1、1丙烯精制工段工艺设计毕业设计（论文）任务书摘 要本人所设计所依据的是以丙烯精制生产装置为设计原型。我所设计的题目是年产 105000 吨气体分馏装置丙烯精制工段工艺，开工周期为 8000 小时/年，其中原料主要组成为 C20 ， C3=，C 30，iC 40，等组分，按各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。本设计采用多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程设计即脱乙烷塔分离出 C02，再由丙烯精馏塔塔底分出离出 C03和 C04及少量的水，塔顶得到丙烯，其纯度为 以上。丙烯作为产品出装置，为下流生产聚丙烯和%9异丙醇提供原料。塔底的丙烷作为商品或烧火油出装置后作为商品出售或者做烧火油
2、。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，及换热设备的计算及附属设备的选型，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，正在逐步普及。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。关键词：脱乙烷塔；丙烯精馏塔；物料衡算；热量衡算；2AbstractThis design is based on propylene ref
3、ining unit for the prototype. My project topic is the annual output of 105,000 tons of refined gas fractionation plant, propylene, Section of Technology, started period 8000 hours / year, material composition of C20, C3 =, C30, iC40, and other components, according to the boiling point of each compo
4、nent and relative volatility of the different components to separate. This design uses a multi-component distillation process by decreasing volatility program, process design of two towers that ethane tower isolated C02, then separation of propylene distillation tower bottom from the C03 and C04 and
5、 a small amount of water tower top by propylene, the purity of the above. Propylene as a product a device for the production of polypropylene and isopropyl alcohol to provide raw materials. Propane tower bottom oil as a commodity or light a fire after a device sold as a commodity, oil fires, or do.D
6、esign, in turn the mass balance, heat balance, the related technology tower structure calculation, and calculation of heat transfer equipment and ancillary equipment selection, and data were plotted according to the design automation flow chart. Equipment selection is done mainly according to the ac
7、tual site, taking into account the process control requirements and economic rationality.With the rise of advanced control technology, the key control target range from the control value control to change, adjust the relationship between variables and control variables by a single pair of one-way tr
8、ansformation of multivariable predictive control. It is the device controlling the direction of technology development, is gradually spread. In order for the device to facilitate future advanced control, we design, attention to tower top temperature, the bottom of the column temperature and flow ind
9、icators are back to keep a large operation flexibility.Keywords: ethane tower; propylene distillation column; material balance; heat balance;3目录1.1 气分装置发展概况 11.2 气分装置的原料来源、组成 11.3 丙烯精制产品的用途、价值 11.4 分离方案的确定 11.5 丙烯精制设备确定 21.6 丙烯精制工艺流程的叙述 2第 2 章丙烯精制的物料衡算 32.1 脱乙烷塔物料衡算 32.1.1 原料组成及流量 32.1.2 脱乙烷塔的物料平衡 .
10、42.2 丙烯精制塔物料衡算 52.2.1 丙烯精制塔物料平衡 .52.2.2 原料组成及流量 .6第 3 章丙烯精制装置工艺条件的计算 .73.1 脱乙烷塔工艺条件的确定 73.1.1 操作压力的确定 .73.1.2 回流温度的确定 .73.1.3 塔顶温度的计算 .83.1.4 塔底温度的计算 .83.1.5 进料温度的计算 .93.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总 .93.2 丙烯精制塔工艺条件确定 103.2.1 操作压力的确定 .103.2.2 回流温度的确定 .103.2.3 塔顶温度的计算 .103.2.4 塔底温度计算 .113.2.5 进料温度的计算 .113.2.6 丙烯精制塔
11、操作条件汇总 .12第 4 章塔板数的确定 .124.1 脱乙烷塔塔板数的计算 124.1.1 最小回流比的计算 .124.1.2 最少理论塔板数的计算 .1344.1.3 理论塔板数和实际回流比的确定 .134.1.4 实际塔板数的确定 .144.1.5 进料位置的确定 .154.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总 .154.2 丙烯精制塔塔板数的计算 154.2.1 最小回流比的计算最小回流比 .154.2.2 最少理论塔板数的计算 .174.2.3 理论塔板数和实际回流比的确定 .174.2.4 实际塔板数的确定 .174.2.5 进料位置的确定 .184.2.6 丙烯精制塔塔板数计算结
12、果汇总 .18第 5 章 热量衡算 .195.1 脱乙烷塔热量衡算 195.1.1 冷凝器的热量衡算 .195.1.2 再沸器的热量衡算 .205.1.3 全塔热量衡算 .205.1.4 脱乙烷塔热量衡算结果汇总 .245.2 丙烯精制塔热量衡算 245.2.1 全凝器的热量衡算 .245.2.2 再沸器的热量衡算 .255.2.3 全塔热量衡算 .255.2.4 脱乙烷塔热量衡算结果汇总 .28第 6 章 丙烯精制塔工艺尺寸的确定 .296.1 塔径的确定 296.1.1 计算塔内气、液相密度 .296.1.2 计算气、液相负荷 .296.1.3 塔径的估算 .326.1.4 计算实际空塔气
13、速 .326.2 浮阀塔结构尺寸确定 326.2.1 塔板布置 .326.2.2 溢流装置设计计算 .346.3 塔板流体力学验算 356.3.1 塔板压力降的计算 .356.3.2 物沫夹带校核 .366.3.3 液泛校核 .366.4 塔板负荷性能图 .376.5 塔高的确定 396-6 塔板结构尺寸设计结果汇总 40第 7 章 设备附属选型 .407.1 丙烯精制塔附属设备选型计算 407.1.1 丙烯精制塔全凝器的选择 .4057.1.2 丙烯精制塔再沸器的选型 .417.1.3 丙烷冷却器的选择 .427.1.4 丙烯冷却器的选择 .437.1.5 接力泵的选择 .447.1.6 丙
14、烯精制塔回流泵的选择 .457.1.7 附属设备选型及汇总表 .46设计计算结果汇总 .46谢词 .47参考文献 481第 1 章概述1.1 气分装置发展概况气体分馏是指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、C 4 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。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
15、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。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 气分装置的原料来源、组成气分装置的原料主要来自 重整车间、加氢裂化、催化裂化、焦化 等车间分离出来的 C
16、1C4 组分。具体组成如下图：C2 C3= C30 iC40 iC4= C4-1= nC40 反C4-2=顺C4-2= C5 H2S 有机硫11.3 丙烯精制产品的用途、价值丙烯在常温常压下为无色可燃性气体，比空气重，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 （体积） ，可溶于乙醇和乙醚，微溶于水。%1.2丙烯是石油化工基本原料之一，可用以生产多种重要有机化工原料，可以生产丙烯腈，环氧丙烷，环氧氯丙烷，异丙醇，丁醇，辛醇等，也可直接合成聚丙烯，乙丙烷等。丙稀可做聚丙稀、异丙醇的原料，还可做腈纶、丙烯睛等产品的原料，丙烯在我国的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。1.4 分离方案的确定生产流程方案
17、的数目由下列公式决定：Z2（C1） ！C！（C-1）！其中：Z方案数目 C主要组分数原料主要有三个组分：C 2、C 3 、C 3，生产方案有两种：。A3=。B=32。图 11 丙烯精制生产流程方案图2图（A）为按挥发度递减顺序采出，图（B）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B）所示方法中，除最难挥发组分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品，能量（热量和冷量）消耗大。并且，由于物料的内循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大，再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备
18、投资费用大，公用工程消耗增多，故应选用图（A）所示的生产方案。由于原料中的 和 常压下沸点相近，都在 40以下，如在常压下分离这3C0两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，只是采用高压分离丙稀，精馏塔应有较多的塔板数和较大的回流比，所以本设计采用常温加压分离方法，采用相对挥发度递减顺序流程方案分离出丙稀。1.5 丙烯精制设备确定本装置的平面布置应严格遵循炼油装置平面设计的主要原则设计，宜采用同类设备集中与流程方式相结合的方案布置。在装置内设有塔区、罐区、操作区三部分，
19、同时应考虑装置的主要泄漏地点在罐区和原料泵附近。东北地区风向多为西北风，故装置按流程顺序应为南北走向，以防止泄漏后可燃气体被吹出装置而引起事故。1.6 丙烯精制工艺流程的叙述来自气分车间的碳三进入原料罐内，罐中碳三经脱乙烷塔进料泵再经流量控制阀、原料预热器预热后由进入脱乙烷塔，采用精馏原理，对碳三中的碳二进行分离，塔顶馏分进入分凝器至回流罐，塔顶不凝器由回流罐顶经控制阀进入高压罐网，回流罐液体靠回流泵再经控制阀打回塔顶，为塔盘提供液相介质，塔底重沸器采用 0.9Mpa 蒸汽供热，塔底一部分液相经塔底重沸器返回第一层塔盘下，提供气相介质，另一部分作为丙烯精制塔进料靠两塔之间压差、经流量控制阀压入
20、3丙烯精制塔。丙烯和丙烷的混合物从进料层流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底馏分一部分经塔底重沸器返回第一层塔板下，另一部分经流量控制阀、流量计送产品罐区。丙烯精制塔顶的轻组分即丙烯径冷凝器再经回流罐最后经控制阀，一部分打回流，一部分经产品泵送至丙烯后冷，根据需要送聚合或水合。第 2 章丙烯精制的物料衡算2.1 脱乙烷塔物料衡算2.1.1 原料组成及流量（一）进料质量流量1.年（8000 小时）产量 105000 吨气体分馏装置，且生产能力为：0.22 丙烯（99.5%）/吨原料。由原始依据可知：脱乙烷塔进料量 =10500010380000.2299.5=2873.06/2.进料的质量流量由原始依据
21、可知：丙烯在脱乙烷塔和丙烯精制塔的回收率分别为：95、99.5。丙烯在进料中的质量百分率为 70.2则进料的质量流量为 = 2873.0699.5%95%99.5%70.2%=4307.9922/(二)进料组成由原始依据知：组分： o2C3oo4iC4iWt% 7.00 70.2 22.10 0.51 0.19则丙烯的质量流量是 W =W70.2% = 4307.992270.2% = 3024.16kg/h3同理可以求出其他组分的质量流量 W。4丙烯的摩尔流量 kmol/h=3=3=3024.1642 =72.37同理求得其他组分的摩尔流量 F：见下表：2-1表 2-1 脱乙烷塔进料流量与组
22、成组分 分子量 kg/h w% kmol/h mol% XFi02C30 303.08 7.00 10.10 9.46 0.0964342 3039.47 70.20 72.27 69.09 0.6909044 956.87 22.10 21.75 21.76 0.20764i58 22.08 0.51 0.38 0.36 0.0036C56 8.23 0.19 0.15 0.15 0.00154329.73 100 104.5 100 1.02.1.2 脱乙烷塔的物料平衡本工段精馏属于多组分精馏，采用清晰分割作物料衡算清晰分割法：当轻重关键组分相对挥发度相差很大时，比轻关键组分还轻的组分全部
23、从塔顶馏出液采出，比重关键组分还重的组分全部从塔釜排出，这种分离叫清晰分割轻关键组分02C重关键组分对全塔的物料衡算，以单位时间为基准总物料 F=D+W易挥发组分 FX F:=DXD:+WXW:则有：F=D+W 丙烯回收率 %95103FCWX020202 WCDF5乙烷回收率 由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-22-2 脱乙烷塔顶的流量及组成 组分 分子量 kg/h wt% kmol/h mol% XDi02C30 302.96 66. 60 10.1 73.72 0.7372340 151.973 33.40 3.6 26.28 0.2628455.053 100.00
24、 13.7 100.0 1.0002-3 脱乙烷塔塔釜的流量及组成 组分 分子量 kg/h wt% kmol/h mol% Xwi02C30 0.12 0.03 0.004 0.004 0.00013342 2887.497 74.5 68.75 75.52 0.744044 956.87 24.69 21.75 23.89 0.254i58 22.08 0.6 0.38 0.4 0.0043C56 8.23 1.18 0.147 0.195 0.00153874.797 100 91.031 100 1.02.2 丙烯精制塔物料衡算2.2.1 丙烯精制塔物料平衡对全塔物料衡算，并以单位时间为
25、基准总物料 F=D+W易挥发组分 WiDiFi XX按清晰分割计算：为轻关键组分3C：为重关键组分0%96.102FCDX6则有 F=D+W由原始数据知：丙烯回收率 丙烷回收率= 2.2.2 原料组成及流量由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-42-4 丙烯精制塔塔顶的流量和组成 组分 分子量 kg/h wt% kmol/h mol% XD 丙02C30 0.12 0.005 0.004 0.004 0.00004342 2873.06 99.66 68.63 99.67 0.9967044 9.57 0.335 0.22 0.3 0.0032882.75 100 68.854
26、 100 1.002-5 丙烯塔塔釜的流量和组成 组分 分子量 kg/h wt% kmol/h mol% Xw 丙3C42 14.437 1.46 0.34 1.52 0.0152044 947.3 95.49 21.52 96.13 0.96134i58 22.08 2.23 0.38 1.7 0.01756 8.23 0.82 0.147 0.65 0.0065922.047 100 22.387 100 1.0 丙丙 丙 5.9103CFDX 丙丙 丙丙 03W 333 WCCFCX7第 3 章丙烯精制装置工艺条件的计算3.1 脱乙烷塔工艺条件的确定3.1.1 操作压力的确定塔顶冷凝器采
27、用新鲜汞为冷剂，温度 15，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度确定塔顶压力采用现场生产数据：塔顶压力：2929.596Kpa进料压力：2937.7Kpa塔釜压力：2950.869Kpa3.1.2 回流温度的确定利用试差去求塔顶回流温度即泡点温度， 其公式如下,若 说明所设温度偏高，ki 值太大，若 说明温度偏低，ki 值太小，经反复假设温度，并求出相应的 kiyi 直到足 为止，此时的温度即泡点。设 t=30 P 塔顶 2929.6KPa，试差结果如下： 3-1 试差法求露点温度组分 02C3Cyi 0.7372 0.2628ki 1.21 0.44Xi=yiki 0.879 0.121x
28、i1.00 xi1.00 露点为 3011ciiiXky1yi 1yi83.1.3 塔顶温度的计算利用试差去求塔顶温度即露点温度其公式若 说明所设温度偏低，ki 值太小，若 说明温度偏高，ki 值太大，经反复假设温度，并求出相应的 kixi 直到满足 时的温度即露点。设 t=38 P 塔顶 2929.56KPa，试差结果如下：3-2 试差法求塔顶温度数据表组分 02C3Cyi 0.7372 0.2628xi 1.5 0.56Xi=yi/ki 0.5201 0.469xi0.99351.00 xi1.00 露点为 383.1.4 塔底温度的计算利用试差法，求算塔釜温度即泡点温度，其公式如下,若
29、说明所设温度偏高， ki 值太大，若 说明温度偏低，ki 值太小，经反复假设温度 ，并求出相应的 kiyi 直到满足 为止，此时的温度即泡点。假设 t=78 P 釜 =2950.869KPa，由化工原理中 P44 烃类 P-T-K 图中查得 及试差结果如下：iK3-3 试差法求塔釜温度数据表组分 02C303C04i4iCxi 0.00004 0.7552 0.2389 0.004 0.00195ki 2.5 1.1 0.96 0.51 0.42yi=kixi 110-4 0.83072 0.229344 2.0410-3 8.1910-4yi1.06001.001xi1xi1cciiyXk
30、1yi1yi11ciiiXky1yi9泡点为 781.0yi3.1.5 进料温度的计算进料为饱和液体进料，即为泡点进料，同计算塔釜的温度相同。设 t=66 P 进料 2937.7KPa，试差结果如下：3-4 试差法求进料温度数据表组分 02C303C04i4iCxi 0.0964 0.6909 0.2076 0.0036 0.0015ki 2.1 0.9 0.82 0.44 0.32yi=kixi 0.20244 0.62181 0.170232 1.58410-3 4.810-4yi0.9944821.00 yi1.00 进料温度为 663.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总3-5 脱乙烷塔操作条
31、件汇总项目 数值说明 备注塔顶压力：进料压力：塔釜压力：回流温度塔顶温度塔底温度进料温度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa30387866103.2 丙烯精制塔工艺条件确定3.2.1 操作压力的确定塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度 15，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度确定塔顶压力采用现场生产数据：塔顶压力：2929.596Kpa进料压力：2937.7Kpa塔釜压力：2950.869Kpa3.2.2 回流温度的确定泡点：公式为 设 t=56 P 回 2089.008Kpa，试差结果如下：3-6 试差法求回流温度数据表组分 02 =3 03XDi 0.00004
32、 0.9967 0.003yi= ki xDi 0.000096 0.9967 0.0027yi0.999496 1 yi1.00 即泡点为 563.2.3 塔顶温度的计算露点：公式为设 t=56 P 塔顶 2019.922Kpa，试差结果如下： 11ciiky11ciikXy113-7 试差法求塔顶温度数据表组分 02C3C03CyDi 0.00004 0.9967 0.003ki 2.4 1.0 0.9X(+1)i =yDi/ki 0.000096 0.7593 0.2165Xi0.975896 1.00 Xi=1.00 露点为 563.2.4 塔底温度计算泡点：公式为 设 t=65 P
33、塔釜 2089.008Kpa，试差结果如下： 3-8 试差法求塔釜温度数据表组分3C03C04iC4iCxwi 0.0152 0.9613 0.017 0.0065ki 1.1 1 0.5 0.39yi= ki xwi 0.01672 0.9613 0.00867 0.00253yi0.98922 1.00 yi1.00 即泡点为 653.2.5 进料温度的计算由原始数据，进料为饱和液进料，即泡点进料，P 进料 2059.429KPa设 t=56.5由化工原理中 P44 烃类 P-T-K 图图得 ki 及试差结果如下：3-9 试差法求进料温度数据表组分 02C303C04i4iCXFi 0.0
34、0004 0.7552 0.2389 0.004 0.0015ki 2.4 1.01 0.91 0.45 0.35YFi=kiXFi 0.000096 0.76275 0.2174 0.000018 0.00053yi1.0011ciikXy12 yi1.00 进料温度为 56.53.2.6 丙烯精制塔操作条件汇总3-10 丙烯精制塔操作条件汇总项目 数值说明 备注塔顶压力进料压力塔釜压力回流温度塔顶温度塔底温度进料温度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa56566556.5第 4 章塔板数的确定4.1 脱乙烷塔塔板数的计算4.1.1 最小回流比的计算4-1 脱乙烷塔
35、的平均相对挥发度塔顶 P=28.92atmT=38 进料 t=66 p=29atm塔釜 t=78p=29.13atm 平均相对挥发度组分ki 顶 i ki 进 ki 釜 i=( 顶 顶 i 釜 )1/302C1.5 9.49 2.1 6.56 2.5 5.95 7.1830.56 3.54 0.9 2.81 1.1 2.62 2.9600.52 3.29 0.82 2.56 0.96 2.29 2.684i0.25 1.58 0.44 1.38 0.51 1.21 1.380.158 1 0.32 1 0.42 1 1依据上表中的平均相对挥发度用恩德伍德公式求 Rmin13（1）（2）由进料知
36、 q1 取 6.0014-2 试差结果列于下表组分 02C303C04i4iCXFi 0.0964 0.6909 0.2076 0.0036 0.0015xi 7.18 2.96 2.68 1.38 10.00950(2)公式右边0 试差结果 0.00950 可取 6.001则 =7.180.737.186.001+2.960.262.966.0011=3.194.1.2 最少理论塔板数的计算最少理论板数 Nmin因为脱乙烷塔塔顶采用分凝器：由芬斯克方程=()() 2而 N = （不含塔釜再沸器与分凝器）min4.1.3 理论塔板数和实际回流比的确定（一）理论塔板数的确定1.依据吉利兰关联图找
37、出理论板数：aixRicFDmin1CIiFa147.695.4.39釜顶 LhLhlhaa块02.147.2lg0568314由 65.017.2831Rm求得 NT12（块） （不含塔釜再沸器与分凝器）2.确定精馏段，提馏段的理论板数 n,mN+2=m+n (1)其中包括塔釜与分凝器由于泡点进料，由柯克布赖德经验式（2） （含塔釜再沸器与分凝器）（二）实际回流比的确定回流比 RR4R =43.19=12.76min4.1.4 实际塔板数的确定实际塔板数 NpE0=0.17-0.616lgx F L 而全塔的平均温度： 查石油化工工艺计算图表得：02c05978.2c0765.3c184.0
38、4ci13.4i则E 00.17-0.616lg0.07424=0.9303考虑到实际经验值 E040%. 7.128.0496.713lg206.lg206.l DhwiFihXWmn597. 1mn02.14n4.釜顶 tt 72372598.6.13 LFx15Np=4.1.5 进料位置的确定精馏段，提馏段实际数 n mn =n/0.4=1/0.4=3（块）mm/0.4=13/0.4=32(块) （含塔釜再沸器与分凝器）由 n可知进料板为上数第 3 块板。脱乙烷塔选浮阀塔板，浮阀为 F1 型。4.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总4-3 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总项目 数值说明 备注最小
39、回流比最少理论塔板数理论塔板数实际回流比实际塔板数进料位置3.1911(块)12（块）12.7635（块）上数第 3 块板4.2 丙烯精制塔塔板数的计算4.2.1 最小回流比的计算最小回流比（ 块 ） 35%401ENT164-4 丙烯塔的平均相对挥发度塔顶 T=56 进料 t=56.5 塔釜 t=65 平均相对挥发度组分 ki 顶 i ki 进 ki 釜 i=( 顶 顶 i 釜 )1/302C2.40 7.74 2.40 6.86 2.6 6.67 7.0831.00 3.23 1.01 2.89 1.1 2.82 2.97500.90 2.90 0.91 2.6 1 2.56 2.6824
40、i0.43 1.39 0.45 1.29 0.5 1.28 1.3190.31 1 0.35 1 0.39 1 1注：上表中各组分的相对挥发度的求法：首先由前面的计算知道了塔顶、塔釜及进料温度，又由原始数据知道了塔顶、塔釜和进料压力，这样知道了相平衡常数便可求得任一组分的全塔平均相对挥发度 i,事实 k 可按温度和压力在有关的书中查得。如求已知 t 顶 t 丙 50，2019.922KPa则据 t丙 和 顶 查化工原理下册 44 “烃类的 P-T-K 列线图”可得K 2.4102C选择 i 的挥发度为基准挥发度，又知： 0.3074 4KiC则 同理，求得其它各组分的相对挥发度，见上表。由上表
41、中全塔的平均相对挥发度用恩德伍德公式试差（1）（2）由进料知 q1 （2）右边0设 2.747 试差结果列于下表 4-5 试差法求回流比数据表组分 02C303C04i4iCaixRmicFD11顶02c顶02c024.1783CiK17XFi 0.00004 0.7552 0.2389 0.004 0.00195 i 7.08 2975 2.685 1.319 1-0.0070试差结果-0.0070 可取 2.747则 Rm4.2.2 最少理论塔板数的计算最少理论板 Nm丙烯精制塔塔顶采用全凝器，则芬斯克方程为如下形式：而 N =min（不含塔釜再沸器与分凝器）4.2.3 理论塔板数和实际回
42、流比的确定（一）理论塔板数的确定根据吉利兰关联图求理论板数 N由基本有机化工过程及设备图 6-10查得 2.0minNN95.5（块）96（块） （不含塔釜再沸器与分凝器）（二）回流比：R=2Rm211.881224CIiFax1 812.74.268.0374.295.074.208.11 ciDi1lglhWLDXNm1054.9.0釜顶 LLlhaa块248.75154.1lg6309748.1inR184.2.4 实际塔板数的确定实际板数：E0=0.17-0.616 lgx F L而全塔的平均温度 t= 查石油化工工艺计算图表得：E0=0.17-0.616lg0.05678=0.937
43、3但依经验取 E0=0.654.2.5 进料位置的确定确定精馏段，提馏段的实际板数 n,mN+m=Np+1=90+1=91 (1)（含塔釜再沸器）由于泡点进料，则可由柯克布赖德经验式确定进料位置 （2） （含塔釜再沸器）由 n82 可知，进料板为由上数第 83 块板4.2.6 丙烯精制塔塔板数计算结果汇总4-6 丙烯精制塔塔板数计算结果汇总项目 数值说明 备注最小回流比最少理论塔板数11.188276（块）3.605釜顶 t02c738.03c5184.3c 1039.04ic17.4i .05678.2.3.51.LFX)(487.965 块Np.1mn.93Np )6823.1（ 块 （
44、块 ）mn0869.3.1527.08954632lg.0lg06.l 2 DhwiFihXW19理论塔板数实际回流比实际塔板数进料位置96（块）24148（块）上数第 83 块板第 5 章 热量衡算5.1 脱乙烷塔热量衡算5.1.1 冷凝器的热量衡算对脱乙烷塔冷凝器作热量衡算（1）分凝器的热负荷 Q 冷 ，衡算范围见上图Q2Q 3 + Q4 + Q 冷则：Q 冷 Q 2- Q3 - Q4而 Q3的计算方法同 Q1的计算方法一样，见下表 3-4T=38 P=2929.596KPa 5-1 求 Q3值列表组分 02C3ChkgWi/,302.96 66.6KcalIiL175 95ki/,529
45、55 6327hcalIQniLi/,1359282因此，Q 冷 1095660.374-59282-494164.97=542213.404 kal/h20取 1.1 （ 为安全系数）较正后:Q 冷 731516.0371.1596434.7444 kcal/h（2）分凝器冷却水（新水）的需要量 hTtCWc 932.5)138(74.596)(21p 冷5.1.2 再沸器的热量衡算对脱乙烷塔再沸器的热量衡算（1）再沸器的热负荷 QBQBQ 6302651.1961.1332916.3156 kcal/h（2）加热介质消耗量 Wh因加热介质在加热过程中只发生相变，即：由 174的蒸汽174的
46、水。进出再沸器介质的焓分别为 IB1-IB2进出再沸器的压力为 9 10 KPa 蒸汽由化工工艺设计手册上册 P174查得：4H487.938 Kcal/kgWhQ B/H=332916.3156/487.938=0.682T/h对脱乙烷塔再沸器的热量衡算（1）再沸器的热负荷 QBQBQ 6302651.1961.1332916.3156 kcal/h（2）加热介质消耗量 Wh因加热介质在加热过程中只发生相变，即：由 174的蒸汽174的水。进出再沸器介质的焓分别为 IB1-IB2进出再沸器的压力为 9 10 KPa 蒸汽由化工工艺设计手册上册 P174查得：4H487.938 kcal/kgWhQ B/H=332916.3156/487.938=0.682T/h2110202021RxyDCcncn5.1.3 全塔热量衡算1、塔顶上升蒸汽的组成 见图1ny因为分凝器可看作一块理论板由精馏段操作线方程 知： +1ny 1ny其中 R=15.282、采用清晰分割法作的物料衡算，所以塔顶上升蒸汽
