丙烯精制塔工藝設計論文.doc

1 43 畢業(yè)設計 論文 手冊畢業(yè)設計 論文 手冊 學學 院院 職業(yè)技術學院 專業(yè)班級專業(yè)班級 化工 0832 姓姓 名名 楊文龍 指導教師指導教師 王景蕓 2 43 2011 年 6 月 畢業(yè)設計 論文 任務書畢業(yè)設計 論文 任務書 設計 論文 題目 丙烯精制塔工藝設計 設計 論文 時間 2011 4 11 至 2011 6 19 設計 論文 進行地點 校 內 1 設計 論文 內容 1 丙烯簡介及應用 2 工藝流程的選擇與確定 3 物料衡算 熱量衡算 4 丙烯精餾塔的設計 5 精餾塔附屬設備的選用 2 設計 論文 的主要技術指標 主要進料 丙烯 丙烷 丁烷 其中進料組成 質量分數 分別為 92 75 7 05 0 20 要求通過設計的丙烯精制塔后的塔頂組成為丙烯 99 6 丙烷 0 4 丁烷 0 塔底組成要求丙烯小于 15 2 3 設計 論文 的基本要求 設計思路明確 設計層次分明 內容詳盡嚴謹求實 書寫規(guī)范等 3 43 畢業(yè)設計 論文 任務書畢業(yè)設計 論文 任務書 4 應收集的資料及主要參考文獻 天津大學化工原理教研室編 化工原理 下 天津 天津科技出版社 1990 上?；W院 基礎化學工程 中 上海 上?？茖W技術出版社 1978 石油化工規(guī)劃設計院 塔的工藝設計 北京 石油化學工業(yè)出版社 1977 化工設備手冊編寫組 金屬設備 上海 上海人民出版社 1975 中國石化集團 化工工藝設計手冊 上 下 北京 化學工業(yè)出版社 1994 天津大學 基本有機化學工程 中 北京 人民教育出版社 1978 等 5 進度安排及完成情況 序號設計 論文 各階段任務日 期完成情況 1有關設計任務資料的收集4 月 11 日 4 月 20 日完成 2設計的大綱安排4 月 20 日 4 月 25 日完成 3設計任務的計算4 月 25 日 4 月 30 日完成 4設計計算的審核4 月 30 日 5 月 10 日完成 5設計任務的電子版錄入5 月 10 日 5 月 30 日完成 6畢業(yè)設計的校驗和打印5 月 30 日 6 月 19 日完成 學 生 簽 名 楊文龍 指導教師簽名 系 主 任 簽 名 2011 年 6 月 19 日 4 43 畢業(yè)設計 論文 評閱書畢業(yè)設計 論文 評閱書 指導教師評語 評 分 表 導師建議成績 項目創(chuàng)新摘要內容排版表現合計 權重105601015100 分數 指導教師簽字 年 月 日 5 43 畢業(yè)設計 論文 評閱書畢業(yè)設計 論文 評閱書 評閱教師評語 評 分 表 評閱教師建議成績 項目創(chuàng)新摘要內容排版合計 權重1057510100 分數 評閱教師簽字 年 月 日 6 43 畢業(yè)答辯情況表畢業(yè)答辯情況表 答辯時間 答辯時間 年年 月月 日日 答 辯 組 成 員 姓 名職 稱工 作 單 位注 備 答辯評語 建議答辯成績 答辯組長 年 月 日 答辯委員會意見 答辯委員會主任 年 月 日 成 績 7 43 摘要 本人所設計所依據的是以丙烯精制塔為設計原型 我所設計的題目是年產 60000 噸丙 烯精制塔設計 開工周期為 7900 小時 年 其中原料主要組成為丙烯 丙烷 丁烷等組分 按各組分的沸點和相對揮發(fā)度的不同使各組分分離 工藝流程說明如下 原料 丙稀 丙 烷 丁烷的混合液體 經進料管由精餾塔中的某一位置 進料板處 流入塔內 開始精餾 操作 當釜中的料液建立起適當液位時 再沸器進行加熱 使之部分汽化返回塔內 氣相 沿塔上升直至塔頂 由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝 將塔頂蒸氣凝液部分作為塔 頂產品取出 稱為餾出物 另一部分凝液作為回流返回塔頂 回流液從塔頂沿塔流下 在 下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離 當流至塔底時 被再沸器加熱部 分汽化 其氣相返回塔內作為氣相回流 而其液相則作為塔底產品采出 設計時 依次進行了物料衡算 熱量衡算 塔結構的相關工藝計算 及換熱設備的計 算及附屬設備的選型 設備選型方面主要按照現場實際 并兼顧工藝控制要求與經濟合理 性 隨著先進控制技術的興起 關鍵控制指標由定值控制向區(qū)間控制轉變 調節(jié)變量與控 制變量的關系由單對單向多變量預估控制轉變 它是裝置控制技術發(fā)展的方向 正在逐步 普及 為了為裝置以后上先進控制提供方便 我們在設計時 注意為塔頂溫度 塔底溫度 回流量等指標保留較大的操作彈性 關鍵詞 丙烯 精餾塔 物料衡算 熱量衡算 塔溫 操作彈性 8 43 目錄 1 1 前言前言 1 1 1 1 丙烯概述 1 1 1 1 主要特性 1 1 1 2 危險性 1 1 2 丙烯行業(yè)特點 2 2 2 丙烯精制塔的工藝計算丙烯精制塔的工藝計算 3 3 2 1 原始數據 3 2 2 物料衡算 4 2 2 1 關鍵組分 4 2 2 2 計算塔頂小時產量 4 2 2 3 計算塔釜質量組成 4 2 2 4 質量分數轉換 5 2 2 5 計算進料量和塔底產品量 5 2 2 6 物料衡算計算結果 6 2 3 塔溫的確定 6 2 3 1 確定進料溫度 6 2 3 2 確定塔頂溫度 6 2 3 3 確定塔釜溫度 7 2 4 塔板數的計算 7 2 4 1 最小回流比的計算 7 2 4 2 計算最少理論板數 9 2 4 3 塔板數和實際回流比的確定 9 2 5 確定進料位置 10 2 6 全塔熱量衡算 10 2 6 1 冷卻器的熱量衡算 10 2 6 2 再沸器的熱量衡算 11 2 6 3 全塔熱量衡算 11 2 7 板間距離的選定和塔徑的確定 12 2 7 1 計算混合液塔頂 塔釜 進料的密度及氣體的密度 12 2 7 2 求液體及氣體的體積流量 13 2 7 3 初選板間距及塔徑的估算 14 2 8 浮閥塔塔板結構尺寸確定 15 2 8 1 塔板布置 15 2 8 2 溢流堰及降液管設計計算 16 2 9 水力學計算 17 2 9 1 塔板總壓力降的計算 18 2 9 2 霧沫夾帶 18 2 9 3 淹塔情況校核 22 9 43 2 10 浮閥塔的負荷性能圖 22 2 10 1 霧沫夾帶線 22 2 10 2 液泛線 24 2 10 3 降液管超負荷線 25 2 10 4 泄露線 25 2 10 5 液相下限線 25 2 10 6 操作點 26 2 11 塔的附屬設備計算 27 2 11 1 再沸器的計算 27 2 11 2 塔頂冷凝器的計算 27 2 11 3 確定塔體各接管及材料 28 3 3 總結總結 3131 4 4 致謝致謝 3232 設計參考資料設計參考資料 3333 1 43 1 前言 1 1 丙烯概述 6 丙烯 propylene CH2 CHCH3 常溫下為無色 無臭 稍帶有甜味的氣體 分子量 42 08 密度 0 5139g cm 20 4 冰點 185 3 沸點 47 4 易燃 爆炸極限為 2 11 不溶于水 溶于有機溶劑 是一種屬低毒類物質 丙烯是三大合成材料的基本原料 主要 用于生產丙烯腈 異丙烯 丙酮和環(huán)氧丙烷等 1 1 1 主要特性 化學品名稱 化學品中文名稱 丙烯 化學品英文名稱 propylene 英文名稱 propene 分子式 C3H6 結構簡式 CH2 CH CH3 分子量 42 081 丙烯燃燒化學方程式 2C3H6 9O2 6CO2 6H2O 1 1 2 危險性 健康危害 本品為單純窒息劑及輕度麻醉劑 急性中毒 人吸入丙烯可引起意識喪失 當濃度為 15 時 需 30 分鐘 24 時 需 3 分鐘 35 40 時 需 20 秒鐘 40 以上 時 僅需 6 秒鐘 并引起嘔吐 慢性影響 長期接觸可引起頭昏 乏力 全身不適 思維 不集中 個別人胃腸道功能發(fā)生紊亂 環(huán)境危害 對環(huán)境有危害 對水體 土壤和大氣可造成污染 燃爆危險 本品易燃 1 1 3 急救措施 吸入 迅速脫離現場至空氣新鮮處 保持呼吸道通暢 如呼吸困難 給輸氧 如呼吸停止 立即進行人工呼吸 就醫(yī) 1 1 4 消防措施 危險特性 易燃 與空氣混合能形成爆炸性混合物 遇熱源和明火有燃燒爆炸的危險 與 二氧化氮 四氧化二氮 氧化二氮等激烈化合 與其它氧化劑接觸劇烈反應 氣體比空氣 重 能在較低處擴散到相當遠的地方 遇火源會著火回燃 有害燃燒產物 一氧化碳 二氧化碳 滅火方法 切斷氣源 若不能切斷氣源 則不允許熄滅泄漏處的火焰 噴水冷卻容器 可 能的話將容器從火場移至空曠處 滅火劑 霧狀水 泡沫 二氧化碳 干粉 1 1 5 泄漏應急處理 應急處理 迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至上風處 并進行隔離 嚴格限制出入 切斷火源 建議應急處理人員戴自給正壓式呼吸器 穿防靜電工作服 盡可能切斷泄漏源 用工業(yè)覆 蓋層或吸附 吸收劑蓋住泄漏點附近的下水道等地方 防止氣體進入 合理通風 加速擴 散 噴霧狀水稀釋 溶解 構筑圍堤或挖坑收容產生的大量廢水 如有可能 將漏出氣用 排風機送至空曠地方或裝設適當噴頭燒掉 漏氣容器要妥善處理 修復 檢驗后再用 丙烯是僅次于乙烯的一種重要有機石油化工基本原料 它主要用于生產聚丙烯 苯酚 丙酮 丁醇 辛醇 丙烯腈 環(huán)氧丙烷 丙烯酸以及異丙醇等 其他用途還包括烷基化油 催化疊合和二聚 高辛烷值汽油調合料等 2 43 1 2 丙烯行業(yè)特點 縱觀中國丙烯行業(yè) 有如下幾個主要的特點 1 總體規(guī)模較大 2 中國丙烯工業(yè)體系較為完善 發(fā)展實力雄厚 具有資源優(yōu)勢 3 丙烯工廠較多 較為分散 單線丙烯生產能力相對較小 4 丙烯生產技術有待多樣化 丙烯來源途徑需要增加 中國丙烯主要來源于乙烯裂解裝置 煉廠催化裂化和催化裂解裝置 現有生產裝置多 已采用國內開發(fā)的增產丙烯技術 裝置開工率超過 100 中國丙烯增產技術與國際水平同 步 特別是煉廠深度催化裂解裝置增產丙烯技術 已處于世界領先地位 但中國在其他丙 烯生產技術如丙烷脫氫 PDH 甲醇制烯烴技術 MTP 烯烴相互轉化 乙烯丁烯易 位歧化技術等方面 與國際先進水平有一定差距 國外上述技術已工業(yè)化或正在工業(yè)化 而國內尚處于研究階段 近年來 中國丙烯工業(yè)都是以進口為主 出口相對較少 2007 年 1 12 月 中國丙烯進 口量 726010 499 噸 累計金額 81395 39 萬美元 2007 年 12 月 中國丙烯進口量 75702 81 噸 12 月交易金額 88077966 美元 12 月貨物平均單價 1163 47 美元 噸 2007 年 1 12 月 中國丙烯進口均價 1121 1 美元 噸 較 2006 年的 1108 1 美元 噸增長 1 2 2007 年 1 12 月 中國丙烯出口量 86 575 噸 累計金額 15 89 萬美元 2007 年 12 月 中國丙烯出口量 2 噸 12 月貨物平均單價 1000 美元 噸 2008 年 1 12 月 中國丙烯進口量 917259 245 噸 累計 金額 113171 4027 萬美元 2008 年 12 月 中國丙烯進口量 118047 072 噸 12 月交易金額 5993 26 萬美元 2008 年 1 12 月 中國丙烯進口均價 1233 8 美元 噸 較 2007 年的 1121 1 美元 噸增長 1 0 2008 年 1 12 月 中國丙烯出口量 118 13 噸 累計金額 18 05 萬美元 2008 年 1 12 月 中國丙烯出口均價 1527 77 美元 噸 近年來 由于丙烯下游產品的快速發(fā)展 極大的促進了中國丙烯需求量的快速增長 到 2010 年 中國將不斷新增大型乙烯生產裝置 同時煉廠生產能力還將繼續(xù)擴大 這將增 加丙烯的產出 預計 2010 年 丙烯消費量為 1905 萬噸 缺口為 825 萬噸 屆時 聚丙烯 仍是丙烯最大的消費衍生物 約占丙烯消費量的 76 左右 中國到 2011 年的丙烯產能將達到 1380 萬噸 年 預計 2008 2011 年間 中國丙烯產能 年均增長率為 12 3 高于全球平均增長率 4 1 屆時還將有大量丙烯衍生物進口 中國 丙烯開發(fā)利用前景廣闊 3 43 2 丙烯精制塔的工藝計算 2 1 原始數據 原始數據見表 1 表表 1 原始數據原始數據 物料名稱進料組成 質量分數 塔頂組成 質量分數 塔釜組成 質量分數 丙烯 92 75 92 0 25 N 99 6 15 2 丙烷7 050 4 丁烷0 200 操作壓力 P 1 74Mpa 表壓 年生產能力 60000t 丙烯 丙烯精餾塔工藝流程簡圖如圖 1 所示 精 餾 塔 再沸器 貯 罐 貯 罐 冷凝器 冷凝器 4 43 圖圖 1 丙烯精餾塔工藝流程簡圖丙烯精餾塔工藝流程簡圖 工藝流程說明如下 原料 丙稀 丙烷 丁烷的混合液體 經進料管由精餾塔中的某 一位置 進料板處 流入塔內 開始精餾操作 當釜中的料液建立起適當液位時 再沸器 進行加熱 使之部分汽化返回塔內 氣相沿塔上升直至塔頂 由塔頂冷凝器將其進行全部 或部分冷凝 將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產品取出 稱為餾出物 另一部分凝液作為回 流返回塔頂 回流液從塔頂沿塔流下 在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸 和分離 當流至塔底時 被再沸器加熱部分汽化 其氣相返回塔內作為氣相回流 而其液 相則作為塔底產品采出 5 2 2 物料衡算 2 2 1 關鍵組分 按多組分精餾確定關鍵組分 揮發(fā)度高的丙烯作為輕關鍵組分在塔頂分出 揮發(fā)度低 的丙烷作為重關鍵組分在塔底分出 2 2 2 計算塔頂小時產量 計算每小時塔頂產量 每年的操作時間按 7900h 計算 7000 100 N 由題目給定 60000000 7900 7595 h 2 2 3 計算塔釜質量組成 設計比丙烷重的全部在塔底 比丙烷輕的全部在塔頂 以 100 h 進料為基準 進行物料衡算見表 2 表表 2 物料衡算物料衡算 進料量 h 餾出流量 h 釜液量 h 丙烯92 750 996D0 152W 丙烷7 050 004D7 05 0 004D 丁烷0 200 2 共計100D7 25 0 004D 0 152W F D W 15 2 WD W 152 0 004 0 25 7 152 0 100 D W 或 92 75 0 996D 0 152W 100 D W 解得 W 8 1161 h D 100 8 1161 91 8839 h 丙烷 XWC3H8 82 34 WD D 152 0 004 0 25 7 004 0 05 7 項 目 組 分 5 43 丁烷 XWC4H10 2 46 WD152 0 004 0 25 7 2 0 式中 F 原料液流量 h D 塔頂產品 餾出液 流量 h W 塔底產品 釜殘液 流量 h XW 釜液中各組分的質量分數 2 2 4 質量分數轉換 將質量分數換算成摩爾分數 按下式計算 XA CWCBWBAWA A MXMXMX MX WA 式中 XA 液相中 A 組分的摩爾分數 MA MB MC A B C 組分的摩爾分數 kmol XWA XWB XWC 液相中 A B C 組分的質量分數 各組分的相對分子質量見表 3 表表 3 各組分的相對分子質量各組分的相對分子質量 分 子 式相對分子質量 丙烯C3H642 08 丙烷C3H844 09 丁烷C4H1058 12 丙烯進料摩爾組成 XF C3H6 12 58 002 0 09 44 0705 0 08 42 9275 0 08 42 9275 0 0 9310 同理 計算得各組分的摩爾分數如表 4 所示 表表 4 各組分的摩爾分數各組分的摩爾分數 進 料塔 頂 產 品塔 釜 液 丙烯0 93100 99620 1591 丙烷0 06750 00380 8223 丁烷0 001500 0186 共計1 00001 00001 0000 2 2 5 計算進料量和塔底產品量 F W D F XF D XD W XW 因為 D 7595 h 項 目 組 分 項 目 組 分 6 43 所以 F 7595 W F 0 9310 7595 0 9962 W 0 1591 解得 W 641 5261 h F 7595 641 5261 8236 5261 h 式中 XF 原料液中易揮發(fā)組分的質量分數 XD 餾出液中易揮發(fā)組分的質量分數 XW 釜殘液中易揮發(fā)組分的質量分數 2 2 6 物料衡算計算結果 見表 5 表表 5 物料衡算物料衡算 組 分C3H6C3H8C4H10共計 相 對 分 質 量42 0844 0958 12 h 7639 3780580 675116 47308236 5261 質量分數 92 757 050 2100 Kmol h181 544213 17020 2834194 9978 摩爾分數 93 106 750 15100 h 7564 6230 3807595 質量分數 99 60 40100 Kmol h179 76760 68900180 4566 摩爾分數 99 620 380100 h 97 5120528 232615 7815641 5261 質量分數 15 282 342 46100 Kmol h2 317311 98080 042314 3404 摩爾分數 15 9182 231 86100 2 3 塔溫的確定 2 3 1 確定進料溫度 操作壓力為 P 1 84 絕對壓力 假設 泡點進料 溫度為 45 依 T P 得到平衡常數 k 值 10 因為 0 99222 1iiXK 所以 確定進料溫度為 45 進料組成的 KiXi值見表 6 進 料塔 頂塔 釜 7 43 表表 6 進料組成的進料組成的 KiXi值值 進 料XiKiKiXi C3H60 93101 00 9310 C3H80 06750 90 06075 C4H100 00150 310 000465 共計1 00002 210 992222 2 3 2 確定塔頂溫度 假設 塔頂露點溫度為 44 同理得 k 值 10 塔頂物料組成的 yi ki值見表 7 表表 7 塔頂物料組成的塔頂物料組成的yi ki值值 塔 頂 物 料xi yiki i i k y i i k x C3H60 99620 981 016531 C3H80 00380 880 004318 C4H1000 300 共計1 00002 161 020849 因為 1 0208948 1 i i k y 所以 確定塔頂溫度為 44 塔頂物料組成的 yi ki值見表 7 2 3 3 確定塔釜溫度 假設 塔釜溫度為 52 得 k 值 10 因為 1 053076 誤差超過 2 說明假設溫度過高 iiXK 再假設 塔釜溫度為 51 得 k 值 10 因為 1 007002 1iiXK 所以 確定塔釜溫度為 51 計算過程數據見表 8 表 9 表表 8 塔釜溫度計算過程數據 一 塔釜溫度計算過程數據 一 塔 釜 物 料xikikixi C3H6 C3H8 C4H10 共計 0 1591 0 8223 0 0186 1 0000 1 15 1 05 0 36 2 56 0 182965 0 863415 0 006696 1 053076 表表 9 塔釜溫度計算過程數據 二 塔釜溫度計算過程數據 二 塔 釜 物 料xikikixi C3H6 C3H8 C4H10 共計 0 1591 0 8223 0 0186 1 0000 1 12 1 00 0 35 2 47 0 178192 0 822300 0 006510 1 007002 2 4 塔板數的計算 8 43 2 4 1 最小回流比的計算 1 求相對揮發(fā)度 ij 66 頁式 7 18 1 ij j j i i x y x y j i k k 丙烯 k44 0 98 k51 1 12 Ki 1 0477cckk 514412 1 98 0 丙烷 k44 0 88 k51 1 00 Ki 0 9381cckk 514400 1 88 0 丁烷 k44 0 30 k51 0 35 Kj 0 3240cckk 514435 0 30 0 其相對揮發(fā)度為 ij j i k k 2336 3 3240 0 0477 1 相對揮發(fā)度見表 10 表表 10 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度 組 分 k44 k51 cckk 5144 ij 丙烯 丙烷 丁烷 0 98 0 88 0 30 1 12 1 00 0 35 1 0477 0 9381 0 3240 3 2336 2 8954 1 2 求 值 87 頁式 7 39 1 1 n i i iix 1 式中 組分 i 對某一參考組分的相對揮發(fā)度 可取塔頂 塔釜的幾何平均值或用進料泡i 點溫度下的相對揮發(fā)度 xi 進料混合物中組分 i 的摩爾分數 進料的液相分率 滿足上式的根 因為泡點進料 故 1 0 則有 9 43 011 1 0015 0 1 8954 2 0675 0 8954 2 2336 3 9310 0 2336 3 整理得 3 2074 12 5636 9 3626 0 解得 2 9160 1 00104 舍去 3 求最小回流比 87 頁式 7 40 1 1min R x ij Diij 1min ij Diijx R 8 60861 9160 2 8954 2 0038 0 8954 2 9160 2 2336 3 9962 0 2336 3 式中 最小回流比 minR xDi 餾出液中組分 i 的摩爾分數 2 4 2 計算最少理論板數 塔頂丙烯 丙烷的相對揮發(fā)度 1136 1 88 0 98 0 D 塔釜丙烯 丙烷的相對揮發(fā)度 12 1 00 1 12 1 W 1168 1 12 1 1136 1 WD 平均 90 頁式 7 42 1 平均 lg lg 1 1 1 min W h D hx x x x N 63 6533 塊1 1168 1 lg 1591 0 8223 0 0038 0 9962 0 lg min N 式中 塔頂 塔底溫度下相對揮發(fā)度的幾何平均值 平均 下標 1 h 分別代表輕 重關鍵組分 最少理論塔板數 minN 2 4 3 塔板數和實際回流比的確定 取回流比 R 15 由 依據 107 頁吉利蘭特圖得 10 3995 0 1 min R RR 31 0 1 min N NN 解得實際塔板數 N 92 70 10 43 其余實際塔板數的確定見表 11 表表 11 實際塔板數的確定實際塔板數的確定 R 1 min R RR 1 min N NN NTR 1 min R RR 1 min N NN N 13 14 14 5 0 3137 0 3594 0 3801 0 38 0 35 0 32 103 28 98 47 94 08 15 15 5 16 0 3995 0 4177 0 4379 0 31 0 30 0 28 92 70 91 36 88 80 由上表可見 當 R 14 5 15 之間時塔板數變化為最慢 所以 NT 94 08 塊 取實際塔板數 N 100 塊 計算板效率 109 頁式 6 53 10 ET 08 94 100 08 94 N NT 式中 ET 塔板效率 NT 理論塔板數 塊 N 實際塔板數 塊 2 5 確定進料位置 依據 90 頁式 7 43 10 泡點進料 lg 2 lg206 0 Dh Wl Fl Fh s r x x x x D W N N 100 srNN 解得 NS 38 01 塊 Nr 61 99 塊 式中 Nr 精餾段塔板數 塊 Ns 提留段塔板數 塊 所以 進料位置為從塔頂數 62 塊塔板數進料 2 6 全塔熱量衡算 2 6 1 冷卻器的熱量衡算 按 31 頁式 6 27 1 DHHRQLDVDP 1 VViiVDHHyH 混合 LLiiLDHHxH 混合 式中 QP 冷凝器的熱負荷 kcal h HVD 每千克塔頂蒸汽的焓 kcal HLD 每千克塔頂液產品的焓 kcal HVi 每千克氣相純組分 i 的焓 kcal 11 43 HLi 每千克液相純組分 i 的焓 kcal 混合熱 混合H V 0 L 0混合H 混合H 查 158 159 頁圖 10 4 圖 10 5 得 2 丙烯 HVi 168 5kcal HLi 99 5kcal 丙烷 HVi 100 5kcal HLi 29kcal HVP 168 5 0 9962 100 5 0 0038 168 2461 kcal HLP 99 5 0 9962 29 0 0038 99 2321 kcal QP R 1 D HVD HLD 14 5 1 7595 168 2416 99 2321 8123970 864 kcal h 3 4013 kJ h 7 10 式中 HVP 每千克由冷凝器上升蒸汽的焓 kcal HLP 每千克冷凝液的焓 kcal 2 6 2 再沸器的熱量衡算 依據 32 頁式 6 30 1 再沸器熱損失忽略不計 得 QW V HVW W HLW L mLH V HVW HLW 式中 QW 再沸器的熱負荷 kcal h V 提餾段上升蒸汽的量 h 提餾段下降液體的量 h L HVW 每千克由再沸器上升的蒸汽焓 kcal HLW 每千克釜液的焓 kcal 每千克在提餾段底層塔板 m 上的液體焓 kcal mLH 查 158 160 頁圖 10 4 圖 10 5 圖 10 6 2 丙烯 HVi 168 5kcal HLi 99 5kcal 丙烷 HVi 102kcal HLi 34kcal 丁烷 HVi 110 5kcal HLi 30 5kcal HVW 168 5 0 1591 102 0 8223 110 5 0 0186 112 7383 kcal HLW 99 5 0 1591 34 0 8223 30 5 0 0186 44 3560 kcal QW R 1 D 112 7383 44 3560 12 43 8050135 312 kcal h 3 3704 kJ h 7 10 2 6 3 全塔熱量衡算 依據 33 頁式 6 32 1 損QQWHDHFHQPLWLDFW 式中 熱量損失 kcal h 損Q 每千克進料的焓 kcal FH 丙烯 HVi 168 5kcal HLi 99 5kcal 丙烷 HVi 100 5kcal HLi 29kcal 丁烷 HVi 108kcal HLi 26kcal kcal 6310 940015 0 260675 0299310 0 5 99 FH 左邊 FWFHQ 8050135 312 8236 5261 94 6310 8 8 kcal h 6 10 3 68 kcal h 7 10 右邊 DLWLDQWHDH 7595 99 2321 641 5261 44 3560 8123970 864 8 8 kcal h 6 10 3 68 kcal h 7 10 所以 左邊 右邊 2 7 板間距離的選定和塔徑的確定 2 7 1 計算混合液塔頂 塔釜 進料的密度及氣體的密度 1 液體的密度 查 25 26 頁圖 2 得 45 44 51 下純組分的密度 見表 12 按 10 頁式 2 17 2 計算 i i ml x 11 式中 液體平均密度 m ml 塔頂溫度 44 13 43 462 1 0038 0 477 1 9962 0 1 ml m 9412 476 ml 表表 12 液體密度液體密度 組分 密度 44 m 密度 45 m 密度 51 m C3H6 C3H8 C4H10 477 462 0 475 460 551 460 449 549 液體平均密度見表 13 表表 13 液體平均密度液體平均密度 項目44 45 51 液體平均密度 m 476 9412474 0546452 2528 2 氣體的密度 查 10 頁 得公式 2 ZRT pM mV 式中 氣體平均密度 m mV 操作壓力 Pa p Z 壓縮因子 由對比溫度和對比壓力查圖而得 M 平均相對分子質量 T 操作溫度 K R 通用氣體常數 塔頂 對比溫度 8691 0 9186 364 15 317 cii r Ty T T 對比壓力 4057 0 3546 45 4 18 cii r py p p 式中 TC 臨界溫度 K Pc 臨界壓力 Pa 由 Tr Pr查附圖 2 3 2 得 Z 0 690 m 1300 43 15 31708205 0 690 0 0876 42 4 18 ZRT pM mV 14 43 同理 求得塔釜 m 1895 47 mV 各組分的物性常數見表 14 表表 14 各組分的物性常數各組分的物性常數 組分摩爾分數臨界溫度 T0 K 臨界壓力 PC yiTiyipciyiMi 丙烯0 9962364 9045 37363 513445 197641 9201 丙烷0 0038369 8041 321 40520 15700 1675 丁烷042537 46000 共計1 0000364 918645 354642 0876 2 7 2 求液體及氣體的體積流量 V L D L RD 所以 V R 1 D 15 5 180 4566 2797 0773kmol h 因為 1 0 所以 依據恒摩爾流假定 精 提餾段上升氣體的摩爾流量相等 VV kmol h4177 28113404 140773 2797 WVL L RD 14 5 180 4566 2616 6207kmol h 式中 V 精餾塔內精 提餾段上升蒸氣的流量 kmol h V L 精餾塔內精 提餾段下降液體的流量 kmol h L 轉換為質量流量 V 2797 0773 42 087638 117722 3769 h 2797 0773 42 087638 117722 3769 h V L 2616 6207 42 087638 110127 3848 h 2811 4177 42 087638 118325 9304 h L 轉換為體積流量 V 117722 3769 43 1300 2729 4778 m h 0 7582 m s 117722 3769 47 1895 2494 6732 m h 0 6930 m s V L 110127 3848 476 9421 230 9030 m h 0 06414 m s 118325 9304 452 2528 261 6367 m h 0 07268 m s L 計算結果匯總見表 15 表表 15 精餾段 提餾段上升蒸氣及下降液體量精餾段 提餾段上升蒸氣及下降液體量 項目 h m hm s項目 h m hm s V117722 37692729 47780 7582 V 117722 37692494 67320 6930 L110127 3848230 90300 06414 L 118325 9304261 63670 07268 15 43 2 7 3 初選板間距及塔徑的估算 1 計算塔徑 查 148 頁表 9 4 1 依據流量初選塔徑 2 4m 板間距為 500mm 根據公式 V L S S T V L gH C 21 055 0 式中 C 負荷系數 HT 塔板間距 m LS 下降液體的體積流量 m s VS 上升蒸氣的體積流量 m s 液相密度 m L 氣相密度 m V g 重力加速度 m s 精餾段 0780 0 1300 43 9412 476 7582 0 06414 0 21 5 081 9 055 0 C m s2474 0 1300 43 1300 439412 476 0780 0 max V VL Cu 式中 最大空塔氣速 m s maxu 實際氣速 取 u 0 65max 0 8 6 0 uu maxu 所以 u 0 65 0 2474 0 1608 m s m4508 2 1608 0 785 0 7582 0 785 0 u V D 式中 D 塔徑 m 提餾段 0739 0 1895 47 2528 452 6930 0 07268 0 21 5 081 9 055 0 C m s2165 0 1895 47 1895 472528 452 0739 0 max u 所以 u 0 65 0 2165 0 1407 m s m505 2 1407 0 785 0 6930 0 785 0 u V D 16 43 取塔徑 D 為 2 8m 2 計算實際空塔氣速ku 2 785 0 D V u S k 精餾段 m s1232 0 8 2785 0 7582 0 2 ku 提餾段 m s1126 0 8 2785 0 6930 0 2 ku 2 8 浮閥塔塔板結構尺寸確定 2 8 1 塔板布置 1 浮閥型式 選擇 F1 型重閥 閥片厚度 2mm 閥質量為 33g H 11 5mm L 15 5mm mm39 浮閥最大開度 8 5mm 最小開度 2 5mm 2 溢流型式 當直徑大于 2 2m 時 采用雙溢流塔板 浮閥排列采用三角形叉排方式 3 求閥孔氣速 根據閥孔動能因數 取 F0 1012 900 VuF V F u 0 0 式中 F0 氣體通過閥孔時的動能因數 U0 氣體通過閥孔時的速度 m s 精餾段閥孔氣速 m s5227 1 1300 43 10 0 u 提餾段閥孔氣速 m s4557 1 1895 47 10 0 u 4 確定浮閥數及開孔率 根據 2 00785 0 du V N S 式中 N 閥孔數 個 d0 閥孔直徑 d0 0 039m 精餾段 個0331 417 039 0 785 0 5227 1 7582 0 2 N 提餾段 個7149 398 039 0 785 0 4557 1 6930 0 2 N 查 120 頁表 4 5 8 得雙溢流型塔板結構參數 見表 16 17 43 表表 16 雙溢流型塔板結構參數雙溢流型塔板結構參數 弓型降液管塔徑 D mm 塔截面積 AT 板間距 HT mm 降管長度 mmLW 降管寬度 mmWd 降管寬度 mmWd 降液管截 面積 2 mAf TfAA DLW 28006 158050017523082800 7389120 626 查 630 頁 8 得到浮閥數見表 17 表表 17 浮閥數浮閥數 浮 閥 總 數塔 徑 TfAA t 80 280012448 所以確定用 448 個浮閥 開孔率 10 7 8 100 8 2 448039 0 100 2 2 2 2 0 D Nd 對于加壓塔 應小于 10 故滿足要求 2 8 2 溢流堰及降液管設計計算 塔盤為雙溢流塔板 溢流堰為弓型 降液管為弓型 1 計算停留時間 按 196 頁式 7 14 3 計算 s5 3 S Tf L HA Af 0 7389 LS 0 06414 m s 精餾段 s 5s 5 11 0 06414 2 0 50 7389 2 S Tf L HA 提餾段 s 5s 2 10 0 07268 2 0 50 7389 式中 液體在降液管內的提留時間 s Af 降液管的截面積 液體在降液管內的提留時間不應小于s 計算結果均滿足要求 5 3 2 降液管底隙高度 h0計算 根據 197 頁式 7 16 3 OLwuL L h 0 式中 LW 弓型降液管出口堰長度 m 降液管底隙流體速度 m s OLu 其中 L LS 2 因為雙溢流 LW 0 626 2 8 1 7528m m s 取 0 2 m sOLu0 25 0 07 18 43 精餾段 m09148 0 2 07528 1 2 06414 0 0 h 提餾段 m1037 0 2 07528 1 2 07268 0 0 h 取 h0 50mm 1 3 計算溢流堰上液層高度 hOW 采用平堰 根據 195 頁式 7 10 3 取 E 1 0 3 2 1000 84 2 W h OW L L Eh 式中 E 液流收縮系數 Lh 塔內液體流量 m h 精餾段 m0463 0 752 1 2 9030 230 1000 84 2 3 2 OWh 提餾段 m0504 0 752 1 2 6367 261 1000 84 2 3 2 OWh 取出口堰高 hW 50mm 根據 194 頁式 7 9 3 板上液層高度 OWWLhhh 精餾段 mm 3 96 3 4650 Lh 提餾段 mm 0 100 0 5050 Lh 取 mm 100 Lh 2 9 水力學計算 2 9 1 塔板總壓力降的計算 根據 201 頁式 7 23 3 m 液柱 hhhhlCP 式中 hp 塔板總壓力降 Pa hC 干板壓力降 Pa hl 板上清液層阻力 Pa 表面張力的壓力降 Pa h 1 干板壓降 hC 對于 F1 型重閥 根據設計參考資料 2 201 頁式 7 25 全開前 LL C u u A h 175 0 0 175 0 0 1 9 19 133 7 0 式中 A1 干板壓降系數 精餾段 9412 476 5227 1 9 19 9412 476 1 5227 1 33 7 0 175 0 175 0 1 A hC 0 0449 m 液柱 19 43 提餾段 m 液柱 0470 0 2528 452 4557 1 9 19 175 0 Ch 全開后 L V C g u h 2 37 5 2 0 精餾段 m 液柱 0574 0 9412 476 1300 43 81 9 2 5227 1 37 5 2 Ch 提餾段 m 液柱 0605 0 2528 452 1895 47 81 9 2 4557 1 37 5 2 Ch 取兩者較大的值 hC 0 0574 m 液柱 0 0605 m 液柱 C h 2 板上清液層阻力 根據 201 頁式 7 26 3 OWWlhhh 4 0 精餾段 m 液柱 0663 0 0463 0 05 0 4 0 lh 提餾段 m 液柱 0700 0 0500 0 05 0 4 0 lh 3 忽略表面張力的壓力降 0 h 故氣體通過塔板的壓力降 精餾段 m 液柱 1237 0 0663 0 0574 0 Ph 提餾段 m 液柱 1305 0 0700 0 0605 0 Ph 2 9 2 霧沫夾帶 1 根據 202 頁式 7 33 式 7 34 3 泛點率 100 136100 1 aAF SV AC ZLC F 或 100 78 0 100 1 AFT V CA C F 式中 F1 泛點率 CV 氣相負荷 m s Z 溢流的流程長度 m CAF 氣相負荷系數 AT 塔的截面積 Aa 鼓泡區(qū)面積 其中 氣相負荷 VL V VVC 精餾段 m s2391 0 1300 439412 476 1300 43 7582 0 VC 提餾段 m s2365 0 1895 472528 452 1895 47 6930 0 VC 20 43 溢流的流程長度 m904 1 280 0 308 0 28 22 ddWWDZ 鼓泡區(qū)面積 6802 4 7389 0 21580 6 2 fTaAAA 查圖得最大氣相負荷系數 精餾段 提餾段 122 0 0 AFC120 0 0 AFC 不同物系的系數因數為 1 0 所以氣相負荷 精餾段 122 0 0 1122 0 AFC 提餾段 120 0 0 1120 0 AFC 將所有參數代入 得 精餾段 96 70 100 6802 4 122 0 904 1 06414 0 1362391 0 100 1 F 80 40 100 122 0 1580 6 78 0 2391 0 100 1 F 提餾段 62 75 100 6802 4 120 0 904 1 07268 0 1362365 0 100 1 F 03 41 100 120 0 1580 6 78 0 2365 0 100 1 F 取最大值 F1 70 96 及 F1 75 62 對于大塔 均滿足 F1 80 82 2 用夾帶量經驗公式 7 3 2 72 1 052 0 m u H hA e T L 式中 e 霧沫夾帶量 對于一般大塔 其值應在 10 以下 A 當 HT 400mm 時 A 0 159 0 95 當 HT 400mm 時 A 9 48 4 3 7 10 系數 對于浮閥塔 0 6 0 8 開孔區(qū)截面積占塔總截面積的比率 TPAA 氣體流速 m s m 氣液物性影響參數 根據設計參考資料 2 203 頁式 7 37 425 0 295 0 5 1063 5 V VL V m V 氣體黏度 s 液體表面張力 dyn cm 計算液體表面張力 由 65 頁查表面張力 10 見表 18 表表 18 液體的表面張力液體的表面張力 44 i 1 cmdyn 51 i cmdyn 丙烯 丙烷 丁烷 4 8 4 6 4 1 3 9 8 7 表面張力 組 分 21 43 1 mNcmdyn 101 1 3 計算液體平均表面張力 iimx 式中 表面張力 dyn cm m 44 時 0038 0 6 49962 0 8 4 m 4 79924 dyn cm 51 時 0186 0 7 88223 0 9 31591 0 1 4 m 4 0211 dyn cm 計算氣體黏度 依據 43 頁式 3 5 10 ii iii m My My 各組分氣體的黏度見表 19 表表 19 各組分氣體的黏度各組分氣體的黏度 單位 微泊 P 44 51 丙烯 丙烷 丁烷 92 0 85 0 94 87 81 計算氣體的平均黏度 44 時 PmV 9728 91 09 440038 0 08 429962 0 8509 440038 0 9208 429962 0 s 6 109381 0 51 時 PmV 9608 87 12 580186 0 09 448223 0 08 421591 0 8112 580186 08709 448223 09408 421591 0 s 6 108972 0 44 時 1419 0 109381 0 1300 439412 476 1300 43 79924 4 1063 5 425 0 6 295 0 5 m 51 時 溫 度 組 分 22 43 1298 0 108972 0 1895 472528 452 1895 47 0211 4 1063 5 425 0 6 295 0 5 m 計算開孔區(qū)截面積占塔總截面積的百分率 r x rxrx r x rxrxAP 1 122 1 2 1 1222 sin 180 2sin 180 2 SdWW D x 2 式中 AP 開孔區(qū)面積 取破沫區(qū)寬度 WS 80mm 邊緣區(qū)寬度 WC 60mm mx012 1 08 0 308 0 2 8 2 mWWxSd234 0 08 0 308 0 2 1 2 1 1 mWrC34 1 06 0 4 18 2 2 1 34 1 012 1 sin34 1 180 012 1 34 1 012 1 2 1222 PA 34 1 234 0 sin34 1 180 234 034 1 234 02 1222 4 8518 1 2478 3 604 5853 0 TPAA 將以上數據代入 精餾段 7 3 295 0 1419 0 5853 0 1232 0 7 0500 72 1 3 96052 0 159 0 e 1 2522 10 提餾段 7 3 295 0 1298 0 5853 0 1126 0 7