2.5萬噸年丙稀分離工段工藝設(shè)計

1、沈陽化工大學學士學位論文 摘要2.5萬噸/年丙稀分離工段工藝設(shè)計 內(nèi)容摘要內(nèi)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。由裂解氣凈化與分離工段的丙烯精餾塔分離出的丙烯除了用于生產(chǎn)聚丙烯外，還大量地作為生產(chǎn)丙烯腈，丁醇，辛醇，環(huán)氧丙烷，異丙醇等產(chǎn)品的主要原料。為了更好的提高生產(chǎn)能力，本著投資少，能耗低，效益高的想法，本文對年產(chǎn) 2.5 萬噸丙烯精餾塔進行了設(shè)計。本設(shè)計首先采用簡捷法初步算出了理論塔板數(shù) 122，利用恩特伍德公式確定最小回流比 4.56，然后以簡捷法的計算結(jié)果作為初值，應(yīng)用 aspen plus 軟件對丙烯精餾塔操作進行了穩(wěn)態(tài)模擬，并以經(jīng)濟指標為目標函數(shù)，對操作條

2、件進行了優(yōu)化，得出了塔頂丙烯收率為99.4%的最佳塔板數(shù) 160、回流比 11 以及進料位置 100（murphree板效率為 60%） 。最后以優(yōu)化后的精餾塔結(jié)果為基礎(chǔ)，確定了該塔的設(shè)備參數(shù)，塔徑，熱負荷，從而設(shè)計了塔底再沸器，塔頂冷凝器。流程簡單，投資和操作費用較省。關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞： 丙烯；精餾塔； aspen plus； 優(yōu)化沈陽化工大學學士學位論文 摘要abstractpropylene is one of raw materials for petrochemical industry，it occupies an important place in the processing

3、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

4、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 sim

5、ulation 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 optimize

6、d 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沈陽化工大學學士學位論文 摘要沈陽化工大學學士學位論文 目錄目 錄第一章 緒論.11.1 丙烯.11.1.1 丙烯的性質(zhì)及應(yīng)用 .11.1.2 丙烯的生產(chǎn)工藝

7、 .11.2 丙烯工業(yè)的現(xiàn)狀和前景.21.3 丙烯的生產(chǎn)工藝介紹及工藝流程的選擇.31.3.1 裂解氣的凈化與分離.31.3.2 工藝流程的選擇及分離流程的確定.41.4 本次工藝設(shè)計簡述.5第二章 物料衡算.6第三章 主體設(shè)備丙烯塔工藝計算.83.1 原始數(shù)據(jù).83.2 物料衡算.83.3 丙烯精餾塔塔頂及塔底及進料溫度的確定.93.4 最小回流比 rmin和塔板數(shù)粗算.103.41 最小回流比 rmin.103.4.2 簡捷法求取精餾塔塔板數(shù).113.5 結(jié)論.12沈陽化工大學學士學位論文 目錄第四章丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用.134.1 模擬過程及計算結(jié)果.134.2 結(jié)論 .25第五章 塔

8、設(shè)備參數(shù)的計算.265.1 浮閥塔的設(shè)計計算.265.1.1 精餾段.265.1.1.1 塔板工藝尺寸計算.265.1.1.2 塔板流體力學驗算 .295.1.1.3 塔板負荷性能圖.325.1.2 提餾段.345.1.2.1 塔板工藝尺寸計算 .345.1.2.2 塔板流體力學驗算.385.1.3 塔高 z.435.1.4 塔頂冷凝器.445.1.4.1 試算和初選換熱器規(guī)格.445.1.4.2 核算總傳熱系數(shù).455.1.5 塔底再沸器.485.1.5.1 試算和初選換熱器規(guī)格.485.1.5.2 核算總傳熱系數(shù).495.2 主要設(shè)備選型.515.2.1 接管.51沈陽化工大學學士學位論文

9、 目錄5.2.2 筒體壁厚 .535.2.3 封頭.535.2.4 裙座.535.2.5 塔盤結(jié)構(gòu) .545.2.6 塔主體.545.2.7 除沫器.545.3 工藝設(shè)計結(jié)果表 .55第六章結(jié)論.57結(jié)果與討論.57結(jié)語.57附 錄.63致謝 .80沈陽化工大學學士學位論文 第一章 緒論1第一章第一章 緒論緒論1.1 丙烯1.1.11.1.1 丙烯的性質(zhì)及應(yīng)用丙烯的性質(zhì)及應(yīng)用丙烯：分子式 c3h6，分子量 42.081，是一種無色略帶甜味的易燃氣體。沸點-47.7，熔點-185.25，常溫下的密度是空氣的 1.46 倍，臨界溫度91.8，臨界壓力 4.62mpa。1 丙烯是石油化工的基本原料之

10、一。丙烯約有 37%用于生產(chǎn)聚丙烯，丙烯聚合可得到聚丙烯樹脂，重要的化工原料丙烯腈、環(huán)氧丙烷、異丙醇、異丙苯、氯丙烯、丙烯醛和正、異丁醛等生產(chǎn)均以丙烯為主要原料。丙烯本身可作為燃料，還可疊合制成高辛烷值汽油。11.1.21.1.2 丙烯的生產(chǎn)工藝丙烯的生產(chǎn)工藝丙烯由于化學性質(zhì)活潑，不能存在于自然界中，只能以天然氣或石油為原料進行化學反應(yīng)得到。以下是幾種生產(chǎn)丙烯的工藝： 烴類裂解烴類裂解以乙烷、丙烷、輕石油腦、石油腦、輕柴油或重柴油為原料，在 800900高溫下裂解，在很短的時間內(nèi)（如在管式裂解爐中停留的時間僅為零點幾秒） ，碳鏈經(jīng)歷了斷鏈、脫氫等一次反應(yīng)，和幾乎同時發(fā)生的一次反應(yīng)產(chǎn)物的進一步脫

11、氫、疊合、縮合等復雜反應(yīng)，得到了含有乙烯、丙烯、丁二烯、異戊二烯、環(huán)戊二烯等重要的化工基本原料的裂解氣和含有苯、甲苯、二甲苯的液體產(chǎn)物。裂解氣中丙烯的含量與裂解原料和操作條件有關(guān)，乙烷裂解得的裂解氣中丙烯僅占 3%左右，其余裂解氣中丙烯含量在 1220%。 煉廠氣回收煉廠氣回收煉油廠的催化裂化、熱裂化和石油焦化等過程副產(chǎn)的煉廠氣中含有一定量的丙烯，是丙烯的一個重要的來源。一般催化裂化氣中丙烯含量達 20%左右，沈陽化工大學學士學位論文 第一章 緒論2熱裂解氣中則為 15%左右，石油焦氣中僅為 5%左右。 烯烴易位轉(zhuǎn)化烯烴易位轉(zhuǎn)化烯烴易位轉(zhuǎn)化通過過渡金屬化合物催化劑使乙烯和丁烯生產(chǎn)丙烯，反應(yīng)改變

12、cc 雙鍵，在室溫或接近室溫下，甚至在含水介質(zhì)存在下，可從起始物料形成新的 cc 雙鍵。因為烯烴易位轉(zhuǎn)化為可逆反應(yīng)，丙烯可從乙烯和丁烯1 生成。 丙烷脫氫丙烷脫氫該法是高吸熱過程，應(yīng)用丙烷催化脫氫制丙烯，高溫和低壓有利于平衡狀態(tài)下有較高的烯烴濃度。 由甲醇制丙烯由甲醇制丙烯首先，甲醇在催化劑的作用下轉(zhuǎn)換成二甲醇、未反應(yīng)的甲醇與水蒸氣的混合物，然后這種混合物在一個固定床反應(yīng)器（fbr）內(nèi)反應(yīng)生產(chǎn)丙烯，這個反應(yīng)器內(nèi)的溫度為 420490，壓力為 130160kpa,催化劑使用沸石催化劑，反應(yīng)收率為 70%，未反應(yīng)的原料可以經(jīng)一循環(huán)泵輸送至反應(yīng)器入口處。1 1.2 丙烯工業(yè)的現(xiàn)狀和前景根據(jù)化學品銷售

13、聯(lián)合公司（cmai）的統(tǒng)計結(jié)果：2003 年全球丙烯產(chǎn)量達到 5280 萬噸/年，價值 170 億美元。丙烯生產(chǎn)和消費大多集中在北美、西歐和日本，占世界總能力的 60%，需求的 70%。生產(chǎn)的丙烯中 58%用于生產(chǎn)聚丙烯，10%用于生產(chǎn)丙烯晴，8%用于生產(chǎn)羥基合成醇，7%用于生產(chǎn)環(huán)氧丙烷，6%用于生產(chǎn)異丙苯，其他用途占 11%。19912003 年，世界 gdp 的年均增長速度是2.5%，丙烯的增長速度是 5.8%。今后十年，丙烯需求將以年率 4.7%速度增長，至 2010 年需求量將近翻番，將超過 9100 萬噸。煉油廠、易位轉(zhuǎn)化和丙烷脫氫裝置將使丙烯生產(chǎn)能力有所增長，但大多數(shù)新增能力將來自

14、現(xiàn)有丙烯裝置的擴沈陽化工大學學士學位論文 第一章 緒論3建和新建。未來世界丙烯工業(yè)估計會面臨資源短缺，供應(yīng)不能滿足需求增長的問題，應(yīng)該引起高度重視。21.3 丙烯的生產(chǎn)工藝介紹及工藝流程的選擇1.3.11.3.1 裂解氣的凈化與分離裂解氣的凈化與分離烴類經(jīng)過裂解得到的裂解氣組成十分復雜，必須加以凈化和分離，除去其中雜質(zhì)，進而分離出純凈的單一烯烴產(chǎn)品，為有機合成和高分子聚合提供原料。裂解氣分離的基本工序如下。(1) 裂解氣的壓縮裂解氣中的低級烴類都是沸點很低的氣體，為了使其在不太低的溫度下部分液化，需要對氣體進行加壓。目前普遍采用的是五段蒸汽透平驅(qū)動離心式壓縮機，使分離系統(tǒng)壓力達到 3.6mpa

15、 左右。(2) 水分的脫除裂解氣分離是在-100以下進行的，低溫下水會結(jié)冰，并且與烴類生產(chǎn)固體水合物，堵塞閥門和管路，應(yīng)在冷卻前加以干燥。干燥劑可采用分子篩、硅膠等，通過吸附，使裂解氣的露點達到-65以下。(3) 酸性氣體的脫除裂解氣中含有硫化物、二氧化碳、一氧化碳等雜質(zhì)，必須通過氫氧化鈉溶液洗滌進行脫除，如果硫含量大于 0.1%，可先用乙醇胺溶液除去大部分硫化氫。一氧化碳一般用催化加氫法脫除，使用鎳等催化劑。(4) 炔烴的脫除裂解氣中含有少量乙炔、丙炔和丙二烯等，為了延長聚合催化劑的壽命，聚合用乙烯嚴格限制乙炔含量。同碳數(shù)的炔烴與烯烴不能用普通精餾方法分離，可采用催化加氫法脫除乙炔。目前多采

16、用固定床催化加氫，鈀催化劑加氫活性和選擇性較好，可將炔烴轉(zhuǎn)化為同碳數(shù)的烯烴或烷烴。沈陽化工大學學士學位論文 第一章 緒論4圖 11 裂解氣凈化與分離的工藝流程(5) 烴的分離在多個串聯(lián)和并聯(lián)的精餾塔中對裂解氣進行分離提純。常見的順序分離流程為先分離出甲烷和氫，再分離出乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、碳四餾分、碳五餾分和裂解汽油等產(chǎn)品。目前工業(yè)上采用的主要是深冷分離方法。該工藝流程比較復雜，設(shè)備較多，能量消耗較大，在組織生產(chǎn)時應(yīng)進行全面考慮。裂解氣分離的典型工藝流程示于圖 1-1。1.3.21.3.2 工藝流程的選擇及分離流程的確定工藝流程的選擇及分離流程的確定由于世界丙烯產(chǎn)量的 95%以上是用烴類裂解

17、方法生產(chǎn)的,再加上我國煉油工業(yè)規(guī)模大,并且考慮到經(jīng)濟效益等因素,因此選擇烴類裂解生產(chǎn)丙烯為最佳。此時，裂解產(chǎn)生的裂解氣仍然是組成復雜的混合物，除了丙烯外，還含有氫及從甲烷到沸點為 200的多種烴類和水及少量 h2s、co2、乙炔等雜質(zhì)。分離的目的是得到高純度的丙烯，同時分出多種副產(chǎn)品，如富氫、c4餾分、裂解汽油等。為此，必須凈化除去各種雜質(zhì)，逐步分離出丙烯產(chǎn)品。因為分離過程很復雜，所以，裂解氣分離過程單元操作多，流程長，操作要求嚴格在丙烯生產(chǎn)裝置中占有極為重要的地位。裂解氣的分離方法有：（1）精餾法（工業(yè)上稱為深冷分離法） 。 （2）吸收精餾法（工業(yè)上稱為油吸收法） 。 （3）吸附法。 （4）

18、絡(luò)合法。由于深冷分離法技術(shù)經(jīng)濟指標比較先進，丙烯回收率高，能達到本次設(shè)計的要求，所以在此選擇深冷分離法對裂解氣進行分離。沈陽化工大學學士學位論文 第一章 緒論5深冷分離法是利用裂解氣中各組分的相對揮發(fā)度不同，用精餾法分離，最后得到丙烯。在分離過程中，脫除沸點很低的甲烷、氫，需要采用-100以下低溫，因此為深冷分離法。在深冷分離流程中，由于針對不同的裂解氣組成和能量消耗水平，可采用多種流程方案，采用較多的有三種：順序分離流程，前脫乙烷分離流程和前脫丙烷分離流程。從流程技術(shù)的成熟度，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定性，以及丙烯的回收率等方面考慮，選擇采用順序分離流程。順序分離流程：按裂解氣中各組分含碳原子數(shù)由少到多逐

19、步分離，即先從裂解氣中分出氫及甲烷，再從其余餾分中逐步分出 c2、c3、c4餾分，最后得到產(chǎn)品乙烯、丙烯。1.4 本文主要設(shè)計內(nèi)容本文主要內(nèi)容是進行年產(chǎn) 2.5 萬噸丙烯分離工段設(shè)計，丙烯精餾塔的原料為從裂解氣凈化與分離工段脫丙烷塔塔頂產(chǎn)品。1.對總裝置進行了物料衡算，由裂解氣的組成和年產(chǎn)2.5 萬噸丙烯的條件下，得到裂解氣中各組分的含量，以及解裝置中乙烯精餾塔、丙烯精餾塔和脫丁烷塔的塔頂、塔底的物料含量。2.對主體丙烯塔進行工藝計算，由丙烯塔進料組成，操作壓力17.4atm 和希望得到的丙烯純度 99.4%，飽和液相進料，并按 300 天/年，24 小時/天，以 100kg/h 為基準進料，

20、采用清晰分割法 ，計算得到塔頂、塔底和進料的物料衡算結(jié)果。3.由于本設(shè)計的計算采用 aspen plus 分離過程模擬軟件進行優(yōu)化 ,所以估算初值 輸入 aspen plus 進行優(yōu)化。 設(shè)出塔頂,塔底溫度和壓強，用p-t-k 圖初步確定 k 值，并求出相對揮發(fā)度 和板效率,以此采用簡捷法芬斯克方程初步算出了理論塔板數(shù)，估算出實際塔板數(shù),利用恩特伍德公式確定最小回流比，然后以計算結(jié)果作為初值 ,輸入 aspen plus 過程流程模擬系統(tǒng)進行優(yōu)化，以確定 k 值，塔頂,塔底溫度和壓強，進料溫度，進料板位置和總塔板數(shù)。沈陽化工大學學士學位論文 第一章 緒論6由于浮筏塔具有 生產(chǎn)能力大，操作彈性大

21、，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低等優(yōu)點，所以本次 丙烷塔采用的是浮閥塔。4.對精餾塔設(shè)計的主要物性數(shù)據(jù)計算，包括： 氣相平均分子量、氣相密度、液相平均分子量、液相密度液相表面張力、液相黏度、氣相體積流量、液相體積流量。5.計算塔的有效高度； 溢流裝置；對塔板進行布置及確定浮閥數(shù)目與排列方式；對浮閥塔進行流體力學驗算并繪制出塔的負荷性能圖。最后，對附屬設(shè)備冷凝器和再沸器以及接管、封頭、裙座、除沫器和人孔，按文獻 化工設(shè)備設(shè)計手冊 、塔設(shè)備設(shè)計 查找選取適合的設(shè)備。 沈陽化工大學學士學位論文 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纖維單體工藝學2 表 21，裂解氣

22、的組成得：丙烯的質(zhì)量含量 14.80%，并且在丙烯塔可得到純度為 99.4%的丙烯，則可認為裂解氣中的丙烯全部從丙烯塔分離得出丙烯產(chǎn)品。因為年產(chǎn) 2.5 萬噸丙烯，則裂解氣的總量=1.6910 噸/年%8 .14105 . 24丙烷=1.69噸/年351000. 1%59. 010c4餾分=噸/年451062. 1%56. 91069. 1裂解汽油=噸/年451031. 3%6 .191069. 1乙烷=噸/年451087. 1%06.111069. 1乙烯=噸/年451085. 4%7 .281069. 1甲烷=噸/年451094. 1%5 .111069. 1h2=噸/年351052. 1

23、%9 . 01069. 1h2o=噸/年351048. 5%24. 31069. 1雜質(zhì)=噸/年5 .84%05. 01069. 15乙烯精餾塔:塔頂乙烯的純度為 99%，則乙烯=0.994.85104噸/年=4.8104噸/年塔底的物料:剩余乙烯+乙烷=1.87104+（4.85-4.80）104=1.92104噸/年丙烯精餾塔:塔頂丙烯純度為 99.4%，則丙烯=0.9942.5104噸/年=2.49104噸/年塔底的物料:剩余丙烯+丙烷=1.00103 +（2.50-2.49）104=1.01103噸/年脫丁烷塔:塔頂 c4餾分純度為 99.9%，則認為塔頂全為 c4餾分=1.62104

24、噸/年塔底:裂解汽油=3.31104噸/年 沈陽化工大學學士學位論文 第二章 物料衡算8分離流程的物料衡算結(jié)果如下表：表 21 裂解氣進入分離流程：組分流量丙烯2.5104噸/年丙烷1.00103噸/年c4 餾分1.62104噸/年裂解汽油3.31104噸/年乙烷1.87104噸/年乙烯4.85104噸/年甲烷1.94104噸/年h21.52103噸/年h2o5.48103噸/年雜質(zhì)84.5 噸/年總量1.69105噸/年表 22 設(shè)備塔的物料衡算結(jié)果：乙烯塔丙烯塔脫丁烷塔塔頂：4.8104噸/年塔頂：2.49104噸/年塔頂：1.62104噸/年塔底：1.92104噸/年塔底：1.01103

25、噸/年塔底：3.31104噸/年沈陽化工大學學士學位論文 第三章 主體設(shè)備丙烯塔工藝計算9第三章第三章 主體設(shè)備丙烯塔工藝計算主體設(shè)備丙烯塔工藝計算3.1 原始數(shù)據(jù)年產(chǎn) 2.5 萬噸丙烯的丙烯塔的設(shè)計。表 31 各組分的分布情況組分af ad aw92.7599.601 的根，得 =1.001再由式（3-1）：rm+1=001. 142. 0042. 0001. 11004. 01001. 1128. 1996. 0128. 1rm=3.85為了實現(xiàn)兩個關(guān)鍵組分之間規(guī)定的分離要求，回流比必須大于它的最小值。實際回流比的選擇多考慮經(jīng)濟方面的因素。r/ rm為一個系數(shù)，根據(jù) fair 和 boll

26、es的研究結(jié)果，r/ rm的最優(yōu)值約為 1.05，但是在實際情況下，稍大一些。如果取r/ rm=1.10，常需要很多的理論板數(shù)；如果取 r/ rm=1.80，則需要較少的理論板數(shù)。4因為塔板數(shù)多會使主體設(shè)備的塔高變高，增加設(shè)備的費用，但是 r 小能使再沸器和冷凝器的傳熱量降低，有利于節(jié)能，從長遠看經(jīng)濟效益更好，因此取 r/ rm=1.2。r=1.2rm=1.23.85=4.563.4.23.4.2 簡捷法求取精餾塔塔板數(shù)簡捷法求取精餾塔塔板數(shù)理論板數(shù) nm= （33）平均lg)/()lg(wbadbaxxxx其中（xa/xb）d=83.79/1.100=76.17 （xa/xb) w=0.33

27、/5.76=0.057平均=（dwf）1/3,其中 d=k1/k2=1.12/0.996=1.124 w=k1/k2=1/0.883=1.132f=k1/k2=1.01/0.891=1.33平均=1.13 因此 nm=98.5813. 1log)057. 0/17.76log(由化工分離工程5得： 沈陽化工大學學士學位論文 第三章 主體設(shè)備丙烯塔工藝計算13x=1277. 0156. 485. 356. 41rrrmy=0.75-0.75x0.5668=0.75-0.750.12770.5668=0.516y=516. 0198.581nnnnnm所以，n=122.93（不含再沸器）n= n

28、塔=61。213.5 結(jié)論經(jīng)過物料衡算，通過簡捷計算法和恩特伍德公式確定了進料溫度為 43，塔板數(shù)為 122 和最小回流比為 4.56，并將這些值作為軟件優(yōu)化的初值。沈陽化工大學學士學位論文 第三章 主體設(shè)備丙烯塔工藝計算14沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用15第四章丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用第四章丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用4.1 模擬過程及計算結(jié)果以第三章的計算結(jié)果為初值，應(yīng)用 aspen plus 軟件對丙烯精餾塔的操作進行穩(wěn)態(tài)模擬。其中塔板數(shù)為 122，回流比為 11，進料溫度為 43。過程如下： 建立精餾塔模型建立精餾塔模型圖 41 精餾塔模型aspen 的 plusr

29、ad frac 精餾塔模型，上圖中的進料（feed）包含 83.79kmol/hr 的丙烯和 6.08kmol/hr 丙烷和 0.130kom/hr 的正丁烷。采用回流比為 11 時，要求塔頂產(chǎn)物的純度都達到 99.6%。 輸入模擬標題輸入模擬標題沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用16圖 42 標題圖在出現(xiàn)的這個窗口中輸入模擬的實驗的標題 my project。 輸入組份輸入組份圖 43 組分圖在這個窗口的對應(yīng)位置上輸入在摸弄系統(tǒng)中用到的組分，分別為 propy-01、propa-01、n-but-01(丙烯、丙烷、正丁烷)。 單位轉(zhuǎn)換單位轉(zhuǎn)換 沈陽化工大學學士學位論文

30、第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用17圖 44 單位轉(zhuǎn)換圖如上圖所示，在這個窗口中，將所有變量的單位都選擇為 mole 的，以方便對照與計算。 實驗方法實驗方法圖 45 實驗方法圖這個窗口是物性方法設(shè)定表格，選擇 aspen plus 執(zhí)行模擬中要使用的基本方法，這里選擇“pr-bm”方法。 feedfeed沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用18圖 46 進料狀態(tài)圖現(xiàn)在是輸入體系物理數(shù)據(jù)的窗口，出現(xiàn)的是 feed 流股的情況。分別輸入溫度、壓力和進料量。 輸入塔板數(shù)，回流比，塔頂流量輸入塔板數(shù)，回流比，塔頂流量沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用19圖 4

31、7 操作條件圖 在這個步驟中塔板數(shù)我選擇了 160，冷凝器我選擇了全凝器，回流比為11，塔頂流出速率為 83.79kmolhr。 進料板位置進料板位置沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用20圖 48 進料板位置圖這個要求輸入的窗口為“feed stage”，我選第 100 塊板為進料位置，在 stage下面輸入 100. 操作壓力操作壓力圖 49 操作壓力圖上面需要輸入精餾塔的操作壓力，為 13559.44mmhg。 輸入單板效率輸入單板效率圖 410 單板效率圖該步驟為設(shè)置塔的每一級的效率，aspen plus 能夠根據(jù)給定的基準計算其他級的效率，我們給定 60 塊板效率

32、為 0.6，在“stage”列輸入 60，在“efficiency”列輸入 0.6.沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用21 tray sizing圖 411 這個窗口允許我們選擇合適的塔板類型，我選浮閥塔，在“starting stage”中輸入 2，在“ending stage” 中輸入 159，因為我們設(shè)置的 160 塊板包括全凝器和再沸器。 traytray ratingrating圖 412分別在起始和終了板數(shù)輸入 2 和 159，塔板類型選擇浮閥。 “diameter”（塔板直徑）的估計值是需要的，這里輸入 2meter。沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精

33、餾塔的計算及應(yīng)用22 塔板壓降塔板壓降圖 413該圖用來計算塔板的壓降。 計算過程計算過程圖 414 分析圖控制面板上顯示的是 aapen plus 尋找解的迭代過程。共做了五次迭代。 實驗結(jié)果實驗結(jié)果沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用23圖 415 結(jié)果圖表由結(jié)果表我們可以看到丙烯在塔頂?shù)暮窟_到了 99.4，塔底不超過10，操作壓力從塔頂?shù)剿追謩e為 1661730.00pa、1726172.70pa。操作溫度塔頂從塔頂 313.3k 到塔底逐漸上升到 323.4k。 部分結(jié)果圖部分結(jié)果圖沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用24圖 416 各項結(jié)果

34、圖這里列出了八種圖形，分別對溫度、壓力、組成、k 值等做了從塔頂?shù)剿椎姆植嫉那闆r分析。下面我們分別對溫度圖、壓力圖、組成圖和 k 值圖等做簡要的分析。 k 值圖圖 417 k 值圖從這個圖可以看出丙烯的 k 值最大，丙烷次之，最小的是正丁烷，而且隨著塔板數(shù)的增加 k 值也增加。丙烷與丙烯的 k 值非常接近，也最難分。沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用25 壓力圖 圖 418 壓力圖從圖我們可以看到從塔頂?shù)剿讐毫ζ骄峙浣o每塊塔板。 溫度圖圖 419 溫度圖從圖 4-19 我們可以看出在提留段隨塔板數(shù)的增加溫度上升的比較緩慢，精沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾

35、塔的計算及應(yīng)用26餾段隨塔板數(shù)的增加溫度上升的較快。 組分圖 圖 420 組分圖從圖 4-20 我們可以看到經(jīng)分離后塔頂丙烯含量最多，塔底丙烷含量最多，正丁烷變化基本不大。生產(chǎn)十年精餾塔板所需要消耗的費用約為 3000 萬元，則每小時塔板的折舊費為 417 元，操作費用為每小時 9698 元，則投資費用標準為 417n+9698r=k (4-1)平移（4-1）曲線選最優(yōu)點，如下圖 425 知 n=160,r=11 時最優(yōu),則417160+969811=173398 元。aspen plus 優(yōu)化曲線如下： 沈陽化工大學學士學位論文 第四章 丙烯精餾塔的計算及應(yīng)用27圖 421 aspenplu

36、s 優(yōu)化曲線從上圖我們可以看出我們要的最優(yōu)點就是（160，11） ，也就是最合適的塔板數(shù)與回流比。4.2 結(jié)論經(jīng)過 aspen plus 軟件優(yōu)化后，我們的得出了如下結(jié)論：當進料板數(shù)為 160塊板時，當回流比為 11 時，我們設(shè)計的精餾塔能滿足設(shè)計任務(wù)，而且是以經(jīng)濟指標為目標函數(shù)的；塔頂丙稀含量 99.4，塔底為 5.2，塔頂丙烷含量為 0.8，塔底為 93.1；塔頂沒有正丁烷組分，塔底正丁烷含量為 2.2.壓力從塔頂?shù)剿资瞧骄峙浣o每塊塔板的；溫度從塔頂?shù)剿资侵饾u升高的，從 43升高到52.5. 我們把以上結(jié)果作為塔設(shè)備參數(shù)確定的數(shù)據(jù)，開始進行下一章的計算。 沈陽化工大學學士學位論文 第

37、五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算28第五章第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算塔設(shè)備參數(shù)的計算5.1 浮閥塔的設(shè)計計算由化工原理 （下）7：塔設(shè)備從結(jié)構(gòu)形式上分為板式塔和填料塔，在工業(yè)生產(chǎn)中，由于處理量大，多采用板式塔，在本設(shè)計丙烯分離量大，故采用板式塔。在板式塔中由于浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，并且浮閥塔的優(yōu)點有：（1）生產(chǎn)能力大；（2）操作彈性大；（3）塔板收率高；（4）氣體壓強降及液面落差較??；（5）塔的造價低。綜合以上的因素，在本次設(shè)計中選擇浮閥塔。計算時以進料板為界，分為精餾段和提餾段兩段計算：5.1.15.1.1 精餾段精餾段5.1.1.15.1.1.1 塔板工藝尺寸計算塔板工藝尺寸計算 塔徑：定性

38、溫度 t=(tf+td)/2=(316.15+316.75)/2=316.45k=43.3x丙烯=(xd+xfi)/2=(0.996+0.931)/2=0.9635yfi=kixfi=1.010.931=0.94y丙烯=(xd+yfi)/2=(0.996+0.94)/2=0.968x丙烷=(xd+xfi)=(0.004+0.0675)/2=0.036yfi=kixfi=0.06750.891=0.060y丙烷=(xd+yfi)/2=(0.004+0.060)/2=0.032x丁烷=(xd+xfi)/2=(0.0015+0)/2=0.00075yfi=kixfi=0.00150.363=0.00

39、054y丁烷=(xd+yfi)/2=(0+0.00054)/2=0.00027所以，氣相的 m1=yimi=0.96842+0.03244+0.0002758=42.08查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊4得到三種物質(zhì)的 tc,pc:tc 丙烯=91.6,tc 丙烷=96.67,tc 正丁烷=152.01沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算29pc 丙烯=45.50atm,pc 丙烷=41.94atm,pc 正丁烷=37.47atmtc=tciyi=0.968(91.6+273.15)+0.032(96.67+273.15)+0.00027(152.01+273.15)=365.03ktr=

40、0.867tct03.36545.316pc=pciyi=0.96845.50+0.03241.94+0.0002737.47 =45.396atmp=13559.44mmhg=17.84atm=1.8106papr= =0.86703.36584.17cpp因為 pr在 01 之間，所以選擇低壓段。查化工熱力學6圖 27（a）得到 z=0.77v=kg/m33777. 095.314314. 808.42108 . 16rtzpm在 t=43.1時，查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊4得 li見下表： 表 51 各組分的密度物質(zhì) 40：g/cm3 50：g/cm3c3h60.47790.4576c3h8

41、0.46680.4483c4h10（正）0.55580.5435運用線性內(nèi)插得：1 .43404779. 050404576. 04779. 01ll1=0.471g/cm3 依次類推：l2=0.461g/cm3l3=0.552g/cm3由化工分離工程5得：liicila11液相的 m2=mixi=0.963542+0.03644+0.0007558=42.1沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算30其中，a1=x1m1/m=0.963542/42.1=0.961 a2=x2m2/m=0.03644/42.1=0.0376a3=x3m3/m=0.0007558/42.1=0.001

42、所以，1/l=0.961/0.471+0.0376/0.461+0.001/0.552=2.1237l=0.471g/cm3=471kg/m3v=(r+1)d=(11+1)83.35=1000.2kmol/hvs=1137.52 m3/h=0.32m3/s3708.422 .10001vvml=rd=1183.35=916.85kmol/hls=81.95 m3/h=0.02 m3/s4711 .4285.9162llmls/vs()=()=0.25vl2/152.113795.81374712/1取板間距 ht=0.6m,取板上液層高度 hl=0.06m,則 ht-hl=0.6-0.06=0

43、.54根據(jù)以上數(shù)值，由化工原理 （下）7圖 3-5 查得 c20=0.085在 t=43.1時，查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊4得到 i見下表：表 52 各組分的 值組分40：mn/m50：mn/mc3h65.101 3.939c3h85.2684.173 c4h10（正）5.2689.195運用線性內(nèi)插求出：丙烯=4.72mn/m丙烷=4.91mn/m正丁烷=9.93mn/m=xii=0.96354.72+0.0364.91+0.000759.93=4.73 mn/mc=c20=0.0642 . 02 . 0)2073. 4(085. 0)20(umax=0.22m/s3737471064. 0vv

44、lc取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速為沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算31u=0.6umax=0.60.22=0.132m/s塔徑 d=1.953m132. 032. 044uvs圓整 d=2m 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列:取閥孔動能因子 f0=10u0=m/s92. 127100vf每層塔板上的浮閥數(shù) n=1634020udvs464. 1)039. 0(32. 02查金屬設(shè)備 （2）8浮閥塔盤標準系列選用表：按 n=214 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)u0=m/s74. 1496)039. 0(2 . 02f0=1.54=9.3727因為 f0在 812 之間，所以選用的浮閥

45、塔盤符合要求。具體數(shù)據(jù)見表 53：表 53 浮閥塔盤 開孔率：8.15%孔閥數(shù)：214 個一層塔盤的重量：171kg降液管面積與截面積之比：14%l=1599mmh=399mm5.1.1.25.1.1.2 塔板流體力學驗算塔板流體力學驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強降：hp=hc+hl+h 干板阻力：uoc=m/s452. 1371 .731 .73825. 1825. 1v因為 uouoc,沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算32所以 hc=5.34m 液柱051. 081. 9471254. 13734. 5222gulov 板上充氣液層阻力： 因為本次設(shè)備分離丙烯、丙烷和丁烷的

46、混合液，液相為碳氫化合物，則可取充氣系數(shù) 0=0.5hl=0hl=0.50.06=0.03m 液柱 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計 ，因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓強降所相當?shù)囊褐叨葹閔p=0.051+0.03=0.081m 液柱（單板壓降pp=hplg=0.0814719.81=374pa）由于 hp在 265kpa530kpa 之間，所以符合要求。 淹塔： 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，hd（ht+hw）因為堰長 lw=1.75m,2 .2075. 195.815 . 2whll875. 0275. 1dlw查化工原理下7圖 318，得到收縮系數(shù) e

47、=1.01采用平直堰，堰上液層高度 how=0.0373m3/2)(100084. 2whlle3/2)75. 195.81(01. 1100084. 2堰上液層高度 how6mm,符合要求。因為 hl=hw+how,則出口堰高 hw=0.06-0.0373=0.0227m出口堰高 hw不在 25mm50mm 之間，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= （51）3600owhull沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算33取降液管底隙處液體流速 uo=0.13m/s1則 h0=m10. 013. 07

48、5. 1360095.81hd=hp+hl+hd （52）（a） 與氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨?hp=0.081m 液柱（b） 液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進口堰，故 hd=0.153m 液柱004. 0)14. 075. 102. 0(153. 0)(220hllws（c） 板上液層高度 hl=0.0605m 液柱則 hd=0.081+0.002+0.0623=0.11453m 液柱取 =0.6，又選定 ht=0.6m，hw=0.025m則 (ht+ hw)=0.6(0.6+0.025)=0.375m可見 hd(ht+ hw),符合防止淹塔的要求。 霧沫夾帶：由前面已知的降液管

49、面積與塔截面積之比：14%查金屬設(shè)備 （2）8得 at=38010cm2=3801m2則降液管面積 af=0.14at=0.53m2降液管寬度 wd=0.434m泛點率= （53）%10036. 1bflsvlvsakczlv其中，zl=d-2wd=3.801-20.225=0.95mab=at-2af=1.539-20.53=2.741 m2查化工原理 （下）7表 35 得：k=1.0又由圖 316 查得泛點負荷系數(shù)：cf=0.13則泛點率=%42%100741. 213. 00 . 1332.0103. 036. 1374713732. 0又按式：沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參

50、數(shù)的計算34泛點率=100%801. 313. 00 . 178. 0374713732. 0%10078. 0tfvlvsakcv=24.3%對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過 80%。根據(jù)以上兩式計算出的泛點率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 ev6mm,符合要求。因為 hl=hw+how,則出口堰高 hw=0.06-0.05=0.01m則出口堰高 hw不在 25mm50mm 之間，根據(jù)化工工藝設(shè)計手冊 （上）9得：取 hw=0.025m,則 hl=hw+how=0.025+0.05=0.075m降液管底隙高度 h0=, （59）3600owhull取降液管底隙處

51、液體流速 uo=0.13m/s則 h0=m16. 013. 075. 1360006.131hd=hp+hl+hd（a） 與氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨?hp=0.089m 液柱（b） 液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進口堰，故沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算42hd=0.153m 液柱0011. 0)16. 075. 102. 0(153. 0)(220hllws（c） 板上液層高度 hl=0.075m 液柱則 hd=0.089+0.0011+0.075=0.1651 m 液柱取 =0.6，又選定 ht=0.6m，hw=0.025m則 (ht+ hw)=0.6(0.

52、6+0.025)=0.375m可見 hd(ht+ hw),符合防止淹塔的要求。 霧沫夾帶：由前面已知的降液管面積與塔截面積之比：14%查金屬設(shè)備 （2）8得 at=38010cm2=3.801m2則降液管面積 af=0.14at=0.53m2降液管寬度 wd=0.434m泛點率= （510）%10036. 1bflsvlvsakczlv其中，zl=d-2wd=2-20.434=1.132mab=at-2af=3.801-20.53=2.741 m2查化工原理 （下）7表 35 得：k=1.0又由圖 316 查得泛點負荷系數(shù)：cf=0.13則泛點率=%39%100741. 213. 00 . 1

53、132. 1026. 036. 193.3403.46193.3432. 0又按式：泛點率=%33%100741. 213. 0178. 093.3403.46193.3432. 0%10078. 0tfvlvsakcv對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過 80%。根據(jù)以上兩式計算出的泛點率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev104,0.7 pri6則 i=0.023w/m213.1729)6 . 6()63.6901(02. 06 . 0023. 0prre4 . 08 . 04 . 08 . 0id 殼程對流傳熱系數(shù) 0：取換熱器列管中心距 t=32mm,折流擋板間

54、距 h=0.15m。查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊4得物料的物性參數(shù)（64.25）見下表：因為丁烷不在塔頂出現(xiàn)，則不計算丁烷的物性參數(shù) 表 515 丙烷和丙烯的密度值;40：g/ cm350：g/ cm3c3h60.47790.4576c3h60.46680.4483沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算49運用線性內(nèi)插得到：丙烯=0.4706g/ cm3=470.6kg/m3丙烷=0.4601 g/ cm3=460.1 kg/m3cp：查氯堿工業(yè)理化常數(shù)手冊10得：cp 丙烯=66.95j/molk=1.59kj/kgkcp 丙烷=77.51j/mol=1.76kj/kgk丙烯和丙烷的導

55、熱系數(shù) 見下表： 表 516 丙烯和丙烷的導熱系數(shù)40: cal/cm.s50: cal/cm.sc3h620.510-519.810-5c3h820.410-519.710-5運用線性內(nèi)插得到：丙烯=20.210-5cal/cm.s=8.4610-2w/m丙烷=20.110-5cal/cm.s=8.4110-2w/m：丙烯=0.061810-3pa.s丙烷=0.079310-3ps.s所以，總=ixi=0.996470.6+0.004460.1=470.6 kg/m3cp 總=cpixi=0.9961.59+0.0041.76=1.59kj/kg查化工原理(上)7得:常壓下氣體混合物的 總:

56、總=2/12/1iiiiimymy=0.061910-3pa.s2/12/12/132/1344004. 042996. 044100793. 0004. 042100618. 0996. 0常壓下氣體混合物的 總：總=3/13/1iiiimymiy=8.4610-2w/m3/13/13/123/1244004. 042996. 0441041. 8004. 0421046. 8996. 0流體通過管間最大截面積為沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算50a=hdm2039. 0)032. 0025. 01 (2 . 115. 0)1 (0tdu0=0.77m/s039. 003.

57、 0avs0.02m025. 0)025. 04032. 023(4)423(4220202ddtdere=1800(湍流)8 .117079100619. 06 .47077. 002. 030ude因為 rei104,膜層的 rei1800 ,滿足公式條件則： 4 . 03/1233224 . 03/12320)8 .117079()100619. 0()1046. 8(81. 96 .4700077. 0re)(0077. 0g=5742.72 w/m2 污垢系數(shù)：參考化工原理 （上）7附錄二十，得到：rsi=0.00017 m2/w,rso=0.859810-4 m2/w 總傳熱系數(shù)

58、k0由化工原理 （上）7得：k0=13.17292025202500017. 0000086. 072.574211110000iiiissddddrr=836.44 w/m2所以，q提供=kst=836.44385.121=6764395wq需要=4779910w15%5 .41%100477991047799106764395%100需要需要提供qqq因此選擇的換熱器是符合要求的。沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算515.1.55.1.5 塔底再沸器塔底再沸器5.1.5.15.1.5.1 試算和初選換熱器規(guī)格試算和初選換熱器規(guī)格選用 200kpa 的水蒸氣作為熱流體，由化工

59、原理 （上）7附錄十，得水蒸氣的溫度為 120，汽化熱為 2204.6kj/kg。物料以泡點出塔，t=326.45k=53.3。查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊4得到汽化熱： r丙烯=2874.88cal/mol=12036.55j/mol r丙烷=3065.58cal/mol=12834.97j/mol r正丁烷=5977.121cal/mol=25025j/moly丙烯=kx1=10.931=0.931y丙烷=kx2=0.8830.0675=0.06y正丁烷=kx3=0.3550.0015=0.00053則 q=rivi=360072.139300053. 025025360072.139306.

60、097.128343600931. 072.139355.12036=4636.5kw所以，q=kw488095. 05 .463695. 0qgc=kg/s=7969kg/h21. 2106 .220410488033rq由化工工藝設(shè)計手冊(下) 8選定 k=700w/m2由于水蒸氣作為高溫流體，物料作為低溫流體在再沸器中都發(fā)生相變傳熱，則它們的溫度大致不變，則可以認為t=120-70=50因為 q=kst （422）s= m243.139507001048803tkq根據(jù)化工工藝設(shè)計手冊上9選擇再沸器的規(guī)格：表 517 再沸器規(guī)格沈陽化工大學學士學位論文 第五章 塔設(shè)備參數(shù)的計算52公稱直