丙烯精制工段工艺毕业设计

丙烯精制工段工艺设计 毕业设计（论文）任务书

摘 要

本人所设计所依据的是以丙烯精制生产装置为设计原型。我所设计的题目是年产105000吨气体分馏装置丙烯精制工段工艺，开工周期为8000小时/年，其中原料主要组成为C20 ，C3=，C30，iC40，等组分，按各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。本设计采用多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程设计即脱乙烷塔分离出C02，再由丙烯精馏塔塔底分出离出C03和C04及少量的水，塔顶得到丙烯，其纯度为99%以上。丙烯作为产品出装置，为下流生产聚丙烯和异丙醇提供原料。塔底的丙烷作为商品或烧火油出装置后作为商品出售或者做烧火油。

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，及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：脱乙烷塔；丙烯精馏塔；物料衡算；热量衡算；

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目录

1.1气分装置发展概况 ............................................................................................... 错误!未定义书签。 1.2气分装置的原料来源、组成 ............................................................................... 错误!未定义书签。 1.3丙烯精制产品的用途、价值 ............................................................................... 错误!未定义书签。 1.4分离方案的确定 ................................................................................................... 错误!未定义书签。 1.5丙烯精制设备确定 ............................................................................................... 错误!未定义书签。 1.6丙烯精制工艺流程的叙述 ................................................................................... 错误!未定义书签。 第2章丙烯精制的物料衡算 ..................................................................................... 错误!未定义书签。 2.1脱乙烷塔物料衡算 ............................................................................................... 错误!未定义书签。 2.1.1 原料组成及流量 ......................................................................................... 错误!未定义书签。 2.1.2脱乙烷塔的物料平衡 .................................................................................... 错误!未定义书签。 2.2 丙烯精制塔物料衡算 ......................................................................................... 错误!未定义书签。 2.2.1丙烯精制塔物料平衡 .................................................................................... 错误!未定义书签。 2.2.2原料组成及流量 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 第3章丙烯精制装置工艺条件的计算 ..................................................................... 错误!未定义书签。 3.1 脱乙烷塔工艺条件的确定 .................................................................................. 错误!未定义书签。 3.1.1操作压力的确定 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.1.2回流温度的确定 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.1.3塔顶温度的计算 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.1.4塔底温度的计算 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.1.5进料温度的计算 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.1.6脱乙烷塔操作条件汇总 ................................................................................ 错误!未定义书签。 3.2丙烯精制塔工艺条件确定 ................................................................................... 错误!未定义书签。 3.2.1操作压力的确定 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.2.2回流温度的确定 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.2.3塔顶温度的计算 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.2.4塔底温度计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 3.2.5进料温度的计算 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 3.2.6丙烯精制塔操作条件汇总 .......................................................................... 错误!未定义书签。 第4章塔板数的确定 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 4.1 脱乙烷塔塔板数的计算 ...................................................................................... 错误!未定义书签。 4.1.1最小回流比的计算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 4.1.2最少理论塔板数的计算 ................................................................................ 错误!未定义书签。 4.1.3理论塔板数和实际回流比的确定 ................................................................ 错误!未定义书签。 4.1.4实际塔板数的确定 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 4.1.5进料位置的确定 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 4.1.6脱乙烷塔塔板数计算结果汇总 .................................................................... 错误!未定义书签。 4.2丙烯精制塔塔板数的计算 ................................................................................... 错误!未定义书签。 4.2.1最小回流比的计算最小回流比 .................................................................... 错误!未定义书签。 4.2.2最少理论塔板数的计算 ................................................................................ 错误!未定义书签。

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4.2.3理论塔板数和实际回流比的确定 ................................................................ 错误!未定义书签。 4.2.4实际塔板数的确定 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 4.2.5进料位置的确定 ............................................................................................ 错误!未定义书签。 4.2.6丙烯精制塔塔板数计算结果汇总 ................................................................ 错误!未定义书签。 第5章 热量衡算 ...................................................................................................... 错误!未定义书签。 5.1 脱乙烷塔热量衡算 .............................................................................................. 错误!未定义书签。 5.1.1冷凝器的热量衡算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 5.1.2再沸器的热量衡算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 5.1.3全塔热量衡算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 5.1.4脱乙烷塔热量衡算结果汇总 ........................................................................ 错误!未定义书签。 5.2丙烯精制塔热量衡算 ........................................................................................... 错误!未定义书签。 5.2.1全凝器的热量衡算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 5.2.2再沸器的热量衡算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 5.2.3全塔热量衡算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 5.2.4脱乙烷塔热量衡算结果汇总 ........................................................................ 错误!未定义书签。 第6章 丙烯精制塔工艺尺寸的确定 ....................................................................... 错误!未定义书签。 6.1塔径的确定 ........................................................................................................... 错误!未定义书签。 6.1.1计算塔内气、液相密度 ................................................................................ 错误!未定义书签。 6.1.2计算气、液相负荷 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 6.1.3塔径的估算 .................................................................................................... 错误!未定义书签。 6.1.4计算实际空塔气速 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 6.2浮阀塔结构尺寸确定 ........................................................................................... 错误!未定义书签。 6.2.1塔板布置........................................................................................................ 错误!未定义书签。 6.2.2溢流装置设计计算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 6.3塔板流体力学验算 ............................................................................................... 错误!未定义书签。 6.3.1塔板压力降的计算 ........................................................................................ 错误!未定义书签。 6.3.2物沫夹带校核 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 6.3.3液泛校核........................................................................................................ 错误!未定义书签。 6.4 塔板负荷性能图 .................................................................................................. 错误!未定义书签。 6.5塔高的确定 ........................................................................................................... 错误!未定义书签。 6-6塔板结构尺寸设计结果汇总 ............................................................................... 错误!未定义书签。 第7章 设备附属选型 .............................................................................................. 错误!未定义书签。 7.1 丙烯精制塔附属设备选型计算 .......................................................................... 错误!未定义书签。 7.1.1丙烯精制塔全凝器的选择 .......................................................................... 错误!未定义书签。 7.1.2丙烯精制塔再沸器的选型 ............................................................................ 错误!未定义书签。 7.1.3丙烷冷却器的选择 ...................................................................................... 错误!未定义书签。 7.1.4丙烯冷却器的选择 ...................................................................................... 错误!未定义书签。 7.1.5接力泵的选择 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 7.1.6丙烯精制塔回流泵的选择 ............................................................................ 错误!未定义书签。 7.1.7附属设备选型及汇总表 ................................................................................ 错误!未定义书签。

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设计计算结果汇总 .................................................................................................... 错误!未定义书签。 谢词 ........................................................................................................................... 错误!未定义书签。

参考文献 ................................................................................................................. 错误!未定义书签。

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第1章概述

1.1气分装置发展概况

气体分馏是指对液化石油气的进一步分离。炼厂液化气中的主要成分是C3、C4的烷烃和烯烃，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。这些烃的沸点很低，如丙烷的沸点是－42.07℃，丁烷为－0.5℃，异丁烯为－6.9℃，在常温常压下均为气体，但在一定的压力下（2.0MPa以上）可呈液态，利用其不同沸点进行精馏加以分离。由于彼此之间沸点差别不大，分馏精度要求很高，要用几个多层塔板的精馏塔。塔板数越多塔体就越高，所以炼油厂的气体分馏装置都有数个高而细的塔。

气体分馏装置要根据需要分离出哪几种产品以及要求的纯度来设定装置的工艺流程。气体分馏装置中的精馏塔一般为三个或四个，少数为五个，实际中可根据生产需要确定精馏塔的个数。一般地，如要将气体分离为n个单体烃或馏分，则需要精馏培的个数为n－1。

气分装置包括气体的压缩和冷却系统、稳定系统、脱硫化氢和二氧化碳的碱精制系统和分离系统。精制的原料进入精馏塔，然后连续在精馏塔进行分离，分出丙烯、丙烷、轻C4馏分（主要是异丁烷、异丁烯、l-丁烯组分）、重C4馏分（主要为2-丁烯和正丁烷）及戊烷馏分。

1.2气分装置的原料来源、组成

气分装置的原料主要来自 重整车间、加氢裂化、催化裂化、焦化 等车间分离出来的C1~C4组分。具体组成如下图： 反顺C2 C3= C30 iC40 iC4= C4-1= nC40 C5 H2S 有机硫 C4-2= C4-2= 1

1.3丙烯精制产品的用途、价值

丙烯在常温常压下为无色可燃性气体，比空气重，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限2～11.1%（体积），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，可用以生产多种重要有机化工原料，可以生产丙烯腈，环氧丙烷，环氧氯丙烷，异丙醇，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、异丙醇的原料，还可做腈纶、丙烯睛等产品的原料，丙烯在我国的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。

1.4分离方案的确定

生产流程方案的数目由下列公式决定： Z＝［2（C－1）］！／C！（C-1）！

其中：Z——方案数目 C——主要组分数 原料主要有三个组分：C2°、C3＝、C3°，生产方案有两种：

。C2=C3。C2原料原料。=C3C3（A）。C3。C3（B）=C3 图1·1 丙烯精制生产流程方案图

1

图（A）为按挥发度递减顺序采出，图（B）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B）所示方法中，除最难挥发组分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品，能量（热量和冷量）消耗大。并且，由于物料的内循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大，再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故应选用图（A）所示的生产方案。

由于原料中的C3和C30常压下沸点相近，都在－40℃以下，如在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，只是采用高压分离丙稀，精馏塔应有较多的塔板数和较大的回流比，所以本设计采用常温加压分离方法，采用相对挥发度递减顺序流程方案分离出丙稀。

1.5丙烯精制设备确定

本装置的平面布置应严格遵循《炼油装置平面设计的主要原则》设计，宜采用同类设备集中与流程方式相结合的方案布置。在装置内设有塔区、罐区、操作区三部分，同时应考虑装置的主要泄漏地点在罐区和原料泵附近。东北地区风向多为西北风，故装置按流程顺序应为南北走向，以防止泄漏后可燃气体被吹出装置而引起事故。

1.6丙烯精制工艺流程的叙述

来自气分车间的碳三进入原料罐内，罐中碳三经脱乙烷塔进料泵再经流量控制阀、原料预热器预热后由进入脱乙烷塔，采用精馏原理，对碳三中的碳二进行分离，塔顶馏分进入分凝器至回流罐，塔顶不凝器由回流罐顶经控制阀进入高压罐网，回流罐液体靠回流泵再经控制阀打回塔顶，为塔盘提供液相介质，塔底重沸器采用0.9Mpa蒸汽供热，塔底一部分液相经塔底重沸器返回第一层塔盘下，提供气相介质，另一部分作为丙烯精制塔进料靠两塔之间压差、经流量控制阀压入丙烯精制塔。

2

丙烯和丙烷的混合物从进料层流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底馏分一部分经塔底重沸器返回第一层塔板下，另一部分经流量控制阀、流量计送产品罐区。丙烯精制塔顶的轻组分即丙烯径冷凝器再经回流罐最后经控制阀，一部分打回流，一部分经产品泵送至丙烯后冷，根据需要送聚合或水合。

第2章丙烯精制的物料衡算

2.1脱乙烷塔物料衡算

2.1.1 原料组成及流量

（一）进料质量流量 1.年（8000小时）产量105000吨气体分馏装置，且生产能力为：0.22丙烯（99.5%）/吨原料。

由原始依据可知：

2.进料的质量流量

由原始依据可知：丙烯在脱乙烷塔和丙烯精制塔的回收率分别为：95％、99.5％。丙烯在进料中的质量百分率为70.2

(二)进料组成

由原始依据知：

oooCCCiCiC33组分： 2 4 4 Wt% 7.00 70.2 22.10 0.51 0.19 则丙烯的质量流量是W

C3=W×70.2% = 4307.9922×70.2% = 3024.16kg/h

同理可以求出其他组分的质量流量W。

3

丙烯的摩尔流量kmol/h 同理求得其他组分的摩尔流量F：见下表：2-1

表2-1 脱乙烷塔进料流量与组成 组分 0C2 C3 0C3 0iC4 分子量 30 42 44 58 56 kg/h 303.08 3039.47 956.87 22.08 8.23 4329.73 w% 7.00 70.20 22.10 0.51 0.19 100 kmol/h 10.10 72.27 21.75 0.38 0.15 104.5 mol% 9.46 69.09 21.76 0.36 0.15 100 XFi 0.0964 0.6909 0.2076 0.0036 0.0015 1.0 iC4 

2.1.2脱乙烷塔的物料平衡

本工段精馏属于多组分精馏，采用清晰分割作物料衡算

清晰分割法：当轻重关键组分相对挥发度相差很大时，比轻关键组分还轻的组分全部从塔顶馏出液采出，比重关键组分还重的组分全部从塔釜排出，这种分离叫清晰分割

0 C2——轻关键组分

＝ C2——重关键组分

对全塔的物料衡算，以单位时间为基准 总物料 F=D+W

易挥发组分 F·XF:=D·XD:+W·XW:

则有：F=D+W

 FX0DX0WX0FC2DC2WC2

WC3丙烯回收率＝ 100%95%WXFXFC34

DXDC02乙烷回收率＝ 100%99.96%FXFC02

由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-2

2-2脱乙烷塔顶的流量及组成

组分 0C2 分子量 30 40 kg/h 302.96 151.973 455.053 wt% 66. 60 33.40 100.00 kmol/h 10.1 3.6 13.7 mol% 73.72 26.28 100.0 XDi 0.7372 0.2628 1.000  C3 2-3脱乙烷塔塔釜的流量及组成

组分 0C2 C3 分子量 30 42 44 58 56 kg/h 0.12 2887.497 956.87 22.08 8.23 3874.797 wt% 0.03 74.5 24.69 0.6 1.18 100 kmol/h 0.004 68.75 21.75 0.38 0.147 91.031 mol% 0.004 75.52 23.89 0.4 0.195 100 Xwi 0.00013 0.744 0.25 0.0043 0.0015 1.0 0C3 0iC4 iC4 

2.2 丙烯精制塔物料衡算

2.2.1丙烯精制塔物料平衡

对全塔物料衡算，并以单位时间为基准 总物料 F=D+W

易挥发组分 FXFiDXDiWXWi 按清晰分割计算

：为轻关键组分 C30：为重关键组分 C35

则有 F=D+W

FXFCDXDCWXWC 333由原始数据知：

D丙XDC3100％＝99.5％丙烯回收率＝ F丙XF丙C3

100％＝99％丙烷回收率= 3W丙XW丙C0F丙XF丙C03

2.2.2原料组成及流量

由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-4

2-4丙烯精制塔塔顶的流量和组成 组分 0C2 分子量 30 42 44 kg/h 0.12 2873.06 9.57 2882.75 wt% 0.005 99.66 0.335 100 kmol/h 0.004 68.63 0.22 68.854 mol% 0.004 99.67 0.3 100 XD丙 0.00004 0.9967 0.003 1.00  C30 C3 2-5丙烯塔塔釜的流量和组成

组分  C30 C30iC4 分子量 42 44 58 56 kg/h 14.437 947.3 22.08 8.23 922.047 wt% 1.46 95.49 2.23 0.82 100 kmol/h 0.34 21.52 0.38 0.147 22.387 mol% 1.52 96.13 1.7 0.65 100 Xw丙 0.0152 0.9613 0.017 0.0065 1.0 iC4  6

第3章丙烯精制装置工艺条件的计算

3.1 脱乙烷塔工艺条件的确定

3.1.1操作压力的确定

塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度15℃，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度→确定塔顶压力采用现场生产数据： 塔顶压力：2929.596Kpa 进料压力：2937.7Kpa 塔釜压力：2950.869Kpa

3.1.2回流温度的确定

利用试差去求塔顶回流温度即泡点温度， 其公式如下

yi1说明所设温度偏高，yikiXi1若 ,ki

i1i1cc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kiyi直到足

yi＝1为止，此时的温度即泡点。

设t=30℃ P塔顶＝2929.6KPa，试差结果如下：

3-1试差法求露点温度

0C2 0.7372 1.21 0.879 1.00 C3 组分 yi ki Xi=yiki 0.2628 0.44 0.121 xi ∵xi＝1.00 ∴露点为30℃

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3.1.3塔顶温度的计算

利用试差去求塔顶温度即露点温度 其公式 Xii1i1ccyi1ki 若 xi1说明温度偏高，ki值太大，xi1说明所设温度偏低，ki值太小，若 经反复假设温度，并求出相应的kixi直到满足 xi＝1时的温度即露点。 设t=38℃ P塔顶＝2929.56KPa，试差结果如下：

3-2试差法求塔顶温度数据表

0C2 0.7372 1.5 0.5201 0.9935≈1.00 C3 组分 yi xi Xi=yi/ki 0.2628 0.56 0.469 xi ∵xi＝1.00 ∴露点为38℃

3.1.4塔底温度的计算

利用试差法，求算塔釜温度即泡点温度，其公式如下 ykX1yi1说明所设温度偏高， ,若 ki值太大，若 yi1说

cciiii1i1明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度 ，并求出相应的kiyi直到满足 1yi＝为止，此时的温度即泡点。

假设t=78℃ P釜 =2950.869KPa，由《化工原理》中P44烃类P-T-K图中查得Ki及试差结果如下：

3-3试差法求塔釜温度数据表

＝00C3CiC34 0.7552 1.1 0.83072 0.2389 0.96 0.229344 1.0600≈1.00 8

组分 xi ki yi=kixi C 02iC4 0.00004 2.5 1×10-4 0.004 0.51 2.04×10-3 0.00195 0.42 8.19×10-4 yi

yi1.00

3.1.5进料温度的计算

泡点为78℃

进料为饱和液体进料，即为泡点进料，同计算塔釜的温度相同。 设t=66℃ P进料＝2937.7KPa，试差结果如下：

0C2 组分 xi ki yi=kixi 3-4试差法求进料温度数据表

＝0C3C3 0.6909 0.9 0.62181 0.2076 0.82 0.170232 0iC4 iC4 0.0964 2.1 0.20244 0.0036 0.44 1.584×10-3 0.0015 0.32 4.8×10-4 yi

3.1.6脱乙烷塔操作条件汇总

0.994482≈1.00 ∵yi＝1.00 ∴进料温度为66℃

3-5脱乙烷塔操作条件汇总

项目 塔顶压力： 进料压力： 塔釜压力： 回流温度 塔顶温度 塔底温度 进料温度 数值说明 2929.596kpa 2937.7kpa 2950.869kpa 30℃ 38℃ 78℃ 66℃ 备注

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3.2丙烯精制塔工艺条件确定

3.2.1操作压力的确定

塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度15℃，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度→确定塔顶压力采用现场生产数据： 塔顶压力：2929.596Kpa 进料压力：2937.7Kpa 塔釜压力：2950.869Kpa

3.2.2回流温度的确定

泡点：公式为 yikiXi1i1i1cc设t=56℃ P回＝2089.008Kpa，试差结果如下： 3-6试差法求回流温度数据表 组分 XDi yi= ki xDi 0.00004 0.000096 0.003 0.0027 1 0.9967 0.9967 0.999496yi ∵yi＝1.00 ∴即泡点为56℃

3.2.3塔顶温度的计算 露点：公式为 i1ci1cyi1ki设t=56℃ P塔顶＝2019.922Kpa，试差结果如下：

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组分 yDi ki X(θ+1)i=yDi/ki 3-7试差法求塔顶温度数据表

＝C03C 20C3 0.00004 2.4 0.000096 0.9967 1.0 0.7593 0.9758961.00 0.003 0.9 0.2165 Xi ∵Xi=1.00 ∴露点为56℃

3.2.4塔底温度计算

泡点：公式为 yikiXi1i1i1cc设t=65℃ P塔釜＝2089.008Kpa，试差结果如下：

3-8试差法求塔釜温度数据表

00C3CiC34 0.0152 1.1 0.01672 0.9613 1 0.9613 0.017 0.5 0.00867 iC4 组分 xwi ki yi= ki xwi 0.0065 0.39 0.00253 yi ∵yi＝1.00 ∴即泡点为65℃

0.989221.00 由原始数据，进料为饱和液进料，即泡点进料，P进料＝2059.429KPa

设t=56.5℃由《化工原理》中P44烃类P-T-K图图得ki及试差结果如下：

3-9试差法求进料温度数据表

＝00C3CiC34 0.7552 1.01 0.76275 0.2389 0.91 0.2174 1.00 11

组分 XFi ki YFi=kiXFi C 02iC4 0.00004 2.4 0.000096 0.004 0.45 0.000018 0.0015 0.35 0.00053 yi

∵yi＝1.00 ∴进料温度为56.5℃

3-10丙烯精制塔操作条件汇总 项目 塔顶压力 进料压力 塔釜压力 回流温度 塔顶温度 塔底温度 进料温度 数值说明 2929.596kpa 2937.7kpa 2950.869kpa 56℃ 56℃ 65℃ 56.5℃ 备注 第4章塔板数的确定

4.1 脱乙烷塔塔板数的计算

4-1脱乙烷塔的平均相对挥发度 组分 0C2 C3 0C3 0iC4 塔顶P=28.92atm T=38℃ 进料t=66℃ p=29atm 塔釜t=78℃ p=29.13atm 平均相对挥发度 ki 1.5 0.56 0.52 0.25 0.158 α顶i 9.49 3.54 3.29 1.58 1 ki 2.1 0.9 0.82 0.44 0.32 α进 6.56 2.81 2.56 1.38 1 ki 2.5 1.1 0.96 0.51 0.42 α釜 5.95 2.62 2.29 1.21 1 αi=( α顶α顶i α釜)1/3 7.18 2.96 2.68 1.38 1 iC4 依据上表中的平均相对挥发度用恩德伍德公式求Rmin

c （1） aixDiRmin1i1aicaixFi1q12

i1ai

（2）

由进料知q＝1 取θ＝6.001

0C2 组分 XFi xi 4-2试差结果列于下表 ＝0C3C3 0.6909 2.96 0.2076 2.68 0.0095≈0 0iC4 iC4 0.0964 7.18 0.0036 1.38 0.0015 1 a I1iCaixFi(2)公式右边＝0 试差结果0.0095≈0 ∴θ可取6.001

最少理论板数Nmin

因为脱乙烷塔塔顶采用分凝器：

由芬斯克方程

而 alhaLh顶aLh釜＝9.495.95＝2.473.542.62 0.73720.7552lg0.26280.00004∴Nmin= 210.02块（不含塔釜再沸器与分凝器）

lg2.47

（一）理论塔板数的确定

1.依据吉利兰关联图找出理论板数： 由

RRm12.763.820.65 R112.76113

NTNm0.12T（块） 求得NT＝N12（不含塔釜再沸器与分凝器）

2.确定精馏段，提馏段的理论板数n,m

N+2=m+n ……………(1)其中包括塔釜与分凝器 由于泡点进料，由柯克布赖德经验式

WXX91.0310.69090.00004n …（2） lg0.206lghwi0.206lg＝1.227222

mXDXiDhF13.70.09640.2228∴

n0.05927m mn14∴  n0.05927m

（二）实际回流比的确定 回流比R

R＝4Rmin=4×3.19=12.76

实际塔板数Np

E0=0.17-0.616lg∑xFμL

m13n1（含塔釜再沸器与分凝器）

而全塔的平均温度： tt顶t釜＝7838＝54.45℃ 查《石油化工工艺计算图表》得：

0c20 c＝20.059788ic40.1232

00.07765 c300.11184 ic4则 xFL0.00130.12320.09500.680.059780.220.077650.00370.111840.07424∴E0＝0.17-

考虑到实际经验值E0＝40% ∴Np=

NT14＝＝35（块）E040%14

精馏段，提馏段实际数n´ m´ n´ =n/0.4=1/0.4=3（块）

m´＝m/0.4=13/0.4=32(块) （含塔釜再沸器与分凝器） 由n´可知进料板为上数第3块板。 脱乙烷塔选浮阀塔板，浮阀为F1型。

4-3脱乙烷塔塔板数计算结果汇总

项目 最小回流比 最少理论塔板数 理论塔板数 实际回流比 实际塔板数 进料位置

数值说明 3.19 备注 11(块) 12（块） 12.76 35（块） 上数第3块板 4.2丙烯精制塔塔板数的计算

15

4-4丙烯塔的平均相对挥发度

塔顶T=56℃ 进料t=56.5℃ 塔釜t=65℃ 平均相对挥发度 组分 0C2 C3 0C3 0iC4 ki 2.40 1.00 0.90 0.43 0.31 α顶i 7.74 3.23 2.90 1.39 1 ki 2.40 1.01 0.91 0.45 0.35 α进 6.86 2.89 2.6 1.29 1 ki 2.6 1.1 1 0.5 0.39 α釜 6.67 2.82 2.56 1.28 1 αi=( α顶α顶i α釜)1/3 7.08 2.975 2.682 1.319 1 iC4 注：上表中各组分的相对挥发度的求法：

首先由前面的计算知道了塔顶、塔釜及进料温度，又由原始数据知道了塔顶、塔釜和进料压力，这样知道了相平衡常数便可求得任一组分的全塔平均相对挥发度αi,事实k可按温度和压力在有关的书中查得。 如求 c20顶已知t顶＝t´丙＝50℃，Ｐ＝2019.922KPa

0则据t´丙和Ｐ顶 查《化工原理》下册Ｐ44 “烃类的P-T-K列线图”可得KC2＝2.41

＝＝选择iC4的挥发度为基准挥发度，又知：KiC4＝0.307

则  c20 ＝ 顶KC02同理，求得其它各组分的相对挥发度，见上表。

aixDiRm1 （1） i1aiKiC42.417.820.307由上表中全塔的平均相对挥发度用恩德伍德公式试差 c

caixFi1qi1 （2）

由进料知q＝1 （2）右边＝0

设θ＝2.747试差结果列于下表

4-5试差法求回流比数据表

＝0C3C3 0.7552 2．975 0.2389 2.685 -0.007≈0 0iC4 ai组分 XFi αi C 02iC4 0.00004 7.08 0.004 1.319 0.00195 1 a I1iCaixFi试差结果-0.007≈0 ∴θ可取2.747

16

则Rm＝ 

ixDi7.080.000042.9750.99672.6820.00311＝11.88127.082.7472.9752.7472.6822.747i1ic最少理论板Nm

∵丙烯精制塔塔顶采用全凝器，则芬斯克方程为如下形式：

XLXh lgNmXhDXLW1glh

alhaLh顶aLh釜＝1.01.1＝1.10554而 0.91

0.99670.9613lg∴Nmin= 0.0030.0152175.248块lg1.10554（不含塔釜再沸器与分凝器）

（一）理论塔板数的确定

根据吉利兰关联图求理论板数N ∵

RRmin24120.48R1241由《基本有机化工过程及设备》图6-10 查得

NNmin0.2

N2∴N＝95.5（块）＝96（块）（不含塔釜再沸器与分凝器）

（二）回流比：R=2Rm＝2×11.8812≈24

实际板数：

E0=0.17-0.616 lg∑xFμL

t顶t釜＝5665＝60.3而全塔的平均温度t= ℃

17

查《石油化工工艺计算图表》得： c200

c0.051804＝3c0.07030803ic0.11724ic0.103904

F

XL＝0.0001300.7440.0518040.250.0703080.00430.10390.00150.11720.05678E0=0.17-0.616×lg0.05678=0.9373

但依经验取E0=0.65 ∴ NpN96191.7148(块)0.650.65

确定精馏段，提馏段的实际板数n,m

N+m=Np+1=90+1=91 ……………(1)（含塔釜再沸器） 由于泡点进料，则可由柯克布赖德经验式确定进料位置

WXX22.3870.23890.01522nhwilg0.206lg＝0.0869XX0.26lg68.8540.7552mD0.003 iFDh2

n1.222∴ m ……（2）

mnNp＝193n81.382　（块）n1.222 ∴ m66（块)m（含塔釜再沸器）

由n＝82可知，进料板为由上数第83块板

4-6丙烯精制塔塔板数计算结果汇总 项目 最小回流比 最少理论塔板数 理论塔板数 实际回流比 实际塔板数 进料位置 18

数值说明 11.1882 76（块） 96（块） 24 148（块） 上数第83块板 备注

第5章 热量衡算

5.1 脱乙烷塔热量衡算

对脱乙烷塔冷凝器作热量衡算

（1）分凝器的热负荷Q冷，衡算范围见上图 Q2＝Q3 + Q4 + Q冷 则：Q冷＝Q2- Q3 - Q4

而Q3的计算方法同Q1的计算方法一样，见下表3-4

T=38℃ P=2929.596KPa

5-1求Q3值列表

组分 Wi,kg/h 0C2 C3 302.96 175 52955 59282 66.6 95 6327 ILi,Kcal/kg WiILi,Kcal/kg Q3WiILi,Kcal/h i1n因此，Q冷＝1095660.374-59282-494164.97=542213.404 kal/h 取＝1.1 （为安全系数） 较正后:

Q冷＝731516.037×1.1＝596434.7444 kcal/h （2）分凝器冷却水（新水）的需要量

19

Wc

Q冷596434.744425.932T

hCpc(t1t2)1(3815)对脱乙烷塔再沸器的热量衡算 （1）再沸器的热负荷QB

QB＝Q6·ξ＝302651.196×1.1＝332916.3156 kcal/h （2）加热介质消耗量Wh

因加热介质在加热过程中只发生相变，即：由174℃的蒸汽→174℃的水。 进出再沸器介质的焓分别为IB1-IB2

进出再沸器的压力为9104KPa蒸汽由《化工工艺设计手册》上册P174查得：

ΔH＝487.938 Kcal/kg

Wh＝QB/ΔH=332916.3156/487.938=0.682T/h 对脱乙烷塔再沸器的热量衡算 （1）再沸器的热负荷QB

QB＝Q6·ξ＝302651.196×1.1＝332916.3156 kcal/h （2）加热介质消耗量Wh

因加热介质在加热过程中只发生相变，即：由174℃的蒸汽→174℃的水。 进出再沸器介质的焓分别为IB1-IB2

进出再沸器的压力为9104KPa蒸汽由《化工工艺设计手册》上册P174查得：

ΔH＝487.938 kcal/kg

Wh＝QB/ΔH=332916.3156/487.938=0.682T/h

20

1、塔顶上升蒸汽的组成yn1见图 因为分凝器可看作一块理论板 由精馏段操作线方程

XnXnXD yn1＝ 知： yn1＝ + RR11R1RR11ynR1

其中R=15.28

02、采用清晰分割法作的物料衡算，所以塔顶上升蒸汽只有C2和C3两组分

yn1c则：

02xDC0Rxnc202R1R1ynXDC20,XnC20而： 即

kiki

yn1C02XDC20RXDC20XDC20R1R1R1KiR1Ki12.760.7372(1)0.511.512.761

12.760.2628同理： yn1C3(1)0.45660.5612.761yn1C02

3、塔顶上升蒸汽的露点温度 t上

用试差方法求t上假设塔顶上升蒸汽的露点温度t上=50℃,P顶 ＝2929.596KPa，由t上 和P顶 查《化工原理》中P44烃类P-T-K图”

Yn1c200.51K1.54

0C2 K0.64C3Yn1c30.4566

∵yi=kixi

则 xyn1c0.510.3311c0202

xc同理：

2kc021.54yn1ckc330.45660.71340.64故： xc0xc0.33110.71341.0445123说明塔顶上升蒸汽的露点温度为44℃。

21

3、对脱乙烷塔全塔作热量衡算 衡算范围如图3-2所示 由图可知：Q进＝Q出

即：Q1+ Q3 + Q5 = Q2 + Q4 而： 5Q1WiILii1

其中：Wi——质量流量 kg/h

ILi——某组分i单位质量的液相焓 Kcal/kg Q1——进脱乙烷塔的热量 Kcal/ h

＝60℃，P进＝29atm,查《化工工艺设计手册》得知如下数据： 进料温度t乙 ILC190Kcal/kg02 ILC117Kcal/kg＝3 LC

I03113.5Kcal/kgILiC40104Kcal/kgILiC＝107Kcal/kg4则Q1＝ WC20ILC20WC3ILC3WC30ILC30WiC40ILC40WiC4ILC4 ＝303.08190+3039.47117+ Q1＝524984.865 kg/h

同理，根据进出塔的物料的温度和压力分别求出Q2 Q3 Q4 Q5 见表5-2 Q2求法列表

组分 0C2 C3 WiVMiyn1i,kg/h 4169.1313 182 758781.8966 1095660.374 1981.6381 170 336878.477 IVi,Kcal/kg WiIVi,Kcal/kg Q2WiILCi,Kcal/h i12注： 上表中V——脱乙烷塔精馏段上升蒸汽摩尔质量Kmol/h V=(R+1)D=(12.76+1)×13.7=188.512Kmol/h

Mi——i组分的摩尔质量 kg/Kmol

22

Ivi——i组分的单位质量的气相焓 Kcal/kg y(n+1)——脱乙烷塔精馏段上升蒸汽i组分的摩尔分率

5-3 Q3值求法列表

组分 WiLMiX回i,kg/h 0C2 C3 2574.98076 175 450621.633 762171.283 3279.47 95 311549.65 ILDi,Kcal/kg WiILDi,Kcal/kg Q3WiIL回i i12注： 上表中L——脱乙烷塔精馏段回流液的干摩尔流量 Kmol/h L＝V-D=188.512-13.7=174.812 Kmol/h IL回i——i组分单位质量回流液的焓 Kcal/kg X回i——回流液中组分i的摩尔分率

yx X回iniDikiki

xDc00.73722 X回c20k1.50.4910c2 xDc0.26283X回c0.4693k0.56 c35-4 Q4值求法列表

组分 Wi,kg/h 0C2 C3 C30 0iC4 iC4 0.12 198 23.76 2887.497 127 956.87 122.5 22.08 112 8.23 114 IVi,Kcal/kg WiIVi,Kcal/kg Q4WiILCi i15366712.12 117216.58 2472.96 7721.55 494146.97 23

进入衡算范围的热量Q进＝Q1+Q3+Q5 带出衡算范围的热量Q出＝Q2+Q4 Q进＝Q出

即：Q1+Q3+Q5＝Q2+Q4 则：Q5＝Q2+Q4- Q1-Q3

Q5＝1095660.374+494146.97-524984.865-762171.283=302651.196 Kcal/h

5-5脱乙烷塔热量衡算结果汇总

项目 Q1 Kcal/h Q2 Kcal/h Q3 Kcal/h Q4 Kcal/h

数值说明 524984.865 1095660.374 762171.283 494146.97 备注 5.2丙烯精制塔热量衡算

全凝器的热量衡算

（1）全器的热负荷Q冷

由3-4图Ⅱ所示的衡算范围得：

Q1＝Q3+ Q冷+Q2

则：Q冷＝Q1-Q2-Q3＝.5-302684.595-7304049.112＝4682052.793 kcal/h 考虑到安全系数ξ＝1.1

则：Q冷＝4682052.793×1.1＝5150258.072 kcal/h

24

（2）全凝器冷却水（循环水）的用量Wc

56℃ 因为循环水的温度由28℃上升则

对丙烯精制塔再沸器的热量衡算 （1）再沸器的热负荷QB

QB＝Q5ξ＝4690016.02×1.1＝5159017.622Kcal/h=2159977.498kj

（2）加热介质消耗量

因为加热介质在再沸器中只发生相变

则：IB1-IB2＝ΔH（IB1、IB2分别为进出再沸器加热介质的焓）

WcQ冷5150258.072183.938T

hCpc(t1t2)1(5628)由于进再沸器的蒸汽压9kg/cm2，由《化工工艺设计手册》上册P174查得，在相变温度为174℃时的相变热ΔН＝487.938kcal/h，

则：Wh＝QB/ΔH=5159017.622/487.938=10.573T/h

25

衡算范围

1、求出Q0 Q1 Q2 Q3 Q4

据进料温度t丙＝56.5℃ P进＝2059.429

查《化工工艺设计手册》得ILi(组分：单位质量的液相焓)如下： ILC190Kcal/kg02ILC＝105Kcal/kg3ILC0103.5Kcal/kg3 ILiC97Kcal/kg04ILiC100Kcal/kg4而 QwIw0I0w0I0w0I0wIiLicLccLcicLicicLic0

i1223344445

＝0.12190+2887.497105+ ＝405210.79（Kcal/h）

同理，求出Q1 Q2 Q3 Q4分别见下表3-5；表3-6；表3-7和表3-8

5-6求Q1值列表

组分 0C2 C3 C30 WiVMiyn1i,kg/h 2.06562 185 392.4687 72058.12 170 .55 .5 211.39272 169.5 38513.4849 IVi,Kcal/kg WiIVi,Kcal/kg Q1WiIVi i1326

注： 上表中V＝（R+1）D＝（24+1）×68.854＝1721.35 kmol/h V——精馏段内上升蒸汽的摩尔流量 Ivi——精馏段内上升蒸汽单位质量的焓 Mi——组分i的摩尔质量

5-7求Q2值列表 T2=56℃ P顶＝2109.922KPa 组分 Wi,kg/h 0C2 C3 C30 0.12 190 22.8 2873.06 105 301671.3 302684.595 9.57 103.5 990.495 IVi,Kcal/kg WiILi,Kcal/kg Q2WiILi i13

5-8求Q3值列表T2=56℃ P回＝2019.922KPa 组分 Wi＝LxDiMi,kg/h 0C2 C3 C30 1.9878 190 377.682 69343.2417 105 7281040.2379 7304049.112 218.6575 103.5 22631.05 ILi,Kcal/kg WiILi,Kcal/kg Q3WiILi i13注：上表中L——精馏段回流液体的干摩尔流量 kmol/h XD——回流液中组分i的摩尔分率 其中L＝V-D=1721.35-68.854＝1656.496 kmol/h

27

5-9 T2=65℃ P回＝2089.08KPa

组分 Wi,kg/h 0C2 C30 0iC4 iC4 14.437 116 1674.692 947.3 111.5 105623.95 22.08 105 2318.4 8.23 106 872.38 ILi,Kcal/kg WiILi,Kcal/kg Q4 WiILii14110489.422 2、求Q5

由3-4图Ⅰ的所示衡算范围可知：

Q0 + Q5+ Q3 ＝Q1 + Q4

则：Q5＝Q1+Q4-Q0-Q3 ＝1228878.65+110489.422-405210.79-7304049.112

＝4690016.02 kcal/h

3、全凝器的热量衡算 （1）全器的热负荷Q冷

由3-4图Ⅱ所示的衡算范围得：

Q1＝Q3+ Q冷+Q2

则：Q冷＝Q1-Q2-Q3＝.5-302684.595-7304049.112＝4682052.793 kcal/h 考虑到安全系数ξ＝1.1

则：Q冷＝4682052.793×1.1＝5150258.072 kcal/h

5-10脱乙烷塔热量衡算结果汇总 项目 Q0 Kcal/h Q1 Kcal/h Q2 Kcal/h Q3 Kcal/h Q4 Kcal/h Q冷Kcal/h 数值说明 405210.79 .5 302684.595 7304049.112 110489.422 5150258.072 备注 28

第6章 丙烯精制塔工艺尺寸的确定

6.1塔径的确定

以提馏段为准进行丙烯精制塔的工艺设计计算：

ρi为提馏段回流液各组分密度，由《石油化工工艺计算图表》上查取

6-1提馏段回流液各组分密度t=67.5℃

组分 C3 C30 0iC4 iC4 i

0.43 0.42 0.51 0.54 为提馏段回流液密度 L ＝1Lnxwti i1i

6-2 馏段回流液密度 t=67.5℃

组分 XWti C3 C30 0iC4 iC4 0.0146 0.43 0.034 0.9549 0.42 2.3274 0.0223 0.51 0.0437 0.0082 0.54 0.015 i xwtii  L

422.5 29

6-3求液相的平均分子量

组分 XWi xxi XWtMi MMiXWt i1nC3 C30 0iC4 iC4 0.0152 42 0.6384 0.9613 44 42.416 44.40 0.017 58 0.986 0.0065 56 0.364 L'SmL'L'44.401743.5270.0509

422.53600由PVs′=nZnRT求得Vs′

首先用虚拟临界参数法求压缩因子Zm，其中Zi=Zi0+WiZi′查《石油化工基础数据手册》得下表4-13，

T=330.15k p=2086.78kPa

6-4临界参数法求压缩因子

组分 C3 nTc·K 3646 369.67 407.98 417.74 PCatm 45.50 41.94 36 39 Tr 0.092 0.91 0.81 0.79 Pr 0.45 0.49 0.57 0.5 Yw 0.0152 0.9613 0.017 0.005 Z 0.7495 0.7148 0.6647 0.685 YZ ZmZiYi i10.7647 1.6761 0.953 0.6817 0.69 0C3 0iC4 iC4 则： Vs－

ZmVnRT30.95301721.350.08205333.75m＝＝0.61s360020.62

30

6-5求气相的平均分子最见下表

组分 YWi Mi MiYWi C3 C30 0iC4 iC4 0.0152 42 0.638 0.9613 44 42.297 0.017 58 0.986 0.0065 56 0.36 ＝YwiMi i1n44.285 则

vMV44.2851721.3534.71kg/m3Vs0.613600液相表面张力σ

6-6 T＝60.05℃，查《石油化工工艺计算图表》P142—P212得下表 组分 XWti C3 C30 0iC4 iC4 00.0146 3.4 0.0496 0.9549 3 2.865 0.0223 6.5 0.145 0.0082 7.9 0.06478 i XWtii ＝Xwtii i1n3.12438 由上述计算得浮阀塔设计计算条件： 气相流量：Vs′=0.61 m3/s 液相流量：Ls′=0.0509 m3/s

3

气相密度：ρ=v′ 34.71 kg/m

液相密度：ρL′=422.5 kg/m3 液相表面张力：σ=3.12438 dyn/cm

31

首先求空塔气速，取安全系数＝0.8 而，Umax=c

LV V式中C由史密斯关联图《化工原理》下册P160页查出横坐标的数值为：

LnVn0.5LVLsL＝VsV0.50.50.5LhL则：

0.0509422.50.291vVl10.6134.71取板相距HT＝0.45m hL=0.09m 则其图中参数值：HT- hL＝0.45-0.09＝0.36m 由其图上查得：C20=0.052 校正查出的负荷系数：

C＝C20（σ/20）0.2=0.052×(3.1248 /20)0.2=0.03587

422.534.71则：Umax=0.0329 0.11(m/s)34.71则空塔气速为：U=0.8Umax＝0.8×0.11＝0.088（m/s） 塔径D＝

塔截面积：AT＝(π/4 )D2＝π/4×2.42＝4.52（m2） 空塔气速：u=Vs/AT=0.61/4.52=0.135(m/s)

4Vs40.61＝2.9(m)s0.088按标准塔径圆整取：D=2.4m

6.2浮阀塔结构尺寸确定

塔板布置及浮阀数目排列：

32

取阀孔动能因子 F0=9 则：U0F0v91.5276 34.71NVs 每层塔板上的浮阀数N为

取边缘区宽度：WC＝0.06m

破沫区宽度： Ws＝0.10m

40.61d02u04335(个)0.03921.5276

依《化工原理》下册P167式3-18计算塔板上的鼓泡区面积Aa

x Aa＝2xR2x2R2sin1180RR＝D/2-Wc＝2.4/2-0.06＝1.14m2

X=D/2-( Wd+Ws)= 2.4/2-(0.48+0.1)=0.62(m)

则：

0.622Aa＝20.621.1420.6221.142sin1＝1.30m1801.14 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距： t＝75mm=0.075m

则可按下式估算排间距t＇

t＇=Aa/N·t=2.21/335×0.075=0.139m=125.4mm 考虑采用分块式塔板取t＇=100mm=0.1m

按t＝75mm, t＇=100mm以等腰三角形叉排方式作图

排得浮阀数336个重新核算孔速及阀孔动能因数

33

U0Vs40.61d023364v0.03933621.5197m/s

F0＝1.15×uo0.31134.71＝10.2

阀孔动能因数变化不大，满足要求

塔板开孔率＝u/u0×100％=0.17/1.5197×100％＝10％

选用单溢流弓形降液管，不设进口堰 各项计算如下：

（1）堰长Lw取堰长Lw＝0.8D，即

Lw＝0.8×2.4＝1.92m （2）出口堰高hm

由《化工原理》手册P163可知： HL＝hw+how 则hw=hL-how

而how ＝(2.84/1000)E(Lh/Lw)2/3

E由《化工原理》下册P163查出 横标：

查得：E＝1.04

查《化工原理》下册P163列线图得how＝0.06m 则how=0.09-0.06＝0.03m （3)降液管底隙高度h0

Ls h0＝ 取U0′＝0.35m/s LwU0

34

Lh0.05093600＝35.872.52.5Lw1.92Lw1.920.8D2.4

则：h0=0.0509/(1.92×0.3)＝0.0884（m） （4)弓形降液管宽度Wd和面积Af ∵Lw/D＝1.92/2.4＝0.80

由该图查得：

Af/AT=0.15 Wd/D=0.2 则：Af＝0.15×4.5=0.6782m2 Wd=0.2×2.4=0.48（m）

依《化工原理》下册P165式3-10验算液体在降液管中的停留时间 即：θ＝Af﹒HT/LS′＝0.684×0.45/0.0506＝6.08（s） 停留时间θ>5S

6.3塔板流体力学验算

1）气相通过浮阀塔板的压强降

可根据《化工原理》下册P168式3-19a计算塔压强降 即hp=hc+hL+hσ ①干板阻力 hc

由下式来求临界孔速Uoc

UOC1.82573.173.11.8251.5m/s V34.71 因Uo=>Uoc

故按下式计算干板阻力：则用hc＝5.34

34.711.52 即：hc 5.340.503(m)2422.59.81 ②板上充气液层阻力hc

因本混合物为碳氢化合物，取充气系数o0.5 则：hl=ohL0.50.090.045m

③液体表面张力所造成的阻力，此项阻力很小可忽略不计，因此，气体流

35

经一层浮阀塔板的压强所相当的液柱高度为：hp=0.053+0.045=0.0953(m)

雾沫夹带 按《化工原理》下册P170式3-28计算泛点率 即：

VsvvL1.36LsZL泛点率＝ KCFAb其中ZL=D-2Wd=2.4-2×0.48＝1.44 Ab-At-2Af=4.5-2×0.6782＝3.16

本混合物系统按正常系统《化工原理》下册P167表8-4取K=1，在同一页图8-17查取GF=0.117

泛点率＝

为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤ф

（HT+Hw）。Hd由《化工原理》下册P169式3-24求得：Hd＝hp+hL+hd ①气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp，前以算出hp=0.953m

②液体通过降液管的压头损失Hd，因为不设进口堰，故按《化工原理》下册P169式3-25计算，即：

0.33234.711.360.05091.44422.534.71＝76％10.1173.16Ls0.0509hd0.153＝0.153＝0.013mLwLo1.920.088422③板上液层高度 前已求出：hL＝0.09m

则：Hd＝0.0953+0.09+0.0134＝0.199m 取ф＝0.5，又已选定HT＝0.45m hw=0.03m

则：ф（HT+hw）＝0.5（0.45+0.03）＝0.24（m） 可见：Hd<ф（HT+hw）符合防止液泛的要求。

36

6.4 塔板负荷性能图

(1)雾沫夹带上限线，按泛点率＝80％计算V′s-L′s关系依：

Vs34.711.36Ls1.44422.534.7110.1163.16＝0.80经整理：V′s＝0.97-6.55L′s………………………（1）

在操作范围内任取若干个L′s值，依式算出相应的V′s值到下表中：

6-7若干个L′s值，依式算出相应的V′s值列表

L′s，m3/s V′s，m/s （2）液泛线

由《化工原理》下册P168 3-21,3-22,3-5，3-6，3-29可得液泛线的表达式：

30.002 0.9569 0.03 0.7735 0.04 0.708 0.05 0.6425 34.710.139 其中各系数值为：a=1.91×105 22N422.5336 b=фHT+(ф-1-ε0)hw＝0.5×0.45+（0.5-1-0.5）×0.03＝0.195

1.91105L aVs2=b-CL’ s2-dL s2/3

v

0.1530.1535.32222Lwh01.920.08840.6670.667d＝(1+ε0)E ＝（10.5）1.040.9222＝33Lw1.92

2 22

则可写出0.139V′ -0.92 L2/3s s＝0.195-5.3 L s

即 V2s＝1.4-0.1777L2-6.906 L2/3 ……………………（2）

6-8 在操作范围内取若干个L′s值，依式（2）算出相应的V′s列于下表中： L′s， m3/s V′s， m3/s 0.025 0.809 0.035 0.661 0.045 0.525 3）液相负荷上限线

以上5s作为液体在降液管中停留时间的下限则：

37

……………………（3）

4）泄漏线 以F0＝8作为规定气体最小负荷的标准则：

………（4） 5）液相负荷下限线

以how＝0.006m作为规定最小液体负荷的标准，则：

取E=1.04

2.84LsminE1000Lw230.006

根据附表1.2及式（3）（4）（5）可分别作出塔板负荷性能图上的⑴⑵⑶⑷及⑸共五条线，见下图：

38

6.5塔高的确定

由塔高公式H=Hd+Hb+Hf+(Np-2-S)H——塔高

Hd——塔顶空间m Hb——塔底空间m Hf——塔板间距m Np——实际塔板数 ——人孔直径m(取0.8)

以提留段为基准，得出如下计算式：

HA=1.5+1.5+2+（88-2-6）0.45+60.8=45.8m HB=1.5+1.5+(60-2-6)0.45+6=31.2m 所以H= HA+ HB=48.5+31.2=77m H——塔高

HT+S

6.6塔板结构尺寸设计结果汇总

6-6塔板结构尺寸设计结果汇总

项目 数值说明 39

备注

塔径 D.m 板距 HT,m 塔板型式 空塔气速 m/s 堰长 Lw,m 外堰高 hw,m 浮阀数 N，个 阀孔动能因数 Fo 临界阀孔气速 Uoc,m/s 孔心距 t,m 排间距 t′,m 液体在降液管中停留时间 Q,s 降液管内清液层高度 Hd,m 泛点率 ％ 操作弹性

2.4 0.45 分块式塔板 指同一横排的孔心距 指相邻二横排的孔心距 泄漏控制 单溢流弓形降液管 0.135 1.92 0.03 336 9.81 1.013 0.075 0.1 3.42 0.18167 76% 2.1739 第7章 设备附属选型

7.1 丙烯精制塔附属设备选型计算

1）平均温差△tm T 50℃→50℃蒸汽 T 35℃←28℃ △t 15℃ 22℃ ∴△t2＝13 △t1＝20

40

2＝＝1.462∵△tm＝

tt22215t2t22215＝则△tm＝ ＝18.5℃ 22

由于∵T1-T2=0

故∴△tm不需要校正

2）全凝器规格的选择

取K=400 kcal/m2 h℃,则S=QB/k△tm

得：S=

Q冷4789906.638＝647m2

K tm40018.5查《化工工艺设计手册》上册P151表选择合适的浮头式冷凝器

7-1

外壳 直径 Dg,mm 1400 公称 压强 Kgf/cm 25 2计算 面积 m 655.1 2管数 Np 管长 m 管径 mm 管排 管心距 t.mm 管数 n 折流板 管程平间距 mm 均流通面积m 558 26 6 ф19×2 ◇ 25 1894 300 注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册上册P1151表3-19查得 ②查同一书上册P151表3-19选取全凝器规格型号为FLA1400-660-25-6 K实际＝400.17kcal/m2h℃

1）平均温差△tm（逆流时） T: 174℃ → 174℃ t: 66℃ ← 65℃

△t 108℃ 109℃

因：△t2/△t1=109/108=1.009<2

22 所以：△tm＝ ＝

tt2109108108.5241

∵T1-T2=t1-t2=0 ∴△tm不需要校正 2)选再沸器规格：

取K=400 kcal/m2 h℃, 则SQB/kt5159017.622110.2

400117则 S=110.2m2

据：S=110.2m2·P＝21.30kgf/cm2,于《化工工艺设计手册》上册P150表3-19中选

7-2择合适的卧式热虹吸式重沸器的尺寸到表

外壳 直径 Dg,mm 600 公称 压强 Kgf/cm 40 2计算 面积 m 112 2管程数 Np 管长 m 管径 mm 管排 管心距 mm 管数 n 折流板 管程平间距 mm 均流通面积m 135 22 6 ф19×2 ◇ 25 304 200 注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册P150表3-19查得 ②查同一书上册P150表3-19选取再沸器的规格型号为FA600-120-25-4 K实际＝365.95Kcal/m2h℃

1）平均温差△tm（逆流时） T: 65℃→35℃ t: 33℃←28℃ △t 32 7 △t1＝32 △t2＝7

t2t1327＝13.8℃ 则△tm＝ t232lnt17

T1T265352.75 而R= t2t16528

＝ln

t2t13328S= 0.135T1t1652842

暂按单壳程多管程计算，由R和S值表《化工工艺设计手册》下册P484表（Q）知ф△t＝0.97，故△ tˊ＝ф△t·△ tm =0.97×16.45=15.96 ℃ m2）冷却器的规格

取K=200 kcal/m2 h℃,则S=Q冷/k△tmˊ=

20839.6996.52m2

20015.96据 S=6.52m2，P＝21.30 kgf/cm2,于《化工工艺设计手册》上册P150表3-19中选择合适的浮头式冷却器的尺寸如下： 7-3

外壳 直径 Dg,mm 325 公称 压强 Kgf/cm 40 2计算 面积 m 7.4 2管程数 Np 管长 m 管径 mm 管排 管心距 t.mm 管数 n 折流板 管程平间距 mm 均流通面积m 44 22 3 ф25×2 ◇ 32 32 200 注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册P150表3-19查取

②查同一书《化工工艺设计手册》上册P150表3-19选取冷却器的规格型号为FB325-10-40-2 K实际＝136.68Kcal/m2h℃

1）平均温差△tm（逆流时）

T: 56℃→35℃ t: 33℃←28℃ △t 23 7

△t1＝7℃ △t2＝23℃

t2t1237 则△tm＝ ＝13.45

而R= 

t223lnT1T2t156357lnt2t133284.221S= 0.179

ttT1t15628502843

暂按单壳程多管程计算，由R和S值表《化工工艺设计手册》下册P484表（α）知ф△t=0.92，故ф△tˊ＝ф△t·△tm =0.92×13.45=12.37 ℃ m2）选择冷却器的规格

取K=200 kcal/m2 h℃, 因Q′＝K·S ·△tm 预则S=Q′冷/k△t=

36575.922914.78m2

20012.37据 S=145.78m2，P＝21.30 kgf/cm2,于《化工工艺设计手册》上册P151表3-19中选

7-4择合适的浮头式冷却器的尺寸如下：

外壳 直径 Dg,mm 公称 压强 Kgf/cm 2计算 面积 m 2管程数 Np 管长 m 管径 mm 管管心距 子 t.mm 管数 n 折流板 管程平间距 mm 均流通面积m 2排列 400 40 17 2 3 ф25×2.5 ◇ 32 74 200 53 注：①折流板间距T由《化工工艺设计手册》上册P150表3-119查取

②查同一书《化工工艺设计手册》上册P150表3-19选取冷却器的规格型号为FB400-20-40-4 K实际＝200.9975Kcal/m2h℃

丙烯塔（A）与塔（B）之间的接力泵 （1）扬程 为已标出

22PP进P出0.5kgfcm49019.61Nm

u141.11ms u151.98ms

1617丙精回流457.6kgm3

44

Z10

-

则

（2）流量Vh=V丙=182.16 （3）选泵 据He=85.46m

由《化工工艺设计手册》上册P860表选取塔（A）与塔（B）之间接力泵的规格和型号为：100Y-12OB

（1）扬程

22PP进P0.5kgfcm49019.61Nm 出u91.11ms

u100.71ms

' 33丙精回流457.6kgm3

Z10

910丙精回流457.6kgm3 则（2）流量

由为面计算知：Vh3136.8m3h （3）选泵

据 He=62.68m

由 《化工工艺设计手册》上册P860表选取丙烯精制塔回流泵的规格和型号为：100Y-120B

45

7-5附属设备选型及汇总表

项目 全凝器 再沸器 丙烷冷却器 丙烯冷却器 接力泵 回流泵 数值说明 FLA1400-660-25-6 FA备注 600-120-25-4 FB325-10-40-2 FB400-20-40-4 100Y-120B 100Y-120B 设计计算结果汇总

设 备 操作条件 压 力 KPa 温 度 ℃ 回流比 脱乙烷塔 塔板数 塔 径 m 结 构 压 力 atm 温 度 ℃ 回流比 丙烯精制塔 操作弹性 塔板数 塔 径 m 结 构 2019.922 56 ℃ 35 1 浮阀塔 2089.08 56.5 ℃ 24 2.1739 336 2.4 浮阀塔 2059.429 65 ℃ 塔 顶 2929.56 38 ℃ 进 料 2950.869 66 ℃ 12.76 塔 釜 2937.7 78 ℃

46