25万吨年丙稀分离工段工艺设计

25万吨年丙稀分离工段工艺设计内容摘要：

Rmin和塔板数粗算 ． 1 最小回流比 Rmin 由《化工分离过程》 [5]得恩特伍德公式： 1)(1 ,  mici mDii RX (3—1)。 qXici Fii  11 , (3—2)。 因为进料为饱和液相，所以 q=1。 其中 αi=（ α 顶 α 底 ） 1/2 α 丙烯 =[（ ） （ 1/） ] 1/2= α 丙烷 =[（ ） （ ） ] 1/2=1 α 丁烷 =[（ ） （ ） ] 1/2= 所以式（ 31）： 沈阳化工 大学 学士学位论文 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算 11   =11=0 通过计算机编程（ C 语言，附录二），取 θ1的根，得 θ= 再由式（ 31）： Rm+1=   Rm= 为了实现两个关键组分之间规定的分离要求，回流比必须大于它的最小值。 实际回流比的选择多考虑经济方面的因素。 R/ Rm 为一个系数，根据 Fair 和 Bolles 的研究结果， R/ Rm 的最优值约为 ，但是在实际情况下，稍大一些。 如果取 R/ Rm=，常需要很多的理论板数；如果取 R/ Rm=，则需要较少的理论板数。 [4]因为塔板数多会使主体设备的塔高变高，增加设备的费用，但是 R 小能使再沸器和冷凝器的传热 量降低，有利于节能，从长远看经济效益更好，因此取 R/ Rm=。 R=Rm== 简捷法求取精馏塔塔板数 理论板数 Nm=平均lg])/()lg[( WBADBA xxxx （ 3—3） 其中（ xA/xB） D= （ xA/xB) W=α 平均 =（ αDαWαF） 1/3, 其中 αD=K1/K2= αW=K1/K2=1/= αF=K1/K2=α 平均 = 因此 Nm= g )(  由《化工分离工程》 [5]得： X= R RR m 沈阳化工 大学 学士学位论文 第三章 主体设备丙烯塔工艺计算 12 Y=== Y= 5 1  NNN NN m 所以， N=（不含再沸器） N=21 N 塔 =61。 结论 经 过物料衡算，通过简捷计算法和恩特伍德公式确定了进料温度为 43℃，塔板数为 122 和最小回流比为 ，并将这些值作为软件优化的初值。 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 13 第四章丙烯精馏塔的计算及应用 以第三章的计算结果为初值，应用 Aspen Plus 软件对丙烯精馏塔的操作进行稳态模拟。 其中塔板数为 122，回流比为 11，进料温度为 43℃。 过程如下： ⑴ 建立精馏塔模型 图 4— 1 精馏塔模型 Aspen 的 PlusRad Frac 精馏塔模型，上图中的进料（ feed）包含 丙烯和。 采用回流比为 11 时，要求塔顶产物的纯度都达到 %。 ⑵ 输入模拟标题 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 14 图 4— 2 标题图 在出现的这个窗口中输入模拟的实验的标题 my project。 ⑶ 输入组份 图 4— 3 组分图 在这个窗口的对应位置上 输入在摸弄系统中用到的组分，分别为 PROPY0PROPA0 NBUT01(丙烯、丙烷、正丁烷 )。 ⑷ 单位转换 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 15 图 4— 4 单位转换图 如上图所示，在这个窗口中，将所有变量的单位都选择为 Mole 的，以方便对照与计算。 ⑸ 实验方法 图 4— 5 实验方法图 这个窗口是物性方法设定表格，选择 Aspen Plus 执行模拟中要使用的基本方法 ，这里选择 ―PRBM‖方法。 ⑹ FEED 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 16 图 4— 6 进料状态图 现在是输入体系物理数据的窗口，出现的是 FEED 流股的情况。 分别输入温度、压力和进料量。 ⑺ 输入塔板数，回流比，塔顶流量 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 17 图 4— 7 操作条件图 在这个步骤中塔板数我选择了 160，冷凝器我选择了全凝器，回流比为 11，塔顶流出速率为 ∕hr。 ⑻ 进料板位置 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 18 图 4— 8 进料板位置图 这个要求输入的窗口为 ―Feed Stage‖，我选第 100 块板为进料位置 ，在 stage下面输入 100. ⑼ 操作压力 图 4— 9 操作压力图 上面需要输入精馏塔的操作压力，为。 ⑽ 输入单板效率 图 4— 10 单板效率图 该步骤为设置塔的每一级的效率， Aspen Plus 能够根据给定的基准计算其他级的效率，我们给定 60 块板效率为 ，在 ―Stage‖列输入 60，在 ―Efficiency‖ 列输入 . 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 19 ⑾ Tray Sizing 图 4— 11 这个窗口允许我们选择合适的塔板类型，我选浮阀塔，在 ―Starting stage‖中输入 2，在 ―Ending stage‖ 中输入 159，因为我们设置的 160 块板包括全凝器和再沸器。 ⑿ Tray Rating 图 4— 12 分别在起始和终了板数输入 2 和 159，塔板类型选择浮阀。 ―Diameter‖（塔板直径）的估计值是需要的，这里输入 2meter。 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 20 ⒀ 塔板压降 图 4— 13 该图用来计算 塔板 的压降。 ⒁ 计算 过 程 图 4— 14 分析图 控制面板上显示的是 Aapen Plus 寻找解的迭代过程。 共做了五次迭代。 ⒂ 实验结果 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 21 图 4— 15 结果图表 由结果表我们可以看到丙烯在塔顶的含量达到了 ％，塔底不超过 10％，操作压力从塔顶到塔底分别为 、。 操作温度塔顶从塔顶。 ⒃ 部分结果图 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 22 图 4— 16 各项结果图 这里列出了八种图形，分别对温度、压力、组成、 K 值等做了从塔顶到塔底的分布的情况分析。 下面我们分别对温度图、压 力图、组成图和 k 值图等做简要的分析。 ① K值图 图 4— 17 K 值图 从这个图可以看出丙烯的 K 值最大，丙烷次之，最小的是正丁烷，而且随着塔板数的增加 k 值也增加。 丙烷与丙烯的 k 值非常接近，也最难分。 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 23 ② 压力图 图 4— 18 压力图 从图我们可以看到从塔顶到塔底压力平均分配给每块塔板。 ③ 温度图 图 4— 19 温度图 从图 419 我们可以看出在提留段随塔板数的增加温度上升的比较缓慢，精沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 24 馏段随塔板数的增加温度上升的较快。 ④ 组分图 图 4— 20 组分图 从图 420 我们可以看到经分离后塔顶丙烯含量最多，塔底丙烷含量最多，正丁烷变化基本不大。 生产十年精馏塔板所需要消耗的费用约为 3000 万元，则每小时塔板的折旧费为 417 元，操作费用为每小时 9698 元，则投资费用标准为 417N+9698R=K (41) 平移（ 41）曲线选最优点，如下图 4— 25 知 N=160,R=11 时最优 ,则 417 160+9698 11=173398 元。 Aspen Plus 优化曲线 如下： 沈阳化工 大学 学士学位论文 第四章 丙烯精馏塔的计算及应用 25 图 4— 21 AspenPlus 优化曲线 从上图我们可以看出我们要的最优点就是（ 160， 11），也就是最合适的塔板数与回流比。 经过 Aspen Plus 软件优化后，我们的得出了如下结论：当进料板数为 160块板时，当回流比为 11 时，我们设计的精馏塔能满足设计任务，而且是以经济指标为目标函数的；塔顶丙稀含量 ，塔底为 ，塔顶丙烷含量为 ，塔底为 ；塔顶没有正丁烷组分，塔底正丁烷含量为 平均分配给每块塔板的；温度从塔顶到塔底是逐渐升高的，从 43℃升高到℃ . 我们把以上结果作为塔设备参数确定的数据，开始进行下一章的计算。 沈阳化工 大学 学士学位论文 第五章 塔设备参数的计算 26 第五章 塔设备参数的计算 浮阀塔的设计计算 由《化工原理》（下） [7]：塔设备从结构形式上 分为板式塔和填料塔，在工业生产中，由于处理量大，多采用板式塔，在本设计丙烯分离量大，故采用板式塔。 在板式塔中由于浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，并且浮阀塔的优点有：（ 1）生产能力大；（ 2）操作弹性大；（ 3）塔板收率高；（ 4）气体压强降及液面落差较小；（ 5）塔的造价低。 综合以上的因素，在本次设计中选择浮阀塔。 计算时以进料板为界，分为精馏段和提馏段两段计算： 精馏段 塔板工艺尺寸计算 ⑴ 塔径： 定性温度 t=(tF+tD)/2=(+)/2==℃ x 丙烯 =(xD+xFi)/2=(+)/2= yFi=KixFi== y 丙烯 =(xD+yFi)/2=(+)/2= x 丙烷 =(xD+xFi)=(+)/2= yFi=KixFi== y 丙烷 =(xD+yFi)/2=(+)/2= x 丁烷 =(xD+xFi)/2=(+0)/2= yFi=KixFi== y 丁烷 =(xD+yFi)/2=(0+)/2= 所以，气相的 M1=∑yiMi=42+44+58= 查《石油化工基础数据手册》 [4]得到三种物质的 Tc,Pc: Tc 丙烯 =℃ ,Tc 丙烷 =℃ ,Tc 正丁烷 =℃ Pc 丙烯 =,Pc 丙烷 =,Pc 正丁烷 =。