丙烯精制塔工艺的设计论文

1、 . . 34/42毕业设计（论文）手册学 院 ：职业技术学院 专业班级 ：化工 0832姓 名 ：文龙 指导教师 ：王景芸 2011 年 6 月毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目： 丙烯精制塔工艺设计 设计（论文）时间： 2011-4-11 至 2011-6-19 设计（论文）进行地点： 校 内 设计（论文）内容： 1.丙烯简介与应用 2.工艺流程的选择与确定 3.物料衡算，热量衡算 4.丙烯精馏塔的设计 5.精馏塔附属设备的选用 设计（论文）的主要技术指标 主要进料：丙烯，丙烷，丁烷。其中进料组成（质量分数%）分别为：92.75；7.05； 0.20；要求通过设计的丙烯精制塔后的塔顶组

2、成为丙烯：99.6；丙烷：0.4；丁烷： 0；塔底组成要求丙烯小于15.2% 。 设计（论文）的基本要求设计思路明确 设计层次分明 内容详尽严谨求实 书写规范等 毕业设计（论文）任务书4、应收集的资料与主要参考文献.XX大学化工原理教研室编。化工原理（下）。XX：XX科技，1990 .XX化工学院。基础化学工程（中）。XX：XX科学技术，1978 .石油化工规划。塔的工艺设计。：石油化学工业，1977 .化工设备手册编写组。金属设备。XX：XX人民，1975 .XX集团。化工工艺设计手册（上、下）。：化学工业，1994 .XX大学。基本有机化学工程（中）。：人民教育，1978。等 进度安排与完

3、成情况序号设计（论文）各阶段任务日 期完成情况1有关设计任务资料的收集4月11日4月20日完成2设计的大纲安排4月20日4月25日完成3设计任务的计算4月25日4月30日完成4设计计算的审核4月30日5月10日完成5设计任务的电子版录入5月10日5月30日完成6毕业设计的校验和打印5月30日6月19日完成学生签名： 杨文龙 指导教师签名： 系主任签名： 2011年 6 月 19 日毕业设计（论文）评阅书指导教师评语： 评 分 表（导师建议成绩）项目创新摘要内容排版表现合计权重105601015100分数指导教师签字： 年 月 日 毕业设计（论文）评阅书评阅教师评语： 评 分 表（评阅教师建议成

4、绩）项目创新摘要内容排版合计权重1057510100分数评阅教师签字： 年 月 日 毕业答辩情况表答辩时间： 年 月 日答辩组成员姓 名职 称工 作 单 位注 备答辩评语： 建议答辩成绩：答辩组长： 年 月 日答辩委员会意见：答辩委员会主任： 年 月 日成 绩摘要本人所设计所依据的是以丙烯精制塔为设计原型。我所设计的题目是年产60000吨丙烯精制塔设计，开工周期为7900小时/年，其中原料主要组成为丙烯，丙烷，丁烷等组分，按各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。工艺流程说明如下：原料（丙稀、丙烷、丁烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔，开始精馏操作；当釜中的料液建

5、立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。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，与换热设备的计算与附属设备的选型。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

6、单向多变量预估控制转变。它是装置控制技术发展的方向，正在逐步普与。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：丙烯；精馏塔；物料衡算；热量衡算；塔温；操作弹性；目录 TOC o 1-3 u 1.前言 PAGEREF _Toc294941307 h 11.1丙烯概述 PAGEREF _Toc294941308 h 11.1.1主要特性 PAGEREF _Toc294941309 h 11.1.2危险性 PAGEREF _Toc294941310 h 11.2丙烯行业特点 PAGEREF _Toc294941311 h 22.丙

7、烯精制塔的工艺计算 PAGEREF _Toc294941312 h 32.1原始数据 PAGEREF _Toc294941313 h 32.2物料衡算 PAGEREF _Toc294941314 h 42.2.1关键组分 PAGEREF _Toc294941315 h 42.2.2计算塔顶小时产量 PAGEREF _Toc294941316 h 42.2.3计算塔釜质量组成 PAGEREF _Toc294941317 h 42.2.4质量分数转换 PAGEREF _Toc294941318 h 52.2.5计算进料量和塔底产品量 PAGEREF _Toc294941319 h 52.2.6物料

8、衡算计算结果 PAGEREF _Toc294941320 h 62.3塔温的确定 PAGEREF _Toc294941321 h 62.3.1确定进料温度 PAGEREF _Toc294941322 h 62.3.2确定塔顶温度 PAGEREF _Toc294941323 h 62.3.3确定塔釜温度 PAGEREF _Toc294941324 h 72.4塔板数的计算 PAGEREF _Toc294941325 h 72.4.1最小回流比的计算 PAGEREF _Toc294941326 h 72.4.2计算最少理论板数 PAGEREF _Toc294941327 h 92.4.3塔板数和实

9、际回流比的确定 PAGEREF _Toc294941328 h 92.5确定进料位置 PAGEREF _Toc294941329 h 102.6全塔热量衡算 PAGEREF _Toc294941330 h 102.6.1冷却器的热量衡算 PAGEREF _Toc294941331 h 102.6.2再沸器的热量衡算 PAGEREF _Toc294941332 h 112.6.3全塔热量衡算 PAGEREF _Toc294941333 h 112.7板间距离的选定和塔径的确定 PAGEREF _Toc294941334 h 122.7.1计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度与气体的密度 PAGERE

10、F _Toc294941335 h 122.7.2求液体与气体的体积流量 PAGEREF _Toc294941336 h 132.7.3初选板间距与塔径的估算 PAGEREF _Toc294941337 h 142.8浮阀塔塔板结构尺寸确定 PAGEREF _Toc294941338 h 152.8.1塔板布置 PAGEREF _Toc294941339 h 152.8.2溢流堰与降液管设计计算 PAGEREF _Toc294941340 h 162.9水力学计算 PAGEREF _Toc294941341 h 172.9.1塔板总压力降的计算 PAGEREF _Toc294941342 h

11、182.9.2雾沫夹带 PAGEREF _Toc294941343 h 182.9.3淹塔情况校核 PAGEREF _Toc294941344 h 222.10浮阀塔的负荷性能图 PAGEREF _Toc294941345 h 222.10.1雾沫夹带线 PAGEREF _Toc294941346 h 222.10.2液泛线 PAGEREF _Toc294941347 h 242.10.3降液管超负荷线 PAGEREF _Toc294941348 h 252.10.4泄露线PAGEREF _Toc294941349 h 252.10.5液相下限线 PAGEREF _Toc294941350 h

12、 252.10.6操作点 PAGEREF _Toc294941351 h 262.11塔的附属设备计算 PAGEREF _Toc294941352 h 272.11.1再沸器的计算 PAGEREF _Toc294941353 h 272.11.2塔顶冷凝器的计算 PAGEREF _Toc294941354 h 272.11.3确定塔体各接管与材料 PAGEREF _Toc294941355 h 283.总结 PAGEREF _Toc294941356 h 314.致 PAGEREF _Toc294941357 h 32设计参考资料 PAGEREF _Toc294941358 h 331.前言1

13、.1丙烯概述6丙烯（propylene,CH2=CHCH3）常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。分子量42.08，密度0.5139g/cm(20/4)，冰点-185.3，沸点-47.4。易燃，爆炸极限为2%11%。不溶于水，溶于有机溶剂，是一种属低毒类物质。丙烯是三大合成材料的基本原料，主要用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。1.1.1主要特性化学品名称：化学品中文名称：丙烯化学品英文名称：propylene英文名称：propene分子式：C3H6结构简式：CH2=CH-CH3分子量：42.081丙烯燃烧化学方程式：2C3H6+9O2=6CO2+6H2O1.1.2危险性健康危害：本品为

14、单纯窒息剂与轻度麻醉剂。急性中毒：人吸入丙烯可引起意识丧失，当浓度为15时，需30分钟；24时，需3分钟；3540时，需20秒钟；40以上时，仅需6秒钟，并引起呕吐。慢性影响：长期接触可引起头昏、乏力、全身不适、思维不集中。个别人胃肠道功能发生紊乱。环境危害：对环境有危害，对水体、土壤和大气可造成污染。燃爆危险：本品易燃。1.1.3急救措施吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。1.1.4消防措施危险特性：易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与二氧化氮、四氧化二氮、氧化二氮等激烈化合，与其它氧化剂接触

15、剧烈反应。气体比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。有害燃烧产物：一氧化碳、二氧化碳。灭火方法：切断气源。若不能切断气源，则不允许熄灭泄漏处的火焰。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。灭火剂：雾状水、泡沫、二氧化碳、干粉。1.1.5泄漏应急处理应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防静电工作服。尽可能切断泄漏源。用工业覆盖层或吸附/ 吸收剂盖住泄漏点附近的下水道等地方，防止气体进入。合理通风，加速扩散。喷雾状水稀释、溶解。构筑围堤或挖坑收容产生的大量废水。如有可能，将漏出气用排风机送至空

16、旷地方或装设适当喷头烧掉。漏气容器要妥善处理，修复、检验后再用。丙烯是仅次于乙烯的一种重要有机石油化工基本原料，它主要用于生产聚丙烯、苯酚、丙酮、丁醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙烯酸以与异丙醇等，其他用途还包括烷基化油、催化叠合和二聚，高辛烷值汽油调合料等。1.2丙烯行业特点纵观中国丙烯行业，有如下几个主要的特点：1、总体规模较大。2、中国丙烯工业体系较为完善、发展实力雄厚，具有资源优势。3、丙烯工厂较多、较为分散，单线丙烯生产能力相对较小。4、丙烯生产技术有待多样化，丙烯来源途径需要增加。中国丙烯主要来源于乙烯裂解装置、炼厂催化裂化和催化裂解装置，现有生产装置多已采用国开发的增产丙烯技术，装

17、置开工率超过100%。中国丙烯增产技术与国际水平同步，特别是炼厂深度催化裂解装置增产丙烯技术，已处于世界领先地位。但中国在其他丙烯生产技术如丙烷脱氢（PDH）、甲醇制烯烃技术（MTP）、烯烃相互转化、乙烯丁烯易位歧化技术等方面，与国际先进水平有一定差距。国外上述技术已工业化或正在工业化，而国尚处于研究阶段。近年来，中国丙烯工业都是以进口为主，出口相对较少。2007年1-12月，中国丙烯进口量726010.499吨，累计金额81395.39万美元。2007年12月，中国丙烯进口量75702.81吨，12月交易金额88077966美元，12月货物平均单价1163.47美元/吨。2007年1-12月

18、，中国丙烯进口均价1121.1美元/吨，较2006年的1108.1美元/吨增长1.2%。2007年1-12月，中国丙烯出口量86.575吨，累计金额15.89万美元。2007年12月，中国丙烯出口量2吨，12月货物平均单价1000美元/吨。2008年1-12月，中国丙烯进口量917259.245吨，累计金额113171.4027万美元。2008年12月，中国丙烯进口量118047.072吨，12月交易金额5993.26万美元。2008年1-12月，中国丙烯进口均价1233.8美元/吨，较2007年的1121.1美元/吨增长1.0%。2008年1-12月，中国丙烯出口量118.13吨，累计金额1

19、8.05万美元。2008年1-12月，中国丙烯出口均价1527.77美元/吨。近年来，由于丙烯下游产品的快速发展，极大的促进了中国丙烯需求量的快速增长。到2010年，中国将不断新增大型乙烯生产装置，同时炼厂生产能力还将继续扩大，这将增加丙烯的产出。预计2010年，丙烯消费量为1905万吨，缺口为825万吨。届时，聚丙烯仍是丙烯最大的消费衍生物，约占丙烯消费量的76左右。中国到2011年的丙烯产能将达到1380万吨/年。预计2008-2011年间，中国丙烯产能年均增长率为12.3%，高于全球平均增长率4.1%。届时还将有大量丙烯衍生物进口，中国丙烯开发利用前景广阔。2.丙烯精制塔的工艺计算2.1

20、原始数据原始数据见表1表1原始数据物料名称进料组成（质量分数/%）塔顶组成（质量分数/%）塔釜组成（质量分数/%）丙烯92.75(92+0.25N)99.615.2丙烷7.050.4丁烷0.200操作压力 P=1.74Mpa（表压）。年生产能力60000t丙烯。丙烯精馏塔工艺流程简图如图1所示。精 馏 塔再沸器贮 罐贮 罐冷凝器冷凝器图1丙烯精馏塔工艺流程简图工艺流程说明如下：原料（丙稀、丙烷、丁烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。

21、将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出5。2.2物料衡算2.2.1关键组分按多组分精馏确定关键组分；挥发度高的丙烯作为轻关键组分在塔顶分出；挥发度低的丙烷作为重关键组分在塔底分出。2.2.2计算塔顶小时产量计算每小时塔顶产量，每年的操作时间按7900h计算（7000+100N）。由题目给定60000000/7900=7595/h2.2.3计算塔釜质量组成设计比丙烷重的全部在塔底，比丙烷轻的全部在

22、塔顶。以100/h进料为基准，进行物料衡算见表2。表2物料衡算组 分项 目进料量/（/h）馏出流量/（/h）釜液量/（/h）丙烯92.750.996D0.152W丙烷7.050.004D7.05-0.004D丁烷0.200.2共计100D7.25-0.004D+0.152WF=D+W=15.2% 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% 丁烷 XWC4H10=2.46%式中 F原料液流量，/h； D塔顶产品（馏出液）流量，/h； W塔底产品（釜残液）流量，/h

23、；XW釜液中各组分的质量分数。2.2.4质量分数转换将质量分数换算成摩尔分数按下式计算： XA=式中 XA液相中A组分的摩尔分数； MA、MB、 MCA、 B、 C组分的摩尔分数，/kmol；XWA、XWB 、XWC液相中A、 B、 C组分的质量分数。各组分的相对分子质量见表3。表3各组分的相对分子质量组 分项 目分子式相对分子质量丙烯C3H642.08丙烷C3H844.09丁烷C4H1058.12丙烯进料摩尔组成： XF C3H6= =0.9310同理，计算得各组分的摩尔分数如表4所示。表4各组分的摩尔分数组 分项 目进料塔顶产品塔釜液丙烯0.93100.99620.1591丙烷0.0675

24、0.00380.8223丁烷0.001500.0186共计1.00001.00001.00002.2.5计算进料量和塔底产品量 F=W+DFXF=DXD+WXW因为 D=7595/h所以 F=7595+W F0.9310=75950.9962+W0.1591解得 W=641.5261/h F=7595+641.5261=8236.5261/h式中 XF原料液中易挥发组分的质量分数；XD馏出液中易挥发组分的质量分数；XW釜残液中易挥发组分的质量分数。2.2.6物料衡算计算结果见表5表5物料衡算组分C3H6C3H8C4H10共计相对分质量42.0844.0958.12进 料/h7639.37805

25、80.675116.47308236.5261质量分数/%92.757.050.2100Kmol/h181.544213.17020.2834194.9978摩尔分数/%93.106.750.15100塔 顶/h7564.6230.3807595质量分数/%99.60.40100Kmol/h179.76760.68900180.4566摩尔分数/%99.620.380100塔 釜/h97.5120528.232615.7815641.5261质量分数/%15.282.342.46100Kmol/h2.317311.98080.042314.3404摩尔分数/%15.9182.231.86100

26、2.3塔温的确定2.3.1确定进料温度操作压力为P=1.84（绝对压力）。假设：泡点进料，温度为45，依T、P，得到平衡常数k值10因为=0.992221所以确定进料温度为45，进料组成的KiXi值见表6表6进料组成的KiXi值进料XiKiKiXiC3H60.93101.00.9310C3H80.06750.90.06075C4H100.00150.310.000465共计1.00002.210.9922222.3.2确定塔顶温度假设：塔顶露点温度为44，同理得k值10。塔顶物料组成的yi/ki值见表7。表7塔顶物料组成的yi/ki值塔顶物料xiyiki=C3H60.99620.981.016

27、531C3H80.00380.880.004318C4H1000.300共计1.00002.161.020849因为=1.02089481所以确定塔顶温度为44，塔顶物料组成的yi/ki值见表72.3.3确定塔釜温度假设：塔釜温度为52，得k值10。因为=1.053076 误差超过2%，说明假设温度过高。再假设：塔釜温度为51，得k值10。因为=1.0070021所以确定塔釜温度为51，计算过程数据见表8、表9表8塔釜温度计算过程数据（一）塔釜物料xikikixiC3H6C3H8C4H10共计0.15910.82230.01861.00001.151.050.362.560.1829650.8

28、634150.0066961.053076表9塔釜温度计算过程数据（二）塔釜物料xikikixiC3H6C3H8C4H10共计0.15910.82230.01861.00001.121.000.352.470.1781920.8223000.0065101.0070022.4塔板数的计算2.4.1最小回流比的计算（1）求相对挥发度ij66页式（7-18）1 ij = = 丙烯 k44=0.98 k51=1.12 Ki=1.0477丙烷 k44=0.88 k51=1.00 Ki=0.9381丁烷 k44=0.30 k51=0.35Kj=0.3240其相对挥发度为ij = =相对挥发度见表10。表

29、10相对挥发度组 分k44k51ij丙烯丙烷丁烷0.980.880.301.121.000.351.04770.93810.32403.23362.89541（2）求值87页式（7-39）1=1-式中组分i对某一参考组分的相对挥发度。可取塔顶、塔釜的几何平均值或用进料泡点温度下的相对挥发度； xi进料混合物中组分i的摩尔分数； 进料的液相分率； 满足上式的根。 因为泡点进料，故=1.0则有整理得 3.2074-12.5636+9.3626=0 解得 =2.9160（1.00104舍去）（3）求最小回流比87页式（7-40）1=8.6086式中 最小回流比； xDi馏出液中组分i的摩尔分数。2.

30、4.2计算最少理论板数塔顶丙烯-丙烷的相对挥发度塔釜丙烯-丙烷的相对挥发度90页式（7-42）1=63.6533块式中 塔顶、塔底温度下相对挥发度的几何平均值；下标1、h分别代表轻、重关键组分；最少理论塔板数。2.4.3塔板数和实际回流比的确定取回流比 R =15 由依据107页吉利兰特图得10解得实际塔板数 N=92.70其余实际塔板数的确定见表11.表11实际塔板数的确定RNTRN131414.50.31370.35940.38010.380.350.32103.2898.4794.081515.5160.39950.41770.43790.310.300.2892.7091.3688.8

31、0 由上表可见，当R=14.515之间时塔板数变化为最慢，所以NT=94.08块。取实际塔板数N=100块计算板效率，109页式（6-53）10 ET=式中 ET塔板效率； NT理论塔板数，块； N实际塔板数，块。2.5确定进料位置依据90页式（7-43）10泡点进料： lg解得 NS=38.01块 Nr=61.99块式中 Nr精馏段塔板数，块； Ns提留段塔板数，块。所以 进料位置为从塔顶数62块塔板数进料。2.6全塔热量衡算2.6.1冷却器的热量衡算按31页式（6-27）1式中 QP 冷凝器的热负荷，kcal/h； HVD 每千克塔顶蒸汽的焓，kcal/； HLD 每千克塔顶液产品的焓，k

32、cal/； HVi 每千克气相纯组分i的焓，kcal/； HLi 每千克液相纯组分i的焓，kcal/；混合热。 （）V =0 （）L =0查158159页图10-4，图10-5得2 丙烯 HVi =168.5kcal/ HLi=99.5kcal/丙烷 HVi =100.5kcal/ HLi =29kcal/ HVP =168.50.9962+100.50.0038=168.2461 kcal/ HLP =99.50.9962+290.0038=99.2321 kcal/ QP=（R+1）D(HVD- HLD)=(14.5+1)7595（168.2416-99.2321） =8123970.86

33、4 kcal/h =3.4013kJ/h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再沸器的热量衡算依据32页式（6-30）1，再沸器热损失忽略不计，得QW =VHVW +W HLW - = V(HVW -HLW)式中 QW再沸器的热负荷，kcal/h； V提馏段上升蒸汽的量，/h；提馏段下降液体的量，/h； HVW 每千克由再沸器上升的蒸汽焓，kcal/； HLW每千克釜液的焓，kcal/；每千克在提馏段底层塔板m上的液体焓，kcal/。查158160页图10-4，图10-5，图10-62，丙烯 HVi =168.5kcal/ HLi

34、=99.5kcal/丙烷 HVi =102kcal/ HLi =34kcal/丁烷 HVi =110.5kcal/ HLi =30.5kcal/ HVW =168.50.1591+1020.8223+110.50.0186=112.7383 kcal/ HLW =99.50.1591+340.8223+30.50.0186=44.3560 kcal/ QW =（R+1）D（112.7383-44.3560） =8050135.312 kcal/h =3.3704kJ/h2.6.3全塔热量衡算依据33页式（6-32）1式中 热量损失，kcal/h；每千克进料的焓，kcal/.丙烯 HVi =16

35、8.5kcal/ HLi =99.5kcal/丙烷 HVi =100.5kcal/ HLi =29kcal/丁烷 HVi =108kcal/ HLi =26kcal/ kcal/ 左边= =8050135.312+8236.526194.6310 =8.8kcal/h =3.68kcal/h 右边= =759599.2321+641.526144.3560+8123970.864 =8.8kcal/h =3.68kcal/h所以， 左边 = 右边。2.7板间距离的选定和塔径的确定2.7.1计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度与气体的密度（1）液体的密度查2526页图2，得45、44、51下纯组分的

36、密度，见表12.按10页式（2-17）2计算式中 液体平均密度，/m。塔顶温度44，/m表12液体密度组分密度（44）/（/m）密度（45）/（/m）密度（51）/（/m）C3H6C3H8C4H104774620475460551460449549液体平均密度见表13表13液体平均密度项目444551液体平均密度/（/m）476.9412474.0546452.2528（2）气体的密度查10页，得公式2：式中 气体平均密度，/m；操作压力，Pa； Z压缩因子，由对比温度和对比压力查图而得； M平均相对分子质量； T操作温度，K； R通用气体常数。塔顶：对比温度 对比压力 式中 TC 临界温度，

37、K； Pc 临界压力，Pa。 由Tr 、Pr查附图（2-3）2得Z=0.690/m同理，求得塔釜 /m各组分的物性常数见表14表14各组分的物性常数组分摩尔分数临界温度T0/K临界压力PCyiTiyipciyiMi丙烯0.9962364.9045.37363.513445.197641.9201丙烷0.0038369.8041.321.40520.15700.1675丁烷042537.46000共计1.0000364.918645.354642.08762.7.2求液体与气体的体积流量V=L+D； L=RD所以 V=(R+1)D =15.5180.4566 =2797.0773kmol/h因为

38、=1.0所以 （依据恒摩尔流假定，精、提馏段上升气体的摩尔流量相等）kmol/hL=RD=14.5180.4566=2616.6207kmol/h式中 V、精馏塔精、提馏段上升蒸气的流量，kmol/h； L、精馏塔精、提馏段下降液体的流量，kmol/h。转换为质量流量 V=2797.077342.087638=117722.3769/h=2797.077342.087638=117722.3769/h L=2616.620742.087638=110127.3848/h=2811.417742.087638=118325.9304/h转换为体积流量 V=117722.3769/43.1300=

39、2729.4778m/h=0.7582m/s=117722.3769/47.1895=2494.6732 m/h=0.6930 m/s L=110127.3848/476.9421=230.9030m/h=0.06414 m/s=118325.9304/452.2528=261.6367 m/h=0.07268 m/s计算结果汇总见表15表15精馏段、提馏段上升蒸气与下降液体量项目/hm/hm/s项目/hm/hm/sV117722.37692729.47780.7582117722.37692494.67320.6930L110127.3848230.90300.06414118325.930

40、4261.63670.072682.7.3初选板间距与塔径的估算（1）计算塔径查148页表9-41，依据流量初选塔径2.4m,板间距为500mm。根据公式： 式中 C负荷系数； HT塔板间距，m； LS下降液体的体积流量，m/s；VS上升蒸气的体积流量，m/s；液相密度，/m；气相密度，/m； g重力加速度，m/s。精馏段 m/s式中 最大空塔气速，m/s。实际气速 取u=0.65所以 u=0.650.2474=0.1608 m/sm式中 D塔径，m。提馏段 m/s所以 u=0.650.2165=0.1407 m/sm取塔径D为2.8m。（2）计算实际空塔气速精馏段 m/s提馏段 m/s2.8

41、浮阀塔塔板结构尺寸确定2.8.1塔板布置（1）浮阀型式：选择F1型重阀，阀片厚度=2mm，阀质量为33g，H=11.5mm ,L=15.5mm,浮阀最大开度8.5mm，最小开度2.5mm。（2）溢流型式：当直径大于2.2m时，采用双溢流塔板，浮阀排列采用三角形叉排方式。（3）求阀孔气速根据阀孔动能因数 取F0 =10式中 F0气体通过阀孔时的动能因数； U0气体通过阀孔时的速度，m/s。精馏段阀孔气速m/s提馏段阀孔气速m/s（4）确定浮阀数与开孔率根据 式中 N阀孔数，个； d0阀孔直径，d0=0.039m。精馏段 个提馏段 个查120页表4-58得双溢流型塔板结构参数，见表16。表16双溢

42、流型塔板结构参数塔径D/mm塔截面积AT/板间距HT/弓型降液管降液管截面积降管长度降管宽度降管宽度28006.158050017523082800.7389120.626查630页8得到浮阀数见表17。表17浮阀数塔 径（）/%浮 阀 总 数t = 80280012448所以确定用448个浮阀。开孔率对于加压塔应小于10%，故满足要求。2.8.2溢流堰与降液管设计计算塔盘为双溢流塔板，溢流堰为弓型，降液管为弓型。（1）计算停留时间按196页式（7-14）3计算s Af =0.7389 LS =0.06414 m/s精馏段 s5s提馏段 s5s式中 液体在降液管的提留时间，s； Af降液管的截

43、面积，。 液体在降液管的提留时间不应小于s，计算结果均满足要求。（2）降液管底隙高度h0计算根据197页式（7-16）3式中LW弓型降液管出口堰长度，m；降液管底隙流体速度，m/s。其中L=LS/2（因为双溢流） LW=0.6262.8=1.7528m= m/s， 取0.2 m/s精馏段 m提馏段 m取h0=50mm1。（3）计算溢流堰上液层高度hOW采用平堰，根据195页式（7-10）3 取E=1.0式中 E液流收缩系数； Lh塔液体流量，m/h。精馏段 m提馏段 m取出口堰高hW=50mm 根据194页式（7-9）3板上液层高度精馏段 mm提馏段 mm取 mm。2.9水力学计算2.9.1塔

44、板总压力降的计算根据201页式（7-23）3（m液柱）式中 hp塔板总压力降，Pa； hC干板压力降，Pa； hl板上清液层阻力，Pa；表面力的压力降，Pa。干板压降hC：对于F1型重阀，根据设计参考资料2,201页式（7-25） 全开前： 式中 A1干板压降系数。精馏段 =0.0449（m液柱）提馏段 （m液柱）全开后： 精馏段 （m液柱）提馏段 （m液柱）取两者较大的值hC=0.0574（m液柱），=0.0605（m液柱）。（2）板上清液层阻力，根据201页式（7-26）3精馏段 （m液柱）提馏段 （m液柱）（3）忽略表面力的压力降 故气体通过塔板的压力降：精馏段 （m液柱）提馏段 （m液

45、柱）2.9.2雾沫夹带（1）根据202页式（7-33）、式（7-34）3 泛点率 或 式中 F1泛点率； CV气相负荷，m/s； Z溢流的流程长度，m； CAF气相负荷系数； AT塔的截面积，； Aa鼓泡区面积，。其中 气相负荷精馏段 m/s提馏段 m/s溢流的流程长度 m鼓泡区面积 查图得最大气相负荷系数 精馏段： 提馏段：不同物系的系数因数为1.0所以气相负荷 精馏段： 提馏段： 将所有参数代入，得：精馏段 提馏段 取最大值F1=70.96%与F1=75.62%，对于大塔，均满足F180%82%。（2）用夹带量经验公式：式中 e雾沫夹带量，对于一般大塔，其值应在10%以下； A、当HT40

46、0mm时，A=0.159，=0.95，当HT400mm时，A=9.48，=4.3；系数，对于浮阀塔=0.60.8； 开孔区截面积占塔总截面积的比率，=； 气体流速，m/s； m气液物性影响参数，根据设计参考资料2,203页式（7-37） V气体黏度，s/； 液体表面力，dyn/cm。计算液体表面力由65页查表面力10见表18表18液体的表面力组 分表面张力（44）/（51）/丙烯丙烷丁烷4.84.64.13.98.7(1)。计算液体平均表面力式中 表面力，dyn/cm。44时 =4.79924 dyn/cm51时 =4.0211 dyn/cm计算气体黏度依据43页式（3-5）10各组分气体的黏

47、度见表19。表19各组分气体的黏度 单位：微泊（P）组 分温 度4451丙烯丙烷丁烷92.085.0948781计算气体的平均黏度：44时 =s/51时 =s/44时51时计算开孔区截面积占塔总截面积的百分率式中 AP开孔区面积，。 取破沫区宽度WS=80mm，边缘区宽度WC=60mm = 4.8518-1.2478 =3.604将以上数据代入精馏段 =1.2522%10%提馏段 =1.3214%10%均满足要求。2.9.3淹塔情况校核根据202页式（7-31）1式中 hd液体流过降液管的阻力，m液柱； hP塔板压力降，m液柱；Hd降液管清液层高度，m液柱。 无进口堰 精馏段 提馏段 精馏段

48、提馏段 取 所以 满足要求。2.10浮阀塔的负荷性能图2.10.1雾沫夹带线取雾沫夹带e=10%按夹带量经验式计算精馏段提馏段 假设 在操作围任取若干个LS值，依式计算出相应的VS值，列于表20中。表20雾沫夹带线不同LS值对应的VS值名称项目123456精 馏 段00.020.040.060.080.10072.00144.00216.00288.00360.00021.3133.8244.3253.6962.305071.3183.8294.32103.69112.300.30850.24750.22930.21790.20970.20331.89861.52321.41121.34101

49、.29061.2512提 馏 段00.020.040.060.080.10072.00144.00216.00288.00360.00021.3133.8244.3253.6962.305071.3183.8294.32103.69112.300.28210.22640.20970.19930.19180.18591.73621.39341.29061.22661.18041.14412.10.2液泛线取 液泛时精馏段提馏段 假设 计算出 在操作围任取若干个LS值，依式计算出相应的VS值，列于表1-21中。表1-21液泛线不同LS值对应的VS值名称项目123456精 馏 段00.020.040

50、.060.080.10072.00144.00216.00288.00360.002.87792.53492.26731.96541.58681.03681.53941.35591.21281.05130.84880.5546提 馏 段00.020.040.060.080.10072.00144.00216.00288.00360.002.67922.36992.12851.85641.51701.03441.43311.26771.13850.99300.81150.55302.10.3降液管超负荷线按196页式（7-14）3式中 液体在降压管保留时间，s。 以4s作为液体在降压管中停留时间

51、的下限，则：2.10.4泄露线根据157页表9-61 取 作为规定气体最小负荷的标准，则：精馏段 提馏段 2.10.5液相下限线设最小液量时，平堰上的液量层厚度为6mm。由195页式（7-10）3式中 E液流收缩系数，一般取1.0。2.10.6操作点精馏段 提馏段 在回流比不变的操作条件下，作出负荷性能图2和图3，并作出操作线，计算操作弹性。0246810120.51.01.52.0VS/(m3/s)图2提馏段操作性能图0246810120.51.01.52.0VS/(m3/s)图3精馏段操作性能图精馏段 操作弹性提馏段 操作弹性2.11塔的附属设备计算2.11.1再沸器的计算由前计算 （1）

52、热负荷的计算（2）传热面积式中 K总传热系数，W/(K)。（3）水量计算 2.11.2塔顶冷凝器的计算由前计算 （1）热负荷的计算（2）传热面积式中 K总传热系数，W/(K)。（3）水量计算 2.11.3确定塔体各接管与材料（1）蒸汽管式中 d塔顶蒸汽出口管直径，mm u气体速度，m/s。查183页9，常压下u=1040m/s，取30m/s，按加压下操作，依184页式（9-52）9计算：式中 uP加压下气体速度，m/s。选公称直径（Dg）400mm，查132页4外径426mm，壁厚9mm。回流管查183页1，由泵输送u=12m/s，取u=1.5m/s，LS=0.06414m/s选公称直径7（D

53、g）250mm，外径273mm，壁厚8mm。（3）进料管查183页1，u=0.51m/s，取u=0.7m/s，选公称直径7（Dg）100mm，外径108mm，壁厚4mm。（4）塔釜液出口查183页1，u=0.51m/s，取u=0.7m/s，选公称直径7（Dg）32mm，外径38mm，壁厚3.5mm。（5）进入再沸器的气液混合液入口按184页1取u=0.8m/s，选公称直径7（Dg）350mm，外径377mm，壁厚9mm。（6）再沸器进入塔管口直径 选择卧式再沸器汽化率50%查183页1u=1030m/s ,取20m/s，选公称直径7（Dg）300mm，外径325mm，壁厚8mm。计算结果汇总见表22。表22接管尺寸汇总项目公称直径外径接管壁厚/mm项目公称直径外径接管壁厚/mm塔顶蒸汽出口4004269塔釜液体出口32383.5回流管2502738再沸器入口3503779进料管1001084再沸器出口3003258设计结果汇总见表23。表23设计结果汇总项目指标项目指标设计压力（表压）/（kgf/cm2）22.62塔径/mm2800设计温度/51塔板型式双溢流浮阀板操作压力（表压）/（kgf/cm2）17.4层数100操作温度/塔顶44进料位置62进料45板间距/mm500塔釜51板效率93%操作介质丙烯.丙烷.丁烷气体塔板压降/（m液柱