年產9.8萬噸異丙醇裝置丙烯精制工藝的設計說明

..年產9.8噸異丙裝置丙精制工工藝設----脫烷塔部摘丙烯是石油化工的原料之一，在原油加工中具有重要作用。由裂解氣凈化與分離工段的丙烯精餾塔分離出的丙烯除了用于生產聚丙烯外，還大量地作為生產丙烯腈，丁醇，辛醇，環(huán)氧丙烷，異丙醇等產品的主要原料。為了更好的提高生產能力，本著投資少，能耗低，效益高的想法設計根據(jù)設計任務書中確定的生產任務進行的9.8萬異丙醇周為8000小時/，料組成為乙烷、丙烯、丙烷、異丁烷，其中丙烯含量4.1%，按其各組分的沸點和相對揮發(fā)度的不同使各組分分離。由于對丙烯純度要求極高，本文設計的精餾塔塔板數(shù)較多，丙烯塔較高。最后以優(yōu)化后的精餾塔結果為基礎，確定了該塔的設備參數(shù)，塔徑，浮閥塔盤，塔高，熱負荷，從而設計了塔底再沸器，塔頂冷凝器以與塔體主要設備。流程簡單，投資較少，操作較為簡單，基本可以滿足丙烯優(yōu)等品的工業(yè)生產。本設計采用多組分精餾，按揮發(fā)度遞減流程方案，兩塔流程設計即先經過脫乙烷塔塔頂分離出乙烷，再由丙烯塔精餾塔塔頂?shù)玫奖?，其純度為以上，丙烯作為產品出裝置為生產異丙醇提供原料，塔底的丙烷可作為商品出售或作為燒火油。設塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔，在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。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，換熱設備的計算與附屬設備的選型，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濟的合理性。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，正在逐步普與。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。關詞丙烯；脫乙烷塔；熱量衡算；物料衡算；丙烯精餾塔。outputof98,000tonsrefinedpropyleneDesign---DeethanizingTowerI/

..AbstractPropyleneisofrawmaterialsforPetrochemicalindustryanimportantintheofcrudeoil.Rectifyingpurifiedandsepratedpyrolysisgastogetthattoprincipalmaterialoftheacrylonitrile,butylalcohol,octylalcohol,epoxideisopropanol.Inordertoproductioncapacitywithlowpower,highbenifit,TitleIdesignproductioncapacityis98,000tonsoutputofisopropylalcohol,startedperiodof8,000hours/year,materialofethane,propylene,butane,isinmaterial,boilingpointofcomponentanditsrelativevolatilitydifferencesofdegreeofseparationofeachcomponent.tohighpurityrequirement,thispaperthecolumnplatenumberismore,theishigher.Finallybasedontheresultsofoptimizeddistillation,determinedtheparametersofthetower,towerdiameter,floatvalvetray,hightower,load,astothereboiler,theoverheadcondenserandtowerbodyoftheSimpleprocess,lessinvestment,theoperationisrelativelysimple,basiccansatisfytheindustrialproductionofclassyarticle.usesadistillation,theprocessbyvolatilityprogram,processthethatis,firstisolatedbyde-ethaneethanetower,distillationtopfromtheethane,topfthetowergeitthatpropylene,thepurityofandpropylenetheproductofadevicetoproviderawmaterialsproductionandisopropanol,thebottomofthepropanesoldorfires,oil.Aequipmentgenerallydividedintotwotypes:contactandcontactbetweenlevel.Istheformerrepresentativeoftheplatecolumn,thelatterrepresentsthetower,inallkindsoftower,currentlythewidelyisthesieveplatetowerandfloatvalvetower.Inturntheofthematerialbalance,balance,thestructureoftherelevantprocesscalculation,thecalculationoftransferequipmentandancillaryselection,andthewereplottedtotheII/

..automationflow,selectionofinwithtermsofthesitepractical,takingintoaccounttheofprocesscontrolrationality.Withtheriseofadvancedcontroltechnology,thecontroltargetrangefromthecontrolvaluecontroltochange,adjusttherelationshipbetweenvariablesandcontrolvariablessinglepairoftransformationofmultivariablepredictivecontrol.Itisthecontrollingthedirectionofdevelopment,isgraduallyspread.Inorderforthetofacilitatefuturecontrol,design,attentiontotowertoptemperature,thebottomofthecolumntemperatureflowindicatorsbacktoalargeoperationflexibility.,de-ethanetower,balance,materialbalance,propylenedistillationcolumn.III/45

..目摘要IAbstractII概1.1我化工工藝發(fā)11.2丙的性質與用11.3丙的來源與丙生產在化工生產中的地位1.4丙精制生產方的確定21.5丙精制工藝流程的敘述21.6丙的發(fā)展前景31.7丙生產新技術現(xiàn)狀與發(fā)展趨勢丙精裝的料算2.1確關鍵組分2.2脫烷塔的物料算42.2.1脫乙烷塔的進料量與進料組成2.2.2脫乙烷塔塔頂與塔底的流量與組成52.2.3脫乙烷塔的物料平衡72.3丙塔的物料衡算72.3.1丙烯塔的進料量與進料組成72.3.2丙烯塔塔頂與塔底的流量與組成2.3.3丙烯塔的物料平衡脫烷和烯精工條的定113.1脫烷工藝條件確定3.1.1操壓力的確定3.1.2回溫度的確定3.1.3塔溫度的計算3.1.4塔溫度的計算3.1.5進溫度的計算3.1.6脫烷塔操作條件匯總3.2丙塔工藝條件確定3.2.1操壓力的確定3.2.2塔溫度的計算3.2.3塔溫度的計算3.2.4進溫度的計算3.2.5丙塔操作條件匯總18脫烷和烯塔數(shù)確定IV/

..4.1脫烷塔塔板數(shù)的計算194.1.1最小回流比的計算194.1.2最少理論塔板數(shù)的計算214.1.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定4.1.4實際塔板數(shù)的確定224.1.5實際進料位置的確定234.1.6脫乙烷塔塔板數(shù)計算結果匯總4.2丙塔塔板數(shù)的計算244.2.1最小回流比的計算244.2.2最少理論塔板數(shù)的計算264.2.3理論塔板數(shù)和實際回流比的確定4.2.4實際塔板數(shù)的確定274.2.5進料位置的確定284.2.6丙烯塔塔板數(shù)計算結果匯總28熱衡5.1脫烷塔熱量衡算295.1.1脫烷塔再沸器熱負荷的計算295.1.2脫烷塔冷凝器熱負荷的計算325.2丙塔的熱量衡5.2.1再器熱負荷的圍5.2.2丙塔冷凝器熱負荷的計算36結論1參文辭V/45

..1概述1.1國工藝展我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家,在我們石油工作者面前的任務是繁重的。煉油工業(yè)要對現(xiàn)有的煉油廠進行技術改造，繼續(xù)堅持“自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進水平”的發(fā)展方針。要立足現(xiàn)有基礎，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工程的配套，擴大綜合生產能力;新工藝，革新技術，革新設備，把老裝置開出新水平;發(fā)展加氫技術，發(fā)展新型催化劑和添加劑全面提高產品質量增加品種;開展綜合利用大搞三次加工增產有機化工原料;充分利用熱能大力降低消耗各項經濟技術指標要創(chuàng)出新水平;理“三廢保護環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進水平而奮斗。1.2烯性與途化學式C3H6，結構簡式為，烯烴同系列中第二個成員，是重要的有機化工原料，丙烯常溫下為無色、無臭、稍帶有甜味的氣體。易燃，爆炸極限為～11%。不溶于水，溶于有機溶劑。分子量42.08，密5.139kg/m（20/4冰點-℃沸點-℃液態(tài)時相對密度為0.5193易液化，臨界溫度為，臨界壓力為4.56MPa；遇熱源和火有燃燒爆炸的危險，該氣體比空氣重，能在較低處擴散到相對遠的地方，燃燒會產生一氧化塔、二氧化碳等氣體，高濃度丙烯對人有麻醉作用，濃度較低時，對眼睛和皮膚有刺激作用。丙烯是三大合成材料的基本原,要用于生產丙烯腈、異丙烯、丙酮和環(huán)氧丙烷等丙烯與乙烯共聚生成乙丙橡膠丙烯與氯和水起加成反應生產環(huán)氧丙烷，加水丙二醇。丙烯在酸性催化劑存在下與苯反應，生成異丙苯（CH3)2，丙烯在催化劑存在下與氨和空氣中的氧起氨氧化反應，生成丙烯腈，丙烯在高溫下氯化，生成烯丙基氯CH2=CHCH2Cl。本文用丙烯與硫酸起加成反應，生成異丙基硫酸，后者水解生成異丙醇，但由于所用原料丙烯含量為需精制后丙烯含量為上才可作異丙醇生產原料。1.3烯來與烯產化生中地丙烯主要通過石油加工獲得，丙烯精制產品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，特別是聚丙烯需求高于總體平均水平為6.1%。亞洲地區(qū)需求年均增長率，北美/45

..，西3.8%。根新裝置增設計劃，中東地區(qū)10噸提高為萬噸，增幅為亞洲地區(qū)新增能力將達萬噸，增幅為。中國是生產能力增幅最高的國家，同期能力將370能膠和增加到萬噸，年均增幅。日本年均增長率僅為1.4烯制產法確由于原料中的

3

和

03

常壓沸點相近，都在－℃以下，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的特點，采用高壓分離的方法，用冷卻水即可滿足工藝要求，所以本設計采用常溫加壓分離方法。流程安排有兩種，一種是相對揮發(fā)度遞減順序流程，另一種是對揮發(fā)度遞增順序流程，本設計采用相對揮發(fā)度遞減順序流程分離出丙烯。圖工藝流程比較1.5丙精工流的述丙烯含量為飽和液體原（86℃,4.05Mpa量進入脫乙烷塔、經精餾處理該塔輕關鍵組分乙烷經過冷卻（35℃,3.9Mpa作為塔頂產品在塔頂引出（35一餾卻回回塔脫乙烷塔塔底餾分再沸器加熱86）進一步脫除輕關鍵組分后進入脫丙烯塔44℃,1.75Mpa精餾處理該塔輕關鍵組分丙烯在塔/45

4-8..4-8頂經過冷卻（35℃,1.6Mpa塔頂引出作為合成異丙醇的原料（℃,1.6Mpa另一部分塔頂餾分回流返回脫丙烯塔35℃,1.6Mpa關鍵組分丙烷則在塔底引出（52℃,1.8Mpa工藝流程見附錄中“丙烯精制工段工藝流程圖”共。1.6烯發(fā)前丙烯用量最大的是生產聚丙烯，另外丙烯可制丙烯晴、異丙醇、苯酚和丙酮、丁醇和辛醇丙烯酸與其脂類以與制環(huán)氧丙烷和丙二醇氧氯丙烷和合成甘油等。近年來由于丙烯下游產品的快速發(fā)展大的促進了中國丙烯需求量的快速增長。到2010，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。預計年，乙烯聯(lián)產丙烯的生產能力將達到約萬噸/年，丙烯總生產能力將達到萬噸/。乙烯裝置聯(lián)產的丙烯占丙烯總供給的比例將進一步提高但同期下游裝置對丙烯的需求量年均增長速度將達到丙烯資源供應略微緊。到2010，中國丙烯的表觀消費量將到達萬噸。從當量需求來看，丙烯供需矛盾十分突出。到年，丙烯當量需求的年均增長率將達到，超過丙烯生產能力的增長速度。到年，中國對丙烯的當量需求將達到1905噸，供需缺口將達825萬噸屆時將還有大量丙烯衍生物進口，中國丙烯開發(fā)利用前景的廣闊。由于聚丙烯（PP需求的快速增長，亞洲丙烯市場正逐漸趨于供應短缺。在今后年中，將有大量以乙烷為原料的裂解裝置生產能力逐漸建立起來，市場供應丙烯原料。事實上，從全球圍來說，丙烯并不短缺，但從亞洲的情景來看，今后幾年中亞洲丙烯的需要主要來自北美，北美估計有萬噸/裂解生產能力，由于目前的港口限制，其中約50噸/丙烯出口。1.7

丙生新術狀發(fā)趨目前增產丙烯的新技術研究主要集中在四個方面。一是改進FCC等煉油技術，挖掘現(xiàn)有裝置潛力，增產丙烯的FCC裝置升級技術；二是充分利用煉油與乙烯裂解副產品的等資源，轉化為乙烯、丙烯的低碳烯烴裂解技術、烯烴歧化技術；三是丙烷脫氫技術；四是以天然氣、煤等為原料，生產乙烯、丙烯的甲醇制烯烴技術等。/45

..2丙烯精制裝置的物衡算2.1定鍵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乙塔物衡脫乙烷塔進料量=

生產任務耗定額1000脫乙烷塔回收率塔的回收率料當中丙烯濃度2.2.1

脫乙烷的進料量與料組成年處理量9.8萬噸，年工作時間小時，則原料質量流量為（生產任務消耗定額脫乙烷回收率丙烯塔回收率進料中丙烯的濃度)年處理量9.8萬噸，年工作時間小時原料質量流量為）/(8000×94%×97%×74.1%)=15048.61（kg/h）計算示例：以乙烷為例，進行原料組成與流量的換算：乙烷的質量流量：Fwc）乙烷的摩爾數(shù)：406.31/30=13.5437kmol/h表

原料中的脫乙烷塔濃度組成

kg/h

mol%

摩爾質量(kg/kmol)

406.31

2.7

30

11150.69

265.4925

74.29

42

21.05

44iC

180.58

1.2

3.1135

58/45

..∑

15048.61100355.6918100由上表可見原料摩爾流量為：)2.2.2

脫乙烷塔頂與塔底流量與成選乙烷為輕關鍵組分，丙烯作為重關鍵組分，根據(jù)產品質量指標，脫乙烷塔頂

02

≥72；脫乙烷塔C

02

≯0.1％，丙烯在塔頂產品中的含≯行清晰分割物料衡算，物料衡算圖見下圖。圖

脫乙烷塔物料衡算圖（1）計算塔頂餾出液量和塔底釜液量列于下表。表2-2塔頂餾出液量和塔底釜液量分布進料F

塔頂餾出液

塔底釜液組分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

406.31

406.31-0.001W

0.001w

11150.69

0.28D

11150.69-0.28D

0

iC

180.58

0

180.58∑

15048.61

/45

..列全塔物料衡算式：406.31-0.001W+0.28D=D解得：D=543.42）W=14504.436（kg/h）表2-3塔頂餾出液量和塔底釜液量計算結果進料F

塔頂餾出液

塔底釜液組分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

406.31

14.504

11150.69

10998.532

0

iC

180.58

0

180.58∑

15048.61

543.42

14504.436組

（2）求出塔頂與塔底的產品量與組成。表塔頂與塔底的產品量與組成塔頂餾出液

塔底釜液分

kg/h

mol%kg/h

mol%

72.00

78.2614.5040.10.48350.142

28.00

3.622821.7410998.53275.83261.869879.86

0

0

0

0

22.8375.243022.08iC

0

0

0

0

180.58

3.11340.914/45

..∑2.2.3

543.4210016.683014504.436100340.7097100脫乙烷的物料平衡脫乙烷塔物料平衡數(shù)據(jù)見下表表脫乙烷塔物料平衡數(shù)據(jù)

kg/h

mol%

kg/h

mol%

kg/h

mol%

406.31

2.7

13.544

72

14.504

0.1

0.4835

22

265.4975.243

0

280

3.62280

0

261.8775.243

iC

180.58

1.2

3.1134

0

0

0

0

180.58

3.1134

100

357.39

100

543.42

100

16.683

100

100

340.71

1002.3烯的料算2.3.1

丙烯塔進料量與進組成丙烯塔以脫乙烷塔底物料為原料，進行原料組成與流量的換算：原料的摩爾流量為F=15048.61(kmol/h)原料各組分組成與流量見下表。表丙烯塔進料中各組份的量與組成摩爾質量組成

kg/hmol%(kg/kmol)

14.504

0.1

0.4835

30

10998.532

75.83

261.8698

79.86

42

22.83

22.08

44/45

0..0iC

180.58

3.1134

58∑

14504.436

100

340.7097

1002.3.2丙烯塔頂與塔底的量與組選丙烯為輕關鍵組分丙烷為重關鍵組分根據(jù)產品質量指標丙烯塔C％；丙烯塔≥％；丙烯塔0.5％3進行清晰分割物料衡算，物料衡算圖見圖2-2

3

≥圖丙烯塔物料衡算圖（1）計算塔頂餾出液量和塔底釜液量列于下表。表2-7塔頂餾出液量和塔底釜液量分布進料F

塔頂餾出液

塔底釜液組分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

14.504

14.504

0

10998.532

10998.532-0.005

0.005

0.93wiC

180.58

0

180.58/45

..∑計算結果見下表

14504.436表2-8塔頂餾出液量和塔底釜液量計算結果進料F

塔頂餾出液

塔底釜液組分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

14.504

14.504

0

10998.532

10984.641

13.891

2583.683iC

180.58

0

180.58∑

14504.436

11726.282

2778.154解得：

14504.436=D+W0.005w+0.93wD=11726.282）（kg/h）2.3.3

丙烯塔物料平衡求出塔頂與塔底的產品量與組成如下表。表塔頂與塔底的產品量與組成組

塔頂餾出液

塔底釜液分

kg/h

mol%kg/h

mol%

14.504

0.1240.48350.174

0

0

00/45

..

10984.64193.6893.8913.891

0.3310.531

2583.68393.0058.72094.46iC

180.58

03.1134180.586.53.1134∑

11726.282100100100100丙烯塔物料平衡數(shù)據(jù)見下表進料組分

表2-10丙烯塔物料平衡塔頂餾出液

塔底釜液kg/h

Wt%

mol%

kg/h

Wt%

mol%

kg/h

Wt%

mol%14.504

0.1

0.4835

0.14

14.504

0.124

0.4835

0.174

0

0

0

0C3=75.8379.8610984.6493.68261.539193.89

13.891

0.5

0.331

0.531

22.8322.08

6.2

5.932583.68393

58.72

94.46∑

180.5814504.44

1.25100

3.1134

0.91100

180.5811726.28

0100

3.1134281.6589

0100

180.586.53.11342778.154

5.01100/

..3脫乙烷塔和丙烯塔精制工藝條件的確定3.1乙工條的定3.1.1操壓力的定塔頂采用水作為冷卻劑設水溫為℃冷凝器冷凝液的出口溫度比水溫度高10℃，則回流罐中冷凝液的溫度為℃。脫乙烷塔頂?shù)睦淠鳛槿鳎瑒t回流罐中冷凝液的溫度為泡點，因此采用泡點方程計算回流罐的壓力。泡點就是多組分混合液開始沸騰，產生第一個氣泡的溫度。當混合液處于泡點時，各組分均服從yy.......yABC帶入yxiii得KxxK......BBCCxiii

xn

n

式中y——任意組分i氣相中的摩爾分數(shù)；ix——任意組分i液相中的摩爾分數(shù)；ik——相平衡常數(shù)。i按上式求壓力時需用試差法。式中xxx……x均為已知因此在試差時可先在泡點溫度，查出各組分在假設壓力下的值，若

圖脫乙烷塔頂示意圖i＞1說明所設壓力偏高，ki值太小，若反復假設壓力，并求出相應的x直到滿足ii流罐的壓力。

＜1iyi

說明壓力偏低，值太大，經i為止，此時的壓力即泡點時回根據(jù)冷凝液的泡點，假設回流罐的壓力，-T-k查得液相各組分的平衡常數(shù)，計算過程與結果列表如下表/

ii..ii表3-1液相各組分的平衡常數(shù)計算過程與結果，，P=3.8mpa

，P=3.9mpa組分

xi=yDi乙烷丙烯

0.78260.2174

ki

y=kixii0.1044

ki

yi=kixi0.99860.1109

ki

y=kixii0.9235合計

1

1.0435

1.109

0.9909如上，當回流罐壓力為3.9時，滿足歸一條件：平衡汽相組成之和=0.9909≈1，故回流罐壓力為3.9。i設塔頂?shù)交亓鞴薜膲毫Σ顬?，則塔頂壓力P＝4.0MPa；塔頂?shù)剿獕喉斄禐?，則塔釜壓力P＝4.1MPa；進料口壓力取塔頂壓力和塔釜壓力的平底均值，故設進料壓力P＝4.05MPa。進3.1.2回溫度的定回流液溫度即為全凝器的冷凝溫度，℃回3.1.3塔溫度的算塔頂為飽和汽相，故應采用露點方程計算塔頂溫度。露點就是多組分混合液開始冷凝，產生第一個液滴的溫度。當混合液處于泡點時，各組分均服從xxx......C帶入ii

得

ii

式中y——任意組分i氣相中的摩爾分數(shù)；ix——任意組分i液相中的摩爾分數(shù)；i/

ik..ikk——相平衡常數(shù)。i按上式求露點時也需用試差法式中yyy…….yn均為已知因此在試差時，可先假定一個露點溫度，查出各組分在該溫度下K值。＞1說明所設i溫度偏低，ki值太小，xi＜1說明溫度偏高，ki值太大，經反復假設溫度，并y求出相應的直到滿足

i

為止，此時的溫度即露點。i在塔頂壓力下，假設塔頂露點溫度，由-T-k圖查得汽相各組分的平衡常數(shù)，計算過程與結果列表如下。表塔頂壓力下不同溫度的平衡常數(shù)計算過程與結果，設

P=4.0Mpa，設

P=4.0，設組分

yi=yDi

ki

ki

kiyi/ki

yi/ki

yi/ki

0.78261.470.5324

0.5360

0.5435

0.2174

0.4026

0.4181

0.4529∑

1

0.9350

0.9541

0.9964當塔底溫度為39℃時，組成之和x=0.9943≈1，故塔頂?shù)臏囟葹椤鎖3.1.4塔溫度的算塔底為飽和液相，故應采用泡點方程計算塔底溫度。泡點就是多組分混合液開始沸騰，產生第一個氣泡的溫度。當混合液處于泡點時，各組分均服從yy.......yABC帶入yxii

i得KxxKBBC

......

xn

n

/

i..i或

yxiii式中y——任意組分i氣相中的摩爾分數(shù)；ix——任意組分i液相中的摩爾分數(shù)；ik——相平衡常數(shù)。i按上式求泡點時需用試差法式中xxx…x均為已知因此在試差時，可先假定一個泡點溫度查出各組分在假設溫度下的值說明所設溫i度偏高，ki值太大，i＜1說明溫度偏低，i值太小，經反復假設溫度，并求出相應的kx直到滿y止，此時的溫度即泡點。ii在塔底壓力下，假設塔底泡點溫度，由-T-k圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，計算過程與結果列表如下。表在塔底壓力下不同溫度的平衡常數(shù)計算過程與結果，設

P=4.1MPa，設T=84

，設組分

xi=xWiyi=ki

yi=ki

yi=kiki

ki

kixi

xi

xiC3o

0.03790.74290.21050.0087

0.68350.17680.0040

0.07430.70580.18520.0042

0.07580.74290.19370.0044∑

1

0.9367

0.9695

當塔底溫度86℃時，滿足歸一條件，平衡汽相組成之和y故塔i底溫度為86。3.1.5進溫度的算乙烷塔采用飽和液相進料，與上塔底溫度計算同理，故采用泡點方程計算。/

..yyxiiiiii計算結果列表如下表進料壓力下不同溫度的平衡常數(shù)計算過程與結果P=4.05Mpa,設℃

P=4.05Mpa,設T=86℃組分

x

Fi

ki

yiii

ki

yiii

0.0379

0.0758

0.0777

0.7429

0.7132

0.7280

0.2105

0.1852

0.2063iC

0.0087

0.0042

0.0042∑

1

0.9784

1.0162當進料溫度為86時，組分之和y=0.9940≈，故進料溫度為℃。i3.1.6脫烷塔操條件匯總表脫乙烷塔操作條件匯總表項目壓力（mpa溫度（℃

塔頂4.039

進料86

塔釜4.186

回流3.9353.2烯工條的定3.2.1操壓力的定塔頂采用水作為冷卻劑，設水溫為15，冷凝器冷凝液的出口溫度比水溫高20℃，則回流罐中冷凝液的溫度為℃。丙烯塔頂?shù)睦淠鳛槿?，則回流罐中冷凝液的溫度為泡點，因此采用泡點方程計算回流罐的壓力。/

iiiiiii..iiiiiiiyxii

ixiii

式中y——任意組分i氣相中的摩爾分數(shù)；ix——任意組分i液相中的摩爾分數(shù)；ik——相平衡常數(shù)。i根據(jù)冷凝液的泡點，假設回流罐的壓力，p-T-圖查得液相各組分的平衡常數(shù)計算過程與結果列表如下。表回流溫度下不同壓力的平衡常數(shù)計算過程與結果組分

xiDi

，設℃，設kkii

0.0017

2.5

0.004505

0.9390

0.9484

0.0059

0.9

0.0053

0.005428∑

1

當回流罐壓力為，滿足歸一條件：平衡汽相組成之和

≈，故回流罐壓力為。i設塔頂?shù)交亓鞴薜膲毫Σ顬?，則塔頂壓力P＝1.7MPa；塔頂?shù)剿獕毫淀敒?，則塔釜壓力P＝1.8MPa；進料口壓力取塔頂壓力和塔釜壓力的平均值底故設進料壓力P＝1.75MPa。進丙烯塔頂?shù)睦淠鳛槿鳎捎寐饵c進料方程計算回流罐的壓力。ii

i計算過程與計算結果列表如下/

ii..ii3.2.2塔溫度的算表塔頂壓力下不同溫度的平衡常數(shù)計算過程與結果設T=38℃

設℃組分

y

i

ki

ii

ki

ii乙烷丙烯丙烷合計

0.00170.93900.00591.000

2.3

0.9884210.007195

當塔頂溫度為38時，平衡液相組成之=0.996361故塔頂溫度為。i3.2.3塔溫度的算塔底為飽和液相，故應采用泡點方程計算塔底溫度yiii

xiii表塔底壓力下不同溫度的平衡常數(shù)計算過程與結果P=1.8Mpa,設P=1.8Mpa,設T=51組分

x

ki

yiii

ki

yiii丙烯丙烷異丁烷合計

0.00530.94500.05011

0.00610.96390.02401.011948

0.0059890.0225450.976995當塔底溫度為52時，組成之y=1.011948≈1塔底溫度為℃i/

..3.2.4進溫度的算乙烷塔底的飽和液體靠自壓進入丙烯塔，故丙烯塔為飽和液體進料，溫度采用泡點方程計算。yiii

xiii計算結果列表如下：表進料壓力下不同溫度的平衡常數(shù)計算過程與結果P=1.75Mpa,設℃

P=1.75Mpa,設T=45℃組分

x

i

ki

yiii

ki

yiii乙烷丙烯丙烷異丁烷合計

0.00140.76860.22080.00911

0.7916580.2031360.0040950.999239

0.00035140.211197當進料溫度為時，組成之=0.999239≈1，故丙烯塔進料溫度℃。i3.2.5丙塔操作件匯總表3-10丙烯塔操作條件匯總表項目壓力（mpa

塔頂1.7

進料

塔釜1.8

回流1.6/

ijFixiijijDimini.ijFixiijijDimini溫度（℃

384452354乙烷塔和丙烯塔板數(shù)的確定4.1乙塔板的算4.1.1最回流比計算采用恩德伍德）法計算最小回流。乙烷為輕關鍵組分，丙烯為重關鍵組分。

nxRiij

（A）（B）式中x——組分i在進料中的摩爾分；Fi——組分i對基準組分j的相對揮發(fā)度ij平均值；q——原料的液化分率（飽和液相進料—方程（A）的根，；ljhjx——組i在塔頂產品中的摩爾分數(shù)；Di——最小回流比。1．確定相揮發(fā)度

ij

ki，取塔頂、塔釜條件下的kj由p-T-k圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，選取丙烯為基準組分j計算相對揮發(fā)度

，詳見下表。ij表相對揮發(fā)度計算組成乙烷丙烯丙烷

塔頂T=39℃＝4.0MPa塔底T=86＝4.1MPakikijD2.52.01.00.875

ij

ijD2.2360.879

/

xmin..xmin異丁烷2．θ值計算

0.4580.500.500.478根據(jù)

，輕關鍵組分=2.236，重關鍵組分=1.00。ljhjljhj故2.236＞1.0。通過試差法計。表試差法計算值

2.0

=2.115

組分

Fi

ih

xijFi

xijFi

xijFiij

ij

ij乙烷丙烯丙烷異丁烷合計

0.03790.74290.21050.00871

2.2360.8790.478

-0.165

0.70030.1185

0.6946因為

q=1，所以

ni

xijFiij

；當?shù)臅r候，i

axijFiaij

=-0.09688≈0故

3．最小回比計算帶入到方程R

ijDiiij

中，計算。計算過程詳見下表。所以

表4-3計過程＝14.34-1＝13.34/

DlDDlD4.1.2最理論塔數(shù)的計算最少理論板數(shù)采用芬斯克方程計算。

hxllh

式中

——輕關鍵組分l重關鍵組h之間的相對揮發(fā)度，取塔頂、塔底的平lh均值；、—輕關鍵組分l重關鍵組分h的爾分數(shù)；下標——塔頂、塔底。根據(jù)前面相對揮發(fā)度的計算可知alh

ihW

2.0=2.24把相關條件帶入芬斯克方程可得

hxllh

=

0.76860.0014lg2.24

=9.414.1.3理塔板數(shù)實際回流比確定應用吉利蘭關聯(lián)圖，根據(jù)實際回流比R=（1.2-2），采用簡捷法計算理論板數(shù)。取，則

RminR

查吉利蘭關聯(lián)圖得

min

=0.41則N-

N

=0.41(N+2)min整理得N+0.82得理論塔板數(shù)為N=17.34/

Li..Li4.1.4實塔板數(shù)確定1．全塔效全塔效率由下式計算。

)lh式中

——塔頂與塔底平均溫度下組分i的液相黏度，mPasLi計算塔頂與塔底平均溫度t=(t+t)/2=(39+86)/2=62.5℃由參考資料[12]P264,P268,P269查得62.5各組分粘度得：表4-4組分粘度組分乙烷丙烯丙烷異丁烷∑

xFi0.03790.74290.21050.00871

(mPas)Li0.01650.0750.0730.0980.257

x(mPas)Fi0.0006250.0115370.000853

)lh

)lh

-0.245

實際生活中全塔效率全塔效率達不到75.8%而在左右以全塔效率取2．實際塔數(shù)的確定實際塔板數(shù)由下式計算。P

式中——理論塔板數(shù)；——實際塔板數(shù)；塔板效率。把相關條件帶入方程可得乙烷塔的實際塔板數(shù)=17.34/0.61=28.59取脫乙烷塔的實際塔板數(shù)為Np=29塊/

與hD0.2060與hD0.20604.1.5實進料位的確定由于進料是泡點的液體，故可用寇克勃列特經驗公式（與下式不同的是公式中的xx換成與x）或按以下兩式經驗公式估算iwlg

n

xlghFDlFhD與

P式中n—精餾段塔板數(shù)；——提餾段塔板數(shù)；——塔底釜液的流量，；——塔頂餾出液的流量，kmol/h；x——料液中重關鍵組分的組成，mol%hFx——料液中輕關鍵組分的組成，mol%lFx——釜液中輕關鍵組分的組成，mol%x——餾出液中重關鍵組分的組成，mol%；——實際塔板數(shù)。將相關條件帶入方程可得：lg

n

xlglWDlFhD=0.206lg[(340.7097/16.6830)(0.7429/0.0379)(0.0014/0.2174)]=0.206lg(0.016601)=-0.3666515n/m=0.43（或n/m=（0.016601）n+m=Np=29解得：

=0.43）帶入下式精餾段塔板數(shù)n=8.72提餾段塔板數(shù)m=20.28精餾塔相當于多塔串聯(lián)，提餾段進料口取二個（提餾段又相當于兩塔串聯(lián)，可保證塔C≯0.1％進料口分別是上向下數(shù)的第9塊和第11上。2/

..4.1.6脫烷塔塔數(shù)計算結果總脫乙烷塔塔板數(shù)計算結果見下表。表脫丙烷塔操作條件最

實

最少項

小

際

理

理論板

實際板

全塔效進料位置目

回流

回流

論板

數(shù)

數(shù)

率比

比

數(shù)數(shù)13.34

189.4117.3461%

第9塊和第塊值4.2烯塔數(shù)計4.2.1最回流比計算采用恩德伍德（underwood）法計最小回流比。1．確定相揮發(fā)度由p-T-圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，選取丙烷組分基準組分j計算相對揮發(fā)度

ij

，

詳見下表。表確定相對揮發(fā)度塔頂T=38℃＝1.7MPa塔底T=52＝1.8MPa組成

ki

ijD

ki

ijW

ij

ijD

2.8751.17510.475

2.7041.12210.408

1.1481.02．θ值計算根據(jù)

lj

關鍵組分丙烯=1.148關鍵組分丙烷=1.00。hjljhj故1.148＞1.00。通過試差法計。/

..計算結果詳見下表。通過初步，,1.03,1.04計算確左右表試差法計算θ值=1.031

=1.029

組分

Fi

ih

xijFi

xijFi

xijFiij

ij

ij乙烷丙烯丙烷異丁烷合計

0.00140.76860.22080.00911

1.1481.0

7.541477-7.122580-0.0067750.414342

0.0022187.414729-7.613793-0.006798

-0.006786因為

q=1，所以

nxijFiiij

；當=1.030

的時候，i

axijFiaij

=0.112990故3．最小回比計算帶入到方程

min

ijDiiij

中，計算。計算過程詳見下表。表4-8計算過程組成

ij

xDi

ij

xDi

ij

xijDiij

0.0017

0.004743

/

D0.0593D0.05930.0053

1.148

0.9390

1.077972

0.118

9.1354

1.0

0.0593

0.0593

-0.03

∑所以＝7.1614＝最理論塔數(shù)的計算

1

7.1614根據(jù)前面相對揮發(fā)度的計算可知，

lh

=

ihW

1.175

=1.148=1.15最少理論板數(shù)采用芬斯克方程計算，把相關條件帶入芬斯克方程可得：N

hxllh

=

lg1.15

=59.854.2.3理塔板數(shù)實際回流比確定應用吉利蘭關聯(lián)圖，根據(jù)實際回流比，采用簡捷法計算理論板數(shù)。＝6.16R=(1.2-2.0)不同實際回流比下的理論板數(shù)計算結果如下表。表4-9不同實際回流比下的理論板數(shù)計算結果

RminR0.15760.24630.31810.37740.4272

min0.4150.355

106.9898.59891.4189.2482.07/

Li..Li0.45750.2879.73由計算結果可以看出當～10.5之間塔板數(shù)變化最慢，所以確定回流比為，則丙烯塔的理論板數(shù)為N=904.2.4

實際塔數(shù)的確定1．確定塔效率全塔效率由下式計算。

)-0.245lh計算塔頂與塔底平均溫度t=(t+t)/2=(38+52)/2=45由參考資料

[12]

查得℃各組分粘度得：表4-1045各組分粘度組分

xFi

(mPas)Li

x(mPas)Fi

0.0014

0.0055

0.0000077

0.7686

0.075

0.2208

0.085

0.018768

0.0091

0.122

∑

1

)-0.245lh

)-0.245lh

-0.245

實際生活中全塔效率達不到而在60%左右，所以全塔效率60%2．實際塔數(shù)的確定實際塔板數(shù)由下式計算。P

/

0.206..0.206把相關條件帶入方程可得丙烯塔的實際塔板數(shù)取丙烯塔的實際塔板數(shù)為塊。4.2.5進位置的定在泡點進料的情況下，進料位置可以下兩個經驗公式計算。將相關條件帶入方程可得：lg

n

xlglWDlFhD=0.206lg[(62.1644/281.6589)(0.2283/0.7583)(0.0053/0.0593)]=0.206lg(0.000530796)=-0.6747n/m=0.2118（或（0.000530796）解方程可得：精餾段塔板數(shù)n=26.217提餾段塔板數(shù)m=123.78

=0.2115）將帶入下式進料口取二個，分別是由上向下數(shù)的第27和第29板上。4.2.6丙塔塔板計算結果匯丙烯塔塔板數(shù)計算結果見表4-11。表4-11丙烯塔塔板數(shù)計算結果最

實

最少項

小

際

理

理論板

實際板

全塔效進料位置目

回流

回流

論板

數(shù)

數(shù)

率數(shù)

比

比10

數(shù)59.859015060%

第和塊板/

..值5

熱量衡算5.1乙塔量算熱量衡算示意圖見下圖。圖熱量衡算示意圖5.1.1脫乙塔再沸器熱荷的計熱量衡算式為：＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q－Q－Q

—再沸器的熱負荷，kcal/h—進料帶入的熱量，kcal/h—塔頂蒸氣帶出的熱量，kcal/h/

..—回流液帶入的熱量，kcal/h—釜液液帶出的熱量，kcal/h—向環(huán)境散失的熱量（取再沸器帶入熱量的10％基準狀態(tài)：選－℃飽和液體，即在此溫度下飽和液體的焓＝0T℃1kmol各分的焓由下式計算=△H=--0的值由參考資料[查得。1.料帶入的熱量的計算進料狀態(tài)為飽和液體，進料溫度為，進料壓力為4.05Mpa，進料量為表進料帶入的熱量過程計算Hi組

分

Xi）

XiHi（kcal/kmol）乙烷丙烯丙烷異丁烷合計

74.2921.05100

326833544407.55783.5

123.85722491.6866927.77883593.63905=F·

kcal/h2.乙烷塔塔頂蒸氣帶出熱量的計算物料為飽和氣體，溫度為℃，壓力為，塔頂物料量為）×11.5795；R＝18表5-2脫乙烷塔塔頂蒸氣帶出熱量過程計算組

分

Xi）

HiXiHi/

..（kcal/kmol）乙烷丙烯合計

78.2621.74100

1832.78659542.004292374.79088=V·∑）×11.5795×2374.79088=5.2248×10

kcal/h3.烷塔塔底釜液帶出熱量的計算物料為飽和液體度為力為4.1Mpa底物料量為236.4128kmol/h表乙烷塔塔底釜液帶出熱量過程計算Hi組

分

Xi）

XiHi（kcal/kmol）乙烷丙烯丙烷異丁烷合計

79.8622.08100

326833544407.55783.5

4.57622577.884452.629853608.26645=W·∑XiHi=236.4128×3608.26645=8.53×10kcal/h4.流罐帶入熱量的計算物料為飽和液體，溫度壓力為，回流物料；表回流罐帶入熱量過程計算/

－129..－129組

分

Xi（mol%

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯合計

78.2621.74

2279.62427.2

1784.0152311.68824=L·∑XiHi=11.5795×18×2311.68824=4.8182×10

kcal/h取的10％。∴＝Q＋Q－Q－Q=5.2248×10＋8.53×10-8.9119×10-4.8182×10＝2.47×10kcal/h則再沸器的熱負荷：＝2.74×10

kcal/h＝2.74×10

×4.1868=1.1472×10

kJ/h5.1.2脫乙塔冷凝器熱荷的計選圖藍框作為計算冷凝器熱負荷的圍：熱量衡算式為：=Q+Q+Q—冷凝器的熱負荷—塔頂蒸氣帶入蘭色圍的熱量—回流液帶出蘭色框的熱量—塔頂產品帶出蘭色框的熱量基準狀態(tài)：選－℃飽和液體，即在此溫度下飽和液體的焓＝0塔頂產品帶出的熱量的計算物料為飽和氣體，溫度為℃，壓力為3.9Mpa塔頂產品物料量為；表塔頂產品帶出的熱量過程計算組

分

Xi）

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯合計

78.2621.74100

2279.62427.2

1784.01496527.673282311.68824=D·∑XiHi=11.5795×2311.68824=2.6768×10

kcal/h脫乙烷塔冷凝器的熱負荷：/

..＝Q－Q－Q-4.8182×10

×4.1868=5.8163×10

kJ/h5.2烯的量算丙烯塔熱量衡算示意圖見下圖圖丙烯塔熱量衡算示意圖5.2.1再器熱負的圍熱量衡算式為：＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q－Q－Q

—再沸器的熱負荷kcal/h—進料帶入的熱量kcal/h—塔頂蒸氣帶出的熱量kcal/h/

..—回流液帶入的熱量kcal/h—釜液帶出的熱量kcal/h—向環(huán)境散失的熱量（取再沸器帶入熱量的10％）kcal/h基準狀態(tài)：選－℃飽和液體，即在此溫度下飽和液體的焓＝01.料帶入的熱量的計算脫乙烷塔底的物料進入丙烯塔，進料溫度44℃，進料壓力為1.75Mpa，進料量為236.4128表進料帶入的熱量過程計算組

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

2439.3

79.86

2001.16539

22.08

3252.4

718.12992iC

39.436215∑

100

2762.14655=F·∑Xii

kcal/h2.頂蒸氣帶出的熱量的計算物料為飽和氣體，溫度為℃，壓力為，塔頂物料量為（R+1（R+1）×193.281mol/h；R＝10表塔頂蒸氣帶出的熱量過程計算組

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

/

..

93.90

2323.96866

179.44417∑

100.00

2507.36472=V·∑=×2507.36472=5.331×10kcal/hii3.液帶出的熱量的計算物料為飽和液體度為力為1.8Mpa液物料量為43.129；表釜液帶出的熱量過程計算組

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

14.44706

94.50

3457.1

3266.9595iC

4651.7

233.05017∑100=W·∑=43.129×3514.45673=1.51575×10ii4.流液帶入的熱量的計算

kcal/h

3514.45673物料為飽和液體度為力為1.6Mpa物料量為）表回流液帶入的熱量過程計算組

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

2279.6

/

.

93.90

2427.2

2279.1408

2968.4

176.02612∑

100.00

2459.04224=L·∑kcal/hii取的10％?！?.9Q＝Q＋Q＋1.51575×10－6.53×10－4.75286×10kcal/h則丙烯塔再沸器的熱負荷：×4.1868=3.5688×10kJ/h5.2.2丙塔冷凝熱負荷的計選圖藍框作為計算冷凝器熱負荷的圍：熱量衡算式為：＝Q