

Wt% 0.01 75.10 23.44 1.45 100

kmol/h
0.07 302.86 113.98 5.36 502.21

mol% 0.01 76.22 22.70 1.07 100

摩尔质量 (kg/kmol) 30.07 42.08 44.10 58.12

iC4 ∑

2.2.2 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。

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图 2 丙烯塔物料衡算图 进料 F 组分 (kg/h) C2 C3 C3
o

塔顶馏出液 D (kg/h) 1.88

塔底釜液 W (kg/h) 0 0.01W

2.14 16110.73 5026.63 311.38 21451.9

=

f 2 -0.01W
0.04D 0 D

o

f3 -0.0045D
272.62 W

iC4 ∑

o

(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+D 16110.73+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 C2 C3 C3
= o o

塔顶馏出液 kg/h 2.14 16057.51 72.59 0 16130.1 Wt% 0.01 99.55 0.44 0 100 kmol/h 0.07 381.59 1.65 0 383.31 mol% 0.02 99.55 0.43 0 100 kg/h 0 53.22 4954.27 311.38 5321.9

塔底釜液 Wt% 0 1.00 93.00 6.00 100 kmol/h 0 1.26 112.34 7.06 120.66 mol% 0 1.00 93.00 6.00 100

iC4 ∑

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2.2.3 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 C2 C3 C3
=

进料 kg/h 2.14 16110.73 5026.63
o

塔顶馏出液 mol% kg/h Wt% kmol/h mol% kg/h

塔底釜液 Wt% kmol/h mol%

Wt%

kmol/h 0.07 302.86 113.98 5.36 502.21

0.01 75.10 23.44 1.45 100

0.01 76.22 22.70 1.07 10 0

2.14 16057.51 72.59 0 16130.1

0.01 99.55 0.44 0 100

0.07 381.59 1.65 0 383.31

0.02 99.55 0.43 0 100

0 53.22 4954.27 311.38 5321.9

0 1.00 93.00 6.00 100

0 1.26 112.34 7.06 120.66

0 1.00 93.00 6.00 100

o

iC4 ∑

311.38 21451.9

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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。

V ? L?D

L R ?e? V R ?1

V ? y1i ? L ? x1i ? D ? y Di y Di ? k i ? x1i
整理后得: y1i ? y Di ? 并检验

?e ? ? ?1 ? e ?? ? ki ?

?y

1i

?1

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

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取回流比 R ? 20

太小,经反复假设温度,并求出相应的 kixi 直到满足 ? yi ? 1 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

若 ? yi >1 说明所设温度偏高,ki 值太大,若 ? yi <1 说明温度偏低,ki 值

y Di
ki

T=35℃ 设 P=3.4MPa

T=35℃ 设 P=3.55 MPa

xDi ? y Di / ki
yi

e ? ?1 ? e ? ki
0.7557 1.8113

yi

ki

e ? ?1 ? e ? ki
0.7552 1.7792

c2

0.7656 0.2344 1.00

1.345 0.54

0.5786 0.4246 .0032

1.346 0.55

0.4170 0.5781 0.9951

0.5692 0.4341 1.0033

c

? 3

?

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 ? yi ? 1.0032≈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=3.5 MPa;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。

xi ?
i

yi ki yi
i

?x ? ? k

?1

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。

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若 ? xi >1 说明所设温度偏低,ki 值太小,若 ? xi <1 说明温度偏高,ki 值太 大,经反复假设温度,并求出相应的 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。
P=3.5MPa,设 T=45℃ 组分 P=3.5MPa,设 T=47℃

yi 直到满足 ? xi ? 1 为止,此时的温度即露 ki

y1i

ki
1.57 0.66

yi ki
0.3662 0.6364 1.0026

ki
1.58 0.67

yi ki
0.3651 0.6316 0.9987

C2 C3
=

0.5768 0.4232 1.0000



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 ? xl ? 0.9987=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。 y i ? k i xi

? y ? ?k x
i

i i

?1

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 C2 C3 C3 iC
= o

xi=xWi
0.0001 0.7622 0.2270 0.0107 1.0000

P=3.6MPa,设 T=78℃

P=3.6MPa,设 T=79℃

ki MPa
2.12 1.02 0.95 0.50

ki xi
0.0002 0.7774 0.2157 0.0054 0.9987

ki
2.14 1.025 0.96 0.5

ki xi
0.0002 0.7813 0.2179 0.0055 1.0049

o 4



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 ? yi ? 0.9987≈1, 故塔底温度为 78℃。

11

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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。 y i ? k i xi

?y
行相关计算如下表。
组分 C2 C3 C3 iC
= o

i

? ki xi ? 1

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
P=3.55MPa,设 T=72℃ P=3.55MPa,设 T=73℃

xi=xFi
0.0351 0.7381 0.2166 0.0102 1.0000

ki
2.06 0.98 0.9 0.46

ki xi
0.0723 0.7233 0.1949 0.0047 0.9952

ki
2.08 0.99 0.91 0.47

ki xi
0.0730 0.7307 0.1971 0.0047 1.005

o 4



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 ? yi ? 0.9952≈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 压力(MPa) 温度(℃) 塔顶 3. 5 进料 3.55 72 塔釜 3.6 78 回流 3.4 35

47

3.2 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。

y i ? k i xi

? y ? ?k x
i

i i

?1

式中 yi ——任意组分 i 在气相中的摩尔分数; 12

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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 C2 C3 C3
= o

xi=xDi
0.0002 0.9955 0.0043 1.0000

T=40℃,设 P=1.8MPa

T=40℃,设 P=1.7MPa

ki
2.5 0.99 0.92

ki xi
0.0005 0.9855 0.0040 0.9999

ki
2.55 1 0.93

ki xi
0.0005 0.9955 0.0040 1.00



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 ? yi ? 1.00≈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。

xi ?
i

yi ki yi
i

?x ? ? k
计算过程及结果列表如下。

?1

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,
P=1.8MPa,设 T=50℃ 组分 P=1.8MPa,设 T=43℃

yi = y1i =xDi

ki
2.7 1.005 0.91

yi ki
0.0001 0.9905 0.0048

ki
2.5 1.0 0.9

yi ki
0.0001 0.0.9955 0.0048

C2 C3 C3
= o

0.0002 0.9955 0.0043

13

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1.0000

0.9954

1.0004

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 ? xi ? 1.0001=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。

y i ? k i xi

? y ? ?k x
i i

i

?1

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 C3 C3 iC
= o

xi=xWi
0.0104 0.9310 0.0585 1.0000

P=1.9MPa,设 T=53℃

P=1.9MPa,设 T=54℃

ki
1.15 1.025 0.51

ki xi
0.0120 0.9543 0.0298 0.9961

ki
1.16 1.03 0.52

ki xi
0.0121 0.9589 0.0304 1.0014

o 4



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 ? yi ? 1.0014≈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。

y i ? k i xi

?y
行相关计算如下表。
组分 C2 C3
=

i

? ki xi ? 1

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
P=1.85MPa,设 T=45℃ P=1.85MPa,设 T=46℃

xi=xFi
0.0001 0.7622

ki
2.51 1.02

ki xi
0.0003 0.7813

ki
2.55 1.03

ki xi
0.0003 0.7851

14

辽宁石油化工大学继续教育学院论文

C3 iC

o

0.2270 0.0107 1.0000

0.93 0.44

0.2111 0.0047 0.9974

0.94 0.445

0.2134 0.0048 1.0036

o 4



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 ? yi ? 1.0036 ≈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 压力(MPa) 温度(℃) 塔顶 1.8 41 进料 1.85 46 塔釜 1.9 54 回流 1.7 40

15

辽宁石油化工大学继续教育学院论文

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。

??
i

n

? ij x Fi ? 1? q ij ? ?
n i

(A)

Rmin ? ?
式中

? ij x Di ?1 ? ij ? ?

(B)

xFi——组分 i 在进料中的摩尔分数;

? ij

? ij ?

——组分 i 对基准组分 j 的相对挥发度, 平均值;

ki kj

,取塔顶、塔釜条件下的

q——原料的液化分率(饱和液相进料 q=1) ;

? ——方程(A)的根,且 ? lj > ? > ? hj ;
xDi——组分 i 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
组成 C2 C C
= 3 o 3 o

? ij

,详见下表。
塔底,T =78℃,P=3.6MPa

塔顶,T =47℃,P=3.4MPa

ki
1.52 0.68 0.62 0.31

? ijD
2.24 1 0.91 0.50

ki
2.20 1.04 0.96 0.50

? ijW
2.11 1 0.92 0.52

? ij ? ? ijD? ijW
2.17 1 0.91 0.51

iC4

2.θ 值计算 根据 ?lj > ? > ? hj ,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 %

? ij

? ij xFi

?ij ? ?

? ij x Fi ? ij ? ?

16

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C2 C C
= 3 o 3 o

3.51 73.81 21.66 1.02 100

2.17 1.00 0.91 0.50

0.0762 0.7381 0.1971 0.0052

0.04 -1.13 -1.22 -1.62 -3.93

1.905 -0.65 -0.16 -0.003 -1.092

iC4 ∑

注:第二列数据见表 2。

因为 q ? 1 ,所以 ?
i ?1

n

? ij x Fi ? 1 ? q ? 1 ?1 ? 0 ? ij ? ?

而计算结果 ?

? ij xFi ? ?1.092,误差较大,需要重新计算。 i ?1 ? ij ? ?
n

再设 ? =2.08,计算结果详见下表。
组成 C2 C C
= 3 o 3 o

xFi %
3.51 73.81 21.66 1.02 100

? ij
2.17 1.00 0.91 0.50

? ij xFi
0.0762 0.7381 0.1971 0.0052

?ij ? ?
0.09 -1.08 -1.17 -1.58

? ij x Fi ? ij ? ?
0.85 -0.68 -0.17 -0.003 -0.003

iC4 ∑

当 ? =2.08 时, 3.最小回流比计算

??
i ?1

n

? ij xFi ? ?0.003,故取 ? =2.08 ? ? ij

将 ? =2.08 带入到方程 Rmin ? ?
i

n

? ij x Di ? 1 中,计算 Rmin。 ? ij ? ?
? ij x Di ? ij ? ?
18.46 -0.22 0 0 18.24

Rmin 计算过程详见下表。
组成 C2 C C
= 3 o 3 o

? ij
2.17 1.00 0.91 0.50

xDi %
0.7656 0.2344 0 0

? ij xDi
1.6614 0.2344 0 0

?ij ? ?
0.090 -1.08 -1.17 -1.58

iC4 ∑

注:第三列数据见表 2。

所以

Rmin=18.24-1=17.24

17

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4.1.2 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。

N min ?
式中 的平均值;

?? xl lg ?? ? ?? x h ?

? ? xh ? ? ?? ? ? D ? xl lg ? lh

? ? ? ? ? ? ?W ?

?1

? lh ——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

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, ? lh =2.17 根据表 2 的数据,把相关条件带入芬斯克方程可得:

?? xl lg ?? ?x ? ? h ? N min ?

? ? xh ? ? ?? ? ? D ? xl lg ? lh

? ? ? ? ? ?W ? ?

?? 0.7656? ? 0.7622 ?? ?? 0.2344? ? ? 0..0001?? ? ? ? ?? ?1 ? ? ? 1 ? 12 lg 2.23

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
R ? Rmin 20 ? 17.24 ? ? 0.13 R ?1 20 ? 1

查吉利兰关联图得
N ? N min ? 0.5 N ?1


N ? 12 ? 0.5 N ?1

整理得 N=25

18

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4.1.4 实际塔板数的确定 1.确定塔板效率 全塔效率由下式计算。
Et ? 0.49 ?? cp ul ? ul ? ? xi uli
?0.245

式中

? Li ——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 T ? 47 ? 78 ? 60.55 ℃ 查得 60.55℃各组分粘度得:
组分 C3 C3
= o o

xFi %
0.7381 0.2166 0.0102

? Li (mPas)
0.080 0.073 0.100

? Li xFi (mPas)
0.06 0.02 0.001 0.081

iC4 ∑

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。

Et ? 0.49 ?cpul

?

?

?0.245

? 0.49?

?2.17?0.081?

?0.245

? 75.02%

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。
N? Nt Et

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
N? Nt 25 ? ? 42 Et 60%

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。

19

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x 2? n ?W xhF ?? ? ? ( lW ) ? m ? D xlF xhD ?
m?n ? N

0.206

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:
x n ?W xhF 2? ?? ? ? ( lW ) ? m ? D xlF xhD ?
0.206

=
0.206

2? ? m 502.27 0.7381 ? 0.0001 ? ? ?? ?? ? n ? 24.02 0.0351 0.2344 ? ?? ? ? ?
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

? 0.13

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 数值 最 小 回流比 17.24 实 际 回流比 20 最少理 论板数 12 理论板数 25 实际板数 42 全塔效率 0.6 进料位置 第 5,7,9 块板

20

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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
组成

? ij

,详见下表。
塔顶,T =41℃,P=1.8MPa 塔底,T =54℃,P=1.9MPa

ki

? ijD
2.79 1.13 1.0 0.48

ki
2.70 1.16 1.02 0.51

? ijW
2.65 1.14 1.0 0.5

? ij ? ? ijD? ijW
2.72 1.13 1.00 0.49

c2 ’
C3 C
= o 3 o

2.4 0.97 0.86 0.41

iC4

2.θ 值计算 根据

? lj

>? >

? hj

,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

xFi
0.0001 0.7622 0.2270 0.0107 1.0000

? ij
2.72 1.13 1.00 0.49

? ij xFi
0.00027 0.8613 0.2270 0.0052

?ij ? ?
1.693 0.103 -0.027 0.537

c2
C3 C3
= o

0.00016 8.3621 -8.4074 -0.0097 -0.05484

? ij x Fi ? ij ? ?

iC4 ∑

o

注:第二列数据见表 4。

因为 q ? 1 ,所以 ?
i ?1

n

? ij x Fi ? 1 ? q ? 1 ?1 ? 0 ? ij ? ?

而计算结果 ?

?ij?Fi ,误差较大,需要重新计算。 ? ?0.054584 i ?1 ?ij ? ?
n

再设 ? =1.0271,计算结果详见下表。

21

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组成

xFi

? ij
2.72 1.13 1.00 0.49

? ij xFi
0.00027 0.8613 0.2270 0.0052

?ij ? ?
1.629 0.1029 -0.0271 -0.5371

? ij x Fi ? ij ? ?
0.00016 8.3703 -8.3764 -0.0097 -0.0156

c2
C3 C3
=

0.0001 0.7622 0.2270 0.0107 1.0000

o

iC4 ∑

o

当 ? =1.0271 时,

??
i ?1

n

? ij x Fi ? ?0.0156≈1,故取 ? =1.0271。 ? ? ij

3.最小回流比计算 将 ? =1.0271 带入到方程 Rmin ? ?
i n

? ij x Di ? 1 中,计算 Rmin。 ? ij ? ?
? ij x Di ? ij ? ?

Rmin 计算过程详见下表。
组成

? ij
2.72 1.13 1.00 5.35

xDi %
0.02 99.55 0.0043 100

? ij xDi
0.0005 1.1249 0.0043

?ij ? ?
1.6929 001029 -0.0271

c2
C3 C3
= o

0.0003

10.9320 -0.1587 10.7736



注:第三列数据见表 4。

所以

Rmin=10.7736-1=9.7736

4.2.2 最少理论塔板数的计算 根据前面相对挥发度的计算可知, ? lh =1.13 根据表 4 的数据,最少理论板数采用芬斯克方程计算。

N min ?

?? xl lg ?? ? ?? x h ?

? ? xh ? ? ?? ? ? D ? xl lg ? lh

? ? ? ? ? ? ?w ?

?? 0.9955? ? 0.9310?? lg ?? ??? ?? ? 0.43 ? ? 0.0492?? ? ?1 ? ? 87 lg1.12

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。 22

辽宁石油化工大学继续教育学院论文

R ? R min 14 ? 9.7736 ? ? 0.28 R ?1 14 ? 1

查吉利兰关联图得
N ? N min ? 0.41 N ?1

则 N=148

不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表。
R 16 18 19 20 21 22

R ? R min R ?1
0.36 0.43 0.46 0.49 0.51 0.53

N ? N min N ?1
0.34 0.28 0.26 0.24 0.22 0.20

N 132 121 117 115 110 101

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。
Et ? 0.49 ?? cp ul ? ul ? ? xi uli
?0.245

根据表 8 数据计算定性温度 T ? 41? 54 ? 47.05℃ 查得 48.19℃各组分粘度得:
组分 C3 C3
= o o

xFi
0.7622 0.2270 0.0107 0.9999

? Li (mPas)
0.074 0.086 0.089

? Li xFi (mPas)
0.0564 0.0192 0.0013 0.0769

iC4 ∑

注:第二列数据见表 4。

23

辽宁石油化工大学继续教育学院论文

Et ? 0.49?? cpul ?

?0.245

? 0.49 ? ?1.12 ? 0.0769?

?0.245

? 89.35%

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。
N? Nt Et

把相关条件带入方程可得
N? Nt 110 ? ? 188 Et 58.5%

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。
n ?W xh F x l W 2 ? ?? ? ? ( )? m ? D xl F x hD ?
0 . 2 0 6



m ? n? N

根据表 4 的数据,将相关条件带入方程可得:
x n ?W xhF 2? ?? ? ? ( lW ) ? m ? D xlF xhD ?
0.206

?120.66 0.2270 ? 0.0107? 2 ? =? ? ?? ? ? ? 383.31 0.7622 ? 0.0287? ? ? ?

0.206

? 0.41

.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 数值 最 小 回流比 9.7736 实 际 回流比 21 最少理 论板数 87 理论板数 117 实际板数 188 全塔效率 98.35 进料位置 第 55、57、59 块板

24

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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。

2

1

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: QF + QB + Q R = Q V + Q W + QO

QB = QV + Q W + QO - QF - QR QB —再沸器的热负荷,kJ/h; QF —进料带入的热量,kJ/h;

H f —塔顶蒸气带出的热量,kJ/h;
Q R —回流液带入的热量,kJ/h;

Q W —釜液液带出的热量,kJ/h;
,kcal/h; QO —向环境散失的热量(取再沸器带入热量的 10%) 25

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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 5.1.1.1 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 C2 C3 C3
= o o



Xi( mol%) 3.51 73.81 21.66 1.02 100.00

Hi (kcal/kg) 122 122 50 108

XiHi 4.825 90.048 10.83 1.1016 106.8016

iC4

※此列数据见表 3

QF = F·∑ Xi Hi =22241.75 ? 106.8016=2.38 ?106 kca =9.96 ?106 kJ/h
5.1.1.2 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 C2 C3 ∑
=



Xi(mol%)※ 76.56 23.44 100.00

Hi(kcal/kg) 172 172

XiHi 131.68 40.32 172

※此列数据见表 5

Q V = V·∑ Xi Hi =21×789.85×106.8016=2.85 ?106 kcal/h=1.19 ?107 kJ/h
5.1.1.3 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 21451.9 kg/h
组 C2 C3 C3 iC
= o o 4



Xi(mol%)※ 0.01 76.22 22.70 1.07 100.00

Hi(kcal/kg) 128 128 54 110

XiHi 0.0128 97.5616 12.258 1.177 111.0094



※此列数据见表 3

Q W = W·∑ Xi Hi =21451.9×172=2.38 ?106 kcal/h=9.96k ?106 J/h
5.1.1.4 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 20×789.85 kg/h; (R=20)
组 分 Xi(mol%) Hi(kcal/kg) XiHi

26

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C2 C3
=

76.56 23.44 100.00

93 93

71.2008 21.7922 93



※此列数据见表 5

Q R = R·∑ Xi Hi =789.85×20×93=1.47 ?106 kcal/h=6.15 ?106 kJ/h QO 取 QB 的 10%。
∴ 0.9 QB = QV + Q W - Q F - Q R 则再沸器的热负荷: QB =1.53 ?106 kcal/h=6.41 ?106 kJ/h 5.1.2 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: Q V = QC + Q R + Q D

QC —冷凝器的热负荷 kcal/h Q V —塔顶蒸气带入 11 范围的热量 kcal/h Q R —回流液带出 1 框的热量 kcal/h Q D —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 5.1.2.1 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 C2 C3
=



Xi(mol%)※ 76.56 23.44 100.00

Hi(kcal/kg) 168 168

XiHi 128.62 39.38 168



此列数据见表 3

Q D =D·∑XiHi=789.85×168=5.57 ?105 kcal/h
脱 乙 烷 塔 冷 凝 器 的 热 负 荷 : QC = Q V - Q R - Q D = 1.247 ?106 kcal/h = 5.52 ?106 kJ/h

5.2 丙烯塔的热量衡算
丙烯塔热量衡算示意图见图 4

27

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2

1

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: QF + QB + Q R = Q V + Q W + QO

QB = QV + Q W + QO - QF - QR QB —再沸器的热负荷 kJ/h QF —进料带入的热量 kJ/h
Q V —塔顶蒸气带出的热量 kJ/h Q R —回流液带入的热量 kJ/h

Q W —釜液液带出的热量 ?106
QO —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 5.2.1.1 进料热负荷 Q F 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,

28

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进料量为 21451.9 kg/h
组 C2 C3 C3 iC
= o o 4



Xi(mol%)※ 0.01 76.22 22.70 1.07 100

Hi(kcal/kg) 102 102 42 92

XiHi 0.017 114.274 25.65 0.9844 140.91



※此列数据见表 4

QF = F·∑XiHi=21451.9×140.91=3.02 ?106 kcal/h=1.26 ?107 kJ/h
5.2.1.2 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) 16130.1 kg/h; R=21
组 C2 C3 C3
= o



Xi(mol%) 0.02 99.55 0.43 100.00

Hi(kcal/kg) 179 179 113

XiHi 0.0358 178.1945 0.4859 178.7162



Q V = V·∑XiHi=21×16130.1×178.7162= 6.05 ?107 kcal/h=2.53 ?108 kJ/h
5.2.1.3 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 5321.9 kg/h;
表 40 组 C C 分
= 3 o 3

Xi(mol%) 1.05 93.10 58.5 100

Hi(kcal/kg) 103 102 97

XiHi 1.08 94.96 56.745 152.785

iC4 ∑

Q W = W·∑XiHi=5321.9×152.785=0.81 ?106 kcal/h=3.39 ?106 kJ/h
5.2.1.4 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 C2 C3 C3
= o



Xi(mol%) 0.02 99.55 0.43 100.00

Hi(kcal/kg) 95 95 26

XiHi 0.19 94.57 0.1118 94.87

iC4

Q R =R∑·∑XiHi=21×16130.1×94.87=3.21 ?107 kcal/h=1.35 ?108 kJ/h
29

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QO 取 QB 的 10%。
∴ 0.9 QB = Q V + Q W - QF - Q R 则丙烯塔再沸器的热负荷: QB =3.72 ?107 kcal/h=1.55 ?108 kJ/h 5.2.2 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: Q V = QC + Q R + Q D

QC —冷凝器的热负荷 kJ/h
Q V —塔顶蒸气带入 1 框范围的热量 kJ/h Q R —回流液带出 1 框的热量 kJ/h Q D —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 5.2.2.1 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 C2 C3 C3
= o



Xi(mol%) 0.02 99.55 0.43 100.00

Hi(kcal/kg) 178 178 111

XiHi 0.04 117.20 0.48 177.72



Q D =D·∑XiHi=16130.1×177.72=2.86 ?106 kcal/h=1.20 ?107 kJ/h
丙烯塔冷凝器的热负荷: QC = Q V - Q R - Q D =4.529 ?107 kcaL/h=1.90 ?107 kJ/h

30

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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 6.1.1.1 计算液体密度 对于液体混合物,其密度可由下式计算。

1

?L
式中

??
i ?1

n

xwi

?i

? L ——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; x wi ——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 C2 C3
=

Wt% 0.70 0.30 1.0

?i

(kg/m )

3

x wi

?i

339.9 452

0.002059 0.0006637 0.002723

∑ 注:第二列数据见表 4。

1

?L
2.塔底液体密度

? 0.002723

? L =367.24kg/m3

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 C2 C3 C3
= o

Wt% 0.0001 0.7511 0.2343 0.0145 1.0000

?i

(kg/m ) 0 370 380 480

3

x wi

?i
0

0.00203 0.00062 0.00003 0.00268

iC4 ∑

32

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注:第二列数据见表 4。

1

?L '
则 6.1.1.2 计算气体密度

=0.00268

? L ' =373.1343 kg/m3

对于气体混合物,其密度可由下式计算。 MP ?V ? ZRT 式中 P ——气体的压力,kPa; M——气体的平均摩尔质量,kg/kmol;

?V ——气体混合物的平均密度,kg/m3;

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。

Pr ?
式中

P ? yi PCi

Tr ?

T ? yiTCi

PC i ——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 C2 C
= 3

yi(mol%)
0.7656 0.2344 1.000

TCi (K)
305.27 364.60

PCi(MPa)
4.88 4.61

yi TCi
233.71 85.46 319.18

yi PCi
3.74 1.08 4.82

Mi(kg/kmol)
30.07 42.08

yi Mi
23.02 9.864 32.884



注:第二列数据见表 4。

Pr ?

3.5 ? 0.726 4.82

Tr ?

47 ? 273 ? 1.0 0 3 319 .17

根据 Tr 及 Pr 查图得:Z=0.688

33

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32.884? 3.5 ? 103 ?v ? ? 62.743 kg/m3 0.668? 8.314? ?47 ? 273?
2.塔底气体密度 塔底温度为 78℃,压力为 3.6 下表。
组分 C2 C C
= 3 o 3

MPa,查得各纯组分的 PCi 、TCi,计算结果如
yi TCi
0.03 277.89 83.91 4.37 366.21

yi(mol%)
0.0001 0.7622 0.2270 0.0107 1.000

TCi (K)
305.27 364.6 369.67 407.99

PCi(MPa)
4.88 4.61 4.25 3.6477

yi PCi
0.00049 3.5137 0.9652 0.0400 4.5100

Mi(kg/kmol)
30 42 44 58

yi Mi
0.003 32.01 9.99 0.62 42.623

iC4 ∑

注:第二列数据见表 4。

Pr ?

3.6 ? 0.80 4.52

Tr ?

78 ? 273 ? 0.9585 366 .2053

根据 Tr 及 Pr 查图得:Z=0.538

?v ?

42.632? 3.6 ? 103 ? 97.37 kg/m3 0.54 ? 8.314? ?78 ? 273?

6.1.1.3 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 塔顶 塔底 气相密度 ?V ( kg/m )
3

液相密度 ? L ( kg/m )
3

62.743 97.37

367.24 373.1343

6.1.2 计算气、液相负荷 1.精馏段气、液相负荷 气相流量 液相流量 V=(R+1)D=(20 + 1)×24.02=504.42kmol/h L=RD=20×24.02=480.4kmol/h

换算成质量流量: V=504.42×32.813=16551.53kg/h L=480.4×32.813=13854.07kg/h 换算成体积流量: 34

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V ?

16551 .53 ? 263 .80 m 3 / h =0.073 m 3 / s 62.743 15763 .37 L? ? 42.92 m 3 / h ? 0.012 m 3 / s 367 .24

2.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 液相流量

V ' =V=504.42kmol/h
L' =L+qF=L+F=504.42+502.21=1006.63 kmol/h

换算成质量流量:

V ' =504.42×42.6226=21499.69kg/h
L' =1006.63×42.6226=42905.199kg/h
换算成体积流量: 21499 .69 V '? ? 220 .80 m3 / h =0.061 m 3 / s 93.73 37676.21 L? ? ? 100.97m3 / h ? 0.03m3 / s 373.1343 3.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 精馏段 提馏段 气相负荷 m /h 263.80 220.8
3

液相负荷 m /s 0..073 0.061
3

m /h 42.92 114.99

3

m3/s 0.012 0.03

6.1.3 塔径的估算 6.1.3.1 最大允许气速 取板间距 HT=0.45m,取板上液层高度 hL=0.08m HT-hL=0.45-0.08=0.37m 1.计算液相表面张力

? ? ? xi? i
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。

35

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组分 C2 C3
=

wt% 0.7 0.3 1.0

?i

(dyn /cm) / 4.2876

xi? i
/ 1.28628 1.28628



? =1.28628 mN /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 C2 C3
=

wt% 0.01 0.751 1.0

?i

(dyn /cm) / 1.136

xi? i
/ 0.8515 0.8515



? =1.0689dyn /cm
2.计算负荷因子 C 精馏段 计算史密斯关联图横坐标

?L L 0.01 367.24 ? ? ? ? 0.33 V ?V 0.073 62.743
查取史密斯关联图得: C20 =0.065
? 1.2863 ? C ? C 20 ? ( ) = 0.083? ? 20 ? ? ? 20 ? ?
0.2

?

0.2

? 0.037 6

提馏段 计算史密斯关联图横坐标

?L L 0.03 373.1343 ? ? ? ? 0.98 V ?V 0.061 97.37
查取史密斯关联图得:C20=0.034

1.0689? C = 0.034? ? ? ? ? 20 ?
3.计算最大允许气速 umax 精馏段

0.2

? 0.018

36

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u mac ? C
提馏段

? L ? ?V 367.24 ? 62.743 ? 0.038? ? 0.084m/s ?V 62.743

u max ? 0.026?
6.1.3.2 初估塔径 D 精馏段

373.1343? 97.37 ? 0.043m/s 97.37

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/s

D?
提馏段 取 u=0.6umax 所以

4V 4 ? 0.073 ? ? 1.36 m ?u 3.14 ? 0.0504

u' =0.6×0.03=0.018m/s
D' ? 4 ? 0.061 ? 2.06m 3.14 ? 0.018

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
‘ u 实 =0.016m/s

6.2 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 Φ 39mm,阀片直径 Φ 48mm,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

37

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数见表 51。
表 14 单溢流型塔板结构参数 塔径 D mm 2200 塔截面 2 积 AT/m 3.8 板间距 HT/mm 450 弓形降液管 堰长 lW mm 1320 宽度 Wd mm 242 降液管截面积 2 Af / m 0.448 Af /AT 0.118

lW /D
0.6

确定用 37 个浮阀

??

d0 ? N 0.0392 ? 42 ? 100 % ? ? 100% ? 13.20 ? 10% D2 2.2

3.计算阀孔气速 u0 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

F0 ? u 0 ? v =9~12
取 F0 =12

u0 ?
式中 F0——阀孔动能因数; u0——阀孔气速,m/s;

F0

?v

? v ——气体密度,kg/m3。
12 97.37

阀孔气速
u0 ? ? 1.22 m/s

4.浮阀数目 N 的确定

N?

?
4

V d 02 u 0

式中 d0——阀孔直径,d0=0.039m。
N? 0.06 ? 42 个 1.22 ? 0.039 2 ? 0.785

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 D Af /AT 弓形降液管 浮阀数 开孔率

38

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mm 2200 0.052

堰长 lW mm 1320

宽度 Wd mm 242 42 13.2%

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:

u0实 ?
核算阀孔动能因数:

V N?

?
4

? d 20

0.06 ? 1.19 m/s 0.785? 0.0392 ? 42

F0 ? u0实 ? ? v ? 1.19 ? 97.37 ? 11.74
阀孔动能因数 F0 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 l w

l w =0.6D=1.32m
2.溢流堰上液流高度 how 对于平堰 式中

Lh 2 2.84 3 how ? ?E? ( ) 1000 lW

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。
how 2.84 ? 114.99 ? ? 3 ? ? ?1? ? ? ? 46 mm 1000 ? 1.32 ?
?2? ? ?

6.2.3 出口堰高度 hw

hw = hl - how
取 hl =0.08m

hw =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 ho
h0 ? L lW ? u0 ?

39

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式中

L——塔内液体流量,m3/s;

u '0 ——液体通过降液管底隙时的流速,m/s,根据经验,一般可取 u '0 =0.07~0.25m/s。
取降液管底隙处液体流速 u '0 =0.07m/s 核算液体通过降液管底隙时的流速。

ho =0.32m

因为塔径较大,根据资料取 ho 为 50mm。

u '0 =0.45 m/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 ? H T L

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。
0.448 ? 0.45 ? 6.72 s 0.03 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

40

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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< uoc ) ,则
hc ? 19.9
0.175 u0

?L

若浮阀全开后(u0> uoc ) , 则
hc ? 5.34
2 ?V u0 2?L g

式中

? L 、 ? v ——液相、气相密度,kg/m3。
73.1

u0、u0c——阀孔气速、阀孔临界孔速,m/s;

临界孔速 uoc 可用下式求取。

uoc ? 1.825
计算临界流速

?V

u 0c ? 1.825
由于 u0实 < u0 c ,故 hc ? 5.34 2.塔板上充气液层的阻力

73.1 ? 1.58 m/s 97.37

97.37 ? 1.192 ? 0.101m 2 ? 373.1343? 9.81

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=0.5 hl =εohL =0.5× 0.08= 0.040m 3.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=0.141m 4.气体通过塔板的压力降

41

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?PP ? hP ? L g
式中

? L ——液相密度,kg/m3。

?PP ——气体通过塔板的压力降,Pa;

Pa 3 4 0 . 3 2 ?PP ?0 . 0 9 3 ? 3 7 3 . 1? 343 9 ?. 8 0 7 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。

V
F1=

? L ? ?V

?V

? 1.36 LZ L
×100%

KCF Ab V

?V ? L ? ?V
×100%

F1= 式中

0.78KC F AT

ZL——板上液体流径长度,对双溢流塔板,ZL= D -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,m2 Af 为弓形降液管截面积,m2; CF——泛点负荷系数,可根据气相密度 ρ v 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 板上液流面积 物性系数 K 取 1.0。 查图得泛点负荷系数 CF=0.098
0.06 ? 97.37 373.1343? 97.37 ? 100% ? 74.2% 1.0 ? 0.098? 2.904

ZL=D-2Wd=2.2-0.48=1.76m Ab=AT-2Af =3.8-2×0.448=2.904 m2

F1=

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97.37 373.1343? 97.37 ? 100% ? 73.9% F1= 1.0 ? 0.098? 3.78 ? 0.78 0.06 ?

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: Hd≤φ (HT+hw) 式中 HT——塔板间距,m; hW——出口堰高度,m; Hd——降液管内的清液层高度,m; φ——考虑降液管内充气及操作安全的校正系数。 对于一般的物系,φ=0.5,对于发泡严重的物系,φ=0.3~0.4;对不易发泡的 物系,φ=0.6~0.7。 降液管内的清液层高度用下式计算。 Hd = hp + hL + hd 式中 hp——气体通过塔板的总阻力,m 液柱; hL——板上液层高度,m; hd——液体流过降液管的压力降,m 液柱。 液体流过降液管的压力降主要是由降液管底隙处的局部阻力所造成的,hd 可按 下面的经验公式计算。 不设进口堰时:
? ? hd=0.153 ? L ? ? lW h0 ? ? ? hd=0.2 ? L ? ? lW h0 ?
2 2

设进口堰时: 式中

L——液体流量,m3/s;

lw——堰长,m; h0——降液管底隙高度,m; 提馏段不设进口堰,则液体流过降液管的压力降

43

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? 0.03 ? hd =0.153 ? ? ? 0.03m ? 1.32 ? 0.05 ?
降液管内的清液层高度 取 φ =0.6,则 φ( H T + hw )=0.6×(0.45+0.05)=0.3m 可见 hd<φ ( H T + hw ) ,符合防止液泛的要求。

2

hd = hp + hl + hd =0.141+0.04+0.03=0.211m

6.4 塔板负荷性能图
1.雾沫夹带线 雾沫夹带线又称气相负荷上限线,表示雾沫夹带量 ev=0.1kgL/kgV 时的 L-V 关系。雾沫夹带线可根据下式绘出。

V
F1=

?V ? L ? ?V

? 1.36 LZ L
× 100%

KC F Ab

一般大塔在雾沫夹带量 ev=0.1kgL/kgV 时的 F1 可按 80%计算。
V 97.37 ? 1.36 ? L ? 1.73 373.1343? 97.37 × 100%=80% 1.0 ? 0.036? 2.904

F1= 整理得
项目 L V 1 0 0.13

0.59V+2.35L=0.077
2 0.004 0.11 3 0.006 0.107 4 0.008 0.099 5 0.010 0.09 6 0.030 0.010

在操作范围内任取若干个 L 值,依式计算出相应的 V 值,列于下表。

2.液泛线 液泛线表示降液管内清夜层高度达到最大允许值时的 L-V 关系。此曲线可根据 下式绘出。 φ(HT+hw)=hp+hL+hd= hc+hl+hσ+ hL+hd 将各经验公式代入上式得
2 2/3 L ? +(1+ ? ) ? 2.84 ? L ? ? φ(HT+hw)= 5.34 ? V u 0 +0.153 ? 0 ? hW ? E? ? ? ? ? 1000 ? lW ? ? 2? L g ? lW h0 ? ? ? ?

2

将 φ 、HT、hw、 ?V 、 ? L 、N、lW、h0、 ? 0 的数值带入上式,整理出 L-V 关系式。

44

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0.00028 V ' =0.191-0.8575 L ' -0.8314 L'
项目 L V 1 0 0.026 2 0.002 0.0252 3 0.010 0.2332 4 0.020 0.2149

2

2

2/3

在操作范围内任取若干个 L 值,依式计算出相应的 V 值,列于下表。
5 0.024 0.198 6 0.03 0.1182

3.降液管超负荷线 降液管超负荷线又称为液相负荷上限线,表示对于液体在降液管内停留时间的 起码要求。若液体在降液管内停留时间最少按 5s 计算,此线可根据下式绘出。

??

Af H T L

?5

对于一定的塔板结构尺寸,上式中 HT、Af 为已知值,代入上式后,便可求得液 相负荷上限 L 数值(常数) ,据此作出液相负荷上限线。 0.448 ? 0.45 ? 0.04 m3/s Lmax= 5 4.泄漏线 泄漏线又称气相负荷下限线,表示不发生严重泄漏最低气体负荷。对于 F1 型重 阀,当阀孔动能因数 F0 为 5~6 时,泄漏量接近液体量的 10%,通常作为确定气相 负荷下限值的依据。此线可根据下式绘出。 取 F0=5,则 u0=

5

?v

式中 d0、N、 ? v 均为为已知值,可求得气相负荷下限 V 数值(常数) ,据此作 出泄漏线。 V= 5.液相下限线 对于平堰,一般取堰上液层高度 how=0.006m 作为液相负荷下限条件,故

?
4

d 02 Nu 0 =0.026m3/s

2.84 3600L 2 3 how ? ?E? ( ) ? 0.006 1000 lW
对于一定的塔板结构尺寸,上式中 E、L、lW 为已知值,代入上式后,便可求 得液相负荷下限 L 数值(常数) ,据此作出液相负荷下限线。

Lmin=0.0006m /s 45

3

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塔板负荷性能图见图 10。

图 10 提馏段塔板负荷性能图

6.塔板负荷性能图的分析 根据塔板负荷性能图可以看出,设计点 P 处于适宜操作区的适中位置。按照固 定 的 液 气 比 , 气 相 负荷 上 限 Vmax=0.08m3/s , 由 雾 沫 夹 带控 制 ;气 相 负 荷 下 限 Vmin=0.026m3/s,由漏液控制。 0.08 ? 3.08 所以,操作弹性= 0.026

6.5 塔高的确定
塔高可以由下式计算。 H=Hd+Hb+3Hf+(N-2-S)×HT+S×HT′ 式中 H——塔高,m; Hd——塔顶空间,m,一般为 1.2 m ~1.5m,取 1.5m; 46

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Hb——塔底空间,m,一般为 1.2 m ~1.5m,取 1.5m; HT——塔板间距,m; Hf——进料段高度,m,对于饱和液体进料,Hf 可取与 HT′相同; NP——实际塔板数,块; HT′——带人孔的塔板间距,取 0.6m; S——人孔数,个。 若每间隔 10 块塔板设置一个人孔,求取人孔数 S ?
42 ?4 10

塔高 H=1.5+1.5+3×0.6+(42-2-4)×0.45+4×0.6 =23.4m

6.6 塔板结构尺寸设计结果汇总
表 16 设备工艺参数总汇表 项 目 塔 操作压力(MPa) 进 塔 塔 操作温度(℃) 进 塔 气相负荷(m /s)
3

数值 顶 料 底 顶 料 底 3.5 3.55 3.6 47





数值

液体在降液 管中的停留 时间 (S) 塔板压力降△PP 6.72

72 (Pa) 78 0.073 泛点率 F1 0.06 0.012 0.03 62.743 操作弹性 97.37 367.24 373.1343 空塔气速 阀孔动能

515.97

精馏段 提馏段

74.2%

液相负荷(m /s) 提馏段 气相密度(kg/m )
3 )

3

精馏段

11.74 因数 F0 3.08 精馏段 提馏段 精馏段

液相密度(kg/m )

3

提馏段

0.016 u0(m/s)

表 17 塔设备结构参数汇总表 项目 塔径 D(m) 数值及说明 2.2 备 注

47

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板间距 HT(m) 塔板类型 堰长 Lw(m) 外堰高 hw ( m) 板上液层高度 hL (m) 降液管底隙高度 h0(m) 浮阀个数 N(个) 孔心距 t(m) 排间距 t′(m) 受液盘形式

0.45 双溢流塔板 1.32 0.034 0.08 0.32 42 0.08 0.08 凹形 分块式塔板

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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,附属设备的选择,带控制点的工艺流程图。 本次设计所得的主要工艺条件如下。脱乙烷塔:塔顶压力 3.45 MPa,进料压力 3.47MPa,塔釜压力 3.55MPa,回流压力 3.35 MPa;塔顶温度 47℃,进料温度 73℃, 塔釜温度 78℃,回流温度 35℃,回流比 25,塔板数 40 块,第 5、7、9 块板为进料 板。丙烯塔:塔顶压力 1.8MPa,进料压力 1.85MPa,塔釜压力 1.9MPa,回流压力 1.7MPa;塔顶温度 43℃,进料温度 46℃,塔釜温度 54℃,回流温度 40℃,回流比 14,塔板数 200 块,第 57、59、61 板为进料板。 脱乙烷塔采用浮阀塔,塔径 1.4 米,采用单溢流塔板,浮阀数 45 个,水力学 验算合格,根据塔板负荷性能图看出,设计点 P 处于适宜操作区的适中位置,提馏 段操作弹性 15.7,符合要求。 塔顶全凝器选用浮头式冷凝器,再沸器选用立式热虹吸式再沸器,回流泵选用 离心式 Y 型油泵。所有指标都满足工艺要求。

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此毕业设计的探讨、研究及成文是在我的导师王雷老师的细心指导和认真修改 下完成的,倾注了老师大量的心血,在此我向我的老师王雷教授表示深切的谢意与 祝福! 她严肃的科学态度,严谨的治学精神,精益求精的工作作风,深深地感染 和激励着我。饮其流时思其源,成吾学时念吾师,在此论文完成之际,谨向我尊敬 的王老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意 本设计的完成也离不开其他各位老师、同学和朋友的关心与帮助。在此也要感 谢各位老师在论文开题、初稿、预答辩期间所提出的宝贵意见,感谢图书馆的老师 们在我查取资料的过程中给予我的帮助,还要感谢同门的师兄师妹们,在科研过程 中给我以许多鼓励和帮助。 回想整个设计的设计过程,虽有不易,却让我除却浮躁, 经历了思考和启示,也更加深切地体会了治学的精髓和意义,因此倍感珍惜。 求学生涯暂告段落,但求知的道路却永无停滞。三年的学习生活给予我许多珍 贵的财富,教会我许多难能的品质。严谨,求实,创新,和谐——这八个字箴言将 伴随我在以后的人生道路上,勇敢地不断前行。

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参考文献
1.塔的工艺计算.石油化工工业部石油规划设计院.石油化工出版社.1977 2.石油化工基础数据手册.卢焕章.化学工业出版社.1982 3. 塔的工艺设备. 石油工业出版社.1987 4.化工工艺设计手册.国家医药管理局上海医药设计院. 化学工业出版社.1996 5.塔设备设计.化工设备设计全书编辑委员会.上海科学技术出版社.1988 6.石油化工工艺计算图表.北京石油设计院.烃加工出版社.1976 7.传质与分离技术.周波,周立雪. 化学工业出版社.2002 8.流体流动与传热.张洪流. 化学工业出版社.2002 9.基础化学工程. 基础化学工程编写组. 上海科学技术出版社.1978 10.流体输送与传热技术.张立新.化学工业出版社 11. 化学工程手册.化学工业出版社.1979 12. 塔的工艺设备. 石油工业出版社.1987

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