「5万吨的脱丙烯塔设计」.doc

分离工程课程设计年处理量5万吨的脱丙烯塔设计 河南城建学院化学化工系；*前言 石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关，近十几年来，随着生产和科学技术的不断提高，发展精细化工已成为趋势。我国的有机化工原料工业起步较晚，全国解放前除有少量炼焦苯和发酵酒精外，大量有机原料依靠进口。在解放初期的有机化工原料工业，只能在煤炭和农副产品基础上起步，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。以石油为原料生产化工产品，并非起源于近代，在第二次世界大战以后，石油化学工业发展非常迅速，以石油为原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基础有机原料，进而制得醛、酮、酸、酐等基本有机产品和原料，再制得合成纤维、合成塑料、合成橡胶、合成洗涤剂、涂料、炸药、农药、染料、化学肥料等重要的化工产品。目前，全世界每年生产的石油虽然仅有5%左右用于化学工业，但石油化工的总产值却占化学工业总产值的60%左右，某些国家甚至达到80%，由此可见，石油在化工领域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。 当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。 塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。设计方案简介 在工业生产中，为了加工和回收的需要，常常需对液体混合物进行分离。利用其中各组分某种性质的差异，蒸馏利用各液体组分挥发性质的不同进行液体分离。 第一脱甲烷塔设计采用连续操作板式精馏塔，原料液经过蒸汽预热至指定的温度后，在塔中部的某一适合位置不断加入塔内。整个塔有若干层塔板按一定间距叠置而成，由塔板提供气，液两项接触的场所，一层塔板就是一个接触级。 根据物料衡算算出各组分的量，由泡点方程及露点方程确定塔顶及塔底温度。根据塔顶及塔底温度及各组分相对挥发度求最小理论版及最小回流比。由公式算出理论板，再有总版效率求出实际塔板数，和进料位置。塔的工艺条件及物性数据计算塔和塔板的主要工艺计算。塔高的初步确定。筛板的流体力学性质。塔板的复合性能确定操作弹性.管子尺寸的确定。基础设计数据计算完毕。进行设备图及工艺流程图的设计，在设计过程中要根据实际情况进行适当的调整。目 录一、设计任务书- 一、设计任务- 二、设计条件-三、设计主要内容-二、设计计算- 一、丙烯塔物料设计计算-1. 全塔物料衡算-2. 确定塔的操作温度-3. 确定汽化分率和进料温度-4. 确定最小回流比 -5. 确定最小理论板数Nmin-6. 确定理论板数-7. 实际塔板数-8. 确定进料位置-9. 塔工艺的计算结果- 二、塔和塔板主要工艺尺寸计算- 1. 塔的工艺条件及物性计算-2. 塔和塔板主要工艺尺寸据算-3. 塔的水力学性能验算-4. 塔板负荷性能图-5. 塔板的工艺计算结果- 三、塔的接管及换热计算-三、结束语-四、参考书目-一、设计任务书一、设计任务： 处理量5万吨/年的脱丙烯塔设计二、设计条件：进料组成：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10Zi0.050.250.650.051.00分离要求：塔顶产品：丙烯的回收率98%塔底产品：丙烷的回收率97%操作压力：0.3Mpa进料压力：0.817 Mpa进料温度：80工作日：每年8000h每天24小时连续运作三、设计主要内容 （1） 化工单元设备设计 1）方案设计 2）物料衡算与热量横算 3）主要设备工艺 4）辅助设备的选择 （2） 制图 工艺流程图一张 设备图一张 二、设计计算一、丙烯塔物料设计计算1、全塔物料衡算选取丙烯为轻关键组分，丙烷为重关键组分。可以先按理想的切割情况确定各组分在塔顶、塔底的数量组成以及操作温度。确定关键组分塔顶、塔底的量组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10Zi0.050.250.650.051.00fi/（kmol/h） 7.168635.84393.19187.1686143.372Di/（kmol/h）7.168635.1262.7958045.0904XDi0.5190.7790.06201Wi/（kmol/h）00.71790.3967.168698.2816XWi /（kmol/h）00.00730.91980.072912、确定操作温度估算塔顶、塔底温度及各组分相对挥发度，按理想的组成计算 设塔顶的温度为-28，压力为0.3Mpa，用露点方程计算，列表如下：组分iC2H6C3H6Di7.168635.84343.0016Ydi0.1670.8331.000Ki3.40.8766Ydi/Ki0.0490.9500.999 塔顶温度为-28正确 设塔底温度为-13，压力为0.3Mpa，列表计算如下：组分iC3H8iC4H10Wi93.19187.1686100.3604XWi0.92860.07141.0000Ki1.050.35Ki XWi 0.9750.0251.000 塔底温度为-13求以重关键组分丙烷为对比组分，各组分的相对挥发度，用泡点方程计算，列表如下：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10Kdi3.40.87660.660.185.1521.32810.273KWi4.51.41.050.354.2861.33310.3334.6991.33010.302 代入汉斯特别克公式，得到： lg（d/h）i =lg（d/w）h + =即分别将除关键组分以外的各组分的平均相对挥发度代入上式，求得，进一步求得、wi、Xdi、Xwi，列表如下：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H104.6991.33010.3027.068149.03290.0311.14817.168635.84393.19187.1686143.3726.279635.1262.79583.831648.0030.88090.71790.3963.33795.3390.13070.73130.05820.07981.00000.00930.00750.94820.0351.0000确定塔顶和塔底温度设塔顶温度为-28，列表如下：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 Y0.1307 0.73130.05820.07981.00003.551.050.780.32 Y/ 0.03680.63590.07460.2490.9963故所设温度正确设塔底温度为-13，列表如下：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 0.00930.0075 0.94820.0351.00004.51.40.990.35 0.04190.01050.93870.012251.00335故所设温度正确3、确定汽化分率和进料温度进料压力大于操作压力故需要绝热闪蒸求汽化分率和进料温度1 求进料时的泡点温度和露点温度： 进料时的泡点温度为：-22组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 Zi 0.050.250.650.051.003.9 1.02 0.821 0.24 Zi0.195 0.255 0.534 0.012 0.996进料时的露点温度：-14组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 Zi 0.050.250.650.051.004.5 1.35 1.00260.341 0.0111 0.1851 0.64830.1466 0.99112 在进料泡点温度和露点温度之间取三个值： =-16，=-18，=-20。在 =-16时，各组分的值如下表：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 Zi 0.050.250.650.051.004.3 1.28 0.960.32 f(e)= f(e) =代入数据 用牛顿试差法求得 =-16时, =0.531,=-18时，=0.481,=-20时,=0.176。用热量衡算求取汽化分率e e= = = =在不同温度下查组分的焓值列表如下单位是（Kcal/Kg）温度焓值C2H6C3H6C3H8iC4H1080 122 190 124 333 -16 67 61 60.5 57 -16 160 157 154 143 -18 66 59 60 56-18 159 156 153142 -20 65 58 5955 -20 158 155 152 140在 =-16时组分iC2H6C3H6C3H8i-C4H10 Zi 0.050.250.650.051.004.3 1.280.960.32 =0.01820.21760.66410.10091.0008调整后的0.01820.21740.66360.10081.0000=0.078260.27830.63710.03231.02596调整后的0.07630.27130.62100.03141.0000 =-16时，P=0.3Mpa,用已知的来计算组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 30.070 42.081 44.097 58.1240.01820.21740.66360.10081.0000(KJ/Kg)280.06254.98251.009238.26153.272332.667345.221395.9411227.09 0.07630.27130.62100.03141.0000(KJ/Kg668.8656.26643.72597.741534.467492.2417627.781090.9327745.41代入公式求得： =-16时，=1.05，同理可得 =-18时，=1.02=-20时，=0.9928两种数据作图，不难看出汽化分率e=1，故为露点进料，进料温度为露点时的温度-14。 4、确定最小回流比Rmin根据恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下=e， Rmin=-1其中ij为i组分对重关键组分的相对挥发度，为=e的根，且其值介于轻重关键组分的相对挥发度之间，由于本设计所选取的轻重关键组分为两个相邻的组分，因此仅有一个值。下面就运用试差法求取值组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 Zi 0.050.250.650.051.00 4.0 1.1 0.86 0.26 4.65 1.28 1 0.3 =1.150.0664 2.46 -4.333 -0.0176-1.889 =1.210.06764.571 -3.095 -0.0165 1.5271=1.20340.067 4.177 -3.196 -0,0166 1.0314=1.2030.0674 4.156 -3.202 -0.0166 1.0048故=1.203时，接近e=1。各组分塔顶含量如下表所示：组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 0.1307 0.7313 0.0582 0.0798 1.0000Rmin=-1代入数据求得Rmin=11， R一般取的1.22倍取R=1.2 故R=13.2 5、确定最少理论塔板数Nmin最少理论塔板数Nmin利用芬斯克方程求取，因为塔顶采用全凝器，芬斯克方程式表示如下：Nmin = = =1.33其中L表示轻关键组分，W表示重关键组分。 Nmin= =26块表示轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，取塔顶塔底的几何平均值，即=：塔顶条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。：塔底条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。6、确定理论塔板数用吉利兰图确定NT =0.155 y=0.75-0.75x=0.75-0.75=0.489 求得NT=51.847、确定实际板数求塔板效率该塔平均操作温度 t=-20.5 =1.28组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 xfi 0.05 0.25 0.65 0.05 1.00 0.08 0.1368 0.17 0.17xfi 0.004 0.0342 0.1105 0.00850.1572xfi=1.28=0.2012有奥康奈尔图查的总板效率=0.74 实际塔板数= =70块8、确定进料板位置 =1.328 =1.333 =1.06 = =1.189 = =1.186=0.88 所以 51.84=m+0.88m+1 即 m=27.04 n=51.84-27.04=24.8 精馏段共24.8块，提馏段将进料板并入，扣除重沸器之后共27.04块理论板。精馏段实际塔板数：=33.534块提馏段实际塔板数：=70-34=36块9、塔工艺的计算结果 精馏塔工艺计算结果一览表 项目 符号 数值 单位 备 注进料流量 F 143.372 进料温度 t -14 操作压力 P 0.3 MPa塔顶产品流量 D 45.0904 塔顶温度 t顶 -28 塔底产品流量 W 98.2816 塔底温度 t底 -13 最小回流比 11实际回流比 R 13.2最少理论板数 26 块全塔理论板数 N 51.84 块全塔平均板效率 ET 74% 精馏段实际塔板数 34 块提馏段实际塔板数 36 块加料板位置 第35块板 自上而下全塔实际板数 70 块 二、塔和塔板主要工艺尺寸计算 1、塔的工艺条件及物性计算 浮阀塔的设计计算1 选取设计塔板 在精馏塔的塔板设计计算时，严格来讲应分别对加料板、抽出板及气、液相负荷较大或较小的塔板逐个进行计算。但本设计因设计时间有限，只对进料板进行了设计计算，重在掌握设计计算方法。2气体摩尔流量的计算=30.0700.05+42.0810.25+44.0970.65+58.1240.05=43.593Kg/molF=5/8=143.372Kmol/hn=V=（R+1）D=（13.2+1）=640.28Kmol/h=0.1779 Kmol/s。3 求定气体的压缩因子Z 根据式=YiPCi、=YiTiC，求取和。PiC和TiC由化学工程手册烃类的主要理化性质表查得。 Yi为进料组成，具体计算结果列于下表。表-12 假临界参数计算数据表组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 0.05 025 0.65 0.05 1.00 4.884 4.6 4.284 3.64 305.4 364.9 369.83 407.8 0.2442 1.15 2.7846 0.182 4.3608 15.27 91.225 240.3895 20.39367.2745对比温度 Tr=T/ =（-14+273.15）/367.2745=0.706对比压力 Pr=P/=0.817/4.3608=0.817根据以上两临界参数，由化工物性算图手册气体通用压缩因数图中查得Z=0.71。4 求气体体积流量 m3/S5 求气体的密度应用气体状态方程，密度为V=23.28Kg/m36 计算液体的密度及流量1 液体密度的计算液体密度 L=1/其中：进料液体质量分率。 进料条件下i组分液体密度。摩尔分率与质量分率之间换算关系如下：，由该式算出进料液体的质量分率，其结果列入下表。 mI与xi换算结果汇总表组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 0.05 0.25 0.65 0.05 1.00 30.070 42.081 44.097 58.124 1.5035 10.5203 28.6631 2.9062 43.5931 0.0345 0.2413 0.6575 0.0667 1.0000根据t底=-14，Li由化学化工物性手册查得数据列于下表。Li数值一览表组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 Li 429.5 550.1 545.2 595.76 0.03450.2413 0.6575 0.0667 1.0000Li 0.00334.386 12.061.1196 17.5689L =104/17.5689=569.188Kg/m32 计算液体体积流量 =0.00036 m3/s7求定液体表面张力组分iC2H6C3H6C3H8iC4H10 0.05 0.25 0.65 0.05 1.00 （mN/m） 4.8 12 11.4 14.5 0.24 3 7.41 0.725 11.375烃类混合物的表面张力图查得=11.375mN/m。2 塔和塔板主要工艺尺寸据算1 初选塔径1）求上限空塔气速=因为=0.0053,取板间距HT=0.60m(参考化工原理)，取板上液层高度=0.07m（参考化工原理下册166页选定hL范围），则HT- =0.60-0.07=0.53m。由化工原理下册165页，图3-8史密斯关联图查出C20=0.076，C=C20（/20）0.2=0.076（11.375/20）0.2=0.0679 。则=m/sC20为史密斯关联图在液体表面张力=20mN/m的物系绘制。2） 计算空塔气速 适宜的空塔气速是乘以安全系数，安全系数取0.60.8之间。本设计取安全系数为0.7，所以u=0.70.3289=0.2302m/s。3） 初算塔径 。2 选取塔径及实际空塔气速1）选取塔径根据浮阀塔直径系列标准圆整为1.4m。2） 实际空塔气速的求取 。3 计算塔截面积AT AT=D2/4=3.14（1.4）2/4=1.5386 m24 计算塔的有效高度Z Z=HT=700.6=42 m。5 塔板设计1） 确定塔板溢流形式根据有关文献介绍选取单溢流塔板操作。2）确定降液管的结构形式降液管的结构形式采用弓形降液管。计算降液管的底隙高度对于单溢流取堰长LW=0.8D=0.81.4=1.12m。取液体通过降液管底隙时的流速=0.25m/s。 。取值根据经验一般可取0.070.25之间。确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液封。求降液管的宽度及截面积LW/D=1.12/1.4=0.8，由化工原理下册，图3-13查得Wd/D=0.20，所以Wd=0.20D=0.201.4=0.28m。Af/AT=0.145，所以Af=0.145AT=0.1451.5386=0.223m2求液体在降液管内的停留时间=AfHT/LS=0.2230.6/0.00036=371.66s，求得大于5秒，能够满足要求。3） 塔板四区尺寸的确定边缘区宽度WC取0.07m。破沫区宽度WS取0.10m。溢流区宽度Wd=0.28m。 鼓泡区面积Aa。根据公式 Aa=2式中X=R=（D/2）-WC=（1.4/2）-0.07=0.63m。 Aa= =1.91m24） 浮阀个数浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好，此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小，且操作弹性较大，根据工业生产装置的数据对F1型重浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时,F0动能因数常在912之间。本设计取F0=10，因为F0=，所以,设为气体通过阀孔时的速度，F0为气体通过阀孔时的动能因数，为气体密度，则=2.07m/s。那么浮阀个数Nf=， d0为浮阀孔直径d0=0.039m。Nf=1365） 确定浮阀排列方式数3.9.5.1因为D=2.2m0.9m所以采用分块式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一横排的阀孔中心距t为0.075m,而相邻两排孔心距=0.187m。因塔直径较大，故采用分块式安装，而各块塔板的支撑梁及塔板衔接部位等需焊接或打孔占 去一部分鼓泡区面积，所以相邻两排孔心距要适当减小，以保证浮阀的安装数量，本设计取=0.15m。6）计算塔板开孔率 开孔率=u/u0=0.216/2.07=10.4%3塔的水力学性能验算塔板的流体力学验算，目的在于核算上述各项工艺尺寸已经确定的塔板，在设计任务规定的气液负荷下能否正常操作。其内容包括对塔板压强、液泛、雾沫夹带、泄漏等项的验算。1 气体通过浮阀塔板的压强降干板阻力hC临界孔速=1.872 m/s故应用下式计算，板上充气液层阻hR因为分离的混合物为碳氢化合物的混合物，故取板上充气程度因数0=0.45，取板上液层高度hL=0.07m。根据公式hR=0hL=0.450.07=0.0315m。 液体表面张力造成的阻力h浮阀塔的h值通常很小，计算时可以忽略，所以气体通过浮阀板的压降为hP=hC+hR=0.048+0.0315=0.0795m液柱，单板压降PP=hLg=0.0795569.1889.81=443.91Pa2 淹塔（液泛）该塔板不设进口堰，故液体通过降液管的压降hd=hd=降液管中当量清液层高度Hd=hd+hP+hL=0+0.07+0.0795=0.1495m，实际降液管中液体和泡沫的总高度大于0.1787这个值，为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的总高度不超过上层塔板的出口堰，所以在设计中令Hd（HT+hW），是参数考虑到降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。一般物系取=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即=0.5，hW=0.05m，HT=0.60m。 则Hd0.5（0.05+0.60）=0.325m，符合要求不会淹塔。3 雾沫夹带 泛点率=式中：VS为气负荷m3/s；、分别为塔内气、液密度kg/m3；CF为泛点负荷系数，可根据气相密度及板距HT查得，AT（塔截面积）, AT=1.5386 m2由化工原理下册表3-4取K=1.0，在根据=23.28、HT=0.6，由化工原理下册176页，图3-16查得泛点负荷系数Cf=0.138。泛点率=40.66%对于D0.9m的大塔，泛点率都应小于80%，实际求得的泛点率均小于80%，符合要求，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg（气）。4 塔板负荷性能1泄漏线以F0=5作为规定气体取小负荷的标准，则(VS)min=0.1683m3/s2液相负荷上限线以=5秒作为液体在降液管中停留时间下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.2230.60/5=0.0268m3/s。3液相负荷下限线对于平堰，一般取堰上液层高度h0W=0.006m作为液相负荷下限条件，低于此限时便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果，根据公式hOW=(LS)min= =0.00096m3/s。4 液泛线根据（HT+hW）=+hL+hd可导出VS与LS的关系式，即。式中： b=HT+（-1-0）hW=0.50.6+（0.5-1-0.45）0.05=0.2525 则：5 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线表现了雾沫夹带量eV=0.1kg（液）/kg（汽）时的LSVS的关系。按泛点率=80%时找出LS与VS的关系,=D-2W=1.4-20.1=1.2,=-2=1.5386-20.223=1.0926即泛点率=80%= =则 VS=0.576-7.77LS 5塔板的工艺计算结果浮阀塔板设计计算结果及符号一览表 项 目 数据及说明 备注 塔径Dm 1.4塔板间距m 0.6塔板型式 F1重浮阀 单溢流弓形降液管溢流堰高，m 0.05溢流堰长，m 1.12板上液层高度,m 0.07降液管底隙高度,m 1.286降液管宽度,m 0. 28降液管截面积, 0.223鼓泡区面积, 1.91塔截面积, 1.5386 浮阀个数,个 136浮阀排列方式 等腰三角形叉排排间距,m 0.187 阀孔直径,m 0.039阀孔气速,m/s 1.872空塔气速,m/s 0.2302开孔率,% 10.4液体在降液管内停留时间,s 371.66泛点率 % 40.66 气相负荷上限 ()min, 0.1683气相负荷下限 ()max 0.576 液相负荷上限 ()min, 0.00096液相负荷下限()max, 0.0268三、塔的接管及换热计算1 换热计算1）全凝器的热负荷=(R+1)D=V 为汽化潜热塔顶的汽化潜热组分iC2H6C3H6C3H8iC4H100.1307 0.7313 0.0582 0.0798(kcal/kg)260021004400 5300代入数据得=V=1633892.115(kcal/h)2）再沸器的热负荷Q= =V+（q-1）=V-F =640.28-143.372=496.908Kmol/h q=0 塔底的汽化潜热组分iC2H6C3H6C3H8iC4H100.0093 0.0075 0.9482 0.035(kcal/kg)23