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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


辽宁石油化工大学继续教育学院论文

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。 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。

关键词:丙烯;脱乙烷塔;热量衡算;物料衡算;丙烯精馏塔。

I

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Annual output of 98,000 tons refined isopropyl alcohol propylene Process Design Section --- Deethanizing Tower Abstract
Propylene is one of raw materials for Petrochemical industry,it occupies an important place in the processing of crude oil. Rectifying column purified and seprated pyrolysis gas to get propylene that largely uses to product principal raw material of the acrylonitrile, butyl alcohol, octyl alcohol, propylene epoxide and isopropanol.In order to improve production capacity with low investment and power,high benifit,Title I design production capacity is 98,000 tons annual output of isopropyl alcohol, started a period of 8,000 hours / year, material composition of ethane, propylene, propane, butane, propylene is 74.1% in material, boiling point of each component and its relative volatility differences of degree of separation of each component. Due to high propylene purity requirement, this paper design the column plate number is more, the propylene tower is higher. Finally based on the results of optimized distillation, determined the equipment parameters of the tower, tower diameter, float valve tray, high tower, heat load, so as to design the bottom reboiler, the overhead condenser and tower body of the main equipment. Simple process, less investment, the operation is relatively simple, basic can satisfy the industrial production of propylene classy article. The design uses a multi-component distillation, the process by decreasing volatility program, process design the two towers that is, first isolated by de-ethane ethane tower, tower distillation top separated from the ethane , top of the propylene tower geit that propylene, the purity of 93.5%, and propylene as the product of a device to provide raw materials production and isopropanol, the bottom of the propane can be sold as a commodity or as fires, oil. A tower equipment generally divided into two types: contact and continuous contact between level. Is the former representative of the plate column, the latter represents the packed tower, in all kinds of tower, currently the most widely used is the sieve plate tower and float valve tower. In turn the design of the material balance, heat balance, the tower structure of the relevant process calculation, the calculation of heat transfer equipment and ancillary equipment selection, and the data were plotted according to the design automation flow, selection of equipment in accordance with terms of the main site practical, taking into account the requirements of process control and economic rationality.

II

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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.

Key words: propylene ,de-ethane tower, heat balance, material balance, propylene distillation column.

III

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目 录 摘 要 ...................................................... I Abstract ................................................... II 1 概述 ...................................................... 1
1.1 我国化工工艺发展 .......................................................... 1 1.2 丙烯的性质及用途 .......................................................... 1 1.3 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位 .................................... 1 1.4 丙烯精制生产方法的确定.................................................... 2 1.5 丙烯精制工艺流程的叙述.................................................... 2 1.6 丙烯的发展前景 ............................................................ 3 1. 7 丙烯生产新技术现状及发展趋势 ............................................................................................. 3

2

丙烯精制装置的物料衡算 ................................... 4
2.1 确定关键组分 ............................................................................................................................. 4 2.2 脱乙烷塔的物料衡算 ........................................................ 4 2.2.1 脱乙烷塔的进料量及进料组成 ..................................................................................... 4 2.2.2 脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成 ............................................................................. 5 2.2.3 脱乙烷塔的物料平衡..................................................................................................... 6 2.3 丙烯塔的物料衡算......................................................... 6 2.3.1 丙烯塔的进料量及进料组成 ......................................................................................... 6 2.3.2 丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成 ................................................................................. 7 2.3.3 丙烯塔的物料平衡......................................................................................................... 8

3

脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定 ........................ 9
3.1 脱乙烷工艺条件的确定 ...................................................... 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 ..................................................... 13 3.2.1 操作压力的确定............................................................................................................. 13 3.2.2 塔顶温度的计算............................................................................................................. 14 3.2.3 塔底温度的计算............................................................................................................. 14 3.2.4 进料温度的计算............................................................................................................. 14 3.2.5 丙烯塔操作条件汇总..................................................................................................... 15

4

脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定 ............................ 16
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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............................................................................................... 17 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....................................................................................................... 18 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 4.2 丙烯塔塔板数的计算...................................................... 20 4.2.1 最小回流比的计算....................................................................................................... 20 4.2.2 最少理论塔板数的计算............................................................................................... 22 4.2.3 理论塔板数和实际回流比的确定 ............................................................................... 22 4.2.4 实际塔板数的确定....................................................................................................... 23 4.2.5 进料位置的确定........................................................................................................... 23 4.2.6 丙烯塔塔板数计算结果汇总 ....................................................................................... 24

5

热量衡算 ................................................ 25
5.1 脱乙烷塔热量衡算........................................................ 25 5.1.1 脱乙烷塔再沸器热负荷的计算 ..................................................................................... 25 5.1.2 脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算 ..................................................................................... 27 5.2 丙烯塔的热量衡算 ......................................................... 28 5.2.1 再沸器热负荷的范围...................................................................................................... 28 5.2.2 丙烯塔冷凝器热负荷的计算 ......................................................................................... 30



论 ...................................................... 1

参考文献 .................................................... 2 谢 辞 ....................................................... 3

V

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1 概述
1.1 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。

1.2 丙烯的性质及用途
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℃) ,冰 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。

1.3 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 1

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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%。

1.4 丙烯精制生产方法的确定
由于原料中的
C3?



0 C3

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

1.5 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) , 2

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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。

1.6 丙烯的发展前景
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、 丙烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇、 环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, 极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 5.8%,丙烯 资源供应略微紧张。到 2010 年,中国丙烯的表观消费量将到达 1049 万吨。从当量 需求来看,丙烯供需矛盾十分突出。到 2010 年,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 2010 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,从全球范围来说,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,北美估计有 100 万吨 /年裂解生产能力,由于目前的港口限制,其中约 50 万吨/年丙烯出口。 1.7 丙烯生产新技术现状及发展趋势 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 FCC 等炼油技术, 挖掘现有装置潜力,增产丙烯的 FCC 装置升级技术;二是充分利用炼油及乙烯裂解 副产品的 C4-8 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。

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2.1 确定关键组分

丙烯精制装置的物料衡算

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 脱乙烷塔的物料衡算
脱乙烷塔进料量=
生产任务? 消耗定额? 100%? 1000 脱乙烷塔回收率? 8000? 丙烯塔的回收率? 进料当中丙烯浓度

2.2.1

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 C2 C3= C3o iC4o ∑ kg/h 406.31 11150.69 3310.69 180.58 15048.61 Wt% 2.7 74.1 22.0 1.2 100 kmol/h 13.5437 265.4925 75.2431 3.1135 355.6918 mol% 3.79 74.29 21.05 0.87 100 摩尔质量 (kg/kmol) 30 42 44 58

由上表可见原料摩尔流量为: Fw=355.6918 ( kmol/h )

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2.2.2

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
0 0 28%(mol%) ,进 C2 ≥72%;脱乙烷塔底 C2 ≯0.1%,丙烯在塔顶产品中的含量≯

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

(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 进料 F 塔顶馏出液 D 塔底釜液 W 组分 (kg/h) (kg/h) (kg/h) C2 C3= C3o iC4o ∑ 406.31 11150.69 3310.69 180.58 15048.61 406.31-0.001W 0.28D 0 0 D 0.001w 11150.69-0.28D 3310.69 180.58 W

列全塔物料衡算式: 15048.61=D+W 406.31-0.001W +0.28D=D 解得: D=543.42(kg/h) W=14504.436(kg/h) 表 2-3 组分 C2 C3= 塔顶馏出液量 D 和塔底釜液量 W 计算结果 进料 F (kg/h) 406.31 11150.69 5 塔顶馏出液 D (kg/h) 391.806 152.158 塔底釜液 W (kg/h) 14.504 10998.532

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C3o iC4o ∑

3310.69 180.58 15048.61

0 0 543.42

3310.69 180.58 14504.436

(2) 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 塔顶馏出液 塔底釜液 kg/h Wt% kmol/h mol% kg/h Wt% kmol/h mol% 391.806 72.00 13.0602 78.26 14.504 0.1 0.4835 0.142 152.158 28.00 3.6228 21.74 10998.532 75.83 261.8698 79.86 0 0 0 0 3310.69 22.83 75.2430 22.08 0 0 0 0 180.58 1.25 3.1134 0.914 543.42 100 16.6830 100 14504.436 100 340.7097 100 脱乙烷塔的物料平衡

组 分 C2 C3= C3o iC4o ∑

2.2.3

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
组 分 C2 C3= C3o iC4o ∑ kg/h 406.31 11150.69 3310.69 180.58 15048.61 进料 Wt% 2.7 74.1 22 1.2 100 kmol/h 13.544 265.49 75.243 3.1134 357.39 mol% 3.79 74.29 21.05 0.87 100 kg/h 391.806 152.158 0 0 543.42 塔顶馏出液 Wt% 72 28 0 0 100 kmol/h 13.0602 3.6228 0 0 16.683 mol% 78.26 21.74 0 0 100 kg/h 14.504 10998.5 3310.69 180.58 14504.4 塔底釜液 Wt% 0.1 75.8 22.8 1.25 100 kmol/h 0.4835 261.87 75.243 3.1134 340.71 mol% 0.142 79.86 22.08 0.914 100

2.3
2.3.1

丙烯塔的物料衡算
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=15048.61(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 6

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组成 C2 C3= C3o iC4o ∑

kg/h 14.504 10998.532 3310.69 180.58 14504.436

Wt% 0.1 75.83 22.83 1.25 100

kmol/h 0.4835 261.8698 75.2430 3.1134 340.7097

mol% 0.14 79.86 22.08 0.91 100

摩尔质量 (kg/kmol) 30 42 44 58

2.3.2

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 C3? ≥ 93.5%;丙烯塔底 C30 ≥ 93%;丙烯塔顶 C3? ≯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 进料 F 塔顶馏出液 D 塔底釜液 W 组分 (kg/h) (kg/h) (kg/h) C2 14.504 14.504 0 = C3 10998.532 10998.532-0.005 w 0.005 w o C3 3310.69 3310.69-0.93 w 0.93w o iC4 180.58 0 180.58 ∑ 14504.436 D W 计算结果见下表

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表 2-8 组分 C2 C3= C3o iC4o ∑

塔顶馏出液量 D 和塔底釜液量 W 计算结果 进料 F 塔顶馏出液 D 塔底釜液 W (kg/h) (kg/h) (kg/h) 14.504 14.504 0 10998.532 10984.641 13.891 3310.69 727.007 2583.683 180.58 0 180.58 14504.436 11726.282 2778.154 14504.436=D+W 0.005w +0.93w +180.58=W

解得:

D=11726.282(kg/h) W=2778.154(kg/h)

2.3.3

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 塔顶馏出液 塔底釜液 组 分 kg/h Wt% kmol/h mol% kg/h Wt% kmol/h mol% C2 14.504 0.124 0.4835 0.174 0 0 0 0 = C3 10984.641 93.68 261.5391 93.89 13.891 0.50 0.331 0.531 o C3 727.007 6.20 16.5229 5.93 2583.683 93.00 58.720 94.46 o iC4 180.58 0 3.1134 0 180.58 6.5 3.1134 5.01 ∑ 11726.282 100 281.6589 100 2778.154 100 62.1644 100

丙烯塔物料平衡数据见下表 表 2-10
组 分 C2 C3= C3o iC4o ∑ kg/h 14.504 10998.53 3310.69 180.58 14504.44 进料 Wt% 0.1 75.83 22.83 1.25 100 kmol/h 0.4835 261.539 16.5229 3.1134 281.659 mol% 0.14 79.86 22.08 0.91 100 kg/h 14.504 10984.64 727.007 180.58 11726.28

丙烯塔物料平衡
塔顶馏出液 Wt% 0.124 93.68 6.2 0 100 kmol/h 0.4835 261.5391 16.5229 3.1134 281.6589 mol% 0.174 93.89 5.93 0 100 kg/h 0 13.891 2583.683 180.58 2778.154 塔底釜液 Wt% 0 0.5 93 6.5 100 kmol/h 0 0.331 58.72 3.1134 62.1644 mol% 0 0.531 94.46 5.01 100

8

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3

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 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 y A ? y B ? yC ? .......? y n ? 1 带入 y i ? K i xi 得 K A x A ? K B xB ? K C xC ? ......? K n xn ? 1 或 ? yi ? ? ki xi ? 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。 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, 图 3-1 脱乙烷塔顶示意图 若 ? yi >1 说明所设压力偏高,ki 值太小,若 ? yi <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 ? yi ?1 为止,此时的压力即泡点时 回流罐的压力。 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

9

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表 3-1 组分 乙烷 丙烯 合计 xi=yDi 0.7826 0.2174 1

液相各组分的平衡常数计算过程及结果 T=35℃, T=35℃, P=3.8mpa T=35℃,P=3.9mpa P=3.5mpa

ki
1.21 0.48

yi =kixi
0.93912 0.1044 1.0435

ki
1.26 0.51

yi
=kixi 0.9986 0.1109 1.109

ki
1.18 0.46

yi =kixi
0.9235 0.06739 0.9909

如上,当回流罐压力为 3.9 MPa 时,满足归一条件: 平衡汽相组成之和 ? y i =0.9909≈1,故回流罐压力为 3.9 MPa。 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=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。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

x A ? xB ? xC ? ......? xn ? 1
带入
xi ? yi ki



?x ? ? k
i

yi
i

?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。 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 ? 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,

10

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并求出相应的

yi 直到满足 ? xi ? 1 为止,此时的温度即露点。 ki

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 P=4.0MPa,设 P=4.0 Mpa,设 P=4.0 MPa,设 T=45℃ T=43℃ T=39℃ 组分 yi =yDi Xi= Xi= Xi= ki ki ki yi/ ki yi/ ki yi/ ki C2 0.7826 1.47 0.5324 1.46 0.5360 1.44 0.5435 = C3 0.2174 0.54 0.4026 0.52 0.4181 0.48 0.4529 ∑ 1 0.9350 0.9541 0.9964 当塔底温度为 39℃时,组成之和 ? xi =0.9943≈1,故塔顶的温度为 39℃ 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。 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 y A ? y B ? yC ? .......? y n ? 1 带入 y i ? K i xi 得 K A x A ? K B xB ? K C xC ? ......? K n xn ? 1


? y ? ?k x
i i

i

?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。 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 ? 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。

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

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组分 C2 C3= C3o iC4o ∑

xi=xWi 0.0379 0.7429 0.2105 0.0087 1

P=4.1MPa,设 T=82℃ yi= ki ki xi 1.44 0.07239 0.48 0.6835 0.84 0.1768 0.46 0.0040 0.9367

P=4.1MPa,设 T=84℃ yi= ki ki xi 1.96 0.0743 0.95 0.7058 0.88 0.1852 0.48 0.0042 0.9695

P=4.1MPa,设 T=86℃ yi= ki ki xi 2.00 0.0758 1.00 0.7429 0.92 0.1937 0.50 0.0044 0.98014

当塔底温度 86℃时,满足归一条件,平衡汽相组成之和 ? y i =0.98014,故塔 底温度为 86℃。 3.1.5 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。

yi ? ki xi ? yi ? ki xi ? 1 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 P=4.05Mpa,设 T=84℃ P=4.05Mpa,设 T=86℃ xFi 组分 ki ki yi ? ki xi yi ? ki xi
C2 C3= C3o iC4o ∑ 0.0379 0.7429 0.2105 0.0087 1 2.00 0.96 0.88 0.48 0.0758 0.7132 0.1852 0.0042 0.9784 2.05 0.98 0.98 0.48 0.0777 0.7280 0.2063 0.0042 1.0162

当进料温度为 86℃时,组分之和 ? y i =0.9940≈1,故进料温度为 86℃。 3.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总 项目 压力(mpa) 温度(℃) 表 3-5 塔顶 4.0 39 脱乙烷塔操作条件汇总表 进料 塔釜 4.05 4.1 86 86 回流 3.9 35

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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。

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;

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 组分 C2 C3= C3o ∑ 回流温度下不同压力的平衡常数计算过程及结果 T=35℃,设 P=1.5MPa T=35℃,设 P=1.6MPa

xi=yDi
0.0017 0.9390 0.0059 1

ki
2.5 1.01 0.9

y i ? k i xi
0.00043 0.9484 0.0053 0.95414

ki
2.65 1.05 0.92

y i ? k i xi
0.004505 0.98595 0.005428 0.99588

当回流罐压力为 1.6MPa 时,满足归一条件: 平衡汽相组成之和 ? yi =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。
xi ? yi ki

?x ?1
i

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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 组分 乙烷 丙烯 丙烷 合计 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℃

yi
0.0017 0.9390 0.0059 1.000

ki
2.3 0.95 0.82

xi ?

yi ki

ki
2.40 0.98 0.86

xi ?

yi ki

0.00074 0.988421 0.007195 0.99636

0.00071 0.95816 0.00686 0.96573

当塔顶温度为 38℃时,平衡液相组成之和 ? xi =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

yi ? ki xi

? y ? k x ?1
i i i

表 3-8 组分 丙烯 丙烷 异丁烷 合计

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℃

xwi
0.0053 0.9450 0.0501 1

ki
1.15 1.02 0.48

yi ? ki xi
0.0061 0.9639 0.0240 1.011948

ki
1.13 1.01 0.45

yi ? ki xi
0.005989 0.95445 0.022545 0.976995

当塔底温度为 52℃时,组成之和 ? yi =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。

yi ? ki xi

? y ? k x ?1
i i i

计算结果列表如下:

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表 3-9 组分 乙烷 丙烯 丙烷 异丁烷 合计

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℃

xi
0.0014 0.7686 0.2208 0.0091 1

ki
2.50 1.03 0.92 0.45

yi ? ki xi
0.00035 0.791658 0.203136 0.004095 0.999239

ki
2.51 1.05 0.96 0.46

yi ? ki xi
0.0003514 0.80703 0.211197 0.00419 1.02276

当进料温度为 44℃时,组成之和 ? yi =0.999239≈1,故丙烯塔进料温度 44℃。 3.2.5 丙烯塔操作条件汇总 项目 压力(mpa) 温度(℃) 表 3-10 塔顶 1.7 38 丙烯塔操作条件汇总表 进料 塔釜 1.75 1.8 44 52 回流 1.6 35

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4
4.1
4.1.1

脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定

脱乙烷塔塔板数的计算
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。

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

??

n

(A) (B)

式中

xFi——组分 i 在进料中的摩尔分数;
ki ,取塔顶、塔釜条件下的 kj

? ij ——组分 i 对基准组分 j 的相对挥发度, ? ij ?
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 ? 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,选取丙烯为基准组分 j,计算相对挥 发度 ? ij ,详见下表。 组成 乙烷 丙烯 丙烷 异丁烷 2.θ 值计算 根据 ? lj > ? > ? hj ,轻关键组分的 ? lj =2.236,重关键组分的 ? hj =1.00。 故 2.236> ? >1.0。通过试差法计算 ? 值。 表 4-1 相对挥发度计算 塔顶, =39℃, T P=4.0MPa 塔底, =86℃, T P=4.1MPa

ki
1.20 0.48 0.42 0.22

? ijD
2.5 1.0 0.875 0.458

ki
2.00 1.00 0.92 0.50

? ijW
2.0 1.00 0.92 0.50

? ij ? ? ijD? ijW
2.236 1.00 0.879 0.478

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表 4-2

试差法计算 ? 值 设 ? ? 2.0 设 ? =2.115

? ? 2.114

组分 乙烷 丙烯 丙烷 异丁烷 合计 因 为

x Fi
0.0379 0.7429 0.2105 0.0087 1 q=1 , 所 以

aih
2.236 1.00 0.879 0.478

? ij x Fi ? ij ? ?
0.33591 -0.7429 -0.165 -0.00273 -0.5747

? ij x Fi ? ij ? ?
0.7003 -0.66663 -0.1497 -0.00254 0.1185

? ij x Fi ? ij ? ?
0.6946 -0.6669 -0.1498 -0.00254 -0.09688

??
i

n

? ij x Fi ? 1 ? q =0 ; 当 ? ? 2.114 的 时 候 , ij ? ?

?a
i ?1

n

aij x Fi
ij

??

=-0.09688≈0

故取 ? ? 2.114 3.最小回流比计算 将 ? =2.114 带入到方程 Rmin ? ?
i n

? ij x Di ? 1 中,计算 Rmin。 ? ij ? ?

Rmin 计算过程详见下表。
表 4-3 Rmin 计算过程

所以 4.1.2

Rmin=14.34-1=13.34

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

?? x lg ?? l ? ?? x h ? ?

? ? xh ? ?? ? ?x ?D ? l 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。

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根据前面相对挥发度的计算可知, ? lh = aihD ? aihW ? 把相关条件带入芬斯克方程可得

2.5 ? 2.0 =2.24

N min

?? x lg ?? l ? ?? x h ? ?

? ? xh ? ?? ? ?x ?D ? l lg ? lh

? ? ? ? ? ?W ? ?

?? 0.7826? ? 0.7686?? lg ?? ??? ?? ?? 0.2174? ? 0.0014?? =9.41 ?1= lg 2.24

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=(1.2-2)Rmin,采用简捷法计算理论板 数。 取 R=18,则
R ? R min =(18-13.34)/19=0.245 R ?1

查吉利兰关联图 得
N ? N min =0.41 N ?2

则 N- N min =0.41(N +2) 整理得 N-9.41=0.41 N+0.82 得理论塔板数为 N=17.34 4.1.4 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×( ? lh × ? )-0.245 式中

? Li ——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 乙烷 丙烯

xFi
0.0379 0.7429

? Li (mPas)
0.0165 0.075

? Li xFi (mPas)
0.000625 0.05572

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丙烷 异丁烷 ∑

0.2105 0.0087 1

0.073 0.098 0.257

0.011537 0.000853 0.06873

Et=0.49×( ? lh × ? )-0.245 Et=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 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。
NP ? N

?

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 xiw 与 x hw )或按以下两式经验公式估算

lg


?W x x n 2? ? 0.206lg ? ? hF ? lW )? ( m xhD ? ? D xlF

m ? n ? NP

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%;

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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:

lg

?W x x n 2? ? 0.206lg ? ? hF ? lW )? ( m xhD ? ? D xlF

=0.206lg[(340.7097/16.6830)(0.7429/0.0379)(0.0014/0.2174)2] =0.206lg(0.016601)=-0.3666515 n/m=0.43(或 n/m=(0.016601) n+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
0 保证塔底 C2 ≯0.1%),两个进料口分别是由上向下数的第 9 块和第 11 板上。 )
0.206

=0.43)将 n=0.43m 带入下式

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 最 实 最少 项 小 际 理 理论板 实际板 全塔效 目 回流 回流 论板 数 数 率 比 比 数 数 13.34 18 9.41 17.34 29 61% 值

进料位置

第 9 块和第 11 块

4.2
4.2.1

丙烯塔塔板数的计算
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 ? ij ,详见下表。 表 4-6 确定相对挥发度 20

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塔顶, =38℃, T P=1.7MPa 塔底, =52℃, T P=1.8MPa 组成 C2 C3= C3o C4o 2.θ 值计算 根据 ? lj > ? > ? hj , 轻关键组分丙烯的 ? lj =1.148, 重关键组分丙烷的 ? hj =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 ? =1.031 ? =1.029 组分 乙烷 丙烯 丙烷 异丁烷 合计 因 为

ki
2.30 0.94 0.80 0.38

? ijD
2.875 1.175 1 0.475

ki
2.65 1.10 0.98 0.48

? ijW
2.704 1.122 1 0.408

? ij ? ? ijD? ijW
2.79 1.148 1.0 0.44

? =1.030

x Fi
0.0014 0.7686 0.2208 0.0091 1
n i

aih
2.79 1.148 1.0 0.44

? ij x Fi ? ij ? ?
0.00222 7.541477 -7.122580 -0.006775 0.414342

? ij x Fi ? ij ? ?
0.002218 7.414729 -7.613793 -0.006798 0.20364

? ij x Fi ? ij ? ?
0.00221 7.47757 -7.36000 -0.006786 0.11299 的 时 候 ,

q=1 , 所 以

??

? ij x Fi ? 1 ? q =0 ; 当 ? =1.030 ij ? ?

?a
i ?1

n

aij x Fi
ij

??

=0.11299≈0

故取 ? =1.030 3.最小回流比计算 将 ? =1.030 带入到方程 Rmin ? ?
i n

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

Rmin 计算过程详见下表。
表 4-8 组成 C2

? ij
2.79

xDi
0.0017

? ij xDi
0.004743

?ij ? ?
1.76

? ij x Di ? ij ? ?
0.00269

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C3= C3
o

1.148 1.0

0.9390 0.0593 1

1.077972 0.0593

0.118 -0.03

9.1354 -1.9767 7.1614

∑ 所以 4.2.2

Rmin=7.1614-1=6.16

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 = aihD ? aihW ? 1.175?1.122 =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:

N min ?
4.2.3

?? x lg ?? l ? ?? x h ?

? ? xh ? ?? ? ?x ?D ? l lg ? lh

? ? ? ? ? ?W ? ?

?? 0.9390? ? 0.9450?? lg ?? ??? ?? ?? 0.0593? ? 0.0053?? =59.85 ?1= lg1.15

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=6.16 R=(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 R 7.5 8.5 9.5 10.5 11.5 12.2 不同实际回流比下的理论板数计算结果
R ? R min R ?1 N ? N min N ?2

N 106.98 98.598 91.41 89.24 82.07 79.73

0.1576 0.2463 0.3181 0.3774 0.4272 0.4575

0.46 0.415 0.37 0.355 0.30 0.28

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。

22

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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×( ? lh × ? )-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 4-10 45℃各组分粘度 组分 C2 C3 C3 C4
= o o

xFi
0.0014 0.7686 0.2208 0.0091 1

? Li (mPas)
0.0055 0.075 0.085 0.122

? Li xFi (mPas)
0.0000077 0.05765 0.018768 0.00111 0.07754

∑ Et=0.49×( ? lh × ? )-0.245

Et=0.49×( ? lh × ? )-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。
NP ? N

?

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:

lg

?W x x n 2? ? 0.206lg ? ? hF ? lW )? ( m xhD ? ? D xlF

=0.206lg[(62.1644/281.6589)(0.2283/0.7583)(0.0053/0.0593)2] =0.206lg(0.000530796)=-0.6747 n/m=0.2118(或 n/m=(0.000530796) 23
0.206

=0.2115)将 n=0.2115m 带入下式

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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 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 最 实 最少 项 小 际 理 理论板 实际板 全塔效 回流 回流 论板 数 数 率 目 比 比 数 数 值 6.16 10 59.85 90 150 60%

进料位置

第 27 和 29 块板

24

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5
5.1 脱乙烷塔热量衡算
热量衡算示意图见下图。

热量衡算

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+Q0 QB=QV+QW+Q0 -QF -QR QB—再沸器的热负荷,kcal/h QF—进料带入的热量,kcal/h QV—塔顶蒸气带出的热量,kcal/h QR—回流液带入的热量,kcal/h QW—釜液液带出的热量,kcal/h Q0—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

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T℃时 1 kmol 各组分的焓由下式计算 HT=△H= HT - H-129℃ = HT -0 =Qp=nCp(T-(-129))= Cp(T+129)) 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 4.05Mpa,进料量为 247.992 kmol/h 表 5-1 组 分 进料带入的热量 Q 过程计算 Hi Xi(mol%) (kcal/kmol) 3.79 74.29 21.05 0.87 100 3268 3354 4407.5 5783.5 XiHi 123.8572 2491.6866 927.7788 50.3165 3593.63905

乙烷 丙烯 丙烷 异丁烷 合计

QF = F·∑XiHi=247.992 ×3593.63905=8.9119×105 kcal/h

2. 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 4.0Mpa ,塔顶物料量为 V=(R+1)×D=(R+1)×11.5795 kmol/h ;R=18 表 5-2 脱乙烷塔塔顶蒸气带出热量过程计算 Hi 组 分 Xi(mol%) (kcal/kmol) 乙烷 78.26 2341.92 丙烯 21.74 2493.12 合计 100

XiHi 1832.78659 542.00429 2374.79088

QV = V·∑XiHi=(18+1)×11.5795×2374.79088=5.2248×105 kcal/h

3. 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 236.4128 kmol/h

26

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表 5-3 组 分

乙烷 丙烯 丙烷 异丁烷 合计

乙烷塔塔底釜液带出热量过程计算 Hi Xi(mol%) (kcal/kmol) 0.14 3268 79.86 3354 22.08 4407.5 0.91 5783.5 100

XiHi 4.5762 2577.8844 973.176 52.62985 3608.26645

QW = W·∑XiHi=236.4128 ×3608.26645=8.53×105 kcal/h 4. 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=18×11.5795 kmol/h; 表 5-4
组 分 乙烷 丙烯 合 计

回流罐带入热量过程计算
Hi(kcal/kmol) 2279.6 2427.2 XiHi 1784.015 527.67328 2311.68824

Xi(mol%) 78.26 21.74 100

QR= L·∑XiHi=11.5795×18×2311.68824=4.8182×105 kcal/h Q0 取 QB 的 10%。 ∴ 0.9QB=QV+QW-QF -QR =5.2248×105 +8.53×105 -8.9119×105 -4.8182×105=2.47×103 kcal/h 则再沸器的热负荷: QB=2.74×103 kcal/h=2.74×103×4.1868=1.1472×104 kJ/h 5.1.2 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 +QC QC—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℃=0 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 247.992 27

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kmol/h ; 组 分 乙烷 丙烯 合计 表 5-5 塔顶产品带出的热量过程计算 Xi(mol%) Hi(kcal/kmol) 78.26 2279.6 21.74 2427.2 100 XiHi 1784.01496 527.67328 2311.68824

QD=D·∑XiHi=11.5795×2311.68824=2.6768×104 kcal/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=5.8163×104 kJ/h

5.2 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+Q0 28

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QB=QV+QW+Q0 -QF -QR QB—再沸器的热负荷 kcal/h QF—进料带入的热量 kcal/h QV—塔顶蒸气带出的热量 kcal/h QR—回流液带入的热量 kcal/h QW—釜液带出的热量 kcal/h Q0—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 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 1.75Mpa,进料 量为 236.4128 kmol/h 组 C2 C3= C3o iC4o ∑ 分 表 5-6 进料带入的热量过程计算 Xi(mol%) Hi(kcal/kmol) 0.14 2439.3 79.86 2603.65 22.08 3252.4 0.91 4333.65 100 XiHi 3.41502 2001.16539 718.12992 39.436215 2762.14655

QF = F·∑XiHi=236.4128×2762.14655=6.53×105 kcal/h 2. 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 1.7Mpa,塔顶物料量为 (R+1)×D=(R+1)×193.281mol/h ;R=10 组 C2 C3= C3o ∑ 分 表 5-7 塔顶蒸气带出的热量过程计算 Xi(mol%) Hi(kcal/kmol) 0.17 2324.64 93.90 2474.94 5.93 3026.04 100.00 XiHi 3.95189 2323.96866 179.44417 2507.36472

QV = V·∑XiHi=(10+1)×193.281 ×2507.36472= 5.331×106kcal/h 3. 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 43.129 kmol/h ;

29

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=



C3 C3o iC4o ∑

表 5-8 釜液带出的热量过程计算 Xi(mol%) Hi(kcal/kmol) 0.53 2725.86 94.50 3457.1 5.01 4651.7 100

XiHi 14.44706 3266.9595 233.05017 3514.45673

QW = W·∑XiHi=43.129×3514.45673=1.51575×105 kcal/h 4. 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=10×193.281 kmol/h ; (R=10) 组 C2 C3= C3o ∑ 分 表 5-9 回流液带入的热量过程计算 Xi(mol%) Hi(kcal/kmol) 0.17 2279.6 93.90 2427.2 5.93 2968.4 100.00 XiHi 3.87532 2279.1408 176.02612 2459.04224

QR = L·∑XiHi=193.281×10×2459.04224=4.75286×106 kcal/h Q0 取 QB 的 10%。 ∴ 0.9QB=QV +QW -QF -QR =5.331×106 +1.51575×105-6.53×105-4.75286 ×106=7.6715×104 kcal/h 则丙烯塔再沸器的热负荷: QB=8.5239×104 kcal/h=8.5239×104×4.1868=3.5688×105 kJ/h

5.2.2 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+QD QC—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℃=0 30

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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 193.281 kmol/h ; 组 C2 C3= C3o ∑ 分 表 5-10 塔顶产品带出的热量过程计算 Xi(mol%) Hi(kcal/kmol) 0.17 2279.6 93.90 2427.2 5.93 2968.4 100.00 XiHi 3.8.532 2279.1408 176.02612 2459.04224

QD=D·∑XiHi=193.281×2459.04224=4.7529×105 kcal/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

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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。 本次设计所得的主要工艺条件如下。脱乙烷塔:塔顶压力 4.0 MPa,进料压 力 4.05 MPa,塔釜压力 4.1 MPa,回流压力 3.9 MPa;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 1.8 MPa, 回流压力 1.6 MPa;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 150 块,第 27、29 块板为进料板。

1

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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 [15] 汪家鼎等主编.化学工程手册[M].化学工业出版社.北京:1978:256-246. [16] 吴指南主编.基本有机化工工艺学[M]. 化学工业出版社北京:1980:421-432. [17] 赵国方主编.化工工艺设计概论[M].化学工业出版社. 北京:1977:624-635. [18] 黄路.王保国编.化工设计[M]. 北京化学工业出版社. 上海:1980:750-748. [19] 张新战主编.化工单元过程及操作[M].化学工业出版社. 北京:2005. [20 马沛生等编.石油化工基础数据手册[M]. 化学工业出版社. 上海:1979:512-501 [21] 杨组荣主编. 化工原理[M].高等教育出版社. 北京:1982:536-546. [22] 谢端绥.王虎定.苏元复合编.常用物料数据.第一册[M].化学工业出版社.北 京:1984:431-423. [23] 谢端绥.王虎定.苏元复合编.常用物料数据.第二册[M].化学工业出版社. 北 京:1984:357-368.

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谢 辞
作为一个自考生,第一次接触毕业设计,由于经验的匮乏,难免有许多考虑 不周全的地方,如果没有指导教师的的督促指导,想要完成这个设计是难以想象 的。值此论文完成之际,首先要衷心感谢我的指导老师,感谢老师在学习上对我 的悉心指导,在生活上给予的热情帮助和无私关怀。老师高尚无私的人格品质、 深厚渊博的学术底蕴、严谨细致的治学态度、勤奋忘我的工作精神激励着我在今 后的学习和工作中不断进取。有幸聆听老师的教诲和指点,是我一生的财富。 这次毕业设计主要包括目录、绪论、设计方案、吸收塔的工艺计算等内容, 主要通过上网搜集资料,查找统计文献,数据的整合计算以及文字的筛选等部分 组成,在此基础上形成了该毕业设计的基础框架,最后由本人加以总结整合,提 出了相关设计方案,具体内容在课程设计各章节均有所体现。 首先, 通过资料的搜索以及对数据的计算中, 让我对分离工程有了更加清晰、 深刻的认识,设计本身的完成过程,其实也是自己对分离工程轮廓的理解,对内 容的把握的过程,更加丰富的了解分离工程的全貌,对自己的专业知识学习也更 加深刻,不再流于表面。 其次, 通过本次课程设计提高了我的逻辑思维能力以及对材料的整合和筛选 能力,这对于我今后的研究和学习有很大的帮助,通过了整个课程设计方案的描 述,让我更加全面的拓宽自己的思考能力。 最后,课程设计让我更加重视实践,重视对实际工作的关注,有利于提高我 理论联系实际的能力。通过这次学习,我知道了如何去自觉学习,如何去体验实 践的成果,如何在实践中后享受胜利的喜悦。它的完成与老师和同学的合作是密 不可分的,在共同的努力中我感受到了团队的合作力量,团队的温暖,工作的同 时也增进了我们的友谊, 我想我们每个人都会为我们共同努力的汗水所骄傲和自 豪。 但是,大量的内容也暴露出自己知识面窄,对实践活动的能力不强等诸多问 题,我想困难和挑战才是激发自己前进的动力,自己也将会在今后的学习和生活 中劈荆斩浪,挑战自我。 在论文撰写期间, 指导老师仔细修改论文, 并提出宝贵且极富建设性的意见。 不仅教授了我自然科学的知识,而且传授了许多做人的道理。老师无私的胸怀, 3

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渊博的学术知识、严谨朴素的治学态度、丰富的实践经验以及对待工作兢兢业业 的精神,令我钦佩感动,受益匪浅,对我有很大影响,并将深刻影响我以后的学 习、工作和生活。谨向老师表示衷心的感谢! 最后我要衷心感谢我的家人和所有关心、帮助我的朋友,你们的关爱和鼓励 是我顺利完成学业的坚强后盾, 是我永远的精神支柱与力量源泉! 借此机会也向 其他所有关心、支持和帮助过我的全体老师、同学们致以诚挚的谢意。向热心评 审本文和参加答辩的各位专家、教授及老师们致以诚挚的谢意!由于时间和水平 的限制,在论文中难免存在一些问题和疏漏,敬请老师和同学批评指正。

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