第二章 工艺流程设计.doc

第一章 概述1.1原料及产品原料：表1-1原料组成表序号原料成分mol%1丙烷115652异丁烷3.9693正丁烷15.2034异戊烷24.745正戊烷36.1676异己烷5.1927正己烷3.165合计100产品：液化气、正戊烷、异戊烷、己烷副产品1.2装置概况生产能力：5万吨/年 轻烃分离装置年开工周期：330天，合8000小时公用工程：水、电、气1.3 产品性能及用途液化气：即压凝汽油，由油井中伴随石油溢出的气体或石油加工过程中产生的低分子烃类气体压缩而成。主要成分：丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。用于民用、工业燃料，也是有机合成工业如合成橡胶、化纤、塑料等工业重要原料。戊烷：1燃料的汽油组分2裂解原料3生产醋酸和氧化产品4异戊烷用于生产异戊二烯5异戊烷制甲基叔戊基醚，作为提高燃料辛烷值的添加剂。第二章 工艺流程设计2.1 工艺流程介绍由产品要求将原料分为四组：A. 丙烷、异丁烷、正丁烷 B. 正戊烷C. 异戊烷 D. 异己烷、正己烷确定三种产品共需三个塔，有五种塔序： 图2-1 分离四组分混合物的五种流程2.2工艺流程选择 根据以下原则，来选择最佳方案：a.分离回收率要求高的组分放在塔序的最后。b.按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离出各组分。c.最难分离的放在塔序的最后。经过分析选用(b)方案，流程示意图如下：图2-2 最佳流程示意图第三章 物料衡算轻烃分离装置工艺设计年处理量为5万吨，生产时间取8000小时，则每小时处理量为6250 kg/h。原料物性表如下：表3-1原料物理性质表组分质量流率质量分数摩尔流率摩尔分数分子量常压沸点丙烷472.9387.56710.72711.56544.04-41.85异丁烷213.9383.4233.6813.96958.12-11.57正丁烷819.50013.11214.10015.20358.12-0.35异戊烷1655.50026.48822.94524.74072.1527.002正戊烷2420.18838.72333.54436.16772.1536.224异己烷415.0006.6404.8165.19286.1868.1正己烷252.9384.0472.9353.16586.1868.7合计6250.000100.00092.747100.0003.1 T101物料衡算取正丁烷为轻关键组分，回收率99.5%，异戊烷为重关键组分，回收率99.5%，做物料衡算合计正己烷异己烷正戊烷异戊烷正丁烷异丁烷丙烷组分表3-2 T101清晰分割物料平衡表6250252.938415.0002420.1881655.500819.500213.938472.938质量流率Kg/h进料1004.0476.64038.72326.48813.1123.4237.567质量分数%92.7472.9354.81633.54422.945 14.1003.68110.727摩尔流率Kmol/h1003.1655.19236.16724.74015.2033.96911.565摩尔分数%1510.5558.278815.403213.938472.938质量流率Kg/h塔顶馏出液1000.54853.98014.16331.309质量分数%28.5520.11514.0303.68110.727摩尔流率Kmol/h1000.40249.13712.89237.569摩尔分数%4739.445252.938415.0002420.1881647.2234.098质量流率Kg/h塔底馏出液1005.3378.75651.06534.7560.086质量分数%64.1952.9354.81633.54422.8310.071摩尔流率Kmol/h1004.5727.50152.25335.5640.110摩尔分数%3.1.1操作条件的确定确定回流罐压力Tb塔顶冷凝器采用水作冷剂，入口温度在25-30之间，可以估算出回流罐温度Tb为45，由温度Tb查图可得各组分在该温度下的饱和蒸汽压，再根据泡点方程P=Pis*Xi可求得回流罐压力：表3-3 估算回流罐压力组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷Pis*XiXi(mol%)11.565 3.969 15.203 24.740Pis(MPa)1.510.5960.4320.1770.857所以回流罐压力等于0.857MPa。确定塔顶压力Pd、塔顶温度Td取管线阻力P=0.015MPa，则塔顶压力Pd=Pb+P=0.872MPa。由安托万方程编程迭代：#include#includemain() float n,p,p1,p2,p3,p4,p5,p6,p7,t=50; for(n=0;n+) p1=exp(9.1058-1872.46/(t+273.15-25.16); p2=exp(8.9179-2032.73/(t+273.15-33.15); p3=exp(9.0580-2154.90/(t+273.15-34.42); p4=exp(9.0136-2348.67/(t+273.15-40.05); p=100000/(0.374/p1+0.129/p2+0.489/p3+0.008/p4); if(p-872000)/872000)-0.001&(p-872000)/872000)0.001)break; t+=0.1; printf(t=%.1f,t);得Td=59.6确定塔釜压力Pw、塔釜温度Tw填料塔取经验值精馏段压降0.007MPa，P进=Pd+P =0.879MPa，Pw=P进+P=0.886MPa，由安托万方程编程迭代（源代码略）得Tw=118.83.1.2计算最小理论板数、最小回流比相对挥发度取重关键组分异戊烷为基准，则iH=Ki/KH（i任意组分，H重关键组分）表3-4计算相对挥发度组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷D7.6052 3.1382 2.3288 1.0000 0.7898 0.3686 0.2801 W5.2670 2.4923 1.9966 1.0000 0.8494 0.4576 0.3740 平均6.3290 2.7966 2.15631.0000 0.81910.4107 0.3237 表中平均=（D*w）1/2计算最小理论板数NmNm=13.78核实清晰分割是否合理，以计算釜液中丁烷的摩尔分率为例：=5.51108Xw,1=3.0310-10同理可计算出釜液中异丁烷，馏出液中正戊烷、异己烷、正己烷的摩尔分率：表3-5 非关键组分部分摩尔分率组 分异丁烷正戊烷异己烷正己烷摩尔分率1.0410102.131093.0610101.861010可见，符合清晰分割的假设，清晰分割合理。计算最小回流比由Underwood公式： 取饱和液相进料q=1，由（3-2）式，得：由Excel试差得到=1.5929，代入得Rm+1=2.6753，则Rm=1.6753。计算实际回流比R和理论板数N计算以下数据作(R+1)NR/Rm曲线：1表3-6 (R+1)NR/Rm曲线数值计算表N(R+1)92.4360 88.2419 85.6914 86.0644 87.9957 92.2577 R/Rm1.21.31.471.71.92.2R2.0104 2.1780 2.4628 2.8481 3.1832 3.6858 X0.1113 0.1582 0.2274 0.3048 0.3604 0.4290 Y0.5339 0.4863 0.4260 0.3676 0.3294 0.2857 N30.7054 27.7669 24.7466 22.3655 21.0357 19.6889 在图中取N(R+1)最小的点，得到实际回流比R=2.4628，理论板数N=24.74。图3-1确定进料位置根据芬斯克方程可得：解得N精=10.73，N提=14.01确定进料温度TF由于饱和液相进料，由泡点方程（Ki*Xi=1），通过试差猜算进料温度设进料温度TF87.8表3-7 试差猜算进料温度组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷Ki*XiXi0.107270.036810.1410.229450.335440.08160.02935Ki3.8891.7251.3320.62080.50930.25660.20271.00019所以经试差，进料温度TF=87.83.2 T-201物料衡算（计算过程同T-101）3.2.1 清晰分割去正戊烷为轻关键组分，回收率99.5%，异己烷为重关键组分，回收率99.5%，做物料衡算合计正己烷异己烷正戊烷异戊烷正丁烷组分表3-8 T101清晰分割物料平衡表4739.445252.938415.0002420.1881647.2234.098质量流率Kg/h进料1005.3378.75651.06534.7560.086质量分数%64.1952.9354.81633.54422.8310.071摩尔流率Kmol/h1004.5727.50152.25335.5640.110摩尔分数%4080.15720.7502408.0871647.2234.098质量流率Kg/h塔顶馏出液1000.50959.01940.3720.100质量分数%56.5180.24133.37622.8310.071摩尔流率Kmol/h1000.42659.05440.3950.125摩尔分数%677.963252.938412.92512.101质量流率Kg/h塔底馏出液10037.30860.9071.785质量分数%7.8942.9354.7910.168摩尔流率Kmol/h10037.17960.6962.125摩尔分数%3.2.2 操作条件的确定确定回流罐压力Pb塔顶冷凝器采用水作冷剂，入口温度在25-30之间，可以估算出回流罐温度Tb为45，由温度Tb查图可得各组分在该温度下的饱和蒸汽压，再根据泡点方程P=Pis*Xi可求得回流罐压力：表3-9 估算回流罐压力组 分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷Pis*XiXi0.001250.403950.590540.00426Pis（MPa）0.4320.1770.13630.06070.153所以回流罐压力等于0.153MPa确定塔顶压力Pd，塔顶温度Td取管线阻力P=0.015MPa，则塔顶压力PD=Pb+P=0.168MPa。由安托万方程编程迭代（源代码略）得Td=48.6确定塔釜压力Pw、塔釜温度Tw填料塔取经验值精馏段压降0.007MPa，P进=Pd+P =0.175MPa，Pw=P进+P=0.182MPa，由安托万方程编程迭代（源代码略）得Tw=81.33.2.3计算最小理论板数、最小回流比相对挥发度取重关键组分异己烷为基准，则iH=Ki/KH（i任意组分，H重关键组分）表3-10 计算相对挥发度组 分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷D6.9029 2.8571 2.2187 1.00.7467 W5.4147 2.4789 2.0172 1.00.7834 平均6.1137 2.6613 2.1155 1.00.7648 表中平均=（D*w）1/2计算最小理论板数NmNm11.06核实清晰分割是否合理，计算釜液中丁烷、异戊烷浓度，馏出液中正己烷浓度（同上），得下表：表3-11 非关键组分部分摩尔分率组 分正丁烷异戊烷正己烷摩尔分率3.6010101.171072.10109可见，符合清晰分割，清晰分割合理。计算最小回流比取饱和液相进料q=1，由式（32）带入数据，由Excel迭代求得=1.0478将带入式（31），得Rm0.7487计算实际回流比R和理论板数N计算以下数据作(R+1)NR/Rm曲线：表3-12 (R+1)NR/Rm曲线数值计算表N(R+1)47.117545.549745.158445.376445.963146.7887R/Rm1.41.61.8322.22.4R1.04821.19791.37011.49741.64721.7969X0.14620.20440.26220.29980.33940.3748Y0.49760.44510.39880.37110.34350.3200N23.004420.723819.053018.169317.363116.7287在图中取N(R+1)最小的点，得到实际回流比R=1.3701，理论板数N=19.0530。图3-2确定进料位置根据芬斯克方程可得：可解得：N精=8.84，N提=10.20确定进料温度TF由于饱和液相进料，由泡点方程（Ki*Xi=1），通过试差猜算进料温度设进料温度TF49.7表3-13 试差猜算进料温度组 分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷Ki*XiXi0.00110 0.355640.522530.075010.04572Ki2.9991.2460.96930.43850.32801.0008所以经试差，进料温度TF=49.73.3 T301物料衡算（计算过程同T-101）3.3.1清晰分割取重关键组分为正戊烷,回收率为99%,轻关键组分为异戊烷,回收率为99%,做物料衡算合计异己烷正戊烷异戊烷正丁烷组分表3-14 T101清晰分割物料平衡表4080.15720.7502408.0871647.2234.098质量流率Kg/h进料1000.50959.01940.3720.1质量分数%56.5180.24133.37622.8310.071摩尔流率Kmol/h1000.42659.05440.3950.125摩尔分数%1658.92924.0811630.754.098质量流率Kg/h塔顶馏出液1001.45298.3010.247质量分数%23.0060.33422.6020.071摩尔流率Kmol/h1001.45198.2430.306摩尔分数%2421.22820.752384.00616.472质量流率Kg/h塔底馏出液1000.85798.4630.680质量分数%33.5110.24133.0420.228摩尔流率Kmol/h1000.71898.6000.681摩尔分数%3.3.2操作条件的确定确定回流罐压力Pb塔顶冷凝器采用水作冷剂，入口温度在25-30之间，可以估算出回流罐温度Tb为40，由温度Tb查图可得各组分在该温度下的饱和蒸汽压，再根据泡点方程P=Pis*Xi可求得回流罐压力：表3-15 估算回流罐压力组 分丁烷异戊烷正戊烷Pis*XiXi(mol%)0.30698.2431.451Pis(MPa)0.37690.15120.11580.151所以回流罐压力等于0.151MPa。确定塔顶压力Pd，塔顶温度Td取管线阻力P=0.015MPa，则塔顶压力PD=Pb+P=0.0.166MPa，由安托万方程编程迭代（源代码略）得Td=43.0确定塔釜压力Pw、塔釜温度Tw板式塔设实际塔板树80块，单板压降4.5mmHg(0.0006kPa)则Pw=PD+0.0006*80=0.198MPa，由安托万方程编程迭代（源代码略）得Tw=57.13.3.3计算最小理论板数、最小回流比相对挥发度取重关键组分正戊烷为基准，则iH=Ki/KH（i任意组分，H重关键组分）表3-16计算相对挥发度组分丁烷异戊烷正戊烷异己烷D3.2032 1.2995 1.00.4422 W2.9837 1.2709 1.00.4526 平均3.0915 1.2851 1.00.0019 表中平均=（D*w）1/2计算最小理论板数NmNm36.64核实清晰分割是否合理，计算釜液中丁烷摩尔分率，馏出液中环戊烷摩尔分率（同上），得下表：表3-17 非关键组分部分摩尔分率组 分丁烷环戊烷摩尔分数2.2910191.141018可见，符合清晰分割，清晰分割合理。计算最小回流比取饱和进料q=1，由（3-2）式，得：由Excel迭代求得=1.1528,将带入式（31），得Rm8.4548计算实际回流比R和理论板数N计算以下数据作(R+1)NR/Rm曲线：表3-18 (R+1)NR/Rm曲线数值计算表N(R+1)887.4375 815.3490 789.0790 796.7167 827.3172 869.3552 R/Rm1.11.21.371.51.71.9R9.3003 10.1457 11.5831 12.6822 14.3731 16.0641 X0.0821 0.1517 0.2486 0.3090 0.3850 0.4459 Y0.5682 0.4924 0.4092 0.3646 0.3134 0.2755 N86.1568 73.1534 58.2303 58.2303 53.8158 50.9465 在图中取N(R+1)最小的点，得到实际回流比R=11.5831，理论板数N=62.7097。图3-3确定进料位置根据芬斯克方程可得：可解得：N精=28.92，N提=33.79确定进料温度TF、压力PFPF=PD+N精*0.6=138.4228.920.0006=0.182MPa由于饱和液体进料，由泡点方程（Ki*Xi=1），通过试差猜算进料温度设进料温度47.1表3-19 试差猜算进料温度组 分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷Ki*XiXi0.001250.403950.590540.00426Ki2.5951.15360.89370.40080.9987所以经试差，进料温度TF=47.1确定实际板数NP根据奥康奈尔关联曲线表达式：式中： uLXi,F*ui (ui为各组分在50下的粘度)由化工物性数据手册查得各组分在50的粘度：表3-20 进料各组分在50的粘度组分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷uL(mPa.s)Xi，F0.001250.403950.590540.00426ui(mPa.s)0.1410.1780.1820.2440.181将和uL代入式（33）得ET0.49（1.28520.181）0.2450.70所以，实际板数NP实际单板压降为P34.04QC，所以假设成立。计算传热剂用量（1）冷却水用量mC 取循环上水为25，循环下水为45，则t=45-25=20 查得水的CP=0.9989 Kcal/(Kg) mC= (2)蒸汽用量mB由蒸汽压力0.7MPa（165），查得气化潜热rB=498.22(Kcal/Kg)mB=4.2 T-201能量衡算4.2.1 焓值计算表4-2 T-201热量衡算数据表（Hkcal/kmol）RDFW正丁烷9217293异戊烷871648792正戊烷87.5172.588.593.5异己烷90.294.4混焓87.02164.1387.9193.504.2.2 热负荷的计算（计算过程同T-101）计算冷凝器热负荷QC冷凝器为泡点回流，由物料平衡得：QC=8.092105计算再沸器热负荷QB假设 QL=0.05QB 则：QB= 1.212106 (kcal/h)由于QBQC，所以假设成立。计算传热剂用量（1）冷却水用量mC mC= (2)蒸汽用量mBmB=4.3 T-301能量衡算 4.3.1焓值计算表4-3 T-301热量衡算数据表RDFW正丁烷9217293异戊烷871648792正戊烷87.5172.588.593.5异己烷90.294.4混焓87.02164.1587.9193.50表4-4 全塔热量平衡汇总表项目质量流率kg/h温度热焓kcal/kg热量kcal/hT-101进塔进料625087.8116.707.294105再沸器69.551656.007105小计1.330106出塔塔顶1510.55559.6173.082.615105塔釜4739.445118.8132.696.289105冷凝器1.1691034.164105损失3.038104小计1.330106T-201进塔进料4739.44549.790.344.282105再沸器138.691651.212106小计1.64106出塔塔顶4080.15748.6171.006.977105塔釜677.96381.3106.717.235104冷凝器2.311038.092105损失6.058104小计1.64106T-301进塔进料4080.15747.187.913.587105再沸器210.851651.842106小计2.201106出塔塔顶1658.92943.0164.152.723105塔釜2421.22857.193.502.264105冷凝器4.5961031.61106损失9.21104小计2.2011064.3.2 热负荷的计算(计算过程同T-101）计算冷凝器热负荷QC冷凝器为泡点回流，由物料平衡得：QC=1.61106 (kcal/h)计算再沸器热负荷QB假设 QL=0.05QB则：QB=1.842106 (kcal/h)由于QBQC，所以假设成立。计算传热剂用量（1）冷却水用量mC mC= (2)蒸汽用量mBmB=第五章 设备工艺计算及选型5.1 塔径的计算5.1.1 T-101塔径的计算 1）计算气相密度 M平均Mi*Yi40.440.1156558.120.0396958.120.1520372.150.247472.150.3616786.180.0519286.180.0316567.38(g/mol)由于压力P3atm，查临界参数用压缩因子法求算:表5-1 气相临界参数表TcPcTcmPcmTrmPrmZ精馏段369.82 4.25 138.94 1.60 0.83 0.22 0.85 407.13 3.6552.49 0.47 425.16 3.80208.91 1.87 460.39 3.38 1.85 0.01 合计402.19 3.95 提馏段425.16 3.80 0.47 0.00 0.84 0.27 0.81 460.39 3.38163.73 1.20 469.60 3.37245.38 1.76 507.35 2.9738.06 0.22 433.75 3.2019.83 0.15 合计467.47 3.34 G2)计算液相密度压力对液相密度影响较小，可以忽略，根据温度t59.6查图表集可得到各组分的密度（如下表）：表52 计算T-101精馏段液相密度组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷Xi（m）37.56912.89249.1370.402i (kg/m3)430.291504.424532.277578.456 提馏段计算方法相同表53 计算T-101提馏段液相密度组分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷Xi（m）0.110 35.564 52.253 7.5014.572i (kg/m3)428.617496.98508.872551.234558.469G =24.72Kg/ m3，L=509.44Kg/ m33）计算塔径选JWB-700Y型波纹填料。流动参数查化原下册P274图精馏段=0.035，提馏段=0.028，Cg=0.70.650.034893-0.35763精馏段Cg=0.05265，提馏段Cg=0.05702，塔截面积At=D(R+1)/3600/Cg/，精馏段At=0.2879 m2提馏段At=0.7302 m2精馏段塔径=605mm提馏段塔径D=964mm，圆整塔径D=1000mm。5.1.2 T-201塔径的计算1）计算气、液相密度（方法同T-101）查得各组分48.6的密度，列表如下：表54 计算T-201精馏段气、液相密度组分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷合计Mi (g/mol)58.1272.1572.1586.18Yi (mol%)0.125 40.395 59.054 0.426 100Xi (m%)0.100 40.372 59.019 0.509 100i (kg/m3)548.174592.304598.866628.748由于P3atm，所以L596.25 (kg/m3)提馏段计算方法相同表55 计算T-201提馏段气、液相密度组分正戊烷异己烷正己烷合计Mi (g/mol)72.1586.1886.18Yi (mol%)2.125 60.696 37.179 100Xi (m%)1.785 60.907 37.308 100i (kg/m3)561.609595.844601.3G=5.30 (kg/m3)，L=597.08 (kg/m3)。2）计算塔径选JWB-700Y型波纹填料。流动参数查化原下册P274图精馏段=1.65，提馏段=1.58，Cg=0.70.650.034893-0.35763精馏段Cg=0.01327，提馏段Cg=0.01348，塔截面积At=D(R+1)/3600/Cg/，精馏段At=3.9098 m2提馏段At=0.5913 m2精馏段塔径=2230mm提馏段塔径D=868mm，圆整塔径D=2400mm。5.1.3 T-301塔径的计算1）计算气、液相密度查得各组分43的密度，列表如下：表56 计算T-301精馏段气、液相密度组分正丁烷异戊烷正戊烷Mi (g/mol)58.1272.1572.15Yi (mol%)0.306 98.243 1.451 Xi (m%)0.247 98.301 1.452 i (kg/m3)551.618595.328601.862由于P6mm所以选平口堰 提馏段：how=mm6mm 所以选平口堰 清液层高度： 精馏段：hLhw+how5010.660.6mm 提馏段：hLhw+how5017.967.9mm2受液盘 精馏段、提馏段均采用凹型受液盘，中心开一个直径为10mm的圆孔3降液管 查课程设计142页单溢流浮阀塔盘标准系列参数表，得到系列数据表5-11 T-101降液管标准参数塔径D(mm)堰长LW(m)宽度Wd(mm)板间距HT(mm)降液管面积Ad(cm2)Ad/AT0.80.51054503250.0906液流停留时间tHTAd/LS 精馏段：t0.45325104/0.00114.63s5s 提馏段：t0.45325104/0.00226.65s5s 由以上验算结果知，前面设计的各尺寸合适。降液管底隙高度h0 精馏段：h0 提馏段：h0进口堰高 由于hwh0，所以进口堰高度，精馏段取20mm，提馏段取44mm5.3.1.2 T-101塔板布置 D6mm 所以选平口堰 提馏段：how=mm6mm 所以选平口堰 清液层高度： 精馏段：hLhw+how5013.8863.88mm 提馏段：hLhw+how5016.2466.24mm2受液盘 精馏段、提馏段均采用凹型受液盘，中心开一个直径为10mm的圆孔3降液管 查课程设计142页单溢流浮阀塔盘标准系列参数表，得到系列数据表5-10 T-301降液管标准参数塔径D(mm)堰长LW(m)宽度Wd(mm)板间距HT(mm)降液管面积Ad(cm2)Ad/AT0.80.51053503250.0906液流停留时间tHTAd/LS 精馏段：t0.35325104/0.00157.58s5s 提馏段：t0.35325104/0.00196.00s5s 由以上验算结果知，前面设计的各尺寸合适。降液管底隙高度h0 精馏段：h0 提馏段：h0h0(20-25)mm，说明在该处也不易堵塞进口堰高 由于hwh0，所以进口堰高度，精馏段取30mm，提馏段取38mm5.3.1.2 T-101塔板布置 D800mm，选用整块式塔板2 选浮阀选F-1型浮阀，其阀径为48mm，阀孔径为39mm，重阀约33g，轻阀约25g2浮阀排列 排列方式采用叉排，整块式塔板等腰三角形排列，底为75mm3塔板开孔率 F-1型重阀有uoc，则 精馏段：uoc ，根据uoc取uo=4.9m/s uT 开孔率 同理可计算出提馏段的开孔率为1