丙烯精制工段工藝畢業(yè)設(shè)計(jì)

1、丙烯精制工段工藝設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì)（論文）任務(wù)書摘 要本人所設(shè)計(jì)所依據(jù)的是以丙烯精制生產(chǎn)裝置為設(shè)計(jì)原型。我所設(shè)計(jì)的題目是年產(chǎn)105000噸氣體分餾裝置丙烯精制工段工藝，開工周期為8000小時(shí)/年，其中原料主要組成為c20 ，c3=，c30，ic40，等組分，按各組分的沸點(diǎn)和相對揮發(fā)度的不同使各組分分離。本設(shè)計(jì)采用多組分精餾，按揮發(fā)度遞減流程方案，兩塔流程設(shè)計(jì)即脫乙烷塔分離出c02，再由丙烯精餾塔塔底分出離出c03和c04及少量的水，塔頂?shù)玫奖?，其純度為以上。丙烯作為產(chǎn)品出裝置，為下流生產(chǎn)聚丙烯和異丙醇提供原料。塔底的丙烷作為商品或燒火油出裝置后作為商品出售或者做燒火油。設(shè)計(jì)時(shí)，依次進(jìn)行了物料衡算、

2、熱量衡算、塔結(jié)構(gòu)的相關(guān)工藝計(jì)算，及換熱設(shè)備的計(jì)算及附屬設(shè)備的選型，并根據(jù)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)分別繪制了自控流程圖。設(shè)備選型方面主要按照現(xiàn)場實(shí)際，并兼顧工藝控制要求與經(jīng)濟(jì)合理性。隨著先進(jìn)控制技術(shù)的興起，關(guān)鍵控制指標(biāo)由定值控制向區(qū)間控制轉(zhuǎn)變，調(diào)節(jié)變量與控制變量的關(guān)系由單對單向多變量預(yù)估控制轉(zhuǎn)變。它是裝置控制技術(shù)發(fā)展的方向，正在逐步普及。為了為裝置以后上先進(jìn)控制提供方便，我們在設(shè)計(jì)時(shí)，注意為塔頂溫度，塔底溫度，回流量等指標(biāo)保留較大的操作彈性。關(guān)鍵詞：脫乙烷塔；丙烯精餾塔；物料衡算；熱量衡算；目錄朗讀顯示對應(yīng)的拉丁字符的拼音 字典 - 查看字典詳細(xì)內(nèi)容目錄目錄目錄目錄1.1氣分裝置發(fā)展概況11.2氣分裝

3、置的原料來源、組成11.3丙烯精制產(chǎn)品的用途、價(jià)值11.4分離方案的確定11.5丙烯精制設(shè)備確定21.6丙烯精制工藝流程的敘述2第2章丙烯精制的物料衡算32.1脫乙烷塔物料衡算32.1.1 原料組成及流量32.1.2脫乙烷塔的物料平衡42.2 丙烯精制塔物料衡算52.2.1丙烯精制塔物料平衡52.2.2原料組成及流量6第3章丙烯精制裝置工藝條件的計(jì)算73.1 脫乙烷塔工藝條件的確定73.1.1操作壓力的確定73.1.2回流溫度的確定73.1.3塔頂溫度的計(jì)算83.1.4塔底溫度的計(jì)算83.1.5進(jìn)料溫度的計(jì)算93.1.6脫乙烷塔操作條件匯總93.2丙烯精制塔工藝條件確定103.2.1操作壓力的

4、確定103.2.2回流溫度的確定103.2.3塔頂溫度的計(jì)算103.2.4塔底溫度計(jì)算113.2.5進(jìn)料溫度的計(jì)算113.2.6丙烯精制塔操作條件匯總12第4章塔板數(shù)的確定124.1 脫乙烷塔塔板數(shù)的計(jì)算124.1.1最小回流比的計(jì)算124.1.2最少理論塔板數(shù)的計(jì)算134.1.3理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比的確定134.1.4實(shí)際塔板數(shù)的確定144.1.5進(jìn)料位置的確定154.1.6脫乙烷塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總154.2丙烯精制塔塔板數(shù)的計(jì)算154.2.1最小回流比的計(jì)算最小回流比154.2.2最少理論塔板數(shù)的計(jì)算174.2.3理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比的確定174.2.4實(shí)際塔板數(shù)的確定174.2.5

5、進(jìn)料位置的確定184.2.6丙烯精制塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總18第5章 熱量衡算195.1 脫乙烷塔熱量衡算195.1.1冷凝器的熱量衡算195.1.2再沸器的熱量衡算205.1.3全塔熱量衡算205.1.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總245.2丙烯精制塔熱量衡算245.2.1全凝器的熱量衡算245.2.2再沸器的熱量衡算255.2.3全塔熱量衡算255.2.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總28第6章 丙烯精制塔工藝尺寸的確定296.1塔徑的確定296.1.1計(jì)算塔內(nèi)氣、液相密度296.1.2計(jì)算氣、液相負(fù)荷296.1.3塔徑的估算326.1.4計(jì)算實(shí)際空塔氣速326.2浮閥塔結(jié)構(gòu)尺寸確定326.2.1塔板

6、布置326.2.2溢流裝置設(shè)計(jì)計(jì)算346.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算356.3.1塔板壓力降的計(jì)算356.3.2物沫夾帶校核366.3.3液泛校核366.4 塔板負(fù)荷性能圖376.5塔高的確定396-6塔板結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計(jì)結(jié)果匯總40第7章 設(shè)備附屬選型407.1 丙烯精制塔附屬設(shè)備選型計(jì)算407.1.1丙烯精制塔全凝器的選擇407.1.2丙烯精制塔再沸器的選型417.1.3丙烷冷卻器的選擇427.1.4丙烯冷卻器的選擇437.1.5接力泵的選擇447.1.6丙烯精制塔回流泵的選擇457.1.7附屬設(shè)備選型及匯總表46設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總46謝詞47參考文獻(xiàn)4846 第1章概述1.1氣分裝置發(fā)展概況氣體分餾是

7、指對液化石油氣的進(jìn)一步分離。煉廠液化氣中的主要成分是c3、c4的烷烴和烯烴，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。這些烴的沸點(diǎn)很低，如丙烷的沸點(diǎn)是42.07，丁烷為0.5，異丁烯為6.9，在常溫常壓下均為氣體，但在一定的壓力下（2.0mpa以上）可呈液態(tài)，利用其不同沸點(diǎn)進(jìn)行精餾加以分離。由于彼此之間沸點(diǎn)差別不大，分餾精度要求很高，要用幾個(gè)多層塔板的精餾塔。塔板數(shù)越多塔體就越高，所以煉油廠的氣體分餾裝置都有數(shù)個(gè)高而細(xì)的塔。氣體分餾裝置要根據(jù)需要分離出哪幾種產(chǎn)品以及要求的純度來設(shè)定裝置的工藝流程。氣體分餾裝置中的精餾塔一般為三個(gè)或四個(gè)，少數(shù)為五個(gè)，實(shí)際中可根據(jù)生產(chǎn)需要確定精餾塔的個(gè)數(shù)。一般地，如要將氣體分離

8、為n個(gè)單體烴或餾分，則需要精餾培的個(gè)數(shù)為n1。氣分裝置包括氣體的壓縮和冷卻系統(tǒng)、穩(wěn)定系統(tǒng)、脫硫化氫和二氧化碳的堿精制系統(tǒng)和分離系統(tǒng)。精制的原料進(jìn)入精餾塔，然后連續(xù)在精餾塔進(jìn)行分離，分出丙烯、丙烷、輕c4餾分（主要是異丁烷、異丁烯、l-丁烯組分）、重c4餾分（主要為2-丁烯和正丁烷）及戊烷餾分。1.2氣分裝置的原料來源、組成氣分裝置的原料主要來自 重整車間、加氫裂化、催化裂化、焦化 等車間分離出來的c1c4組分。具體組成如下圖：c2c3=c30ic40ic4=c4-1=nc40反c4-2=順c4-2=c5h2s有機(jī)硫1.3丙烯精制產(chǎn)品的用途、價(jià)值丙烯在常溫常壓下為無色可燃性氣體，比空氣重，與空氣

9、形成爆炸性混合物，爆炸極限（體積），可溶于乙醇和乙醚，微溶于水。丙烯是石油化工基本原料之一，可用以生產(chǎn)多種重要有機(jī)化工原料，可以生產(chǎn)丙烯腈，環(huán)氧丙烷，環(huán)氧氯丙烷，異丙醇，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、異丙醇的原料，還可做腈綸、丙烯睛等產(chǎn)品的原料，丙烯在我國的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。1.4分離方案的確定生產(chǎn)流程方案的數(shù)目由下列公式?jīng)Q定： z2（c1）！c！（c-1）！其中：z方案數(shù)目 c主要組分?jǐn)?shù)原料主要有三個(gè)組分：c2°、c3、c3°，生產(chǎn)方案有兩種：圖1·1 丙烯精制生產(chǎn)流程方案圖圖（a）為按揮發(fā)度遞減順序采出，圖

10、（b）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機(jī)化工生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的順序依次采出餾分的流程較常見。因各組分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖（b）所示方法中，除最難揮發(fā)組分外。其它組分在采出前需經(jīng)過多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量（熱量和冷量）消耗大。并且，由于物料的內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費(fèi)用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)選用圖（a）所示的生產(chǎn)方案。由于原料中的和常壓下沸點(diǎn)相近，都在40以下，如在常壓下分離這兩個(gè)組分需采用深冷的方法，使用制冷劑，工藝流程復(fù)雜，附屬設(shè)備多，設(shè)備的投資費(fèi)用加大，根據(jù)烴的沸點(diǎn)隨壓力增加而升高

11、的特點(diǎn)，采用高壓分離的方法，用冷卻水即可滿足工藝要求，只是采用高壓分離丙稀，精餾塔應(yīng)有較多的塔板數(shù)和較大的回流比，所以本設(shè)計(jì)采用常溫加壓分離方法，采用相對揮發(fā)度遞減順序流程方案分離出丙稀。1.5丙烯精制設(shè)備確定本裝置的平面布置應(yīng)嚴(yán)格遵循煉油裝置平面設(shè)計(jì)的主要原則設(shè)計(jì)，宜采用同類設(shè)備集中與流程方式相結(jié)合的方案布置。在裝置內(nèi)設(shè)有塔區(qū)、罐區(qū)、操作區(qū)三部分，同時(shí)應(yīng)考慮裝置的主要泄漏地點(diǎn)在罐區(qū)和原料泵附近。東北地區(qū)風(fēng)向多為西北風(fēng)，故裝置按流程順序應(yīng)為南北走向，以防止泄漏后可燃?xì)怏w被吹出裝置而引起事故。1.6丙烯精制工藝流程的敘述來自氣分車間的碳三進(jìn)入原料罐內(nèi)，罐中碳三經(jīng)脫乙烷塔進(jìn)料泵再經(jīng)流量控制閥、原料

12、預(yù)熱器預(yù)熱后由進(jìn)入脫乙烷塔，采用精餾原理，對碳三中的碳二進(jìn)行分離，塔頂餾分進(jìn)入分凝器至回流罐，塔頂不凝器由回流罐頂經(jīng)控制閥進(jìn)入高壓罐網(wǎng)，回流罐液體靠回流泵再經(jīng)控制閥打回塔頂，為塔盤提供液相介質(zhì)，塔底重沸器采用0.9mpa蒸汽供熱，塔底一部分液相經(jīng)塔底重沸器返回第一層塔盤下，提供氣相介質(zhì)，另一部分作為丙烯精制塔進(jìn)料靠兩塔之間壓差、經(jīng)流量控制閥壓入丙烯精制塔。丙烯和丙烷的混合物從進(jìn)料層流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底餾分一部分經(jīng)塔底重沸器返回第一層塔板下，另一部分經(jīng)流量控制閥、流量計(jì)送產(chǎn)品罐區(qū)。丙烯精制塔頂?shù)妮p組分即丙烯徑冷凝器再經(jīng)回流罐最后經(jīng)控制閥，一部分打回流，一部分經(jīng)產(chǎn)品泵送至丙烯后冷，根據(jù)需要

13、送聚合或水合。第2章丙烯精制的物料衡算2.1脫乙烷塔物料衡算2.1.1 原料組成及流量（一）進(jìn)料質(zhì)量流量1.年（8000小時(shí)）產(chǎn)量105000噸氣體分餾裝置，且生產(chǎn)能力為：0.22丙烯（99.5%）/噸原料。由原始依據(jù)可知：脫乙烷塔進(jìn)料量=105000×1038000×0.22×99.5=2873.06kg/h2.進(jìn)料的質(zhì)量流量由原始依據(jù)可知：丙烯在脫乙烷塔和丙烯精制塔的回收率分別為：95、99.5。丙烯在進(jìn)料中的質(zhì)量百分率為70.2則進(jìn)料的質(zhì)量流量為=2873.06×99.5%95%×99.5%×70.2%=4307.9922kg/

14、h(二)進(jìn)料組成由原始依據(jù)知：組分： wt% 7.00 70.2 22.10 0.51 0.19則丙烯的質(zhì)量流量是w=w×70.2% = 4307.9922×70.2% = 3024.16kg/h同理可以求出其他組分的質(zhì)量流量w。丙烯的摩爾流量f=wc3=mc3=3024.1642=72.37kmol/h 同理求得其他組分的摩爾流量f：見下表：2-1表2-1 脫乙烷塔進(jìn)料流量與組成組分分子量kg/hw%kmol/hmol%x30303.087.0010.109.460.0964423039.4770.2072.2769.090.690944956.8722.1021.752

15、1.760.20765822.080.510.380.360.0036568.230.190.150.150.00154329.73100104.51001.02.1.2脫乙烷塔的物料平衡本工段精餾屬于多組分精餾，采用清晰分割作物料衡算清晰分割法：當(dāng)輕重關(guān)鍵組分相對揮發(fā)度相差很大時(shí)，比輕關(guān)鍵組分還輕的組分全部從塔頂餾出液采出，比重關(guān)鍵組分還重的組分全部從塔釜排出，這種分離叫清晰分割 輕關(guān)鍵組分 重關(guān)鍵組分對全塔的物料衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)總物料 f=d+w易揮發(fā)組分 f·xf:=d·xd:+w·xw:則有：f=d+w 丙烯回收率 乙烷回收率 由此上述數(shù)據(jù)可求得各組

16、分在塔頂和塔釜的流量，見表 2-22-2脫乙烷塔頂?shù)牧髁考敖M成 組分分子量kg/hwt%kmol/hmol%xdi30302.9666. 6010.173.720.737240151.97333.403.626.280.2628455.053100.0013.7100.01.0002-3脫乙烷塔塔釜的流量及組成 組分分子量kg/hwt%kmol/hmol%xwi300.120.030.0040.0040.00013422887.49774.568.7575.520.74444956.8724.6921.7523.890.255822.080.60.380.40.0043568.231.180.

17、1470.1950.00153874.79710091.0311001.02.2 丙烯精制塔物料衡算2.2.1丙烯精制塔物料平衡對全塔物料衡算，并以單位時(shí)間為基準(zhǔn)總物料 f=d+w易揮發(fā)組分 按清晰分割計(jì)算：為輕關(guān)鍵組分：為重關(guān)鍵組分則有 f=d+w 由原始數(shù)據(jù)知：丙烯回收率 丙烷回收率= 2.2.2原料組成及流量由此上述數(shù)據(jù)可求得各組分在塔頂和塔釜的流量，見表 2-42-4丙烯精制塔塔頂?shù)牧髁亢徒M成 組分分子量kg/hwt%kmol/hmol%xd丙300.120.0050.0040.0040.00004422873.0699.6668.6399.670.9967449.570.3350.2

18、20.30.0032882.7510068.8541001.002-5丙烯塔塔釜的流量和組成 組分分子量kg/hwt%kmol/hmol%xw丙4214.4371.460.341.520.015244947.395.4921.5296.130.96135822.082.230.381.70.017568.230.820.1470.650.0065922.04710022.3871001.0第3章丙烯精制裝置工藝條件的計(jì)算3.1 脫乙烷塔工藝條件的確定3.1.1操作壓力的確定塔頂冷凝器采用新鮮汞為冷劑，溫度15，則由物料與冷劑溫差，設(shè)塔頂氣相冷凝溫度確定塔頂壓力采用現(xiàn)場生產(chǎn)數(shù)據(jù)：塔頂壓力：292

19、9.596kpa進(jìn)料壓力：2937.7kpa塔釜壓力：2950.869kpa3.1.2回流溫度的確定利用試差去求塔頂回流溫度即泡點(diǎn)溫度， 其公式如下 ,若 說明所設(shè)溫度偏高，ki值太大，若 說明溫度偏低，ki值太小，經(jīng)反復(fù)假設(shè)溫度，并求出相應(yīng)的kiyi直到足 為止，此時(shí)的溫度即泡點(diǎn)。設(shè)t=30 p塔頂2929.6kpa，試差結(jié)果如下： 3-1試差法求露點(diǎn)溫度組分yi0.73720.2628ki1.210.44xi=yiki0.8790.121xi1.00xi1.00 露點(diǎn)為303.1.3塔頂溫度的計(jì)算利用試差去求塔頂溫度即露點(diǎn)溫度 其公式 若 說明所設(shè)溫度偏低，ki值太小，若 說明溫度偏高，k

20、i值太大，經(jīng)反復(fù)假設(shè)溫度，并求出相應(yīng)的kixi直到滿足 時(shí)的溫度即露點(diǎn)。設(shè)t=38 p塔頂2929.56kpa，試差結(jié)果如下： 3-2試差法求塔頂溫度數(shù)據(jù)表組分yi0.73720.2628xi1.50.56xi=yi/ki0.52010.469xi0.99351.00xi1.00 露點(diǎn)為383.1.4塔底溫度的計(jì)算利用試差法，求算塔釜溫度即泡點(diǎn)溫度，其公式如下 ,若 說明所設(shè)溫度偏高，ki值太大，若 說明溫度偏低，ki值太小，經(jīng)反復(fù)假設(shè)溫度 ，并求出相應(yīng)的kiyi直到滿足 為止，此時(shí)的溫度即泡點(diǎn)。假設(shè)t=78 p釜 =2950.869kpa，由化工原理中p44烴類p-t-k圖中查得及試差結(jié)果如

21、下：3-3試差法求塔釜溫度數(shù)據(jù)表組分xi0.000040.75520.23890.0040.00195ki2.51.10.960.510.42yi=kixi1×10-40.830720.2293442.04×10-38.19×10-4yi1.06001.00 泡點(diǎn)為783.1.5進(jìn)料溫度的計(jì)算進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，即為泡點(diǎn)進(jìn)料，同計(jì)算塔釜的溫度相同。設(shè)t=66 p進(jìn)料2937.7kpa，試差結(jié)果如下： 3-4試差法求進(jìn)料溫度數(shù)據(jù)表組分xi0.09640.69090.20760.00360.0015ki2.10.90.820.440.32yi=kixi0.202440

22、.621810.1702321.584×10-34.8×10-4yi0.9944821.00yi1.00 進(jìn)料溫度為663.1.6脫乙烷塔操作條件匯總3-5脫乙烷塔操作條件匯總項(xiàng)目數(shù)值說明備注塔頂壓力：進(jìn)料壓力：塔釜壓力：回流溫度塔頂溫度塔底溫度進(jìn)料溫度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa303878663.2丙烯精制塔工藝條件確定3.2.1操作壓力的確定塔頂冷凝器采用新鮮汞為冷劑，溫度15，則由物料與冷劑溫差，設(shè)塔頂氣相冷凝溫度確定塔頂壓力采用現(xiàn)場生產(chǎn)數(shù)據(jù)：塔頂壓力：2929.596kpa進(jìn)料壓力：2937.7kpa塔釜壓力：2950.869kp

23、a3.2.2回流溫度的確定泡點(diǎn)：公式為 設(shè)t=56 p回2089.008kpa，試差結(jié)果如下： 3-6試差法求回流溫度數(shù)據(jù)表組分c20c3=c30xdi0.000040.99670.003yi= ki xdi0.0000960.99670.0027yi0.9994961yi1.00 即泡點(diǎn)為563.2.3塔頂溫度的計(jì)算露點(diǎn)：公式為設(shè)t=56 p塔頂2019.922kpa，試差結(jié)果如下： 3-7試差法求塔頂溫度數(shù)據(jù)表組分ydi0.000040.99670.003ki2.41.00.9x(+1)i=ydi/ki0.0000960.75930.2165xi0.9758961.00xi=1.00 露點(diǎn)

24、為563.2.4塔底溫度計(jì)算泡點(diǎn)：公式為 設(shè)t=65 p塔釜2089.008kpa，試差結(jié)果如下： 3-8試差法求塔釜溫度數(shù)據(jù)表組分xwi0.01520.96130.0170.0065ki1.110.50.39yi= ki xwi0.016720.96130.008670.00253yi0.989221.00yi1.00 即泡點(diǎn)為653.2.5進(jìn)料溫度的計(jì)算由原始數(shù)據(jù)，進(jìn)料為飽和液進(jìn)料，即泡點(diǎn)進(jìn)料，p進(jìn)料2059.429kpa設(shè)t=56.5由化工原理中p44烴類p-t-k圖圖得ki及試差結(jié)果如下：3-9試差法求進(jìn)料溫度數(shù)據(jù)表組分xfi0.000040.75520.23890.0040.0015

25、ki2.41.010.910.450.35yfi=kixfi0.0000960.762750.21740.0000180.00053yi1.00yi1.00 進(jìn)料溫度為56.53.2.6丙烯精制塔操作條件匯總3-10丙烯精制塔操作條件匯總項(xiàng)目數(shù)值說明備注塔頂壓力進(jìn)料壓力塔釜壓力回流溫度塔頂溫度塔底溫度進(jìn)料溫度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa56566556.5第4章塔板數(shù)的確定4.1 脫乙烷塔塔板數(shù)的計(jì)算4.1.1最小回流比的計(jì)算4-1脫乙烷塔的平均相對揮發(fā)度組分塔頂p=28.92atm t=38進(jìn)料t=66 p=29atm塔釜t=78 p=29.13atm平均相

26、對揮發(fā)度ki頂iki進(jìn)ki釜i=( 頂頂i 釜)1/31.59.492.16.562.55.957.180.563.540.92.811.12.622.960.523.290.822.560.962.292.680.251.580.441.380.511.211.380.15810.3210.4211依據(jù)上表中的平均相對揮發(fā)度用恩德伍德公式求rmin （1） （2）由進(jìn)料知q1 取6.0014-2試差結(jié)果列于下表組分xfi0.09640.69090.20760.00360.0015xi7.182.962.681.3810.00950(2)公式右邊0 試差結(jié)果0.00950 可取6.001則rm

27、=7.18×0.737.18-6.001+2.96×0.262.96-6.001-1=3.194.1.2最少理論塔板數(shù)的計(jì)算最少理論板數(shù)n 因?yàn)槊撘彝樗敳捎梅帜鳎?由芬斯克方程n=lgxlxhdxhxlwlgah-2而 n= （不含塔釜再沸器與分凝器）4.1.3理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比的確定（一）理論塔板數(shù)的確定1.依據(jù)吉利蘭關(guān)聯(lián)圖找出理論板數(shù)： 由 求得nt12（塊）（不含塔釜再沸器與分凝器）2.確定精餾段，提餾段的理論板數(shù)n,mn+2=m+n (1)其中包括塔釜與分凝器由于泡點(diǎn)進(jìn)料，由柯克布賴德經(jīng)驗(yàn)式 （2） （含塔釜再沸器與分凝器）（二）實(shí)際回流比的確定回流比r

28、r4r=4×3.19=12.764.1.4實(shí)際塔板數(shù)的確定實(shí)際塔板數(shù)npe0=0.17-0.616lgxfl 而全塔的平均溫度： 查石油化工工藝計(jì)算圖表得： 則e00.17-0.616lg0.07424=0.9303考慮到實(shí)際經(jīng)驗(yàn)值e040%np=4.1.5進(jìn)料位置的確定精餾段，提餾段實(shí)際數(shù)n´ m´n´ =n/0.4=1/0.4=3（塊）m´m/0.4=13/0.4=32(塊) （含塔釜再沸器與分凝器）由n´可知進(jìn)料板為上數(shù)第3塊板。脫乙烷塔選浮閥塔板，浮閥為f1型。4.1.6脫乙烷塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總4-3脫乙烷塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯

29、總項(xiàng)目數(shù)值說明備注最小回流比最少理論塔板數(shù)理論塔板數(shù)實(shí)際回流比實(shí)際塔板數(shù)進(jìn)料位置 3.1911(塊)12（塊）12.7635（塊）上數(shù)第3塊板4.2丙烯精制塔塔板數(shù)的計(jì)算4.2.1最小回流比的計(jì)算最小回流比4-4丙烯塔的平均相對揮發(fā)度組分塔頂t=56進(jìn)料t=56.5塔釜t=65平均相對揮發(fā)度ki頂iki進(jìn)ki釜i=( 頂頂i 釜)1/32.407.742.406.862.66.677.081.003.231.012.891.12.822.9750.902.900.912.612.562.6820.431.390.451.290.51.281.3190.3110.3510.3911注：上表中各組

30、分的相對揮發(fā)度的求法： 首先由前面的計(jì)算知道了塔頂、塔釜及進(jìn)料溫度，又由原始數(shù)據(jù)知道了塔頂、塔釜和進(jìn)料壓力，這樣知道了相平衡常數(shù)便可求得任一組分的全塔平均相對揮發(fā)度i,事實(shí)k可按溫度和壓力在有關(guān)的書中查得。如求已知t頂t´丙50，2019.922kpa則據(jù)t´丙和頂查化工原理下冊44 “烴類的p-t-k列線圖”可得k2.41選擇i的揮發(fā)度為基準(zhǔn)揮發(fā)度，又知：0.307則 同理，求得其它各組分的相對揮發(fā)度，見上表。由上表中全塔的平均相對揮發(fā)度用恩德伍德公式試差 （1） （2）由進(jìn)料知q1 （2）右邊0設(shè)2.747試差結(jié)果列于下表 4-5試差法求回流比數(shù)據(jù)表組分xfi0.000

31、040.75520.23890.0040.00195i7.0829752.6851.3191-0.0070試差結(jié)果-0.0070可取2.747則rm4.2.2最少理論塔板數(shù)的計(jì)算最少理論板nm 丙烯精制塔塔頂采用全凝器，則芬斯克方程為如下形式： 而 n=（不含塔釜再沸器與分凝器）4.2.3理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比的確定（一）理論塔板數(shù)的確定根據(jù)吉利蘭關(guān)聯(lián)圖求理論板數(shù)n由基本有機(jī)化工過程及設(shè)備圖6-10查得n95.5（塊）96（塊）（不含塔釜再沸器與分凝器）（二）回流比：r=2rm2×11.8812244.2.4實(shí)際塔板數(shù)的確定實(shí)際板數(shù)：e0=0.17-0.616 lgxfl而全塔的平均

32、溫度t= 查石油化工工藝計(jì)算圖表得： e0=0.17-0.616×lg0.05678=0.9373但依經(jīng)驗(yàn)取e0=0.654.2.5進(jìn)料位置的確定確定精餾段，提餾段的實(shí)際板數(shù)n,mn+m=np+1=90+1=91 (1)（含塔釜再沸器）由于泡點(diǎn)進(jìn)料，則可由柯克布賴德經(jīng)驗(yàn)式確定進(jìn)料位置 （2） （含塔釜再沸器）由n82可知，進(jìn)料板為由上數(shù)第83塊板4.2.6丙烯精制塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總4-6丙烯精制塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總項(xiàng)目數(shù)值說明備注最小回流比最少理論塔板數(shù)理論塔板數(shù)實(shí)際回流比實(shí)際塔板數(shù)進(jìn)料位置 11.188276（塊）96（塊）24148（塊）上數(shù)第83塊板第5章 熱量衡算5.1 脫

33、乙烷塔熱量衡算5.1.1冷凝器的熱量衡算對脫乙烷塔冷凝器作熱量衡算（1）分凝器的熱負(fù)荷q冷，衡算范圍見上圖q2q3 + q4 + q冷則：q冷q2- q3 - q4而q3的計(jì)算方法同q1的計(jì)算方法一樣，見下表3-4t=38 p=2929.596kpa 5-1求q3值列表組分302.9666.61759552955632759282因此，q冷1095660.374-59282-494164.97=542213.404 kal/h取1.1 （為安全系數(shù)）較正后:q冷731516.037×1.1596434.7444 kcal/h（2）分凝器冷卻水（新水）的需要量5.1.2再沸器的熱量衡算

34、對脫乙烷塔再沸器的熱量衡算（1）再沸器的熱負(fù)荷qbqbq6·302651.196×1.1332916.3156 kcal/h（2）加熱介質(zhì)消耗量wh 因加熱介質(zhì)在加熱過程中只發(fā)生相變，即：由174的蒸汽174的水。 進(jìn)出再沸器介質(zhì)的焓分別為ib1-ib2 進(jìn)出再沸器的壓力為910kpa蒸汽由化工工藝設(shè)計(jì)手冊上冊p174查得：h487.938 kcal/kg whqb/h=332916.3156/487.938=0.682t/h對脫乙烷塔再沸器的熱量衡算（1）再沸器的熱負(fù)荷qbqbq6·302651.196×1.1332916.3156 kcal/h（2）

35、加熱介質(zhì)消耗量wh 因加熱介質(zhì)在加熱過程中只發(fā)生相變，即：由174的蒸汽174的水。 進(jìn)出再沸器介質(zhì)的焓分別為ib1-ib2 進(jìn)出再沸器的壓力為910kpa蒸汽由化工工藝設(shè)計(jì)手冊上冊p174查得：h487.938 kcal/kg whqb/h=332916.3156/487.938=0.682t/h5.1.3全塔熱量衡算1、塔頂上升蒸汽的組成見圖因?yàn)榉帜骺煽醋饕粔K理論板由精餾段操作線方程 知： +其中r=15.282、采用清晰分割法作的物料衡算，所以塔頂上升蒸汽只有和兩組分則：而： 即同理：3、塔頂上升蒸汽的露點(diǎn)溫度 t上 用試差方法求t上假設(shè)塔頂上升蒸汽的露點(diǎn)溫度t上=50,p頂 2929

36、.596kpa，由t上和p頂 查化工原理中p44烴類p-t-k圖” yi=kixi則同理：故：說明塔頂上升蒸汽的露點(diǎn)溫度為44。3、對脫乙烷塔全塔作熱量衡算衡算范圍如圖3-2所示由圖可知：q進(jìn)q出即：q1+ q3 + q5 = q2 + q4而：其中：wi質(zhì)量流量 kg/hili某組分i單位質(zhì)量的液相焓 kcal/kgq1進(jìn)脫乙烷塔的熱量 kcal/ h 進(jìn)料溫度，p進(jìn)29atm,查化工工藝設(shè)計(jì)手冊得知如下數(shù)據(jù)：則q1 303.08190+3039.47117+956.87113.5+22.08104+8.23107q1524984.865 kg/h同理，根據(jù)進(jìn)出塔的物料的溫度和壓力分別求出q

37、2 q3 q4 q5 見表5-2 q2求法列表 組分4169.13131981.6381182170758781.8966336878.4771095660.374注： 上表中v脫乙烷塔精餾段上升蒸汽摩爾質(zhì)量kmol/h v=(r+1)d=(12.76+1)×13.7=188.512kmol/hmii組分的摩爾質(zhì)量 kg/kmolivii組分的單位質(zhì)量的氣相焓 kcal/kg y(n+1)脫乙烷塔精餾段上升蒸汽i組分的摩爾分率5-3 q3值求法列表組分2574.980763279.4717595450621.633311549.65762171.283注： 上表中l(wèi)脫乙烷塔精餾段回流

38、液的干摩爾流量 kmol/h lv-d=188.512-13.7=174.812 kmol/h il回ii組分單位質(zhì)量回流液的焓 kcal/kg x回i回流液中組分i的摩爾分率 5-4 q4值求法列表組分0.122887.497956.8722.088.23198127122.511211423.76366712.12117216.582472.967721.55494146.97進(jìn)入衡算范圍的熱量q進(jìn)q1+q3+q5帶出衡算范圍的熱量q出q2+q4q進(jìn)q出即：q1+q3+q5q2+q4 則：q5q2+q4- q1-q3q51095660.374+494146.97-524984.865-76

39、2171.283=302651.196 kcal/h5.1.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總5-5脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總項(xiàng)目數(shù)值說明備注q1 kcal/hq2 kcal/h q3 kcal/hq4 kcal/h 524984.8651095660.374762171.283494146.975.2丙烯精制塔熱量衡算5.2.1全凝器的熱量衡算全凝器的熱量衡算（1）全器的熱負(fù)荷q冷由3-4圖所示的衡算范圍得：q1q3+ q冷+q2 則：q冷q1-q2-q312288786.5-302684.595-7304049.1124682052.793 kcal/h考慮到安全系數(shù)1.1則：q冷4682052.7

40、93×1.15150258.072 kcal/h（2）全凝器冷卻水（循環(huán)水）的用量wc因?yàn)檠h(huán)水的溫度由2856則wc=q冷cpc(t1-t2)=5150258.0721×(56-28)=183937.78835.2.2再沸器的熱量衡算對丙烯精制塔再沸器的熱量衡算（1）再沸器的熱負(fù)荷qbqbq54690016.02×1.15159017.622kcal/h=2159977.498kj（2）加熱介質(zhì)消耗量因?yàn)榧訜峤橘|(zhì)在再沸器中只發(fā)生相變則：ib1-ib2h（ib1、ib2分別為進(jìn)出再沸器加熱介質(zhì)的焓）由于進(jìn)再沸器的蒸汽壓9kg/cm2，由化工工藝設(shè)計(jì)手冊上冊p174

41、查得，在相變溫度為174時(shí)的相變熱487.938kcal/h，則：whqb/h=5159017.622/487.938=10.573t/h5.2.3全塔熱量衡算衡算范圍1、求出q0 q1 q2 q3 q4 據(jù)進(jìn)料溫度 p進(jìn)2059.429查化工工藝設(shè)計(jì)手冊得ili(組分：單位質(zhì)量的液相焓)如下：而 0.12190+2887.497105+956.87103.5+22.0897+9.23100 405210.79（kcal/h）同理，求出q1 q2 q3 q4分別見下表3-5；表3-6；表3-7和表3-8 5-6求q1值列表組分2.0656272058.12211.39272185170169.

42、5392.468712249880.5538513.484912288786.5注： 上表中v（r+1）d（24+1）×68.8541721.35 kmol/h v精餾段內(nèi)上升蒸汽的摩爾流量 ivi精餾段內(nèi)上升蒸汽單位質(zhì)量的焓 mi組分i的摩爾質(zhì)量5-7求q2值列表 t2=56 p頂2109.922kpa組分0.122873.069.57190105103.522.8301671.3990.495302684.5955-8求q3值列表t2=56 p回2019.922kpa組分1.987869343.2417218.6575190105103.5377.6827281040.23792

43、2631.057304049.112注：上表中l(wèi)精餾段回流液體的干摩爾流量 kmol/h xd回流液中組分i的摩爾分率 其中l(wèi)v-d=1721.35-68.8541656.496 kmol/h 5-9 t2=65 p回2089.08kpa組分14.437947.322.088.23116111.51051061674.692105623.952318.4872.38110489.4222、求q5由3-4圖的所示衡算范圍可知：q0 + q5+ q3 q1 + q4則：q5q1+q4-q0-q3 1228878.65+110489.422-405210.79-7304049.112 4690016

44、.02 kcal/h3、全凝器的熱量衡算（1）全器的熱負(fù)荷q冷由3-4圖所示的衡算范圍得：q1q3+ q冷+q2 則：q冷q1-q2-q312288786.5-302684.595-7304049.1124682052.793 kcal/h考慮到安全系數(shù)1.1則：q冷4682052.793×1.15150258.072 kcal/h5.2.4脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總5-10脫乙烷塔熱量衡算結(jié)果匯總項(xiàng)目數(shù)值說明備注q0 kcal/hq1 kcal/hq2 kcal/hq3 kcal/hq4 kcal/hq冷kcal/h405210.7912288786.5302684.5957304049.112110489.4225150258.072 第6章 丙烯精制塔工藝尺寸的確定6.1塔徑的確定6.1.1計(jì)算塔內(nèi)氣、液相密度以提餾段為準(zhǔn)進(jìn)行丙烯精制塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算：i為提餾段回流液各組分密度，由石油化工工藝計(jì)算圖表上查取 6-1提餾段回流液各組分密度t=67.5 組分0.430.420.510.546.1.2計(jì)算氣、液相負(fù)荷為提餾段回流液密度6-2 餾段回流液密度 t=67.5 組分0.01460.95490.02230.00820.430.420.510.540.0342.32740.04370.015422.56-3求液相的平均分子量組分0.01520.