年处理量34万吨气体分馏装置脱丙烷塔工艺设计

毕业设计（论文） 题目： 年处理量34万吨气体分馏装置脱丙烷塔工艺设计 姓 名： 贾方园 专 业： 化学工程与工艺 学 院： 继续教育学院 学习形式： 自考 助学单位： 辽宁石化职业技术学院 指导教师： 刘小隽 2012年6月 毕 业 设 计（论 文）说 明 书题目 年处理量34万吨/年液化石油气分离装置脱丙烷塔工艺设计 院 别： 辽宁石化职业技术学院 专 业： 化学工程与工艺 班 级： 化工103 设 计 人： 贾方园 指导教师： 刘小隽 毕业设计（论文）任务书一、题目：年处理量34万吨/年液化石油气分离装置脱丙烷塔工艺设计二、基础数据1处理量年处理量34万吨年工作时间8000小时2液态烃原料组成组成C2C3=C30iC40iC4= C4-1=nC40反C4-2=顺C4-2=C5重 %2.025.48.322.610.46.04.08.36.07.03产品质量指标（mol%）脱丙烷塔顶：C42.0% 塔底：C31.0%三、内容要求：1. 说明部分：1气分装置概况； 2气体分馏原理； 3流程选择4工艺流程叙述2. 计算部分：1脱丙烷塔的物料衡算； 2脱丙烷塔的热量衡算； 3脱丙烷塔工艺条件的计算4脱丙烷塔的工艺设计3. 绘图部分：绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）四、发 给 日 期： 2012 年 5 月 16 日五、要 求 完 成 日 期： 2012 年 7 月 20 日 指导教师： 系 主 任： 年 月 日辽宁石油化工大学继续教育学院论文年处理量34万吨/年液化石油气分离装置脱丙烷塔工艺设计摘 要本设计系根据设计任务书中确定的生产任务进行的，以锦州石化公司气分装置为设计原型，以来自催化装置的液化石油烃为原料，年处理量22万吨，经脱硫后，利用脱丙烷塔、异丁烯塔、丁烯塔三塔工艺流程，得到的产品丙烯丙烷馏分可作为聚丙烯原料，轻C4馏分可作为甲基叔丁基醚（MTBE）装置的原料，戊烷馏分可掺入车用汽油。设计时依次进行全系统物料衡算，热量衡算，工艺条件计算，塔板数的确定，脱丙烷塔的工艺设计计算，附属设备选型计算，绘制带控制点的工艺流程图。本设计充分考虑生产装置的节能降耗的必要性，设备选型方面兼顾工艺控制要求经济合理等方面，在设计过程中有些参数直接取自生产实际。由于本人水平有限，对本设计中存在的缺点和不足之处希望各位老师给予指正。关键词：物料衡算；热量衡算；脱丙烷塔ivEach year340000tons of liquefied petroleum gas separation device the depropanizer tower process design翻译结果重试抱歉，系统响应超时，请稍后再试 支持中英、中日在线互译 支持网页翻译，在输入框输入网页地址即可 提供一键清空、复制功能、支持双语对照查看，使您体验更加流畅AbstractThis design was based on the design of production tasks in establishing the mission carried out to Jinzhou Petrochemical Company air separation unit for the design of the prototype to come from a liquefied petroleum hydrocarbon catalytic cracking unit as raw materials, the annual handling capacity of 220.000tons, after desulfurization, the use of off propane tower, tower isobutylene, butene towers three towers process and the product propylene oxide fraction can be used as raw material polypropylene, light C4 fraction as methyl tertiary butyl ether (MTBE) unit of raw materials, can be mixed with pentane fraction motor gasoline. Design of system-wide order mass balance, heat balance, the process calculation, design and calculation process isobutylene tower, ancillary equipment selection basis, drawing flow chart with a control point. This design fully into account the production of energy saving devices need to take into account aspects of equipment selection process control requirements of economic rationality in terms of some parameters in the design process directly from the actual production. Since I is limited, on the design shortcomings and inadequacies expect teachers to correct me.Key words: Material balance heat balance propane tower目 录摘 要IAbstractii第1章 概述51.1 气分装置概况51.2 气体分馏原理61.3 流程选择61.4 工艺流程叙述9第2章 脱丙烷塔的物料衡算102.1 原料组成及流量102.2 清晰分割物料衡算122.3 脱丙烷塔物料平衡13第3章 脱丙烷塔工艺条件的计算143.1 回流罐压力的确定143.2 回流温度的确定153.3 塔顶温度的计算153.4塔底温度的计算153.4进料温度的计算163.6 脱丙烷塔操作条件汇总17第4章 脱丙烷塔塔板数的确定174.1 最小回流比的计算174.2 最少理论塔板数的计算194.3 理论塔板数和实际回流比的确定194.4 实际塔板数的确定204.5 进料位置的确定214.6 脱丙烷塔塔板数计算结果汇总21第5章 脱丙烷塔215.1 冷凝器的热量衡算21热量衡235.2 再沸器的热量衡算235.3 脱丙烷塔热量衡算结果汇总24第6章 脱丙烷塔工艺尺寸确定256.1 塔径的确定256.1.1 计算塔内气、液相密度256.1.1.1 计算液体密度256.1.1.2 计算气体密度266.1.1.3 塔内气、液相密度计算结果汇总276.1.2 计算气、液相负荷286.1.3 塔径的估算296.1.3.1 最大允许气速296.1.3.2 初估塔径D306.1.4 计算实际空塔气速316.2 浮阀塔板结构尺寸确定316.2.1 塔板布置316.2.2 溢流装置设计计算336.3 塔板流体力学验算356.3.1 塔板压力降的计算356.3.2 雾沫夹带校核366.3.3 液泛校核376.4 塔板负荷性能图386.5 塔高的确定42第7章 结论427.1塔工艺尺寸设计结果427.2塔设备结构尺寸设计结果43附录44谢 辞48参考文献49第1章 概述1.1 气分装置概况众所周知，从炼厂气中分离出来的乙烯、丙烯、丁烯等都是石油化工上最基本的原材料。按其生产类别可以分为：（1）基础原料及基本有机原料（2）合成纤维（3）合成橡胶（4）合成树脂（塑料）（5）合成氨等，此外还可以作为精细化工原料以及医药、农药、染料、涂料、火药等方面的利用。对发展国民经济巩固国防提高人民生活都起着极为重要的作用。气体分馏是利用精馏原理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。据我国有关部门调查，1981年我国炼厂气的总年产量约为300万吨（其中液化气产量103万吨）相当于原油加工量的4%左右。而美国炼厂气中轻烃的回收占原油加工量的6%，造成这一差距的原因除我国原油含轻烃较少外，另一个原因是由于炼厂气的回收率国外为95%以上，而我国仅及50-70%所致。随着石油化工技术的日益发展，我国新建了多套石油化工装置。1959年12月，兰州炼厂首先建成一套6.89万吨/年的气体分馏装置，到1982年底胜利、茂名、南京、大庆、东方红、锦州等炼厂也相继建成投产，为石油化工综合利用开辟了一条新路。抚顺石化公式现有炼厂气资源约为37万吨/年，经气体分离后，可提供丙烯7.4万吨/年，生产丙烯腈5万吨/年，腈纶3万吨/年，生产聚丙烯0.45万吨/年，提供顺反1.72万吨/年，可生产甲乙酮约1万吨/年，提供异丁烷、异丁烯18.9万吨/年，可生产高辛烷值汽油组分MTBE约2万吨/年，烷基化油9.26万吨/年，还提供、 烷烃约4万吨/年作乙烯裂解原料，大大提高了经济效益。炼厂气作为化工原料，必须经过分离，获得纯的或较纯的化工原料。因为化工原料的纯度将直接影响后加工装置的产品质量、正常操作及收率高低，影响企业的经济效益。故搞好气体分馏装置的设计是非常重要的。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n1。液化石油气先进入脱丙烷塔，塔顶分出的C2和C3（丙烯）塔底物料进入异丁烯塔，塔顶分出丙烷、异丁烷，塔底物料进入丁烯塔，塔顶分出异丁烯、l-丁烯、反式-2-丁烯、顺式-2-丁烯。塔底分出戊烷。上述三个塔底均有立式虹吸式再沸器供给热量，操作温度不高.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 气体分馏原理分离的方法很多，就其本质来说，可以分为两大类，一类是物理方法，即利用烃类的物理性质的差别进行分离，另一类是化学方法，即利用它们的化学性质的特点使它们分开。在物理法中又可分为分馏和吸附分离两种，由于分馏技术比较成熟，规模大小均匀能适用，在一般情况下分离费用较低，故此设计选气体分馏法分离炼厂气。气体分馏是根据在一定的温度，压力条件下，混合物中各组分的相对挥发度不同而进行气体分离的一种方法，是运用液相的多次部分汽化和汽相的多次部分冷凝的方法进行传质、传热从而使混合物中的组分得以分离的过程。从传质的条件看，在每层塔板上互相接触的汽液两相是不平衡的，为使过程向有利于混合物分离的方向进行，使液相中轻组分进一步转入汽相，汽相中的重组分进一步转入液相，就必须使汽相中轻组分的浓度低于与液相平衡的蒸汽中该组分的浓度，汽相中轻组分的分压低于液相中该组分的分压，从传热条件看，汽相温度高于液相温度。1.3 流程选择把一混合物连续分馏为独立的组分组要一系列串联的塔，二元系统只需要一个塔，三元系统需要两个塔，几个系统则需要n-1个塔。分离的流程可以有很多方案，对于n元系统，可能的方案数N0为由于气分装置原料是多组分液化气，属于多组分精馏分离方法。由于待分离的液化气中C2含量很少，占2.0%，并入到C3组分中；异丁烯馏分是重要的生产原料，需要分离出来，因此按照C3、轻C4、重C4 及C5四大组分分离。本设计属于4元系统，需要4-1=3个塔。三塔分离流程，可能的方案数：气体分离装置工艺流程方案如下。 C4iC4=iC4=C5C2C5C3C4C5C5 （a）iC4=C4iC4=C5(b)C5iC4=C3C2C5iC4=(c)C2C5C3C4C5C3C4iC4=iC4=C3iC4=C2C5iC4=C5C3C4C5(d)C2C5C3C4C5C3iC4=iC4=C3iC4=(e)(e)图1 气体分离装置的流程方案一般说来，流程方案的选择要根据原料的性质对产品的要求，流程方案的选择要根据原料的性质对产品的要求，系统的能量消耗、设备投资、工艺过程的要求等进行比较，在满足工艺要求的前提下，选择能量消耗小，设备投资低，材料易于解决的方案。对目前工业所采用的气体分离装置的流程作了比较和评价，烃类气体精馏，不同流程可相对折算费用为：(a)100，(b)108，(c)127，(d)131，(5)133。经流程分析表明，流程(a)最佳。本次设计选用浮阀塔，浮阀塔油的优点如下。生产能力大。由于浮阀安排比较紧凑，塔板的开孔率大于泡罩塔板，故其生产能力比圆形泡罩塔大约20%40%，接近于筛板塔。操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应于气速的变化，故其维持正常操作所允许的负荷波动范围比泡罩塔及筛板塔都宽。塔板效率高。由于上升气体以水平方向吹入液层，故气、液接触时间较长而物沫夹带量较小，因此塔板效率较高，比泡罩塔效率高出50%左右。气体压力降及液面落差较小。因气、液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压力降及板上液面落差都比泡罩塔板小。结构简单，安装方便。浮阀塔造价约为泡罩塔的60%80%，为筛板塔120%130%。1.4 工艺流程叙述工艺流程图如图2。自罐区来的液化石油气（炼厂气）原料，进入原料缓冲罐，经脱硫后的液化气用泵打入脱丙烷塔，分离成C2C3和C4C5两个馏分。自脱丙烷塔顶引出的C2C3馏分经塔顶冷凝器去回流罐，一部分经回流泵回流到脱丙烷塔顶，一部分经冷却后作为产品出装置，其主要成分是丙烯和丙烷，其中C4馏分不大于2.0%；塔底为脱丙烷馏分（C4C5），其中丙烷馏分不大于2.0%。从脱丙烷塔底出来的C4C5馏分经减压后进入异丁稀塔进行分离，塔顶分出轻C4馏分，经塔顶冷凝器去回流罐，一部分经回流泵回流到异丁稀塔塔顶，一部分经冷却后作为产品出装置，其主要成分是异丁烷和异丁烯等，其中1-丁烯馏分不大于2.0%；塔底为脱丁烯馏分，其中异丁烯馏分不大于2.0%。从异丁烯塔底出来的脱丁烯馏分进入丁烯塔中进行分离，塔顶为重C4馏分，经塔顶冷凝器去回流罐，一部分经回流泵回流到丁烯塔塔顶，一部分经冷却后作为产品出装置，主要成分是l-丁烯、2-丁烯和正丁烷，其中C5馏分不大于1.0%；塔底为戊烷馏分出装置，其中C4馏分不大于1.0%。以上流程中，每个精馏塔底都有重沸器供给热量，塔顶有回流，所以都是完整的精馏塔，分馏塔板均采用浮阀塔板。C2C5C3C3iC4=iC4=C4=C4=123图2 气分装置工艺流程1-脱丙烷塔；2-异丁烯塔；3-丁烯塔第2章 脱丙烷塔的物料衡算2.1 原料组成及流量年处理量34万吨，年工作时间8000小时，则原料质量流量为计算示例：以乙烷为例，进行原料组成及流量的换算：乙烷的质量流量：乙烷的摩尔分数： 平均摩尔质量M：M=30.070.034 + 42.080.3038+ 44.100.096+ 58.120.198+ 56.110.095 +56.110.055+ 58.120.035+ 56.110.075+ 56.110.055 + 72.150.049=51.0（kg / kmol）原料的摩尔流量：其中乙烷的摩尔流量：原料各组分组成及流量见下表1。表1 脱丙烷塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C28502.028.33.430.07C3=1079525.4256.730.842.08C3o3527.58.380.09.644.10iC4o627022.6165.019.858.12iC4=960510.450.19.556.11C4-1=44206.079.25.556.11nC4o25504.045.83.558.12反C4-2=3527.58.329.27.556.11顺C4-2=25506.062.55.556.11C529757.040.84.972.1542500100833.310051.02.2 清晰分割物料衡算选丙烷为轻关键组分，异丁烷（iC40）作为重关键组分，根据产品质量指标，C4在塔顶产品中的含量2%，C3在塔底产品中的含量2%（mol%），进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图3。图3 脱丙烷塔物料衡算图（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。组分进料F(kmol/h)塔顶馏出液D(kmol/h)塔底釜液W(kmol/h)C228.328.30C3=256.7256.70C3o80.080.00.01W0.01WiC4o165.00.02D165.00.02DiC4=79.2079.2C4-1=45.8045.8nC4o29.2029.2反C4-2=62.50 62.5顺C4-2=45.8045.8C540.8040.8833.33650.02D0.01W468.30.01W0.02D列全塔物料衡算式： 833.3=D+W3650.02D0.01W =D 解得：D=367.7（kmol/h）W=465.6（kmol/h）（2）求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C28505.528.37.70000C3=1079570.13256.769.810000C3o3320.7321.1575.320.5207.270.774.71.0iC4o427.42.7777.3542.009162.633.82157.6533.9iC4=0000442016.379.217.0C4-1=000025509.445.89.8nC4o000017006.2829.26.3反C4-2=00003527.513.0262.513.4顺C4-2=000025509.4145.89.8C50000297510.9840.88.815393100240.410027092100465.6100平均摩尔质量（kg / kmol）41.8858.12.3 脱丙烷塔物料平衡脱丙烷塔物料平衡数据见表2。表2 脱丙烷塔物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%Kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C28502.028.33.48505.5228.37.710000C3=1079525.4256.730.81079570.2256.769.810000C3o3527.58.380.09.63320.21.575.320.5207.270.714.72.0iC4o960522.6165.019.8427.42.887.42.009162.633.8157.6533.9iC4=442010.479.29.50000442016.379.216.5C4-1=25506.045.85.5000025509.4145.810.1nC4o17004.029.23.5000017006.2829.26.2反C4-2=3527.58.362.57.500003527.513.062.513.3顺C4-2=25506.045.85.5000025509.4145.89.4C529757.040.84.90000297510.840.88.742500100833.310015393100367.710027092100465.6100第3章 脱丙烷塔工艺条件的计算3.1 回流罐压力的确定塔顶采用水作冷却剂，设水温为25，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高12，则回流罐中冷凝液的温度为37。脱丙烷塔顶的冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液的温度为泡点，因此采用泡点方程计算回流罐的压力。计算过程及结果列表如下。组分xi=xDi T=37，设P=1.5MpaT=37，设P=1.65MPakiki xikiki xiC20.0772.550.19642.40.1848C3=0.6980.9750.68060.920.6422C3o0.2050.8750.17930.830.1702iC4o0.020.410.00820.380.00761.00001.06451.0048注：第二列数据见表2。当回流罐压力为1.65MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和，故回流罐压力为1.65MPa。3.2 回流温度的确定回流液温度即为全凝器的冷凝液温度，T回37。3.3 塔顶温度的计算设塔顶到回流罐的压力差为0.05MPa，则塔顶压力P顶1.7 MPa。塔顶为饱和汽相，故采用露点方程计算塔顶温度。计算过程及结果列表如下。组分yi = y1i =xDiP=1.7MPa，设T=40P=1.7MPa，设T=42kikiC20.0772.40.03122.50.0308C3=0.69810.950.73470.990.7051C3o0.2050.850.24120.90.2278iC4o0.020.40.050.430.04651.00001.0581.0102注：第二列数据见表2。当塔顶温度为42时，满足归一条件，平衡液相组成之和，故塔顶温度为42。3.4塔底温度的计算塔顶到塔釜压力降为0.05MPa，则塔釜压力P底1.75MPa。塔底为饱和液相，故采用泡点方程计算塔底温度。计算过程及结果列表如下。组分xi=xWi P=1.75MPa，设T= 100 P=1.75MPa，设T= 99 kiki xikiki xiC3o0.012.150.0222.130.0213iC4o0.3391.180.41.160.4068iC4=0.1701.10.1871.080.1836C4-1=0.0981.00.0980.990.0970nC4o0.0630.910.0570.90.057反C4-2=0.1340.90.1210.90.121顺C4-2=0.0980.850.080.840.082C50.0880.40.0350.390.0341.00011.0027注：第二列数据见表2。当塔底温度为99 时，满足归一条件，平衡汽相组成之和，故塔底温度为 99。3.4进料温度的计算进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值，故设进料压力P进1.73MPa脱丙烷塔采用饱和液相进料，故采用泡点方程计算进料温度。相关计算如下表。组分xi=xFi P= 1.73 MPa，设T= 63 P= 1.73 MPa，设T= 67 kiki xikiki xiC20.0343.50.1193.60.1224C3=0.3081.450.44561.480.4558C3o0.0961.250.121.30.1248iC4o0.1980.60.1190.620.1228iC4=0.0950.580.05510.610.0580C4-1=0.0550.530.02920.550.0303nC4o0.0350.460.01610.510.0179反C4-2=0.0750.450.03380.470.0353顺C4-2=0.0550.40.0220.430.0227C50.0490.1750.00860.80.03920.96841.0302注：第二列数据见表2。当进料温度为67时，满足归一条件，平衡汽相组成之和，故进料温度为67。3.6 脱丙烷塔操作条件汇总脱丙烷塔操作条件见表3。表3 脱丙烷塔操作条件项目塔顶进料塔釜回流压力（MPa）1.71.731.751.65温度（）42679937第4章 脱丙烷塔塔板数的确定4.1 最小回流比的计算采用恩德伍德（underwood）法计算最小回流比。1确定相对挥发度由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，选取iC4o组分为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。组成塔顶，T =42，P1.7MPa塔底，T =99，P1.75MPakikiC22.55.814.754.094.87C3=0.992.302.31.982.13C3o0.92.092.131.841.96iC4o0.431.001.161.001.00iC4=0.390.911.080.930.92C4-1=0.350.810.990.850.83nC4o0.30.700.90.780.74反C4-2=0.290.670.90.780.72顺C4-2=0.260.600.840.720.66C50.0950.220.390.340.272值计算根据，可知1.961.00。通过试差法计算值。设=1.3，计算结果详见下表。组成xFi %xFiC23.44.870.16563.570.0464C3=30.82.130.6560.830.7904C3o9.61.960.19010.660.2880iC4o19.81.000.198-0.3-0.56iC4=9.50.920.0874-0.38-0.23C4-1=5.50.830.04565-0.47-0.0971nC4o3.50.740.0259-0.56-0.0463反C4-2=7.50.720.054-0.58-0.0931顺C4-2=5.50.660.0363-0.64 -0.0567C54.90.270.0132-1.03-0.0128100-0.0288注：第二列数据见表2。因为泡点进料，所以而计算结果，误差较大，需要重新计算。再设= 1.316，计算结果详见下表。组成xFi %xFiC23.44.870.16563.55400.046C3=30.82.130.6560.81400.806C3o9.61.960.1880.64400.292iC4o19.81.000.198-0.3160-0.627iC4=9.50.920.0874-0.3960-0.220C4-1=5.50.830.046-0.4860-0.095nC4o3.50.740.026-0.5760-0.045反C4-2=7.50.720.0540-0.5960-0.091顺C4-2=5.50.660.036-0.0656-0.053C54.90.270.0132-1.046-0.0131000当=1.316时， ，故取=1.316。3最小回流比计算将=1.316带入到方程中，计算Rmin。Rmin计算过程详见下表。组成xDi %xDiC24.877.700.37503.5540.1055C3=2.1369.81.48670.8141.8264C3o1.9620.50.40180.6440.6239iC4o12.000.02-0.316-0.06331002.4925注：第三列数据见表2。所以 Rmin2.492511.49254.2 最少理论塔板数的计算最少理论板数采用芬斯克方程计算。根据前面相对挥发度的计算可知，=1.96根据表2的数据，把相关条件带入芬斯克方程可得：4.3 理论塔板数和实际回流比的确定应用吉利兰关联图，根据实际回流比R，采用简捷法计算理论板数。计算示例：取R=2.0，则查吉利兰关联图得，则整理得N=17.38不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表。RN1.80.110.5218.192.00.1690.517.382.20.2210.4515.622.40.2670.4214.712.60.3080.3913.892.80.0440.3713.383.00.3770.3512.19由计算结果可以看出当R= 2.6 2.8 之间塔板数变化最慢，所以确定回流比为 2.6 ，则理论板数为 13.89，取N= 14 块。4.4 实际塔板数的确定1确定塔板效率根据表3计算定性温度查得70.5各组分粘度得：组分xFi %(mPas)xFi (mPas)C23.40.0108 0.0004C3=30.80.03790.0116C3o9.60.05680.0055iC4o19.80.08770.0174iC4=9.50.10050.0095C4-1=5.50.10150.0056nC4o3.50.10450.0037反C4-2=7.50.11250.0084顺C4-2=5.50.11850.0063C54.90.16050.00791000.0765注：乙烷的粘度用乙烷在同温度下的气体粘度代替，第二列数据见表2。=0.170.616lg0.0765=0.858选用浮阀塔板，板效率修正系数取1.1，则板效率为0.8581.10.944取板效率为70%2实际塔板数的确定根据现场实际，取丙烯塔的塔板数为30块。4.5 进料位置的确定在泡点进料的情况下，根据表2的数据，将相关条件带入方程可得：=解方程组可得：精馏段塔板数n=14提馏段塔板数m=16进料口取三个，分别是由上向下数的第15块和第17、19块板上。4.6 脱丙烷塔塔板数计算结果汇总脱丙烷塔塔板数计算结果见表4。表4 脱丙烷塔塔板数计算结果汇总表项目最 小回流比实 际回流比最少理论板数理论板数实际板数全塔效率进料位置数值1.49252.67.69143070%第17、15、19块板第5章 脱丙烷塔5.1 冷凝器的热量衡算对塔顶冷凝器作热量衡算，如图4。图4 冷凝器作热量衡算图得到热量衡算式为：QCQVQRQD =V（HVDHLD）=（R+1）D（HVDHLD）1物料的组成及焓塔顶蒸气与馏出液组成相同，数值见表2，其中塔顶蒸气为饱和蒸汽，回流液及馏出液为饱和液体。根据物料的温度、压力（见表3）查得焓值，具体计算结果见下表。设焓的零点为129（下同）。组 分xDi = yDiWt%P= 1.65 Pa，T= 37 P= 1.7 MPa，T= 42 HLi(kJ/kg)xDi HLi(kJ/kg)HV i (kJ/kg)yDi HVi(kJ/kg)C25.52393.621.73707.639.06C3=70.13393.6276.03707.6464.24C3o21.57387.383.54701.3151.27iC4o2.8360.110.01678.318.87100391.31705.44注：C2的焓归入到C3=中计算。2冷凝器的热负荷QC （R+1）D（HVDHLD）=（R+1）D（）= (2.6+1) 367.741.88 (705.44-391.31)= 17.410 kJ/h热量衡3冷却介质消耗量WC采用工业循环水作为冷剂，并取水的进口温度为25，出口温度为35。查定性温度t =时，水的比热容Cp=4.174kJ/(kg. )=4.17105 kg/h5.2 再沸器的热量衡算对塔底再沸器作热量衡算，如图5。图5 再沸器作热量衡算图得到热量衡算式为：1物料的组成及焓取塔底蒸汽与釜液的组成相同，其数值见表2，其中塔底蒸气为饱和蒸汽，釜液为饱和液体。根据物料的温度、压力（见表3）查得焓值。具体计算结果见下表。组 分xWi= yWi Wt%P= 1.75 MPa，T= 99 HLi(kcal/kg)xWi HLi(kJ/kg)HVi(kcal/kg)yWi HVi(kJ/kg)C3o0.781264.111773.00iC4o33.82126178.41777250.58iC4=16.312887.34187127.6C4-1=9.4112850.4118773.65nC4o6.2812632.1218949.68反C4-2=13.0212266.52190103.6顺C4-2=9.4112248.0819074.89C