畢業(yè)設計（論文）年產(chǎn)量為5.4萬噸丙烯的精餾工藝裝置設計

1、 畢業(yè)設計（論文）任務書畢業(yè)設計（論文）任務書 設計（論文）題目：年產(chǎn)5.4萬噸丙烯精餾塔的工藝設計 1.設計（論文）的主要任務及目標： 通過本次畢業(yè)設計加深學生精餾過程的理解，提高綜合運用知識的能力；掌握本畢業(yè)設 計的主要內(nèi)容、工程設計或撰寫論文的步驟和方法；提高制圖能力，學會應用有關設計資料 進行設計計算和理論分析的方法，以提高學生獨立分析問題、解決問題的能力，逐步增強實 際工程訓練。 撰寫設計說明書一份（不少于 8000 字） ；繪制主要設備裝配圖一張；繪制帶控制點的 工藝流程圖一張。 2.（論文）的基本要求和內(nèi)容： 1）設計方案的選擇及流程說明； 2）物料衡算、熱量衡算； 3）塔板數(shù)、

2、塔徑計算； 4）溢流裝置、塔盤設計； 5）流體力學計算、塔板負荷性能圖； 6）繪制帶控制點的工藝流程圖一張、主體設備裝配圖一張。 7）完成設計說明書一份（不少于8000字） 。 3.設計條件 1）設計原始數(shù)據(jù)見下表 原始數(shù)據(jù)原始數(shù)據(jù) 組成 進料組成 （質(zhì)量分數(shù)/%） 塔頂組成 （質(zhì)量分數(shù)/%） 塔釜組成 （質(zhì)量分數(shù)/%） 丙烯92.7599.615.2 丙烷7.250.4 2）操作壓力p=1.74mpa 3）年開工時間為8000h； 4）年生產(chǎn)能力 54000t。 目 錄 摘 要.i 第 1 章 緒 論 .2 1.1 丙烯的性質(zhì) .2 1.1.1 丙烯的物理性質(zhì) .2 1.1.2 丙烯的化學性

3、質(zhì) .2 1.2 丙烯的發(fā)展前景 .2 1.3 丙烯的生產(chǎn)技術進展 .3 1.3.1 概況 .3 1.3.2 丙烯的來源 .3 1.3.3 丙烯的生產(chǎn)方法 .3 1.3.4 丙烯生產(chǎn)新技術現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢 .4 第 2 章 丙烯精餾塔的物料衡算及熱量衡算 .4 2.2.1 確定關鍵組分 .5 2.2.2 計算每小時塔頂產(chǎn)量 .5 2.2.4 物料衡算計算結果見表 2.5 .7 2.3 塔溫的確定 .7 2.3.1 確定進料溫度 .7 2.3.2 確定塔頂溫度 .8 2.3.3 確定塔釜溫度 .8 第 3 章 精餾塔板數(shù)及塔徑的計算 .10 3.1 塔板數(shù)的計算 .10 3.1.1 最小回流比的計

4、算 .10 3.1.2 計算最少理論板數(shù) .11 3.1.3 塔板數(shù)和實際回流比的確定 .11 3.2 確定進料位置 .11 3.3 全塔熱量衡算 .12 3.3.1 冷凝器的熱量衡算 .12 3.3.2 再沸器的熱量衡算 .13 3.3.3 全塔熱量衡算 .13 3.4 板間距離的選定和塔徑的確定 .14 3.4.1 計算混合液塔頂、塔釜、進料的密度及氣體的密度 .14 3.4.2 求液體及氣體的體積流量 .15 3.4.3 初選板間距及塔徑的估算 .16 3.5 浮閥塔塔板結構尺寸確定 .18 3.5.1 塔板布置 .18 3.5.2 溢流堰及降液管設計計算 .19 3.6 塔高的計算 .

5、20 第四章 流體力學計算及塔板負荷性能圖 .22 4.1 水利學計算 .22 4.1.1 塔板總壓力降的計算 .22 4.1.2 霧沫夾帶 .23 4.1.3 淹塔情況校核 .26 4.2 浮閥塔的負荷性能圖 .27 4.2.1 霧沫夾帶線 .27 4.2.2 液泛線 .28 4.2.3 降液管超負荷線 .29 4.2.4 泄露線 .29 4.2.5 液相下限線 .30 4.2.6 操作點 .30 總 論 .32 致 謝 .33 參考文獻 .34 附錄 .36 年產(chǎn) 5.4 萬噸丙烯精餾裝置工藝設計 摘 要 本設計任務為設計一個精餾塔來進行丙烯丙烷混合物的分離，采用連續(xù)操作方式的浮 閥精餾塔

6、。原料為年產(chǎn)量 54000 噸的產(chǎn)品，其中丙烯的含量為 92.75%(質(zhì)量分數(shù))，塔頂丙 烯的含量為 99.6，塔釜殘夜中丙烯的含量不高于 2。設計中采用泡點進料，操作壓力為 1.74mpa(表壓)。將原料液通過預熱器加熱至泡點溫度后送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用 全凝汽冷凝，全凝汽主要用于準備控制回流比，冷凝器在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部 分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入貯罐。 浮閥塔的優(yōu)點是：生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓強降及液面落差較小、 塔的造價低。浮閥塔已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型。 該物系屬于分離物系，操作回流比取最小回流比的 1.2 倍，塔釜采用間接蒸汽加熱，以 提供足夠

7、的熱量，塔底產(chǎn)品冷卻后至貯罐。 本文就是對精餾塔的一些物料、熱量衡算，工藝計算，結構設計及冷制精餾裝置工藝流 程圖，設備裝備圖和塔板負荷性能圖等。 關鍵詞： 丙烯，精餾塔，浮閥塔，霧沫夾帶量，開孔率 1 緒 論 1.1 丙烯的性質(zhì) 1.1.1 丙烯的物理性質(zhì) 化學式 c3h6,結構簡式為 ch3-ch=ch2,烯烴同系列中第二個成員，是僅次于 乙烯和苯的重要有機工業(yè)原料，丙烯是無色易燃氣體，帶有甜味，熔點為- 185.20c,沸點為-47.40c；液態(tài)時相對密度為；易液化，臨界溫度為0.5193 920c，臨界壓力為 4.56mpa；由于它易燃，與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限 為（體積） ；

8、遇熱源和明火有燃燒爆炸的危險，該氣體比空氣重，2.0% 11.0% 能在較低處擴散到相對遠的地方，遇火源會著火回燃，燃燒會產(chǎn)生一氧化碳、 二氧化碳等氣體，不溶于水，溶于有機溶劑。高濃度丙烯對人有麻醉作用，濃 度較低時，對眼睛和皮膚有刺激作用。 1.1.2 丙烯的化學性質(zhì) 丙烯的化學性質(zhì)活潑，雙鍵上可以發(fā)生加成、聚合、氧化反應。在與極性 試劑加成時，主要得到符合馬爾可夫尼可夫規(guī)則的產(chǎn)物，如與硫酸加成，主要 生成硫酸氫異丙酯，再經(jīng)水解生成異丙醇。丙烯與氯和水起加成反應，生成 1- 氯-2-丙醇，再與堿反應生成環(huán)氧丙烷，它是生產(chǎn)丙二醇、聚酯纖維的原料.丙 烯在酸性催化劑（如硫酸、無水氫氟酸等）存在下

9、聚合，生成二聚體、三聚體 和四聚體的混合物，可用做高辛烷值燃料；在齊格勒-納塔催化劑存在下聚合生 成高分子聚丙烯，與乙烯共聚合成乙丙橡膠。丙烯與苯發(fā)生傅氏反應，生成異 丙苯，它是合成苯酚和丙酮的原料。除了在雙鍵發(fā)生反應之外，與雙鍵相連的 甲基上的氫（稱為-氫）具有一定的活性，在甲基上可以發(fā)生鹵代和多種氧化 反應。與氯在高溫下發(fā)生-氫取代反應，生成 3-氯-1-丙烯，這是制取甘油、 樹脂的原料（-位在不同的條件下得到不同的氧化產(chǎn)物） 。丙烯醛、丙烯酸和 丙烯晴分子中具有雙鍵，可以作為單體進行聚合，得到不同性質(zhì)和用途的高聚 物。丙烯還能直接氧化制取丙酮。 1.2 丙烯的發(fā)展前景 丙烯用量最大的是生

10、產(chǎn)聚丙烯，另外丙烯可制丙烯晴、異丙醇、苯酚和丙 酮、丁醇和辛醇、丙烯酸及其脂類以及制環(huán)氧丙烷和丙二醇、環(huán)氧氯丙烷和合 成甘油等。近年來，由于丙烯下游產(chǎn)品的快速發(fā)展，極大的促進了中國丙烯需 求量的快速增長。到 2010 年，中國將不斷新增大型乙烯生產(chǎn)裝置，同時煉廠生 產(chǎn)能力還將繼續(xù)擴大，這將增加丙烯的產(chǎn)出。預計 2010 年，乙烯聯(lián)產(chǎn)丙烯的生 產(chǎn)能力將達到約 722 萬噸/年，丙烯總生產(chǎn)能力將達到 1080 萬噸/年。乙烯裝置 聯(lián)產(chǎn)的丙烯占丙烯總供給的比例將進一步提高。但同期下游裝置對丙烯的需求 量年均增長速度將達到 5.8%，丙烯資源供應略微緊張。到 2010 年，中國丙烯 的表觀消費量將到達

11、 1049 萬噸。從當量需求來看，丙烯供需矛盾十分突出。到 2010 年，丙烯當量需求的年均增長率將達到 7.6%，超過丙烯生產(chǎn)能力的增長速 度。到 2010 年，中國對丙烯的當量需求將達到 1905 萬噸，供需缺口將達到 825 萬噸，屆時將還有大量丙烯衍生物進口，中國丙烯開發(fā)利用前景的廣闊。 由于聚丙烯（pp）需求的快速增長，亞洲丙烯市場正逐漸趨于供應短缺。在今 后 10 年中，將有大量以乙烷為原料的裂解裝置生產(chǎn)能力逐漸建立起來，市場供 應丙烯原料。事實上，從全球范圍來說，丙烯并不短缺，但從亞洲的情景來看， 今后幾年中亞洲丙烯的需要主要來自北美，北美估計有 100 萬噸/年裂解生產(chǎn)能 力，

12、由于目前的港口限制，其中約 50 萬噸/年丙烯出口。 1.3 丙烯的生產(chǎn)技術進展 1.3.1 概況 丙烯是最早被采用的化工原料，也是生產(chǎn)石油化工產(chǎn)品的主要烯烴之一。一方 面廣泛用于制取烷基化合物和疊合汽油，以提高汽油的辛烷值；另一方面大量 用于制造化工產(chǎn)品，如聚丙烯、環(huán)氧丙烷、異丙醇、丙三醇、丙烯晴和異丙基 苯等。在所有石油化工原料中，丙烯的產(chǎn)量和消費量增長最快。世界丙烯及其 衍生物需求旺盛，市場多呈供不足需的狀態(tài)，有研究表明，未來五年，乙烯、 丙烯缺口近兩千萬。丙烯需求增長速度一直高于乙烯，丙烯及其衍生物需求和 產(chǎn)能近年來均以較高的增長率發(fā)展。隨著中國石油進口量的迅速增長，必須考 耗，應更充

13、分利用我國豐富的煤炭、天然氣資源，適度建設和發(fā)展 mto/mtp 裝 置，解決目前存在的丙烯供求關系，具有重要的意義。 1.3.2 丙烯的來源 世界上丙烯的來源有蒸汽裂解制乙烯聯(lián)產(chǎn)丙烯、煉廠催化裂化裝置干氣、 丙烷脫氫、甲醇制烯烴以及近年來所開發(fā)的烯烴轉(zhuǎn)化、烯烴易位等工藝。丙烯 主要來源也裂解裝置，煉廠催化裂化和催化裂解裝置，現(xiàn)有生產(chǎn)裝置多已采用 國內(nèi)開發(fā)的增產(chǎn)丙烯技術，裝置開工率超過 100%，在中國其他丙烯生產(chǎn)技術如 丙烷脫氫、甲醇制烯烴技術、烯烴相互轉(zhuǎn)化、乙烯丁烯異位歧化技術等方面。 近年來，中國丙烯工業(yè)都是以進口為主，出口相對較少。 1.3.3 丙烯的生產(chǎn)方法 （1）從裂解氣、煉廠氣中

14、分離：石油化工廠裂解石油得到的石油裂解氣中含有 丙烯，煉油廠煉制石油時得到的煉廠氣中含有丙烯，經(jīng)過一系列的步驟，可以 從它們中分離出丙烯，這是工業(yè)上大規(guī)模生產(chǎn)丙烯的方法。 （2）醇脫水：是實驗室中制備烯烴的重要方法，在催化劑的作用下，加熱時， 醇脫水可以生成烯烴，醇催化脫水一般分為兩類：液相催化脫水，以濃硫酸為 催化劑，加熱時，醇即脫水生成烯烴；氣相催化脫水，以氧化鋁為催化劑，加 熱時，醇的蒸汽即在氧化鋁表面上生成烯烴。 （3）鹵代烷脫鹵代氫：鹵代烷與濃硫酸的強堿醇溶液（如濃的氧化鉀乙醇溶液） 丙烯丙烷 cw 1 2 3 進料 圖圖 1 丙烯精餾段流程圖丙烯精餾段流程圖 共熱，則脫去一分子鹵代

15、氫生成烯烴。 1.3.4 丙烯生產(chǎn)新技術現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢 目前增產(chǎn)丙烯的新技術研究主要集中在四個方面。一是改進 fcc 等煉油技 術，挖掘現(xiàn)有裝置潛力，增產(chǎn)丙烯的 fcc 裝置升級技術；二是充分利用煉油及 乙烯裂解副產(chǎn)品的 c4-8等資源，轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯的低碳烯烴裂解技術、烯烴 歧化技術；三是丙烷脫氫技術；四是以天然氣、煤等為原料，生產(chǎn)乙烯、丙烯 的甲醇制烯烴技術等。 2 丙烯精餾塔的物料衡算及熱量衡算 本設計的初步流程是把從裝置外脫乙烷塔來的混合物料 1 做為進料，送入 精餾塔內(nèi)。經(jīng)過反應后塔頂氣體物料 2 經(jīng)過精餾塔頂冷凝器冷凝后，冷凝液用 回流泵抽出，一部分送回精餾塔頂部作為回流，另一部

16、分經(jīng)丙烯冷卻器冷卻至 40后送出裝置，即為目標產(chǎn)物丙烯；而塔底物料 3 大部分為丙烷，經(jīng)過丙烷 冷卻器冷卻至 40后，用丙烷送出泵送出裝置。在塔釜有再沸器作用。流程圖 如右圖所示： 2.1 原始數(shù)據(jù) 根據(jù)已知條件，設計初始數(shù)據(jù)如表 2.1 所示： 表 2.1 原始數(shù)據(jù)列表 物料名稱進料組成 重量 %塔頂組成 重量 %塔釜組成 重量 % 丙烯92.7599.615.2 丙烷7.250.4 設定其操作壓力為 p=1.74mpa(表壓)。 計劃每年生產(chǎn)54000t 丙烯 2.2 物料衡算 2.2.1 確定關鍵組分 按多組分精餾確定關鍵組分；揮發(fā)度高的丙烯作為輕關鍵組分在塔頂分出；揮 發(fā)度低的丙烷作為

17、重關鍵組分在塔底分出。 2.2.2 計算每小時塔頂產(chǎn)量 每年的操作時間 8000h 按計算。 由題目給定：54000000/8000=6750kg/h 2.2.3 計算塔釜質(zhì)量組成 設計比丙烷重的全部在塔底，比丙烷輕的全部在塔頂。 以 100kg/h 進料為基準，進行物料衡算見表 2.2。 表 2.2 物料衡算 進料量/(kg/h)餾出液量/(kg/h)釜液量/(kg/h) 丙烯92.750.996d 0.152w 丙烷7.250.004d7.25-0.004d 共計100d7.25-0.004d+0.152w （2.1）fdw 0.152 15.2% 7.250.0040.152 100 w

18、 dw dw 或 92.750.9960.152 100 dw dw 解得： 8.1161/wkg h 1008.116191.8839/dkg h 丙烷： 38 1 15.2%84.8% w x c h 式中 原料液流量，kg/h；f 塔頂產(chǎn)品（餾出量）流量，；d/kg h 塔底產(chǎn)品（釜殘液）流量，；w/kg h 釜液中各組分的質(zhì)量分數(shù)。 w x （1）將質(zhì)量分數(shù)換算成摩爾分數(shù) 項 目 組 分 按下式計算： waa a waawbb xm x xmxm （2.2） 式中 液相中 a 組分的摩爾分數(shù)； a x ab 組分的摩爾質(zhì)量，； a m b m/kg kmol 液相中 ab 組分的質(zhì)量分

19、數(shù)。 wawb xx 各組分的相對分子質(zhì)量見表 2.3。 表 2.3 各組分的相對分子質(zhì)量 分子式相對分子質(zhì)量 丙烯 36 c h42.08 丙烷 38 c h44.09 計算舉例： 丙烯進料摩爾組成： 36 0.9275 42.08 0.9306 0.9275 42.080.0725 44.09 f x c h 丙烷進料摩爾組成： 38 1 0.93060.0694 f x c h 丙烯塔頂摩爾組成： 38 0.9960/ 42.08 0.9962 0.9960/ 42.080.004/ 44.09 d x c h 丙烷塔頂摩爾組成： 38 1 0.99620.0038 d x c h 丙烯

20、塔釜摩爾組成： 36 0.1520/ 42.08 0.1581 0.1520/ 42.080.8480/ 44.09 w x c h 丙烷塔釜摩爾組成： 38 1 0.15810.8419 f x c h 同理，計算得各組分的摩爾分數(shù)如表 2.4 所示。 表 2.4 各組分的摩爾分數(shù) 進料塔頂產(chǎn)品塔釜液 丙烯0.93060.99620.1581 丙烷0.06940.00380.8419 共計1.00001.00001.0000 （2）計算進料量和塔底產(chǎn)品量 項 目 組 分 項 目組 分 根據(jù)進料、塔頂產(chǎn)量和塔底產(chǎn)量的關系有： fd f d w f xd xw x （2.3） 已知： 6750/

21、dkg h 則 ： 6750 0.9306 6750 0.99620.1581 fw fw 解得： 573.1297wkg h 6750573.12977323.1297fkg h 式中 原料液易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)； f x 餾出液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)； d x 釜殘液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù)。 w x 2.2.4 物料衡算計算結果見表 2.5 表 2.5 物料衡算 組分 36 c h 38 c h共計 相對分子質(zhì)量42.0844.09 kg h6792.2028530.92697323.1297 質(zhì)量分數(shù)/%92.757.25100 /kmol h161.411712.0419173.453

22、6 進料 摩爾分數(shù)/%93.066.94100.00 kg h6723276750 質(zhì)量分數(shù)/%99.600.4100 /kmol h159.76710.6124160.3795 塔頂 摩爾分數(shù)/%99.620.38100 kg h83.9136468.1496552.0632 質(zhì)量分數(shù)/%15.2084.80100 kmol h2.070211.023213.0934 塔釜 摩爾分數(shù)/%15.8184.19100 2.3 塔溫的確定 2.3.1 確定進料溫度 操作壓力為（絕對壓力）1.84pmp 假設：泡點進料，溫度為,依.查參考資料 1，圖 1-44 得到平衡常數(shù)45 ctp 值。k 因為

23、 0.992221 ii k x 所以 確定進料溫度為，進料組成的值45 c ii k x 2.3.2 確定塔頂溫度 假設：塔頂露點溫度為，同理查參考資料 1，圖 1-44 得值。44 c k 塔頂物料組成的值見表 2.7。/ ii yk 表 2.6 進料組成的值 ii k x 進料 i x i k ii k x 36 c h0.93061.010.9306 38 c h0.06940.90.03246 共計1.00001.910.99306 表 2.7 塔頂物料組成的值/ ii yk 塔頂物料 ii xy i k ii ii yx kk 36 c h0.99620.980.9962 38 c

24、 h0.00380.890.004138 共計1.00001.861.0005 因為 1.02089481 i i y k 所以 確定塔頂溫度為，塔頂物料組成的值見表 1.6。44 c ii y k 2.3.3 確定塔釜溫度 假設：塔釜溫度為，查參考資料 1，圖 1-35 得值。50k 因為 誤差超過，說明假設的溫度過高。1.021 ii k x 2% 再假設：塔釜溫度為，查參考資料 1，圖 1-35 得值。49k 因為 1.00831 ii k x 所以 ： 確定塔釜溫度為,計算過程數(shù)據(jù)見表 2.8、表 2.9。49 表 2.8 塔釜溫度計算過程數(shù)據(jù)（一）（一） 塔釜物料 i x i k i

25、i k x 36 c h0.15811.150.1817 38 c h0.84191.050.8841 共計1.00002.201.06580 表 2.9 塔釜溫度計算過程數(shù)據(jù)（二）（二） 塔釜物料 i x i k ii k x 36 c h0.15811.120.17969 38 c h0.84191，000.8419 共計1.00002.121.01896 3 精餾塔板數(shù)及塔徑的計算 3.1 塔板數(shù)的計算 3.1.1 最小回流比的計算 （1）求相對揮發(fā)度 ij 查參考資料 6,66 頁式（7-18） （3.1） i ii ij j j j y xk y k x 計算舉例： 丙烯 44 0.

26、98k 49 1.12k 4449 1.0 1.121.0477 i kkk 丙烷 44 0.88k 49 1.00k 4449 0.88 0.990.9380 j kkk 其相對揮發(fā)度為 1.0477 1.1170 0.9380 i ij j k k 相對揮發(fā)度見表 3.1 表 3.1 相對揮發(fā)度見 組分 44 k k49 4449 kk ij 丙烯0.981.01.0477 丙烷0.890.990.9380 1.1170 （2）求最小回流比 查參考資料 6,87 頁式（7-40） 因為是泡點進料 0.9306 qf xx0.9962 d x 0.1581x 塔頂丙烯-丙烷的相對揮發(fā)度： 1

27、.1136 d 塔釜丙烯-丙烷的相對揮發(fā)度： 1.12 w 進料丙烯-丙烷的相對揮發(fā)度： 1.01 1.1099 0.91 f 平均相對揮發(fā)度： 1.1136 1.121.1168 mdw 由相平衡方程式 1.1168 0.9306 0.9374 111 0.1168 0.9306 mq q mq x y x 最小回流比： min r min 0.99620.9374 8.6471 0.93740.9306 dq qq xy r yx 3.1.2 計算最少理論板數(shù) min 1 0.99621 0.1581 lg lg 1 1 0.99620.1581 1164.5590 lglg1.1168

28、wd dw m xx xx n 3.1.3 塔板數(shù)和實際回流比的確定 取回流比15r 由.查參考資料 2,107 頁吉利蘭聯(lián)圖得 min 158.6471 0.3971 115 1 rr r min 0.18 2 nn n 解得實際塔板數(shù) 78.95n 其余實際塔板數(shù)的確定見表 3.2。 表 3.2 實際塔板數(shù)的確定 r min 1 rr r min 2 nn n t nr min 1 rr r min 2 nn n n 130.31090.2384.14150.39710.1878.95 140.35690.2080.9515.50.41530.1777.94 14.50.37760.197

29、9.94160.432501677.05 由上表可見，當之間時塔板數(shù)變化為最慢，所以。14.5 15r 96.85 t n 塊 取實際塔板數(shù)100n 塊 計算板效率，查參考資料 2,109 頁式（6-53） （3.2） 78.95 100%100%78.95% 100 t t n e n 式中 塔板效率； t e 理論塔板數(shù)，塊； t n 實際塔板數(shù)，塊。n 3.2 確定進料位置 因為 1.1136 1.11111.1123 mdf 1 0.99621 0.9306 lg lg 1 1 0.99620.9306 1126.93 lglg1.1123 df df m m xx xx n 已查得

30、min 0.3971 1 rr r min 0.18 2 nn n 由此解得：層（不包括進料板） ，故進料板為塔頂數(shù)起的第33.2834n 34 層理論板處。 3.3 全塔熱量衡算 3.3.1 冷凝器的熱量衡算 按參考資料 6,31 頁式（6-27） 1 pvdld vdivi ldili qrhhd hy hhv hx hhl 混合 混合 （3.3） 式中 冷凝器的熱負荷，； p q/kcal h 每千克塔頂蒸汽的焓，； vd h/kcal kg 每千克塔頂液產(chǎn)品的焓，； ld h/kcal kg 每千克氣相純組分 的焓，； vi hi/kcal kg 每千克液相純組分 的焓，； li hi

31、/kcal kg 混合熱。h 混合 0 v h 混合 0 l h 混合 查參考資料 11.，158159 頁圖 10-4，圖 10-5 得 丙烯 168.5 vi hkcal kg99.5 li hkcal kg 丙烷 100.5 vi hkcal kg29 li hkcal kg 168.5 0.9962 100.5 0.0038168.2416 99.5 0.996229 0.003899.2321 vd ld hkcal kg hkcal kg 114.5 16750168.241699.2321 dvdld qrd hh 7 7220118.938 3.0231 10 kcal h k

32、j h 式中 每千克由冷凝器上升蒸汽的焓，； vp h/kcal kg 每千克冷凝液的焓，。 lp h/kcal kg 3.3.2 再沸器的熱量衡算 依據(jù)參考資料 6,32 頁式（6-30） ，再沸器熱損失忽略不計，得 （3.4） wvwlwl m qv hwhl h vwlw v hh 式中 再沸器的熱負荷，； w q/kcal h 提餾段上升蒸汽的量，； v/kg h 提餾段下降液體的量，； l/kg h 每千克有再沸器上升的蒸汽焓，； vw h/kcal kg 每千克釜液的焓，； lw h/kcal kg 每千克在提餾段底層塔板上的液體焓，。 l m hm/kcal kg 查參考資料 1

33、1,158160 頁圖 10-4，圖 10-5，圖 10-6， 丙烯 168.5/ vi hkcal kg99.5/ li hkcal kg 丙烷 102/ vi hkcal kg34/ li hkcal kg 168.5 0.1580 102 0.8420112.507 vw hkcal kg 99.5 0.158034 0.842044.349 lw hkcal kg 1112.50744.34914.5 16250112.50744.349 w qrd 7 7154498.138 2.9956 10 kcal h kj h 3.3.3 全塔熱量衡算 依據(jù)參考資料 6，33 頁式（6-32

34、） （3.5） wfldlwp qfhdhwhqq 損 式中 熱量損失，；q損/kcal h 每千克進料的焓，。 f h/kcal kg 丙烯 168.5/ vi hkcal kg99.5/ li hkcal kg 丙烷 100.5/ vi hkcal kg29/ li hkcal kg 99.5 0.930629 0.069494.4768 f hkcal kg wf qfh左邊 7154498.1387323.1297 94.4768 7846363.998kcal h 7 3.2853 10 kj h ldlwd dhwhq右邊 6750 99.2321 573.1297 44.3567

35、220118.938 7846363.976kcal h 7 3.2784 10 kj h 所以，左邊=右邊。 3.4 板間距離的選定和塔徑的確定 3.4.1 計算混合液塔頂、塔釜、進料的密度及氣體的密度 （1）液體的密度 查參考資料 11,2526 頁圖，得、下純組分的密度，見表45 c 44 c 49 2.12。 按參考資料 11,10 頁式（2-17）計算 （3.6） 11 i mli x 式中 液體平均密度，。 ml 3 /kg m 計算舉例：塔頂溫度44 c 111 0.99620.0038 477462 ml 3 476.9412/ ml kg m 塔頂進料溫度 45 111 0.

36、93060.0694 475460 ml 3 473.9275 ml kg m 塔釜溫度 49 111 0.15810.8419 460450 ml 3 455.9499 ml kg m 液體平均密度見表 3.3 表 3.3 液體密度 組分 密度（）/(44 c ) 3 /kg m 密度（）/(45 c ) 3 /kg m 密度（）/(49 ) 3 /kg m 36 c h477475460 38 c h462460449 液體平均密度見表 3.4 表 3.4 液體平均密度 項目44 c 45 c 49 液體平均密度/( ) 3 /kg m 476.94124740546455.9499 （2

37、）氣體的密度 查參考資料 11,10 頁，得公式： （3.7） mv pm zrt 式中 氣體平均密度，； mv 3 /kg m 操作壓力，；p a p 壓縮因子，由對比溫度和對比壓力查圖而得；z 平均相對分子質(zhì)量；m 操作溫度，；tk 通用氣體常數(shù)。r 計算舉例：塔頂 對比溫度 317.15 0.8698 364.6192 r ici t t yt 對比壓力 18.4 0.4045 45.4865 r ici p p y p 塔釜 對比溫度 322.15 0.8733 368.8685 r ici t t yt 對比壓力 18.4 0.4329 42.5029 r ici p p y p 式

38、中 臨界溫度，； c tk 臨界壓力，。 c p a p 由、查參考資料 11，附圖（2-3）得: r t r p0.691z 3 42.0876 18.4 44.3513 0.691 0.08205 317.15 mv pm kg m zrt 同理，求得塔釜 3 42.6969 mv kg m 表 3.5 各組分的物性常數(shù) 組分摩爾分數(shù)臨界溫度 0/ tk臨界壓力 c p ii yt ici y p ii y m 丙烯0.9962364.8745.50364.045.327141.9201 丙烷0.0038369.8341.951.40520.15950.1675 共計1.0000364.7

39、69245.486142.0876 3.4.2 求液體及氣體的體積流量 ； （3.8vldlrd ） 所以 （3.91vrd ） 14.5 1160.3795 2485.8823/kmol h 因為 1.0 所以 （依據(jù)恒摩爾流假定，精、提餾段上升氣體的摩爾流量相 vv 等） 2485.8823 13.09342498.9757lvwkmol h 14.5 160.37952325.5028lrdkmol h 式中 、精餾塔內(nèi)精、提餾段上升蒸汽的流量，；v v/kmol h 、精餾塔內(nèi)精、提餾段下降液體的流量，。l l/kmol h 轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量 2485.8823 42.087610462

40、4.8199vkg h 2762.0938 43.2123108812.7858vkg h 2325.5028 42.087697874.8317lkg h 2498.9757 42.7723109385.914lkg h 轉(zhuǎn)換為體積流量 33 104624.8199 44.35132359.0050.6542vm hms 33 108812.8199 42.69092328.33810.7079vm hms 33 97874.8317/ 476.9412205.21360.0570lm hms 33 109385.914/ 455.9499241.86900.0672lm hms 計算結果匯

41、總見表 3.6。 表 3.6 精餾段、提餾段上升蒸汽及下降液體量 項 目 /kg h 3 /mh 3 /ms 項 目 /kg h 3 /mh 3 /ms v104624.81992359.000.6550 v108812.78582518.490.7079 l97874.8317205.21360.0570 l109385.914241.86900.0672 3.4.3 初選板間距及塔徑的估算 （1）計算塔徑 查參考資料 6,148 頁表 9-4，依據(jù)流量初選塔徑，板間距為。2.4m500mm 根據(jù)公式： （3.10） 0.055 12 t sl sv gh c l v 式中 負荷系數(shù)；c 踏

42、板間距，； t hm 下降液體的體積流量，； s l 3 /ms 上升蒸汽的體積流量，； s v 3 /ms 液相密度，； l 3 /kg m 汽相密度，； v 3 /kg m 重力加速度，。g 2 /m s 精餾段 0.0559.81 0.5 0.0780 0.0570476.9412 12 0.654344.3513 c max 476.941244.3513 0.07800.2434 44.3513 lv v ucm s 式中 最大空塔氣速，。 max u/m s 實際氣速 取 max 0.6 0.8uu max 0.65uu 所以 0.65 0.24340.15821um s 0.65

43、42 2.2953 0.7850.785 0.2033 v dm u 式中 d塔徑，。m 提餾段 0.0559.81 0.5 0.0757 0.0672455.9499 12 0.722942.6969 c max 455.949944.3513 0.07570.2434 44,3513 um s 所以 0.65 0.24340.1582um s 0.6542 2.2953 0.7850.785 0.1582 v dm u 取塔徑為。d2.4m （2）計算實際空塔氣速 k u （3.11） 2 0.785 s k v u d 精餾段 2 0.6542 0.1243 0.785 2.2 k um

44、 s 提餾段 2 0.7099 0.1175 0.785 2.2 k um s 3.5 浮閥塔塔板結構尺寸確定 3.5.1 塔板布置 （1）浮閥型式：選擇型重閥，發(fā)片厚度，閥質(zhì)量為，1f2mm33g ，浮閥最大開度，最小開度。11.5hmm15.5lmm39mm8.5mm2.5mm （2）溢流型式：當直徑大于時，采用雙溢流塔板，浮閥排列采用三角形2.2m 叉排方式。 （3）求閥孔氣速 根據(jù)閥孔動能因數(shù) 取 00 9 12 v fu 0 10f （3.12） 0 0 v f u 式中 氣體通過閥孔時的動能因數(shù)； 0 f 氣體通過閥孔時的速度，。 0 u/m s 精餾段閥孔氣速 10 1.5015

45、 44.3513 um s 提餾段閥孔氣速 10 1.530 42.6969 um s （4）確定浮閥數(shù)及開孔率 根據(jù) （3.13） 2 00 0.785 s v n ud 式中 閥孔數(shù)，個；n 閥孔直徑，。 0 d 0 0.039dm 精餾段 2 0.6552 365.47 1.5015 0.785 0.039 n 個 提餾段 2 0.7029 387.50 1.530 0.785 0.039 n 個 開孔率 22 22 0.039304 100%100%8.0%10% 2.4 dn d 所以確定用個浮閥。304 對于加壓塔應小于，故滿足要求。 10% 查參考資料 10,120 頁表 4-5

46、 得雙溢流型塔板結構參數(shù)，見表 3.7。 表 3.7 雙溢流型塔板結構參數(shù) 弓型降液管 塔徑 /d mm 塔截面 積 2 / t amm 板間距 / t hmm 降管長 度 / w lmm 降管寬 度 / d wmm 降管寬 度 / d wmm 降液管 截面積 2 / f am / ft aa/ w ld 24004.521650014862582400.5429120.620 查參考資料 4,603 頁得到浮閥數(shù)見表 3.8。 表 3.8 浮閥數(shù) 浮閥總數(shù) 塔徑/% ft aa 100t 240012304 3.5.2 溢流堰及降液管設計計算 塔盤為雙溢流塔板，溢流堰為弓型，降液管為弓型。

47、（1） 計算停留時間 按參考資料 2,196 頁式（7-14）計算 3 5 ft s ah s l （3.14） 0.7389 f a 3 0.06334/ s lms 精餾段 0.7389 0.5 11.65 20.06334 2 ft s ah ss l 提餾段 0.7389 0.5 10.25 20.0720 2 ft s ah ss l 式中 液體在降液管內(nèi)的停留時間， ；s 降液管的截面積，。 f a 2 m 液體在降液管內(nèi)的停留時間不應小于，計算結果均滿足要求。3 5s （2） 降液管底隙高度計算 0 h 根據(jù)設計參考資料 2,197 頁式（7-16） （3.15） 0 wol l

48、 h l u 式中 弓型降液管出口堰長度，； w lm 降液管底隙液體流速，。 ol u/m s 其中（因為雙溢流）/ 2 s ll0.620 2.41.488 w lm ，取0.07 0.25/ ol um s0.2/m s 精餾段 0 0.0570/ 2 0.0813 0.2 1.7528 hm 提餾段 0.0672 2 0.0956 0.2 1.7528 hm 根據(jù)參考資料 1 取。50hmm （3）計算溢流堰上液層高度 ow h 采用平堰，根據(jù)參考資料 2,195 頁式（7-10） 取 e=1.0 （3.16） 2/3 2.84 1000 h ow w l he l 式中 液流收縮系數(shù)

49、；e 塔內(nèi)液體流量，。 h l 3 /mh 精餾段 2 3 2.84205.2136 2 0.0428 10001.7528 w hm 提餾段 2 3 2.84259.3192 2 0.0478 10001.7528 w hm 取出口堰高50 w hmm 根據(jù)參考資料 2,194 頁式（7-9）板上液層高度 lwow hhh （3.17） 精餾段 42.85092.8 l hmm 提餾段 47.85097.8 l hmm 取。100 l hmm 3.6 塔高的計算 （1） 1110020.658.8 tt nhnhm 精精提提 （2）1.51.5 0.60.9 tt hhm 進料精 （3） 1

50、.3m 第一塊板上空間高度 （4） 1 0.0250.625 4 hdm 封頭上精 （5） 1.5m 最后一塊板下至液面之間高度 （6） 1 0.0250.625 4 hdm 封頭下提 （7）1.5hm 裙座 （8）0.4hm 錐段 則：=(1)+(2)+(3)+(4)+(5)+(6)+(7)+(8)=65.65hm 4 流體力學計算及塔板負荷性能圖 4.1 水利學計算 4.1.1 塔板總壓力降的計算 根據(jù)參考資料 2,201 頁式（7-23） （4.1） 1pc hhhhm 液柱 式中 塔板總壓力降，；h a p 干板壓力降，； c h a p 板上清液層阻力，； l h a p 表面張力的

51、壓力降，。h a p （1）干板壓降：對于型重閥，根據(jù)參考資料 2,201 頁式（7-25） c h1f 全開前： （4.2） 0.175 0.175 0 0 1 331 0.719.9 c ll u hu a 式中 干板壓降系數(shù)。 1 a 精餾段 0.175 0.175 1 3311.5005 0.71.500519.9 476.9412476.9412 c h a 0.0448 m液柱 提餾段 0.175 1.5465 19.90.0475 452.2528 c hm液柱 全開后： （4.3 2 0 5.37 2 v c l u h g ） 精餾段 2 1.500544.3513 5.37

52、0.0574 2 9.81476.9412 c hm 液柱 提餾段 2 1.546542.6969 5.370.0605 2 9.81452.2528 c hm 液柱 取兩者較大的值， 0.0574() c hm液柱0.0605 c hm液柱 （2）板上清液層阻力，根據(jù)參考資料 2,201 頁式（7-26） （4.4）0.4 lwow hhh 精餾段 0.4 0.050.04570.0637 l hm液柱 提餾段 1 0.4 0.050.04850.0685hm液柱 （3）忽略表面張力的壓力降 故氣體通過塔板的壓力降： 精餾段 0.05740.06370.1211hm 液柱 提餾段 0.060

53、50.06850.129 p hm液柱 4.1.2 霧沫夾帶 （1）根據(jù)參考資料 2,202 頁式（7-33） 、式（7-34） 泛點率 （4.5） 1 100136 100% vs afa cl z f ca 或 1 100 100% 0.78 v taf c f a c 式中 泛點率； 1 f 氣相負荷，； v c 3 /ms 溢流的流程長度，；zm 氣相負荷系數(shù)； af c 塔的截面積，； t a 2 m 鼓泡區(qū)面積，。 a a 2 m 其中氣相負荷 （4.6） v v lv cv 精餾段 3 44.3513 0.65430.2097 476.941244.3513 v cms 提餾段

54、3 42.6969 0.72290.2307 452.252842.6969 v cms 溢流的流程長度 22.42 0.2580.2401.644 dd zdwwm 鼓泡區(qū)面積 2 24.52162 0.54293.4358 atf aaam 查圖得最大氣相負荷系數(shù)精餾段： 提餾段： 0 0.122 af c0.120 afo c 不同物系的系數(shù)因素為1.0 所以氣相負荷系數(shù)精餾段：0.122 1.00.122 af c 提餾段：0.120 1.00.120 af c 將所有參數(shù)代人，得： 精餾段 1 1 100 0.2097 136 0.057 1.904 100%62.58% 0.122

55、 4.6802 100 0.2097 100%35.79% 0.122 6.1580 0.78 f f 提餾段 1 1 100 0.2307 136 0.0670 1.904 100%71.97% 0.120 4.6802 100 0.2307 100%40.03% 0.120 6.1580 0.78 f f 取大值及，對于大塔，均滿足。 1 75.40%f 1 76.23%f 1 80% 82%f （1）用夾帶量經(jīng)驗式： （4.7） 3.7 2 0.0521.72 l t ahu e hm 式中 霧沫夾帶量，對于一般大塔，真值應在以下；e10% 、 當 時，a400 t hmm0.159a

56、0.95 當時，；400 t hmm 7 9.48 10a 4.3 系數(shù)，對于浮閥塔；0.6 0.8 開孔區(qū)截面積占塔總截面積的比率，；/aa 氣體流速，；u/m s 氣液物性影響參數(shù)，根據(jù)參考資料 2,203 頁式（7-37）m （4.8） 0.2950.425 5 5.63 10 lv vv m 氣體黏度，； v 2 kg s m 液體表面張力，。/dyn cm 計算液體表面張力 由參考資料 11，65 頁查表面張力見表 2-17. 計算液體平均表面張力 （4.9） mii x 式中 表面張力，。 m /dyn cm 時 44 c 4.8 0.99624.6 0.00384.79924/

57、m dyn cm 時 514.1 0.1581 3.9 0.84193.9316 m dyn cm 計算氣體黏度 依據(jù)參考資料 11，43 頁式（3-5） （4.10） iii m ii ym ym 各組分氣體的黏度見表 4.1 表 4.1 液體的表面張力 44/ i cdyn cm / i dyn cm51 表 面 張 力組 分 丙烯4.74.3 丙烷4.54.1 3 1/1 10/dyn cmn m 表 4.2 各組分氣體的黏度 單位：微泊 44 c 51 丙烯 9096.1 丙烷8488.1 計算氣體的平均黏度： 時 44 c 0.996242.08920.003844.0985 91.

58、9727 0.996242.080.003844.09 mv 62 0.9375 10kg s m 時51 0.158142.0896.1 0.841944.0988.1 87.3398 0.158142.080.841944.09 mv p 62 0.9106 10kg s m （注： ） 6 11 10 2 10.0102/kgf s m 時49 c 0.2950.425 5 6 4.79924476.941244.3513 5.63 100.1405 44.35130.9375 10 m 時51 0.2950.425 5 6 3.9316452.252842.6969 5.63 100.

59、1335 42.69690.9106 10 m 計算開孔區(qū)截面積占塔總截面積的百分率 （4.11） 22212221 1 1 2sin2sin 180180 xx ax rxrxrxr rr 式中 開孔區(qū)面積，。a 2 m 取破沫區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度80 s wmm60 c wmm 2 ds d xww 2.4 0.2580.080.862 2 m 1 11 0.2580.080.209 22 ds xwwm 溫 度組 分 1 2.41.20.061.14 2 c rwm 22210.982 20.9821.340.9821.34sin 1801.34 p a 22210.249 20.2491

60、.340.2491.34sin 1801.34 4.7350 1.3266 2 3.4084m 0.5575 pt aa 將以上數(shù)據(jù)代人 精餾段 3.7 0.952 0.1590.052 92.8 1.720.1243 5000.70.5850 0.1405 e 1.2705%10% 提餾段 3.7 0.952 0.1590.052 97.8 1.720.1175 5000.70.5850 0.1335 e 1.3509%10% 均滿足要求。 4.1.3 淹塔情況校核 根據(jù)參考資料 2，202 頁式（7-31） （4.12） dld hhhh 式中 液體流過降液管的阻力，； d hm液柱 塔板