2.5万吨年丙稀分离工段工艺设计.doc

沈阳化工大学学士学位论文 摘要 2 5万吨 年丙稀分离工段工艺设计 内容摘要内容摘要 丙烯是石油化工的基本原料之一 在原油加工中占有重要作用 由裂解气净化与分离工段的丙烯精馏塔分离出的丙烯除了用于生产 聚丙烯外 还大量地作为生产丙烯腈 丁醇 辛醇 环氧丙烷 异 丙醇等产品的主要原料 为了更好的提高生产能力 本着投资少 能耗低 效益高的想法 本文对年产 2 5 万吨丙烯精馏塔进行了设 计 本设计首先采用简捷法初步算出了理论塔板数 122 利用恩特 伍德公式确定最小回流比 4 56 然后以简捷法的计算结果作为初值 应用 aspen plus 软件对丙烯精馏塔操作进行了稳态模拟 并以经济 指标为目标函数 对操作条件进行了优化 得出了塔顶丙烯收率为 99 4 的最佳塔板数 160 回流比 11 以及进料位置 100 murphree 板效率为 60 最后以优化后的精馏塔结果为基础 确定了该塔的 设备参数 塔径 热负荷 从而设计了塔底再沸器 塔顶冷凝器 流程简单 投资和操作费用较省 关键词 关键词 丙烯 精馏塔 aspen plus 优化 沈阳化工大学学士学位论文 摘要 abstract propylene is one of raw materials for petrochemical industry it occupies an important place in the processing of crude oil column purified and seprated pyrolysis gas to get propylene that largely uses to product principal raw material of the acrylonitrile butyl alcohol octyl alcohol propylene epoxide and isopropanol in order to improve production capacity with low investment and power high benifit this papers design a rectifying column that annually products 25 thousand ton propylene fristly using shortcut method figures out theoretical plate number122 and underwood equation to confirm minimum reflux ratio4 56 then using them as initial value are applied to aspen plus to carry out steady state simulation and using economic indicators as objective function to optimize under the operational condition and get 99 4 yield of propylene in top column the best number of plate160 reflux ratio11 and optimum feed location100 supposed the plate efficiency is 60 finally based on the results optimized confirms plant parameter such as tower diameter thermal load and then design the reboiler and ondenser with simple process less investment and operating keywords propylene distillation column aspen plus optimizaion 沈阳化工大学学士学位论文 摘要 沈阳化工大学学士学位论文 目录 目 录 第一章 绪论 1 1 1 丙烯 1 1 1 1 丙烯的性质及应用 1 1 1 2 丙烯的生产工艺 1 1 2 丙烯工业的现状和前景 2 1 3 丙烯的生产工艺介绍及工艺流程的选择 3 1 3 1 裂解气的净化与分离 3 1 3 2 工艺流程的选择及分离流程的确定 4 1 4 本次工艺设计简述 5 第二章 物料衡算 6 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算 8 3 1 原始数据 8 3 2 物料衡算 8 3 3 丙烯精馏塔塔顶及塔底及进料温度的确定 9 3 4 最小回流比 rmin和塔板数粗算 10 3 4 1 最小回流比 rmin 10 3 4 2 简捷法求取精馏塔塔板数 11 3 5 结论 12 沈阳化工大学学士学位论文 目录 第四章丙烯精馏塔的计算及应用 13 4 1 模拟过程及计算结果 13 4 2 结论 25 第五章 塔设备参数的计算 26 5 1 浮阀塔的设计计算 26 5 1 1 精馏段 26 5 1 1 1 塔板工艺尺寸计算 26 5 1 1 2 塔板流体力学验算 29 5 1 1 3 塔板负荷性能图 32 5 1 2 提馏段 34 5 1 2 1 塔板工艺尺寸计算 34 5 1 2 2 塔板流体力学验算 38 5 1 3 塔高 z 43 5 1 4 塔顶冷凝器 44 5 1 4 1 试算和初选换热器规格 44 5 1 4 2 核算总传热系数 45 5 1 5 塔底再沸器 48 5 1 5 1 试算和初选换热器规格 48 5 1 5 2 核算总传热系数 49 5 2 主要设备选型 51 5 2 1 接管 51 沈阳化工大学学士学位论文 目录 5 2 2 筒体壁厚 53 5 2 3 封头 53 5 2 4 裙座 53 5 2 5 塔盘结构 54 5 2 6 塔主体 54 5 2 7 除沫器 54 5 3 工艺设计结果表 55 第六章结论 57 结果与讨论 57 结语 57 附 录 63 致谢 80 沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论 1 第一章第一章 绪论绪论 1 1 丙烯 1 1 11 1 1 丙烯的性质及应用丙烯的性质及应用 丙烯 分子式 c3h6 分子量 42 081 是一种无色略带甜味的易燃气体 沸 点 47 7 熔点 185 25 常温下的密度是空气的 1 46 倍 临界温度 91 8 临界压力 4 62mpa 1 丙烯是石油化工的基本原料之一 丙烯约有 37 用 于生产聚丙烯 丙烯聚合可得到聚丙烯树脂 重要的化工原料丙烯腈 环氧丙 烷 异丙醇 异丙苯 氯丙烯 丙烯醛和正 异丁醛等生产均以丙烯为主要原 料 丙烯本身可作为燃料 还可叠合制成高辛烷值汽油 1 1 1 21 1 2 丙烯的生产工艺丙烯的生产工艺 丙烯由于化学性质活泼 不能存在于自然界中 只能以天然气或石油为原 料 进行化学反应得到 以下是几种生产丙烯的工艺 烃类裂解烃类裂解 以乙烷 丙烷 轻石油脑 石油脑 轻柴油或重柴油为原料 在 800 900 高温下裂解 在很短的时间内 如在管式裂解炉中停留的时间仅为零点几秒 碳链经历了断链 脱氢等一次反应 和几乎同时发生的一次反应产物的进一步 脱氢 叠合 缩合等复杂反应 得到了含有乙烯 丙烯 丁二烯 异戊二烯 环戊二烯等重要的化工基本原料的裂解气和含有苯 甲苯 二甲苯的液体产物 裂解气中丙烯的含量与裂解原料和操作条件有关 乙烷裂解得的裂解气中丙烯 仅占 3 左右 其余裂解气中丙烯含量在 12 20 炼厂气回收炼厂气回收 炼油厂的催化裂化 热裂化和石油焦化等过程副产的炼厂气中含有一定量 的丙烯 是丙烯的一个重要的来源 一般催化裂化气中丙烯含量达 20 左右 沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论 2 热裂解气中则为 15 左右 石油焦气中仅为 5 左右 烯烃易位转化烯烃易位转化 烯烃易位转化通过过渡金属化合物催化剂使乙烯和丁烯生产丙烯 反应改 变 c c 双键 在室温或接近室温下 甚至在含水介质存在下 可从起始物料形成 新的 c c 双键 因为烯烃易位转化为可逆反应 丙烯可从乙烯和丁烯 1 生成 丙烷脱氢丙烷脱氢 该法是高吸热过程 应用丙烷催化脱氢制丙烯 高温和低压有利于平衡状 态 下有较高的烯烃浓度 由甲醇制丙烯由甲醇制丙烯 首先 甲醇在催化剂的作用下转换成二甲醇 未反应的甲醇与水蒸气的混 合 物 然后这种混合物在一个固定床反应器 fbr 内反应生产丙烯 这个反应器 内的温度为 420 490 压力为 130 160kpa 催化剂使用沸石催化剂 反应收 率为 70 未反应的原料可以经一循环泵输送至反应器入口处 1 1 2 丙烯工业的现状和前景 根据化学品销售联合公司 cmai 的统计结果 2003 年全球丙烯产量达 到 5280 万吨 年 价值 170 亿美元 丙烯生产和消费大多集中在北美 西欧和 日本 占世界总能力的 60 需求的 70 生产的丙烯中 58 用于生产聚丙烯 10 用于生产丙烯晴 8 用于生产羟基合成醇 7 用于生产环氧丙烷 6 用于生 产异丙苯 其他用途占 11 1991 2003 年 世界 gdp 的年均增长速度是 2 5 丙烯的增长速度是 5 8 今后十年 丙烯需求将以年率 4 7 速度增长 至 2010 年需求量将近翻番 将超过 9100 万吨 炼油厂 易位转化和丙烷脱氢 装置将使丙烯生产能力有所增长 但大多数新增能力将来自现有丙烯装置的扩 沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论 3 建和新建 未来世界丙烯工业估计会面临资源短缺 供应不能满足需求增长的 问题 应该引起高度重视 2 1 3 丙烯的生产工艺介绍及工艺流程的选择 1 3 11 3 1 裂解气的净化与分离裂解气的净化与分离 烃类经过裂解得到的裂解气组成十分复杂 必须加以净化和分离 除去其 中杂质 进而分离出纯净的单一烯烃产品 为有机合成和高分子聚合提供原料 裂解气分离的基本工序如下 1 裂解气的压缩裂解气中的低级烃类都是沸点很低的气体 为了使其在 不太低的温度下部分液化 需要对气体进行加压 目前普遍采用的是五段蒸汽 透平驱动离心式压缩机 使分离系统压力达到 3 6mpa 左右 2 水分的脱除裂解气分离是在 100 以下进行的 低温下水会结冰 并 且与烃类生产固体水合物 堵塞阀门和管路 应在冷却前加以干燥 干燥剂可 采用分子筛 硅胶等 通过吸附 使裂解气的露点达到 65 以下 3 酸性气体的脱除裂解气中含有硫化物 二氧化碳 一氧化碳等杂质 必须通过氢氧化钠溶液洗涤进行脱除 如果硫含量大于 0 1 可先用乙醇胺溶 液除去大部分硫化氢 一氧化碳一般用催化加氢法脱除 使用镍等催化剂 4 炔烃的脱除裂解气中含有少量乙炔 丙炔和丙二烯等 为了延长聚合 催化剂的寿命 聚合用乙烯严格限制乙炔含量 同碳数的炔烃与烯烃不能用普 通精馏方法分离 可采用催化加氢法脱除乙炔 目前多采用固定床催化加氢 钯催化剂加氢活性和选择性较好 可将炔烃转化为同碳数的烯烃或烷烃 沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论 4 图 1 1 裂解气净化与分离的工艺流程 5 烃的分离在多个串联和并联的精馏塔中对裂解气进行分离提纯 常见 的顺序分离流程为先分离出甲烷和氢 再分离出乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 碳 四馏分 碳五馏分和裂解汽油等产品 目前工业上采用的主要是深冷分离方法 该工艺流程比较复杂 设备较多 能 量消耗较大 在组织生产时应进行全面考虑 裂解气分离的典型工艺流程示于 图 1 1 1 3 21 3 2 工艺流程的选择及分离流程的确定工艺流程的选择及分离流程的确定 由于世界丙烯产量的 95 以上是用烃类裂解方法生产的 再加上我国炼油工 业规模大 并且考虑到经济效益等因素 因此选择烃类裂解生产丙烯为最佳 此时 裂解产生的裂解气仍然是组成复杂的混合物 除了丙烯外 还含有氢及 从甲烷到沸点为 200 的多种烃类和水及少量 h2s co2 乙炔等杂质 分离的 目的是得到高纯度的丙烯 同时分出多种副产品 如富氢 c4馏分 裂解汽油 等 为此 必须净化除去各种杂质 逐步分离出丙烯产品 因为分离过程很复 杂 所以 裂解气分离过程单元操作多 流程长 操作要求严格在丙烯生产装 置中占有极为重要的地位 裂解气的分离方法有 1 精馏法 工业上称为深冷分离法 2 吸收 精馏法 工业上称为油吸收法 3 吸附法 4 络合法 由于深冷分离法技 术经济指标比较先进 丙烯回收率高 能达到本次设计的要求 所以在此选择 深冷分离法对裂解气进行分离 沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论 5 深冷分离法是利用裂解气中各组分的相对挥发度不同 用精馏法分离 最 后得到丙烯 在分离过程中 脱除沸点很低的甲烷 氢 需要采用 100 以下 低温 因此为深冷分离法 在深冷分离流程中 由于针对不同的裂解气组成和能量消耗水平 可采用 多种流程方案 采用较多的有三种 顺序分离流程 前脱乙烷分离流程和前脱 丙烷分离流程 从流程技术的成熟度 产品质量稳定性 以及丙烯的回收率等方面考虑 选择采用顺序分离流程 顺序分离流程 按裂解气中各组分含碳原子数由少到多逐步分离 即先从 裂解气中分出氢及甲烷 再从其余馏分中逐步分出 c2 c3 c4馏分 最后得到 产品乙烯 丙烯 1 4 本文主要设计内容 本文主要内容是进行年产 2 5 万吨丙烯分离工段设计 丙烯精馏塔的原料 为从裂解气净化与分离工段脱丙烷塔塔顶产品 1 对总装置进行了物料衡算 由裂解气的组成和年产2 5 万吨丙烯的 条件下 得到裂解气中各组分的含量 以及解装置中乙烯精馏塔 丙烯精馏 塔和脱丁烷塔的塔顶 塔底的物料含量 2 对主体丙烯塔进行工艺计算 由丙烯塔进料组成 操作压力 17 4atm 和希望得到的丙烯纯度 99 4 饱和液相进料 并按 300 天 年 24 小时 天 以 100kg h 为基准进料 采用清晰分割法 计算得到塔顶 塔底和进料的物料衡算结果 3 由于本设计的计算采用 aspen plus 分离过程模拟软件进行优化 所 以估算初值 输入 aspen plus 进行优化 设出塔顶 塔底温度和压强 用 p t k 图初步确定 k 值 并求出相对挥发度 和板效率 以此采用简捷法 芬斯克方程初步算出了理论塔板数 估算出实际塔板数 利用恩特伍德公 式确定最小回流比 然后以计算结果作为初值 输入 aspen plus 过程流程 模拟系统进行优化 以确定 k 值 塔顶 塔底温度和压强 进料温度 进料 板位置和总塔板数 沈阳化工大学学士学位论文 第一章 绪论 6 由于浮筏塔具有 生产能力大 操作弹性大 塔板效率高 气体压强降及 液面落差较小 塔的造价低等优点 所以本次 丙烷塔采用的是浮阀塔 4 对精馏塔设计的主要物性数据计算 包括 气相平均分子量 气相 密度 液相平均分子量 液相密度液相表面张力 液相黏度 气相体积流量 液相体积流量 5 计算塔的有效高度 溢流装置 对塔板进行布置及确定浮阀数目与排 列方式 对浮阀塔进行流体力学验算并绘制出塔的负荷性能图 最后 对附属设备冷凝器和再沸器以及接管 封头 裙座 除沫器和人 孔 按文献 化工设备设计手册 塔设备设计 查找选取适合的设备 沈阳化工大学学士学位论文 第二章 物料衡算 7 第二章第二章 物料衡算物料衡算 查 合成纤维单体工艺学 2 表 2 1 裂解气的组成得 丙烯的质量含量 14 80 并且在丙烯塔可得到纯度为 99 4 的丙烯 则可认为 裂解气中的丙烯全部从丙烯塔分离得出丙烯产品 因为年产 2 5 万吨丙烯 则裂解气的总量 1 69 10 吨 年 8 14 105 2 4 丙烷 1 69吨 年 35 1000 1 59 0 10 c4馏分 吨 年 45 1062 1 56 9 1069 1 裂解汽油 吨 年 45 1031 3 6 191069 1 乙烷 吨 年 45 1087 1 06 111069 1 乙烯 吨 年 45 1085 4 7 281069 1 甲烷 吨 年 45 1094 1 5 111069 1 h2 吨 年 35 1052 1 9 01069 1 h2o 吨 年 35 1048 5 24 3 1069 1 杂质 吨 年 5 84 05 0 1069 1 5 乙烯精馏塔 塔顶乙烯的纯度为 99 则乙烯 0 99 4 85 104吨 年 4 8 104吨 年 塔底的物料 剩余乙烯 乙烷 1 87 104 4 85 4 80 104 1 92 104吨 年 丙烯精馏塔 塔顶丙烯纯度为 99 4 则丙烯 0 994 2 5 104吨 年 2 49 104吨 年 塔底的物料 剩余丙烯 丙烷 1 00 103 2 50 2 49 104 1 01 103吨 年 脱丁烷塔 塔顶 c4馏分纯度为 99 9 则认为塔顶全为 c4馏分 1 62 104吨 年 塔底 裂解汽油 3 31 104吨 年 沈阳化工大学学士学位论文 第二章 物料衡算 8 分离流程的物料衡算结果如下表 表 2 1 裂解气进入分离流程 组分流量 丙烯2 5 104吨 年 丙烷1 00 103吨 年 c4 馏分1 62 104吨 年 裂解汽油3 31 104吨 年 乙烷1 87 104吨 年 乙烯4 85 104吨 年 甲烷1 94 104吨 年 h2 1 52 103吨 年 h2o 5 48 103吨 年 杂质84 5 吨 年 总量1 69 105吨 年 表 2 2 设备塔的物料衡算结果 乙烯塔丙烯塔脱丁烷塔 塔顶 4 8 104吨 年塔顶 2 49 104吨 年塔顶 1 62 104吨 年 塔底 1 92 104吨 年塔底 1 01 103吨 年塔底 3 31 104吨 年 沈阳化工大学学士学位论文 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算 9 第三章第三章 主体设备丙烯塔工艺计算主体设备丙烯塔工艺计算 3 1 原始数据 年产 2 5 万吨丙烯的丙烯塔的设计 表 3 1 各组分的分布情况 组分 af ad aw 92 7599 60 1 的根 得 1 001 再由式 3 1 rm 1 001 1 42 0 042 0 001 1 1 004 0 1 001 1 128 1 996 0 128 1 rm 3 85 为了实现两个关键组分之间规定的分离要求 回流比必须大于它的最小值 实 际回流比的选择多考虑经济方面的因素 r rm为一个系数 根据 fair 和 bolles 的研究结果 r rm的最优值约为 1 05 但是在实际情况下 稍大一些 如果取 r rm 1 10 常需要很多的理论板数 如果取 r rm 1 80 则需要较少的理论 板数 4 因为塔板数多会使主体设备的塔高变高 增加设备的费用 但是 r 小 能使再沸器和冷凝器的传热量降低 有利于节能 从长远看经济效益更好 因 此取 r rm 1 2 r 1 2 rm 1 2 3 85 4 56 3 4 23 4 2 简捷法求取精馏塔塔板数简捷法求取精馏塔塔板数 理论板数 nm 3 3 平均 lg lg w b a d b a x x x x 其中 xa xb d 83 79 1 100 76 17 xa xb w 0 33 5 76 0 057 平均 d w f 1 3 其中 d k1 k2 1 12 0 996 1 124 w k1 k2 1 0 883 1 132 f k1 k2 1 01 0 891 1 33 平均 1 13 因此 nm 98 58 13 1 log 057 0 17 76log 由 化工分离工程 5 得 沈阳化工大学学士学位论文 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算 13 x 1277 0 156 4 85 3 56 4 1 r rr m y 0 75 0 75x0 5668 0 75 0 75 0 12770 5668 0 516 y 516 0 1 98 58 1 n n n nn m 所以 n 122 93 不含再沸器 n n 塔 61 2 1 3 5 结论 经过物料衡算 通过简捷计算法和恩特伍德公式确定了进料温度为 43 塔板数为 122 和最小回流比为 4 56 并将这些值作为软件优化的初值 沈阳化工大学学士学位论文 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算 14 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 15 第四章丙烯精馏塔的计算及应用第四章丙烯精馏塔的计算及应用 4 1 模拟过程及计算结果 以第三章的计算结果为初值 应用 aspen plus 软件对丙烯精馏塔的操作进 行稳态模拟 其中塔板数为 122 回流比为 11 进料温度为 43 过程如下 建立精馏塔模型建立精馏塔模型 图 4 1 精馏塔模型 aspen 的 plusrad frac 精馏塔模型 上图中的进料 feed 包含 83 79kmol hr 的 丙烯和 6 08kmol hr 丙烷和 0 130kom hr 的正丁烷 采用回流比为 11 时 要求塔 顶产物的纯度都达到 99 6 输入模拟标题输入模拟标题 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 16 图 4 2 标题图 在出现的这个窗口中输入模拟的实验的标题 my project 输入组份输入组份 图 4 3 组分图 在这个窗口的对应位置上输入在摸弄系统中用到的组分 分别为 propy 01 propa 01 n but 01 丙烯 丙烷 正丁烷 单位转换单位转换 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 17 图 4 4 单位转换图 如上图所示 在这个窗口中 将所有变量的单位都选择为 mole 的 以方 便对照与计算 实验方法实验方法 图 4 5 实验方法图 这个窗口是物性方法设定表格 选择 aspen plus 执行模拟中要使用的基本 方法 这里选择 pr bm 方法 feedfeed 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 18 图 4 6 进料状态图 现在是输入体系物理数据的窗口 出现的是 feed 流股的情况 分别输入 温度 压力和进料量 输入塔板数 回流比 塔顶流量输入塔板数 回流比 塔顶流量 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 19 图 4 7 操作条件图 在这个步骤中塔板数我选择了 160 冷凝器我选择了全凝器 回流比为 11 塔顶流出速率为 83 79kmol hr 进料板位置进料板位置 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 20 图 4 8 进料板位置图 这个要求输入的窗口为 feed stage 我选第 100 块板为进料位置 在 stage 下面输入 100 操作压力操作压力 图 4 9 操作压力图 上面需要输入精馏塔的操作压力 为 13559 44mmhg 输入单板效率输入单板效率 图 4 10 单板效率图 该步骤为设置塔的每一级的效率 aspen plus 能够根据给定的基准计算其 他级的效率 我们给定 60 块板效率为 0 6 在 stage 列输入 60 在 efficiency 列输入 0 6 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 21 tray sizing 图 4 11 这个窗口允许我们选择合适的塔板类型 我选浮阀塔 在 starting stage 中 输入 2 在 ending stage 中输入 159 因为我们设置的 160 块板包括全凝器和 再沸器 traytray ratingrating 图 4 12 分别在起始和终了板数输入 2 和 159 塔板类型选择浮阀 diameter 塔 板直径 的估计值是需要的 这里输入 2meter 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 22 塔板压降塔板压降 图 4 13 该图用来计算塔板的压降 计算过程计算过程 图 4 14 分析图 控制面板上显示的是 aapen plus 寻找解的迭代过程 共做了五次迭代 实验结果实验结果 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 23 图 4 15 结果图表 由结果表我们可以看到丙烯在塔顶的含量达到了 99 4 塔底不超过 10 操作压力从塔顶到塔底分别为 1661730 00pa 1726172 70pa 操作温度 塔顶从塔顶 313 3k 到塔底逐渐上升到 323 4k 部分结果图部分结果图 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 24 图 4 16 各项结果图 这里列出了八种图形 分别对温度 压力 组成 k 值等做了从塔顶到塔 底的分布的情况分析 下面我们分别对温度图 压力图 组成图和 k 值图等做 简要的分析 k 值图 图 4 17 k 值图 从这个图可以看出丙烯的 k 值最大 丙烷次之 最小的是正丁烷 而且随 着塔板数的增加 k 值也增加 丙烷与丙烯的 k 值非常接近 也最难分 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 25 压力图 图 4 18 压力图 从图我们可以看到从塔顶到塔底压力平均分配给每块塔板 温度图 图 4 19 温度图 从图 4 19 我们可以看出在提留段随塔板数的增加温度上升的比较缓慢 精 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 26 馏段随塔板数的增加温度上升的较快 组分图 图 4 20 组分图 从图 4 20 我们可以看到经分离后塔顶丙烯含量最多 塔底丙烷含量最多 正丁烷变化基本不大 生产十年精馏塔板所需要消耗的费用约为 3000 万元 则每小时塔板的折旧 费为 417 元 操作费用为每小时 9698 元 则投资费用标准为 417n 9698r k 4 1 平移 4 1 曲线选最优点 如下图 4 25 知 n 160 r 11 时最优 则 417 160 9698 11 173398 元 aspen plus 优化曲线如下 沈阳化工大学学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 27 图 4 21 aspenplus 优化曲线 从上图我们可以看出我们要的最优点就是 160 11 也就是最合适的塔 板数与回流比 4 2 结论 经过 aspen plus 软件优化后 我们的得出了如下结论 当进料板数为 160 块板时 当回流比为 11 时 我们设计的精馏塔能满足设计任务 而且是以经济 指标为目标函数的 塔顶丙稀含量 99 4 塔底为 5 2 塔顶丙烷含量为 0 8 塔底为 93 1 塔顶没有正丁烷组分 塔底正丁烷含量为 2 2 压力从塔顶到塔底 是平均分配给每块塔板的 温度从塔顶到塔底是逐渐升高的 从 43 升高到 52 5 我们把以上结果作为塔设备参数确定的数据 开始进行下一章的计算 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 28 第五章第五章 塔设备参数的计算塔设备参数的计算 5 1 浮阀塔的设计计算 由 化工原理 下 7 塔设备从结构形式上分为板式塔和填料塔 在工 业生产中 由于处理量大 多采用板式塔 在本设计丙烯分离量大 故采用板 式塔 在板式塔中由于浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点 并且浮阀塔的优点 有 1 生产能力大 2 操作弹性大 3 塔板收率高 4 气体压强 降及液面落差较小 5 塔的造价低 综合以上的因素 在本次设计中选择浮 阀塔 计算时以进料板为界 分为精馏段和提馏段两段计算 5 1 15 1 1 精馏段精馏段 5 1 1 15 1 1 1 塔板工艺尺寸计算塔板工艺尺寸计算 塔径 定性温度 t tf td 2 316 15 316 75 2 316 45k 43 3 x丙烯 xd xfi 2 0 996 0 931 2 0 9635 yfi kixfi 1 01 0 931 0 94 y丙烯 xd yfi 2 0 996 0 94 2 0 968 x丙烷 xd xfi 0 004 0 0675 2 0 036 yfi kixfi 0 0675 0 891 0 060 y丙烷 xd yfi 2 0 004 0 060 2 0 032 x丁烷 xd xfi 2 0 0015 0 2 0 00075 yfi kixfi 0 0015 0 363 0 00054 y丁烷 xd yfi 2 0 0 00054 2 0 00027 所以 气相的 m1 yimi 0 968 42 0 032 44 0 00027 58 42 08 查 石油化工基础数据手册 4 得到三种物质的 tc pc tc 丙烯 91 6 tc 丙烷 96 67 tc 正丁烷 152 01 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 29 pc 丙烯 45 50atm pc 丙烷 41 94atm pc 正丁烷 37 47atm tc tciyi 0 968 91 6 273 15 0 032 96 67 273 15 0 00027 152 01 273 15 365 03k tr 0 867 tc t 03 365 45 316 pc pciyi 0 968 45 50 0 032 41 94 0 00027 37 47 45 396atm p 13559 44mmhg 17 84atm 1 8 106pa pr 0 867 03 365 84 17 c p p 因为 pr在 0 1 之间 所以选择低压段 查 化工热力学 6 图 2 7 a 得到 z 0 77 v kg m337 77 0 95 314314 8 08 42108 1 6 rtz pm 在 t 43 1 时 查 石油化工基础数据手册 4 得 li见下表 表 5 1 各组分的密度 物质 40 g cm3 50 g cm3 c3h60 47790 4576 c3h80 46680 4483 c4h10 正 0 55580 5435 运用线性内插得 1 4340 4779 0 5040 4576 0 4779 0 1 l l1 0 471g cm3 依次类推 l2 0 461g cm3 l3 0 552g cm3 由 化工分离工程 5 得 li i c i l a 1 1 液相的 m2 mixi 0 9635 42 0 036 44 0 00075 58 42 1 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 30 其中 a1 x1m1 m 0 9635 42 42 1 0 961 a2 x2m2 m 0 036 44 42 1 0 0376 a3 x3m3 m 0 00075 58 42 1 0 001 所以 1 l 0 961 0 471 0 0376 0 461 0 001 0 552 2 1237 l 0 471g cm3 471kg m3 v r 1 d 11 1 83 35 1000 2kmol h vs 1137 52 m3 h 0 32m3 s 37 08 42 2 1000 1 v vm l rd 11 83 35 916 85kmol h ls 81 95 m3 h 0 02 m3 s 471 1 4285 916 2 l lm ls vs 0 25 v l 2 1 52 1137 95 81 37 471 2 1 取板间距 ht 0 6m 取板上液层高度 hl 0 06m 则 ht hl 0 6 0 06 0 54 根据以上数值 由 化工原理 下 7 图 3 5 查得 c20 0 085 在 t 43 1 时 查 石油化工基础数据手册 4 得到 i见下表 表 5 2 各组分的 值 组分40 mn m50 mn m c3h65 101 3 939 c3h85 2684 173 c4h10 正 5 2689 195 运用线性内插求出 丙烯 4 72mn m 丙烷 4 91mn m 正丁烷 9 93mn m xi i 0 9635 4 72 0 036 4 91 0 00075 9 93 4 73 mn m c c20 0 064 2 02 0 20 73 4 085 0 20 umax 0 22m s 37 37471 064 0 v vl c 取安全系数为 0 6 则空塔气速为 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 31 u 0 6umax 0 6 0 22 0 132m s 塔径 d 1 953m 132 0 32 0 44 u vs 圆整 d 2m 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 f0 10 u0 m s92 1 27 10 0 v f 每层塔板上的浮阀数 n 163 4 0 2 0 ud vs 4 64 1 039 0 32 0 2 查 金属设备 2 8 浮阀塔盘标准系列选用表 按 n 214 重新核算孔速及阀孔动能因数 u0 m s74 1 4 96 039 0 2 0 2 f0 1 54 9 3727 因为 f0在 8 12 之间 所以选用的浮阀塔盘符合要求 具体数据见表 5 3 表 5 3 浮阀塔盘 开孔率 8 15 孔阀数 214 个 一层塔盘的重量 171kg 降液管面积与截面积之比 14 l 1599mm h 399mm 5 1 1 25 1 1 2 塔板流体力学验算塔板流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压强降 hp hc hl h 干板阻力 uoc m s452 1 37 1 73 1 73 825 1 825 1 v 因为 uo uoc 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 32 所以 hc 5 34m 液柱051 0 81 9 4712 54 1 37 34 5 2 2 2 g u l ov 板上充气液层阻力 因为本次设备分离丙烯 丙烷和丁烷的混合液 液相为碳氢化合物 则可 取充气系数 0 0 5 hl 0hl 0 5 0 06 0 03m 液柱 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 忽略不计 因此 与气体流经一层浮阀塔的压强降所相当 的液柱高度为 hp 0 051 0 03 0 081m 液柱 单板压降 pp hp lg 0 081 471 9 81 374pa 由于 hp在 265kpa 530kpa 之间 所以符合要求 淹塔 为了防止淹塔现象的发生 要求控制降液管中清液层高度 hd ht hw 因为堰长 lw 1 75m 2 20 75 1 95 81 5 2 w h l l 875 0 2 75 1 d lw 查 化工原理 下 7 图 3 18 得到收缩系数 e 1 01 采用平直堰 堰上液层高度 how 0 0373m 3 2 1000 84 2 w h l l e 3 2 75 1 95 81 01 1 1000 84 2 堰上液层高度 how 6mm 符合要求 因为 hl hw how 则出口堰高 hw 0 06 0 0373 0 0227m 出口堰高 hw不在 25mm 50mm 之间 不符合要求 取 hw 0 025m hl hw how 0 025 0 0373 0 0623m 降液管底隙高度 h0 5 1 3600 ow h ul l 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 33 取降液管底隙处液体流速 uo 0 13m s1 则 h0 m10 0 13 0 75 1 3600 95 81 hd hp hl hd 5 2 a 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 hp 0 081m 液柱 b 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 故 hd 0 153m 液柱004 0 14 0 75 1 02 0 153 0 22 0 hl l w s c 板上液层高度 hl 0 0605m 液柱 则 hd 0 081 0 002 0 0623 0 11453m 液柱 取 0 6 又选定 ht 0 6m hw 0 025m 则 ht hw 0 6 0 6 0 025 0 375m 可见 hd ht hw 符合防止淹塔的要求 雾沫夹带 由前面已知的降液管面积与塔截面积之比 14 查 金属设备 2 8 得 at 38010cm2 3 801m2 则降液管面积 af 0 14at 0 53m2 降液管宽度 wd 0 434m 泛点率 5 3 100 36 1 bf ls vl v s akc zlv 其中 zl d 2wd 3 801 2 0 225 0 95m ab at 2af 1 539 2 0 53 2 741 m2 查 化工原理 下 7 表 3 5 得 k 1 0 又由图 3 16 查得泛点负荷系数 cf 0 13 则泛点率 42 100 741 2 13 0 0 1 332 0103 0 36 1 37471 37 32 0 又按式 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 34 泛点率 100 801 3 13 0 0 178 0 37471 37 32 0 100 78 0 tf vl v s akc v 24 3 对于大塔 为了避免过量雾沫夹带 应控制泛点率不超过 80 根据以上 两式计算出的泛点率都在 80 以下 故可知雾沫夹带量能够满足 ev6mm 符合要求 因为 hl hw how 则出口堰高 hw 0 06 0 05 0 01m 则出口堰高 hw不在 25mm 50mm 之间 根据 化工工艺设计手册 上 9 得 取 hw 0 025m 则 hl hw how 0 025 0 05 0 075m 降液管底隙高度 h0 5 9 3600 ow h ul l 取降液管底隙处液体流速 uo 0 13m s 则 h0 m16 0 13 0 75 1 3600 06 131 hd hp hl hd a 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 hp 0 089m 液柱 b 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 故 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 42 hd 0 153m 液柱0011 0 16 0 75 1 02 0 153 0 22 0 hl l w s c 板上液层高度 hl 0 075m 液柱 则 hd 0 089 0 0011 0 075 0 1651 m 液柱 取 0 6 又选定 ht 0 6m hw 0 025m 则 ht hw 0 6 0 6 0 025 0 375m 可见 hd ht hw 符合防止淹塔的要求 雾沫夹带 由前面已知的降液管面积与塔截面积之比 14 查 金属设备 2 8 得 at 38010cm2 3 801m2 则降液管面积 af 0 14at 0 53m2 降液管宽度 wd 0 434m 泛点率 5 10 100 36 1 bf ls vl v s akc zlv 其中 zl d 2wd 2 2 0 434 1 132m ab at 2af 3 801 2 0 53 2 741 m2 查 化工原理 下 7 表 3 5 得 k 1 0 又由图 3 16 查得泛点负荷系数 cf 0 13 则泛点率 39 100 741 213 0 0 1 132 1 026 0 36 1 93 3403 461 93 34 32 0 又按式 泛点率 33 100 741 2 13 0 178 0 93 3403 461 93 34 32 0 100 78 0 tf vl v s akc v 对于大塔 为了避免过量雾沫夹带 应控制泛点率不超过 80 根据以 上两式计算出的泛点率都在 80 以下 故可知雾沫夹带量能够满足 ev104 0 7 pri6 则 i 0 023w m2 13 1729 6 6 63 6901 02 0 6 0 023 0 prre 4 08 04 08 0 i d 壳程对流传热系数 0 取换热器列管中心距 t 32mm 折流挡板间距 h 0 15m 查 石油化工基础数据手册 4 得物料的物性参数 64 25 见下表 因为丁烷不在塔顶出现 则不计算丁烷的物性参数 表 5 15 丙烷和丙烯的密度值 40 g cm350 g cm3 c3h60 47790 4576 c3h60 46680 4483 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 49 运用线性内插得到 丙烯 0 4706g cm3 470 6kg m3 丙烷 0 4601 g cm3 460 1 kg m3 cp 查 氯碱工业理化常数手册 10 得 cp 丙烯 66 95j mol k 1 59kj kg k cp 丙烷 77 51j mol 1 76kj kg k 丙烯和丙烷的导热系数 见下表 表 5 16 丙烯和丙烷的导热系数 40 cal cm s 50 cal cm s c3h620 5 10 519 8 10 5 c3h820 4 10 519 7 10 5 运用线性内插得到 丙烯 20 2 10 5cal cm s 8 46 10 2w m 丙烷 20 1 10 5cal cm s 8 41 10 2w m 丙烯 0 0618 10 3pa s 丙烷 0 0793 10 3ps s 所以 总 ixi 0 996 470 6 0 004 460 1 470 6 kg m3 cp 总 cpixi 0 996 1 59 0 004 1 76 1 59kj kg 查 化工原理 上 7 得 常压下气体混合物的 总 总 2 1 2 1 ii iii my my 0 0619 10 3pa s 2 12 1 2 132 13 44004 0 42996 0 44100793 0 004 0 42100618 0 996 0 常压下气体混合物的 总 总 3 1 3 1 ii ii my miy 8 46 10 2w m 3 13 1 3 123 12 44004 0 42996 0 441041 8 004 0 421046 8 996 0 流体通过管间最大截面积为 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 50 a hdm2039 0 032 0 025 0 1 2 115 0 1 0 t d u0 0 77m s 039 0 03 0 a vs 0 02m 025 0 025 0 4 032 0 2 3 4 42 3 4 22 0 2 0 2 d dt de re 1800 湍流 8 117079 100619 0 6 47077 0 02 0 3 0 ude 因为 rei 104 膜层的 rei 1800 满足公式条件则 4 03 1 23 322 4 03 1 2 32 0 8 117079 100619 0 1046 8 81 9 6 470 0077 0 re 0077 0 g 5742 72 w m2 污垢系数 参考 化工原理 上 7 附录二十 得到 rsi 0 00017 m2 w rso 0 8598 10 4 m2 w 总传热系数 k0 由 化工原理 上 7 得 k0 13 172920 25 20 25 00017 0 000086 0 72 5742 1 1 1 1 00 0 0 iii iss d d d d rr 836 44 w m2 所以 q提供 ks t 836 44 385 1 21 6764395w q需要 4779910w 15 5 41 100 4779910 47799106764395 100 需要 需要提供 q qq 因此选择的换热器是符合要求的 沈阳化工大学学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 51 5 1 55 1 5 塔底再沸器塔底再沸器 5 1 5 15 1 5 1 试算和初选换热器