年产9.8万吨异丙醇装置丙烯精制工艺的设计说明

..年产9.8吨异丙装置丙精制工工艺设----脱烷塔部摘丙烯是石油化工的原料之一，在原油加工中具有重要作用。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，效益高的想法设计根据设计任务书中确定的生产任务进行的9.8万异丙醇周为8000小时/，料组成为乙烷、丙烯、丙烷、异丁烷，其中丙烯含量4.1%，按其各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。由于对丙烯纯度要求极高，本文设计的精馏塔塔板数较多，丙烯塔较高。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，浮阀塔盘，塔高，热负荷，从而设计了塔底再沸器，塔顶冷凝器以与塔体主要设备。流程简单，投资较少，操作较为简单，基本可以满足丙烯优等品的工业生产。本设计采用多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程设计即先经过脱乙烷塔塔顶分离出乙烷，再由丙烯塔精馏塔塔顶得到丙烯，其纯度为以上，丙烯作为产品出装置为生产异丙醇提供原料，塔底的丙烷可作为商品出售或作为烧火油。设塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。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，换热设备的计算与附属设备的选型，并根据设计数据分别绘制了自控流程图，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的合理性。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。关词丙烯；脱乙烷塔；热量衡算；物料衡算；丙烯精馏塔。outputof98,000tonsrefinedpropyleneDesign---DeethanizingTowerI/

..AbstractPropyleneisofrawmaterialsforPetrochemicalindustryanimportantintheofcrudeoil.Rectifyingpurifiedandsepratedpyrolysisgastogetthattoprincipalmaterialoftheacrylonitrile,butylalcohol,octylalcohol,epoxideisopropanol.Inordertoproductioncapacitywithlowpower,highbenifit,TitleIdesignproductioncapacityis98,000tonsoutputofisopropylalcohol,startedperiodof8,000hours/year,materialofethane,propylene,butane,isinmaterial,boilingpointofcomponentanditsrelativevolatilitydifferencesofdegreeofseparationofeachcomponent.tohighpurityrequirement,thispaperthecolumnplatenumberismore,theishigher.Finallybasedontheresultsofoptimizeddistillation,determinedtheparametersofthetower,towerdiameter,floatvalvetray,hightower,load,astothereboiler,theoverheadcondenserandtowerbodyoftheSimpleprocess,lessinvestment,theoperationisrelativelysimple,basiccansatisfytheindustrialproductionofclassyarticle.usesadistillation,theprocessbyvolatilityprogram,processthethatis,firstisolatedbyde-ethaneethanetower,distillationtopfromtheethane,topfthetowergeitthatpropylene,thepurityofandpropylenetheproductofadevicetoproviderawmaterialsproductionandisopropanol,thebottomofthepropanesoldorfires,oil.Aequipmentgenerallydividedintotwotypes:contactandcontactbetweenlevel.Istheformerrepresentativeoftheplatecolumn,thelatterrepresentsthetower,inallkindsoftower,currentlythewidelyisthesieveplatetowerandfloatvalvetower.Inturntheofthematerialbalance,balance,thestructureoftherelevantprocesscalculation,thecalculationoftransferequipmentandancillaryselection,andthewereplottedtotheII/

..automationflow,selectionofinwithtermsofthesitepractical,takingintoaccounttheofprocesscontrolrationality.Withtheriseofadvancedcontroltechnology,thecontroltargetrangefromthecontrolvaluecontroltochange,adjusttherelationshipbetweenvariablesandcontrolvariablessinglepairoftransformationofmultivariablepredictivecontrol.Itisthecontrollingthedirectionofdevelopment,isgraduallyspread.Inorderforthetofacilitatefuturecontrol,design,attentiontotowertoptemperature,thebottomofthecolumntemperatureflowindicatorsbacktoalargeoperationflexibility.,de-ethanetower,balance,materialbalance,propylenedistillationcolumn.III/45

..目摘要IAbstractII概1.1我化工工艺发11.2丙的性质与用11.3丙的来源与丙生产在化工生产中的地位1.4丙精制生产方的确定21.5丙精制工艺流程的叙述21.6丙的发展前景31.7丙生产新技术现状与发展趋势丙精装的料算2.1确关键组分2.2脱烷塔的物料算42.2.1脱乙烷塔的进料量与进料组成2.2.2脱乙烷塔塔顶与塔底的流量与组成52.2.3脱乙烷塔的物料平衡72.3丙塔的物料衡算72.3.1丙烯塔的进料量与进料组成72.3.2丙烯塔塔顶与塔底的流量与组成2.3.3丙烯塔的物料平衡脱烷和烯精工条的定113.1脱烷工艺条件确定3.1.1操压力的确定3.1.2回温度的确定3.1.3塔温度的计算3.1.4塔温度的计算3.1.5进温度的计算3.1.6脱烷塔操作条件汇总3.2丙塔工艺条件确定3.2.1操压力的确定3.2.2塔温度的计算3.2.3塔温度的计算3.2.4进温度的计算3.2.5丙塔操作条件汇总18脱烷和烯塔数确定IV/

..4.1脱烷塔塔板数的计算194.1.1最小回流比的计算194.1.2最少理论塔板数的计算214.1.3理论塔板数和实际回流比的确定4.1.4实际塔板数的确定224.1.5实际进料位置的确定234.1.6脱乙烷塔塔板数计算结果汇总4.2丙塔塔板数的计算244.2.1最小回流比的计算244.2.2最少理论塔板数的计算264.2.3理论塔板数和实际回流比的确定4.2.4实际塔板数的确定274.2.5进料位置的确定284.2.6丙烯塔塔板数计算结果汇总28热衡5.1脱烷塔热量衡算295.1.1脱烷塔再沸器热负荷的计算295.1.2脱烷塔冷凝器热负荷的计算325.2丙塔的热量衡5.2.1再器热负荷的围5.2.2丙塔冷凝器热负荷的计算36结论1参文辞V/45

..1概述1.1国工艺展我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,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;新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;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;开展综合利用大搞三次加工增产有机化工原料;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;理“三废保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。1.2烯性与途化学式C3H6，结构简式为，烯烃同系列中第二个成员，是重要的有机化工原料，丙烯常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。易燃，爆炸极限为～11%。不溶于水，溶于有机溶剂。分子量42.08，密5.139kg/m（20/4冰点-℃沸点-℃液态时相对密度为0.5193易液化，临界温度为，临界压力为4.56MPa；遇热源和火有燃烧爆炸的危险，该气体比空气重，能在较低处扩散到相对远的地方，燃烧会产生一氧化塔、二氧化碳等气体，高浓度丙烯对人有麻醉作用，浓度较低时，对眼睛和皮肤有刺激作用。丙烯是三大合成材料的基本原,要用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等丙烯与乙烯共聚生成乙丙橡胶丙烯与氯和水起加成反应生产环氧丙烷，加水丙二醇。丙烯在酸性催化剂存在下与苯反应，生成异丙苯（CH3)2，丙烯在催化剂存在下与氨和空气中的氧起氨氧化反应，生成丙烯腈，丙烯在高温下氯化，生成烯丙基氯CH2=CHCH2Cl。本文用丙烯与硫酸起加成反应，生成异丙基硫酸，后者水解生成异丙醇，但由于所用原料丙烯含量为需精制后丙烯含量为上才可作异丙醇生产原料。1.3烯来与烯产化生中地丙烯主要通过石油加工获得，丙烯精制产品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，特别是聚丙烯需求高于总体平均水平为6.1%。亚洲地区需求年均增长率，北美/45

..，西3.8%。根新装置增设计划，中东地区10吨提高为万吨，增幅为亚洲地区新增能力将达万吨，增幅为。中国是生产能力增幅最高的国家，同期能力将370能胶和增加到万吨，年均增幅。日本年均增长率仅为1.4烯制产法确由于原料中的

3

和

03

常压沸点相近，都在－℃以下，常压下分离这两个组分需采用深冷的方法，使用制冷剂，工艺流程复杂，附属设备多，设备的投资费用加大，根据烃的沸点随压力增加而升高的特点，采用高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，所以本设计采用常温加压分离方法。流程安排有两种，一种是相对挥发度递减顺序流程，另一种是对挥发度递增顺序流程，本设计采用相对挥发度递减顺序流程分离出丙烯。图工艺流程比较1.5丙精工流的述丙烯含量为饱和液体原（86℃,4.05Mpa量进入脱乙烷塔、经精馏处理该塔轻关键组分乙烷经过冷却（35℃,3.9Mpa作为塔顶产品在塔顶引出（35一馏却回回塔脱乙烷塔塔底馏分再沸器加热86）进一步脱除轻关键组分后进入脱丙烯塔44℃,1.75Mpa精馏处理该塔轻关键组分丙烯在塔/45

4-8..4-8顶经过冷却（35℃,1.6Mpa塔顶引出作为合成异丙醇的原料（℃,1.6Mpa另一部分塔顶馏分回流返回脱丙烯塔35℃,1.6Mpa关键组分丙烷则在塔底引出（52℃,1.8Mpa工艺流程见附录中“丙烯精制工段工艺流程图”共。1.6烯发前丙烯用量最大的是生产聚丙烯，另外丙烯可制丙烯晴、异丙醇、苯酚和丙酮、丁醇和辛醇丙烯酸与其脂类以与制环氧丙烷和丙二醇氧氯丙烷和合成甘油等。近年来由于丙烯下游产品的快速发展大的促进了中国丙烯需求量的快速增长。到2010，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。预计年，乙烯联产丙烯的生产能力将达到约万吨/年，丙烯总生产能力将达到万吨/。乙烯装置联产的丙烯占丙烯总供给的比例将进一步提高但同期下游装置对丙烯的需求量年均增长速度将达到丙烯资源供应略微紧。到2010，中国丙烯的表观消费量将到达万吨。从当量需求来看，丙烯供需矛盾十分突出。到年，丙烯当量需求的年均增长率将达到，超过丙烯生产能力的增长速度。到年，中国对丙烯的当量需求将达到1905吨，供需缺口将达825万吨届时将还有大量丙烯衍生物进口，中国丙烯开发利用前景的广阔。由于聚丙烯（PP需求的快速增长，亚洲丙烯市场正逐渐趋于供应短缺。在今后年中，将有大量以乙烷为原料的裂解装置生产能力逐渐建立起来，市场供应丙烯原料。事实上，从全球围来说，丙烯并不短缺，但从亚洲的情景来看，今后几年中亚洲丙烯的需要主要来自北美，北美估计有万吨/裂解生产能力，由于目前的港口限制，其中约50吨/丙烯出口。1.7

丙生新术状发趋目前增产丙烯的新技术研究主要集中在四个方面。一是改进FCC等炼油技术，挖掘现有装置潜力，增产丙烯的FCC装置升级技术；二是充分利用炼油与乙烯裂解副产品的等资源，转化为乙烯、丙烯的低碳烯烃裂解技术、烯烃歧化技术；三是丙烷脱氢技术；四是以天然气、煤等为原料，生产乙烯、丙烯的甲醇制烯烃技术等。/45

..2丙烯精制装置的物衡算2.1定键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乙塔物衡脱乙烷塔进料量=

生产任务耗定额1000脱乙烷塔回收率塔的回收率料当中丙烯浓度2.2.1

脱乙烷的进料量与料组成年处理量9.8万吨，年工作时间小时，则原料质量流量为（生产任务消耗定额脱乙烷回收率丙烯塔回收率进料中丙烯的浓度)年处理量9.8万吨，年工作时间小时原料质量流量为）/(8000×94%×97%×74.1%)=15048.61（kg/h）计算示例：以乙烷为例，进行原料组成与流量的换算：乙烷的质量流量：Fwc）乙烷的摩尔数：406.31/30=13.5437kmol/h表

原料中的脱乙烷塔浓度组成

kg/h

mol%

摩尔质量(kg/kmol)

406.31

2.7

30

11150.69

265.4925

74.29

42

21.05

44iC

180.58

1.2

3.1135

58/45

..∑

15048.61100355.6918100由上表可见原料摩尔流量为：)2.2.2

脱乙烷塔顶与塔底流量与成选乙烷为轻关键组分，丙烯作为重关键组分，根据产品质量指标，脱乙烷塔顶

02

≥72；脱乙烷塔C

02

≯0.1％，丙烯在塔顶产品中的含≯行清晰分割物料衡算，物料衡算图见下图。图

脱乙烷塔物料衡算图（1）计算塔顶馏出液量和塔底釜液量列于下表。表2-2塔顶馏出液量和塔底釜液量分布进料F

塔顶馏出液

塔底釜液组分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

406.31

406.31-0.001W

0.001w

11150.69

0.28D

11150.69-0.28D

0

iC

180.58

0

180.58∑

15048.61

/45

..列全塔物料衡算式：406.31-0.001W+0.28D=D解得：D=543.42）W=14504.436（kg/h）表2-3塔顶馏出液量和塔底釜液量计算结果进料F

塔顶馏出液

塔底釜液组分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

406.31

14.504

11150.69

10998.532

0

iC

180.58

0

180.58∑

15048.61

543.42

14504.436组

（2）求出塔顶与塔底的产品量与组成。表塔顶与塔底的产品量与组成塔顶馏出液

塔底釜液分

kg/h

mol%kg/h

mol%

72.00

78.2614.5040.10.48350.142

28.00

3.622821.7410998.53275.83261.869879.86

0

0

0

0

22.8375.243022.08iC

0

0

0

0

180.58

3.11340.914/45

..∑2.2.3

543.4210016.683014504.436100340.7097100脱乙烷的物料平衡脱乙烷塔物料平衡数据见下表表脱乙烷塔物料平衡数据

kg/h

mol%

kg/h

mol%

kg/h

mol%

406.31

2.7

13.544

72

14.504

0.1

0.4835

22

265.4975.243

0

280

3.62280

0

261.8775.243

iC

180.58

1.2

3.1134

0

0

0

0

180.58

3.1134

100

357.39

100

543.42

100

16.683

100

100

340.71

1002.3烯的料算2.3.1

丙烯塔进料量与进组成丙烯塔以脱乙烷塔底物料为原料，进行原料组成与流量的换算：原料的摩尔流量为F=15048.61(kmol/h)原料各组分组成与流量见下表。表丙烯塔进料中各组份的量与组成摩尔质量组成

kg/hmol%(kg/kmol)

14.504

0.1

0.4835

30

10998.532

75.83

261.8698

79.86

42

22.83

22.08

44/45

0..0iC

180.58

3.1134

58∑

14504.436

100

340.7097

1002.3.2丙烯塔顶与塔底的量与组选丙烯为轻关键组分丙烷为重关键组分根据产品质量指标丙烯塔C％；丙烯塔≥％；丙烯塔0.5％3进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图2-2

3

≥图丙烯塔物料衡算图（1）计算塔顶馏出液量和塔底釜液量列于下表。表2-7塔顶馏出液量和塔底釜液量分布进料F

塔顶馏出液

塔底釜液组分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

14.504

14.504

0

10998.532

10998.532-0.005

0.005

0.93wiC

180.58

0

180.58/45

..∑计算结果见下表

14504.436表2-8塔顶馏出液量和塔底釜液量计算结果进料F

塔顶馏出液

塔底釜液组分(kg/h)

(kg/h)

(kg/h)

14.504

14.504

0

10998.532

10984.641

13.891

2583.683iC

180.58

0

180.58∑

14504.436

11726.282

2778.154解得：

14504.436=D+W0.005w+0.93wD=11726.282）（kg/h）2.3.3

丙烯塔物料平衡求出塔顶与塔底的产品量与组成如下表。表塔顶与塔底的产品量与组成组

塔顶馏出液

塔底釜液分

kg/h

mol%kg/h

mol%

14.504

0.1240.48350.174

0

0

00/45

..

10984.64193.6893.8913.891

0.3310.531

2583.68393.0058.72094.46iC

180.58

03.1134180.586.53.1134∑

11726.282100100100100丙烯塔物料平衡数据见下表进料组分

表2-10丙烯塔物料平衡塔顶馏出液

塔底釜液kg/h

Wt%

mol%

kg/h

Wt%

mol%

kg/h

Wt%

mol%14.504

0.1

0.4835

0.14

14.504

0.124

0.4835

0.174

0

0

0

0C3=75.8379.8610984.6493.68261.539193.89

13.891

0.5

0.331

0.531

22.8322.08

6.2

5.932583.68393

58.72

94.46∑

180.5814504.44

1.25100

3.1134

0.91100

180.5811726.28

0100

3.1134281.6589

0100

180.586.53.11342778.154

5.01100/

..3脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定3.1乙工条的定3.1.1操压力的定塔顶采用水作为冷却剂设水温为℃冷凝器冷凝液的出口温度比水温度高10℃，则回流罐中冷凝液的温度为℃。脱乙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。泡点就是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡的温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从yy.......yABC带入yxiii得KxxK......BBCCxiii

xn

n

式中y——任意组分i气相中的摩尔分数；ix——任意组分i液相中的摩尔分数；ik——相平衡常数。i按上式求压力时需用试差法。式中xxx……x均为已知因此在试差时可先在泡点温度，查出各组分在假设压力下的值，若

图脱乙烷塔顶示意图i＞1说明所设压力偏高，ki值太小，若反复假设压力，并求出相应的x直到满足ii流罐的压力。

＜1iyi

说明压力偏低，值太大，经i为止，此时的压力即泡点时回根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，-T-k查得液相各组分的平衡常数，计算过程与结果列表如下表/

ii..ii表3-1液相各组分的平衡常数计算过程与结果，，P=3.8mpa

，P=3.9mpa组分

xi=yDi乙烷丙烯

0.78260.2174

ki

y=kixii0.1044

ki

yi=kixi0.99860.1109

ki

y=kixii0.9235合计

1

1.0435

1.109

0.9909如上，当回流罐压力为3.9时，满足归一条件：平衡汽相组成之和=0.9909≈1，故回流罐压力为3.9。i设塔顶到回流罐的压力差为，则塔顶压力P＝4.0MPa；塔顶到塔釜压顶力降为，则塔釜压力P＝4.1MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平底均值，故设进料压力P＝4.05MPa。进3.1.2回温度的定回流液温度即为全凝器的冷凝温度，℃回3.1.3塔温度的算塔顶为饱和汽相，故应采用露点方程计算塔顶温度。露点就是多组分混合液开始冷凝，产生第一个液滴的温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从xxx......C带入ii

得

ii

式中y——任意组分i气相中的摩尔分数；ix——任意组分i液相中的摩尔分数；i/

ik..ikk——相平衡常数。i按上式求露点时也需用试差法式中yyy…….yn均为已知因此在试差时，可先假定一个露点温度，查出各组分在该温度下K值。＞1说明所设i温度偏低，ki值太小，xi＜1说明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并y求出相应的直到满足

i

为止，此时的温度即露点。i在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，由-T-k图查得汽相各组分的平衡常数，计算过程与结果列表如下。表塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程与结果，设

P=4.0Mpa，设

P=4.0，设组分

yi=yDi

ki

ki

kiyi/ki

yi/ki

yi/ki

0.78261.470.5324

0.5360

0.5435

0.2174

0.4026

0.4181

0.4529∑

1

0.9350

0.9541

0.9964当塔底温度为39℃时，组成之和x=0.9943≈1，故塔顶的温度为℃i3.1.4塔温度的算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度。泡点就是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡的温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从yy.......yABC带入yxii

i得KxxKBBC

......

xn

n

/

i..i或

yxiii式中y——任意组分i气相中的摩尔分数；ix——任意组分i液相中的摩尔分数；ik——相平衡常数。i按上式求泡点时需用试差法式中xxx…x均为已知因此在试差时，可先假定一个泡点温度查出各组分在假设温度下的值说明所设温i度偏高，ki值太大，i＜1说明温度偏低，i值太小，经反复假设温度，并求出相应的kx直到满y止，此时的温度即泡点。ii在塔底压力下，假设塔底泡点温度，由-T-k图查得液相各组分的平衡常数，计算过程与结果列表如下。表在塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程与结果，设

P=4.1MPa，设T=84

，设组分

xi=xWiyi=ki

yi=ki

yi=kiki

ki

kixi

xi

xiC3o

0.03790.74290.21050.0087

0.68350.17680.0040

0.07430.70580.18520.0042

0.07580.74290.19370.0044∑

1

0.9367

0.9695

当塔底温度86℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和y故塔i底温度为86。3.1.5进温度的算乙烷塔采用饱和液相进料，与上塔底温度计算同理，故采用泡点方程计算。/

..yyxiiiiii计算结果列表如下表进料压力下不同温度的平衡常数计算过程与结果P=4.05Mpa,设℃

P=4.05Mpa,设T=86℃组分

x

Fi

ki

yiii

ki

yiii

0.0379

0.0758

0.0777

0.7429

0.7132

0.7280

0.2105

0.1852

0.2063iC

0.0087

0.0042

0.0042∑

1

0.9784

1.0162当进料温度为86时，组分之和y=0.9940≈，故进料温度为℃。i3.1.6脱烷塔操条件汇总表脱乙烷塔操作条件汇总表项目压力（mpa温度（℃

塔顶4.039

进料86

塔釜4.186

回流3.9353.2烯工条的定3.2.1操压力的定塔顶采用水作为冷却剂，设水温为15，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高20℃，则回流罐中冷凝液的温度为℃。丙烯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。/

iiiiiii..iiiiiiiyxii

ixiii

式中y——任意组分i气相中的摩尔分数；ix——任意组分i液相中的摩尔分数；ik——相平衡常数。i根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，p-T-图查得液相各组分的平衡常数计算过程与结果列表如下。表回流温度下不同压力的平衡常数计算过程与结果组分

xiDi

，设℃，设kkii

0.0017

2.5

0.004505

0.9390

0.9484

0.0059

0.9

0.0053

0.005428∑

1

当回流罐压力为，满足归一条件：平衡汽相组成之和

≈，故回流罐压力为。i设塔顶到回流罐的压力差为，则塔顶压力P＝1.7MPa；塔顶到塔釜压力降顶为，则塔釜压力P＝1.8MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值底故设进料压力P＝1.75MPa。进丙烯塔顶的冷凝器为全凝器，采用露点进料方程计算回流罐的压力。ii

i计算过程与计算结果列表如下/

ii..ii3.2.2塔温度的算表塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程与结果设T=38℃

设℃组分

y

i

ki

ii

ki

ii乙烷丙烯丙烷合计

0.00170.93900.00591.000

2.3

0.9884210.007195

当塔顶温度为38时，平衡液相组成之=0.996361故塔顶温度为。i3.2.3塔温度的算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度yiii

xiii表塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程与结果P=1.8Mpa,设P=1.8Mpa,设T=51组分

x

ki

yiii

ki

yiii丙烯丙烷异丁烷合计

0.00530.94500.05011

0.00610.96390.02401.011948

0.0059890.0225450.976995当塔底温度为52时，组成之y=1.011948≈1塔底温度为℃i/

..3.2.4进温度的算乙烷塔底的饱和液体靠自压进入丙烯塔，故丙烯塔为饱和液体进料，温度采用泡点方程计算。yiii

xiii计算结果列表如下：表进料压力下不同温度的平衡常数计算过程与结果P=1.75Mpa,设℃

P=1.75Mpa,设T=45℃组分

x

i

ki

yiii

ki

yiii乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

0.00140.76860.22080.00911

0.7916580.2031360.0040950.999239

0.00035140.211197当进料温度为时，组成之=0.999239≈1，故丙烯塔进料温度℃。i3.2.5丙塔操作件汇总表3-10丙烯塔操作条件汇总表项目压力（mpa

塔顶1.7

进料

塔釜1.8

回流1.6/

ijFixiijijDimini.ijFixiijijDimini温度（℃

384452354乙烷塔和丙烯塔板数的确定4.1乙塔板的算4.1.1最回流比计算采用恩德伍德）法计算最小回流。乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分。

nxRiij

（A）（B）式中x——组分i在进料中的摩尔分；Fi——组分i对基准组分j的相对挥发度ij平均值；q——原料的液化分率（饱和液相进料—方程（A）的根，；ljhjx——组i在塔顶产品中的摩尔分数；Di——最小回流比。1．确定相挥发度

ij

ki，取塔顶、塔釜条件下的kj由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，选取丙烯为基准组分j计算相对挥发度

，详见下表。ij表相对挥发度计算组成乙烷丙烯丙烷

塔顶T=39℃＝4.0MPa塔底T=86＝4.1MPakikijD2.52.01.00.875

ij

ijD2.2360.879

/

xmin..xmin异丁烷2．θ值计算

0.4580.500.500.478根据

，轻关键组分=2.236，重关键组分=1.00。ljhjljhj故2.236＞1.0。通过试差法计。表试差法计算值

2.0

=2.115

组分

Fi

ih

xijFi

xijFi

xijFiij

ij

ij乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

0.03790.74290.21050.00871

2.2360.8790.478

-0.165

0.70030.1185

0.6946因为

q=1，所以

ni

xijFiij

；当的时候，i

axijFiaij

=-0.09688≈0故

3．最小回比计算带入到方程R

ijDiiij

中，计算。计算过程详见下表。所以

表4-3计过程＝14.34-1＝13.34/

DlDDlD4.1.2最理论塔数的计算最少理论板数采用芬斯克方程计算。

hxllh

式中

——轻关键组分l重关键组h之间的相对挥发度，取塔顶、塔底的平lh均值；、—轻关键组分l重关键组分h的尔分数；下标——塔顶、塔底。根据前面相对挥发度的计算可知alh

ihW

2.0=2.24把相关条件带入芬斯克方程可得

hxllh

=

0.76860.0014lg2.24

=9.414.1.3理塔板数实际回流比确定应用吉利兰关联图，根据实际回流比R=（1.2-2），采用简捷法计算理论板数。取，则

RminR

查吉利兰关联图得

min

=0.41则N-

N

=0.41(N+2)min整理得N+0.82得理论塔板数为N=17.34/

Li..Li4.1.4实塔板数确定1．全塔效全塔效率由下式计算。

)lh式中

——塔顶与塔底平均温度下组分i的液相黏度，mPasLi计算塔顶与塔底平均温度t=(t+t)/2=(39+86)/2=62.5℃由参考资料[12]P264,P268,P269查得62.5各组分粘度得：表4-4组分粘度组分乙烷丙烯丙烷异丁烷∑

xFi0.03790.74290.21050.00871

(mPas)Li0.01650.0750.0730.0980.257

x(mPas)Fi0.0006250.0115370.000853

)lh

)lh

-0.245

实际生活中全塔效率全塔效率达不到75.8%而在左右以全塔效率取2．实际塔数的确定实际塔板数由下式计算。P

式中——理论塔板数；——实际塔板数；塔板效率。把相关条件带入方程可得乙烷塔的实际塔板数=17.34/0.61=28.59取脱乙烷塔的实际塔板数为Np=29块/

与hD0.2060与hD0.20604.1.5实进料位的确定由于进料是泡点的液体，故可用寇克勃列特经验公式（与下式不同的是公式中的xx换成与x）或按以下两式经验公式估算iwlg

n

xlghFDlFhD与

P式中n—精馏段塔板数；——提馏段塔板数；——塔底釜液的流量，；——塔顶馏出液的流量，kmol/h；x——料液中重关键组分的组成，mol%hFx——料液中轻关键组分的组成，mol%lFx——釜液中轻关键组分的组成，mol%x——馏出液中重关键组分的组成，mol%；——实际塔板数。将相关条件带入方程可得：lg

n

xlglWDlFhD=0.206lg[(340.7097/16.6830)(0.7429/0.0379)(0.0014/0.2174)]=0.206lg(0.016601)=-0.3666515n/m=0.43（或n/m=（0.016601）n+m=Np=29解得：

=0.43）带入下式精馏段塔板数n=8.72提馏段塔板数m=20.28精馏塔相当于多塔串联，提馏段进料口取二个（提馏段又相当于两塔串联，可保证塔C≯0.1％进料口分别是上向下数的第9块和第11上。2/

..4.1.6脱烷塔塔数计算结果总脱乙烷塔塔板数计算结果见下表。表脱丙烷塔操作条件最

实

最少项

小

际

理

理论板

实际板

全塔效进料位置目

回流

回流

论板

数

数

率比

比

数数13.34

189.4117.3461%

第9块和第块值4.2烯塔数计4.2.1最回流比计算采用恩德伍德（underwood）法计最小回流比。1．确定相挥发度由p-T-图查得液相各组分的平衡常数，选取丙烷组分基准组分j计算相对挥发度

ij

，

详见下表。表确定相对挥发度塔顶T=38℃＝1.7MPa塔底T=52＝1.8MPa组成

ki

ijD

ki

ijW

ij

ijD

2.8751.17510.475

2.7041.12210.408

1.1481.02．θ值计算根据

lj

关键组分丙烯=1.148关键组分丙烷=1.00。hjljhj故1.148＞1.00。通过试差法计。/

..计算结果详见下表。通过初步，,1.03,1.04计算确左右表试差法计算θ值=1.031

=1.029

组分

Fi

ih

xijFi

xijFi

xijFiij

ij

ij乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

0.00140.76860.22080.00911

1.1481.0

7.541477-7.122580-0.0067750.414342

0.0022187.414729-7.613793-0.006798

-0.006786因为

q=1，所以

nxijFiiij

；当=1.030

的时候，i

axijFiaij

=0.112990故3．最小回比计算带入到方程

min

ijDiiij

中，计算。计算过程详见下表。表4-8计算过程组成

ij

xDi

ij

xDi

ij

xijDiij

0.0017

0.004743

/

D0.0593D0.05930.0053

1.148

0.9390

1.077972

0.118

9.1354

1.0

0.0593

0.0593

-0.03

∑所以＝7.1614＝最理论塔数的计算

1

7.1614根据前面相对挥发度的计算可知，

lh

=

ihW

1.175

=1.148=1.15最少理论板数采用芬斯克方程计算，把相关条件带入芬斯克方程可得：N

hxllh

=

lg1.15

=59.854.2.3理塔板数实际回流比确定应用吉利兰关联图，根据实际回流比，采用简捷法计算理论板数。＝6.16R=(1.2-2.0)不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表。表4-9不同实际回流比下的理论板数计算结果

RminR0.15760.24630.31810.37740.4272

min0.4150.355

106.9898.59891.4189.2482.07/

Li..Li0.45750.2879.73由计算结果可以看出当～10.5之间塔板数变化最慢，所以确定回流比为，则丙烯塔的理论板数为N=904.2.4

实际塔数的确定1．确定塔效率全塔效率由下式计算。

)-0.245lh计算塔顶与塔底平均温度t=(t+t)/2=(38+52)/2=45由参考资料

[12]

查得℃各组分粘度得：表4-1045各组分粘度组分

xFi

(mPas)Li

x(mPas)Fi

0.0014

0.0055

0.0000077

0.7686

0.075

0.2208

0.085

0.018768

0.0091

0.122

∑

1

)-0.245lh

)-0.245lh

-0.245

实际生活中全塔效率达不到而在60%左右，所以全塔效率60%2．实际塔数的确定实际塔板数由下式计算。P

/

0.206..0.206把相关条件带入方程可得丙烯塔的实际塔板数取丙烯塔的实际塔板数为块。4.2.5进位置的定在泡点进料的情况下，进料位置可以下两个经验公式计算。将相关条件带入方程可得：lg

n

xlglWDlFhD=0.206lg[(62.1644/281.6589)(0.2283/0.7583)(0.0053/0.0593)]=0.206lg(0.000530796)=-0.6747n/m=0.2118（或（0.000530796）解方程可得：精馏段塔板数n=26.217提馏段塔板数m=123.78

=0.2115）将带入下式进料口取二个，分别是由上向下数的第27和第29板上。4.2.6丙塔塔板计算结果汇丙烯塔塔板数计算结果见表4-11。表4-11丙烯塔塔板数计算结果最

实

最少项

小

际

理

理论板

实际板

全塔效进料位置目

回流

回流

论板

数

数

率数

比

比10

数59.859015060%

第和块板/

..值5

热量衡算5.1乙塔量算热量衡算示意图见下图。图热量衡算示意图5.1.1脱乙塔再沸器热荷的计热量衡算式为：＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q－Q－Q

—再沸器的热负荷，kcal/h—进料带入的热量，kcal/h—塔顶蒸气带出的热量，kcal/h/

..—回流液带入的热量，kcal/h—釜液液带出的热量，kcal/h—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的10％基准状态：选－℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓＝0T℃1kmol各分的焓由下式计算=△H=--0的值由参考资料[查得。1.料带入的热量的计算进料状态为饱和液体，进料温度为，进料压力为4.05Mpa，进料量为表进料带入的热量过程计算Hi组

分

Xi）

XiHi（kcal/kmol）乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

74.2921.05100

326833544407.55783.5

123.85722491.6866927.77883593.63905=F·

kcal/h2.乙烷塔塔顶蒸气带出热量的计算物料为饱和气体，温度为℃，压力为，塔顶物料量为）×11.5795；R＝18表5-2脱乙烷塔塔顶蒸气带出热量过程计算组

分

Xi）

HiXiHi/

..（kcal/kmol）乙烷丙烯合计

78.2621.74100

1832.78659542.004292374.79088=V·∑）×11.5795×2374.79088=5.2248×10

kcal/h3.烷塔塔底釜液带出热量的计算物料为饱和液体度为力为4.1Mpa底物料量为236.4128kmol/h表乙烷塔塔底釜液带出热量过程计算Hi组

分

Xi）

XiHi（kcal/kmol）乙烷丙烯丙烷异丁烷合计

79.8622.08100

326833544407.55783.5

4.57622577.884452.629853608.26645=W·∑XiHi=236.4128×3608.26645=8.53×10kcal/h4.流罐带入热量的计算物料为饱和液体，温度压力为，回流物料；表回流罐带入热量过程计算/

－129..－129组

分

Xi（mol%

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯合计

78.2621.74

2279.62427.2

1784.0152311.68824=L·∑XiHi=11.5795×18×2311.68824=4.8182×10

kcal/h取的10％。∴＝Q＋Q－Q－Q=5.2248×10＋8.53×10-8.9119×10-4.8182×10＝2.47×10kcal/h则再沸器的热负荷：＝2.74×10

kcal/h＝2.74×10

×4.1868=1.1472×10

kJ/h5.1.2脱乙塔冷凝器热荷的计选图蓝框作为计算冷凝器热负荷的围：热量衡算式为：=Q+Q+Q—冷凝器的热负荷—塔顶蒸气带入兰色围的热量—回流液带出兰色框的热量—塔顶产品带出兰色框的热量基准状态：选－℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓＝0塔顶产品带出的热量的计算物料为饱和气体，温度为℃，压力为3.9Mpa塔顶产品物料量为；表塔顶产品带出的热量过程计算组

分

Xi）

Hi（kcal/kmol）

XiHi乙烷丙烯合计

78.2621.74100

2279.62427.2

1784.01496527.673282311.68824=D·∑XiHi=11.5795×2311.68824=2.6768×10

kcal/h脱乙烷塔冷凝器的热负荷：/

..＝Q－Q－Q-4.8182×10

×4.1868=5.8163×10

kJ/h5.2烯的量算丙烯塔热量衡算示意图见下图图丙烯塔热量衡算示意图5.2.1再器热负的围热量衡算式为：＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q＝Q＋Q＋Q－Q－Q

—再沸器的热负荷kcal/h—进料带入的热量kcal/h—塔顶蒸气带出的热量kcal/h/

..—回流液带入的热量kcal/h—釜液带出的热量kcal/h—向环境散失的热量（取再沸器带入热量的10％）kcal/h基准状态：选－℃饱和液体，即在此温度下饱和液体的焓＝01.料带入的热量的计算脱乙烷塔底的物料进入丙烯塔，进料温度44℃，进料压力为1.75Mpa，进料量为236.4128表进料带入的热量过程计算组

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

2439.3

79.86

2001.16539

22.08

3252.4

718.12992iC

39.436215∑

100

2762.14655=F·∑Xii

kcal/h2.顶蒸气带出的热量的计算物料为饱和气体，温度为℃，压力为，塔顶物料量为（R+1（R+1）×193.281mol/h；R＝10表塔顶蒸气带出的热量过程计算组

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

/

..

93.90

2323.96866

179.44417∑

100.00

2507.36472=V·∑=×2507.36472=5.331×10kcal/hii3.液带出的热量的计算物料为饱和液体度为力为1.8Mpa液物料量为43.129；表釜液带出的热量过程计算组

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

14.44706

94.50

3457.1

3266.9595iC

4651.7

233.05017∑100=W·∑=43.129×3514.45673=1.51575×10ii4.流液带入的热量的计算

kcal/h

3514.45673物料为饱和液体度为力为1.6Mpa物料量为）表回流液带入的热量过程计算组

分

X（mol%）i

（kcal/kmol）i

Xii

2279.6

/

.

93.90

2427.2

2279.1408

2968.4

176.02612∑

100.00

2459.04224=L·∑kcal/hii取的10％。∴0.9Q＝Q＋Q＋1.51575×10－6.53×10－4.75286×10kcal/h则丙烯塔再沸器的热负荷：×4.1868=3.5688×10kJ/h5.2.2丙塔冷凝热负荷的计选图蓝框作为计算冷凝器热负荷的围：热量衡算式为：＝Q