丙烯精制工段工藝畢業(yè)設計

1、丙烯精制工段工藝設計畢業(yè)設計（論文）任務書摘 要本人所設計所依據(jù)的是以丙烯精制生產(chǎn)裝置為設計原型。我所設計的題目是年產(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/年，其中原料主要組成為c20 ，c3=，c30，ic40，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。本設計采用多組分精餾，按揮發(fā)度遞減流程方案，兩塔流程設計即脫乙烷塔分離出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浼兌葹橐陨?。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。設計時，依次進行了物料衡算、

2、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，并根據(jù)設計數(shù)據(jù)分別繪制了自控流程圖。設備選型方面主要按照現(xiàn)場實際，并兼顧工藝控制要求與經(jīng)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：脫乙烷塔；丙烯精餾塔；物料衡算；熱量衡算；目錄朗讀顯示對應的拉丁字符的拼音 字典 - 查看字典詳細內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、價值11.4分離方案的確定11.5丙烯精制設備確定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塔頂溫度的計算83.1.4塔底溫度的計算83.1.5進料溫度的計算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塔頂溫度的計算103.2.4塔底溫度計算113.2.5進料溫度的計算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)的計算124.1.1最小回流比的計算124.1.2最少理論塔板數(shù)的計算134.1.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定134.1.4實際塔板數(shù)的確定144.1.5進料位置的確定154.1.6脫乙烷塔塔板數(shù)計算結果匯總154.2丙烯精制塔塔板數(shù)的計算154.2.1最小回流比的計算最小回流比154.2.2最少理論塔板數(shù)的計算174.2.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定174.2.4實際塔板數(shù)的確定174.2.5

5、進料位置的確定184.2.6丙烯精制塔塔板數(shù)計算結果匯總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計算塔內氣、液相密度296.1.2計算氣、液相負荷296.1.3塔徑的估算326.1.4計算實際空塔氣速326.2浮閥塔結構尺寸確定326.2.1塔板

6、布置326.2.2溢流裝置設計計算346.3塔板流體力學驗算356.3.1塔板壓力降的計算356.3.2物沫夾帶校核366.3.3液泛校核366.4 塔板負荷性能圖376.5塔高的確定396-6塔板結構尺寸設計結果匯總40第7章 設備附屬選型407.1 丙烯精制塔附屬設備選型計算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附屬設備選型及匯總表46設計計算結果匯總46謝詞47參考文獻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。這些烴的沸點很低，如丙烷的沸點是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)，利用其不同沸點進行精餾加以分離。由于彼此之間沸點差別不大，分餾精度要求很高，要用幾個多層塔板的精餾塔。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)個高而細的塔。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定裝置的工藝流程。氣體分餾裝置中的精餾塔一般為三個或四個，少數(shù)為五個，實際中可根據(jù)生產(chǎn)需要確定精餾塔的個數(shù)。一般地，如要將氣體分離

8、為n個單體烴或餾分，則需要精餾培的個數(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)。精制的原料進入精餾塔，然后連續(xù)在精餾塔進行分離，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有機硫1.3丙烯精制產(chǎn)品的用途、價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?。╟-1）！其中：z方案數(shù)目 c主要組分數(shù)原料主要有三個組分：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，由于物料的內循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應加大，設備投資費用大，公用工程消耗增多，故應選用圖（a）所示的生產(chǎn)方案。由于原料中的和常壓下沸點相近，都在40以下，如在常壓下分離這兩個組分需采用深冷的方法，使用制冷劑，工藝流程復雜，附屬設備多，設備的投資費用加大，根據(jù)烴的沸點隨壓力增加而升高

11、的特點，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，精餾塔應有較多的塔板數(shù)和較大的回流比，所以本設計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丙烯精制設備確定本裝置的平面布置應嚴格遵循煉油裝置平面設計的主要原則設計，宜采用同類設備集中與流程方式相結合的方案布置。在裝置內設有塔區(qū)、罐區(qū)、操作區(qū)三部分，同時應考慮裝置的主要泄漏地點在罐區(qū)和原料泵附近。東北地區(qū)風向多為西北風，故裝置按流程順序應為南北走向，以防止泄漏后可燃氣體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入原料罐內，罐中碳三經(jīng)脫乙烷塔進料泵再經(jīng)流量控制閥、原料

12、預熱器預熱后由進入脫乙烷塔，采用精餾原理，對碳三中的碳二進行分離，塔頂餾分進入分凝器至回流罐，塔頂不凝器由回流罐頂經(jīng)控制閥進入高壓罐網(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，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，另一部分作為丙烯精制塔進料靠兩塔之間壓差、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）進料質量流量1.年（8000小時）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：脫乙烷塔進料量=105000×1038000×0.22×99.5=2873.06kg/h2.進料的質量流量由原始依據(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。丙烯在進料中的質量百分率為70.2則進料的質量流量為=2873.06×99.5%95%×99.5%×70.2%=4307.9922kg/

14、h(二)進料組成由原始依據(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：當輕重關鍵組分相對揮發(fā)度相差很大時，比輕關鍵組分還輕的組分全部從塔頂餾出液采出，比重關鍵組分還重的組分全部從塔釜排出，這種分離叫清晰分割 輕關鍵組分 重關鍵組分對全塔的物料衡算，以單位時間為基準總物料 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，并以單位時間為基準總物料 f=d+w易揮發(fā)組分 按清晰分割計算：為輕關鍵組分：為重關鍵組分則有 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溫度， 其公式如下 ,若 說明所設溫度偏高，ki值太大，若 說明溫度偏低，ki值太小，經(jīng)反復假設溫度，并求出相應的kiyi直到足 為止，此時的溫度即泡點。設t=30 p塔頂2929.6kpa，試差結果如下： 3-1試差法求露點溫度組分yi0.73720.2628ki1.210.44xi=yiki0.8790.121xi1.00xi1.00 露點為303.1.3塔頂溫度的計算利用試差去求塔頂溫度即露點溫度 其公式 若 說明所設溫度偏低，ki值太小，若 說明溫度偏高，k

20、i值太大，經(jīng)反復假設溫度，并求出相應的kixi直到滿足 時的溫度即露點。設t=38 p塔頂2929.56kpa，試差結果如下： 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 露點為383.1.4塔底溫度的計算利用試差法，求算塔釜溫度即泡點溫度，其公式如下 ,若 說明所設溫度偏高，ki值太大，若 說明溫度偏低，ki值太小，經(jīng)反復假設溫度 ，并求出相應的kiyi直到滿足 為止，此時的溫度即泡點。假設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 泡點為783.1.5進料溫度的計算進料為飽和液體進料，即為泡點進料，同計算塔釜的溫度相同。設t=66 p進料2937.7kpa，試差結果如下： 3-4試差法求進料溫度數(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目數(shù)值說明備注塔頂壓力：進料壓力：塔釜壓力：回流溫度塔頂溫度塔底溫度進料溫度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進料壓力：2937.7kpa塔釜壓力：2950.869kp

23、a3.2.2回流溫度的確定泡點：公式為 設t=56 p回2089.008kpa，試差結果如下： 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 即泡點為563.2.3塔頂溫度的計算露點：公式為設t=56 p塔頂2019.922kpa，試差結果如下： 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

24、為563.2.4塔底溫度計算泡點：公式為 設t=65 p塔釜2089.008kpa，試差結果如下： 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 即泡點為653.2.5進料溫度的計算由原始數(shù)據(jù)，進料為飽和液進料，即泡點進料，p進料2059.429kpa設t=56.5由化工原理中p44烴類p-t-k圖圖得ki及試差結果如下：3-9試差法求進料溫度數(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目數(shù)值說明備注塔頂壓力進料壓力塔釜壓力回流溫度塔頂溫度塔底溫度進料溫度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)的計算4.1.1最小回流比的計算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）由進料知q1 取6.0014-2試差結果列于下表組分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)的計算最少理論板數(shù)n 因為脫乙烷塔塔頂采用分凝器： 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進料，由柯克布賴德經(jīng)驗式 （2） （含塔釜再沸器與分凝器）（二）實際回流比的確定回流比r

28、r4r=4×3.19=12.764.1.4實際塔板數(shù)的確定實際塔板數(shù)npe0=0.17-0.616lgxfl 而全塔的平均溫度： 查石油化工工藝計算圖表得： 則e00.17-0.616lg0.07424=0.9303考慮到實際經(jīng)驗值e040%np=4.1.5進料位置的確定精餾段，提餾段實際數(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)計算結果匯總4-3脫乙烷塔塔板數(shù)計算結果匯

29、總項目數(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)實際回流比實際塔板數(shù)進料位置 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)的計算4.2.1最小回流比的計算最小回流比4-4丙烯塔的平均相對揮發(fā)度組分塔頂t=56進料t=56.5塔釜t=65平均相對揮發(fā)度ki頂iki進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： 首先由前面的計算知道了塔頂、塔釜及進料溫度，又由原始數(shù)據(jù)知道了塔頂、塔釜和進料壓力，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k可按溫度和壓力在有關的書中查得。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）由進料知q1 （2）右邊0設2.747試差結果列于下表 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試差結果-0.0070可取2.747則rm4.2.2最少理論塔板數(shù)的計算最少理論板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)和實際回流比的確定（一）理論塔板數(shù)的確定根據(jù)吉利蘭關聯(lián)圖求理論板數(shù)n由基本有機化工過程及設備圖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實際塔板數(shù)的確定實際板數(shù)：e0=0.17-0.616 lgxfl而全塔的平均

32、溫度t= 查石油化工工藝計算圖表得： e0=0.17-0.616×lg0.05678=0.9373但依經(jīng)驗取e0=0.654.2.5進料位置的確定確定精餾段，提餾段的實際板數(shù)n,mn+m=np+1=90+1=91 (1)（含塔釜再沸器）由于泡點進料，則可由柯克布賴德經(jīng)驗式確定進料位置 （2） （含塔釜再沸器）由n82可知，進料板為由上數(shù)第83塊板4.2.6丙烯精制塔塔板數(shù)計算結果匯總4-6丙烯精制塔塔板數(shù)計算結果匯總項目數(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)實際回流比實際塔板數(shù)進料位置 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）分凝器的熱負荷q冷，衡算范圍見上圖q2q3 + q4 + q冷則：q冷q2- q3 - q4而q3的計算方法同q1的計算方法一樣，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）再沸器的熱負荷qbqbq6·302651.196×1.1332916.3156 kcal/h（2）加熱介質消耗量wh 因加熱介質在加熱過程中只發(fā)生相變，即：由174的蒸汽174的水。 進出再沸器介質的焓分別為ib1-ib2 進出再沸器的壓力為910kpa蒸汽由化工工藝設計手冊上冊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）再沸器的熱負荷qbqbq6·302651.196×1.1332916.3156 kcal/h（2）

35、加熱介質消耗量wh 因加熱介質在加熱過程中只發(fā)生相變，即：由174的蒸汽174的水。 進出再沸器介質的焓分別為ib1-ib2 進出再沸器的壓力為910kpa蒸汽由化工工藝設計手冊上冊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為分凝器可看作一塊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溫度 t上 用試差方法求t上假設塔頂上升蒸汽的露點溫度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q出即：q1+ q3 + q5 = q2 + q4而：其中：wi質量流量 kg/hili某組分i單位質量的液相焓 kcal/kgq1進脫乙烷塔的熱量 kcal/ h 進料溫度，p進29atm,查化工工藝設計手冊得知如下數(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量kmol/h v=(r+1)d=(12.76+1)×13.7=188.512kmol/hmii組分的摩爾質量 kg/kmolivii組分的單位質量的氣相焓 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進入衡算范圍的熱量q進q1+q3+q5帶出衡算范圍的熱量q出q2+q4q進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果匯總5-5脫乙烷塔熱量衡算結果匯總項目數(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因為循環(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）再沸器的熱負荷qbqbq54690016.02×1.15159017.622kcal/h=2159977.498kj（2）加熱介質消耗量因為加熱介質在再沸器中只發(fā)生相變則：ib1-ib2h（ib1、ib2分別為進出再沸器加熱介質的焓）由于進再沸器的蒸汽壓9kg/cm2，由化工工藝設計手冊上冊p174

41、查得，在相變溫度為174時的相變熱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)進料溫度 p進2059.429查化工工藝設計手冊得ili(組分：單位質量的液相焓)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精餾段內上升蒸汽的摩爾流量 ivi精餾段內上升蒸汽單位質量的焓 mi組分i的摩爾質量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果匯總5-10脫乙烷塔熱量衡算結果匯總項目數(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計算塔內氣、液相密度以提餾段為準進行丙烯精制塔的工藝設計計算：i為提餾段回流液各組分密度，由石油化工工藝計算圖表上查取 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計算氣、液相負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.