丙稀分离工段工艺设计

丙稀分离工段工艺设计内容摘要：

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 . ⑾ Tray Sizing 18 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。 ⒀ 塔板压降 19 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 20 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 21 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。 ② 压力图 图 4— 18 压力图 22 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， 23 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： 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。 结论 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℃ . 24 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。 25 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 = Tc=∑ Tciyi= (+)+ (+)+ (+)= Tr=TcT= = Pc=∑ Pciyi= + + = P=== 106Pa Pr=cPP = 26 因为 Pr在 0— 1之间，所以选择低压段。 查《化工热力学》 [6]图 2— 7（ a）得到 Z= ρ V= 37 6  R T ZPMkg/m3 在 t=℃时，查《石油化工基础数据手册》 [4]得 ρ Li见下表： 表 5— 1 各组分的密度 物质 40℃： g/cm3 50℃： g/cm3 C3H6 C3H8 C4H10（正） 运用线性内插得： 1  L ρ L1=依次类推： ρ L2=ρ L3=由《化工分离工程》 [5]得： LiiciLa  11 液相的 M2=∑ Mixi= 42+ 44+ 58= 其中 ， a1=x1M1/M= 42/= a2=x2M2/M= 44/= a3=x3M3/M= 58/= 所以 ， 1/ρ L=++ρ L=V=(R+1)D=(11+1) =Vs= 37  m3/h=L=RD=11 =Ls=471 LLM= m3/h= m3/s Ls/Vs(vl ) 2/1 = (37471 ) 2/1 = 取板间距 HT=,取板上液层高度 hL=,则 HThL== 27 根据以上数值 ， 由《化工原理》 （ 下 ） [7]图 35 查得 C20= 在 t=℃时，查《石油化工基础数据手册》 [4]得到 σ i见下表： 表 5— 2 各组分的σ值 组分 40℃： mN/m 50℃： mN/m C3H6 C3H8 C4H10（正） 运用线性内插求出： σ 丙烯 =σ 丙烷 =σ 正丁烷 =σ =∑ xiσ i= + + = mN/m C=C20 )()20(  = Umax=37 V VLC  =取安全系数为 ，则空塔气速为 U== =塔径 D=  UVs= 圆整 D=2m ⑵ 塔板布置及浮阀数目与排列 : 取阀孔动能因子 F0=10 U0= 27100 VFm/s 每层塔板上的浮阀数 N=4020Ud Vs=)(2 =163 查《金属设备》（ 2） [8]浮阀塔盘标准系列选用表： 按 N=214 重新核算孔速及阀孔动能因数 U0= 496)(2 m/s F0= 27 = 因为 F0在 8— 12之间，所以选用的浮阀塔盘符合要求。 具体数据见表 5— 3： 28 表 5— 3 浮阀塔盘 开孔率： % 孔阀数： 214 个 一层塔盘的重量： 171kg 降液管面积与截面积之比： 14% L=1599mm H=399mm 塔板流体力学验算 ⑴ 气相通过浮阀塔板的压强降： hP=hc+hl+hσ ① 干板阻力： Uoc= 37 82 vm/s 因为 UoUoc, 所以 hc= 22  gU l ovm液柱 ② 板上充气液层阻力： 因为本次设备分离丙烯、丙烷和丁烷的混合液，液相为碳氢化合物，则可取充气 系数ε 0= hl=ε 0hL= = 液柱 ③ 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不计 ，因此，与气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为 hp=+= 液柱 （单板压降△ Pp=hpρ Lg= 471 =374Pa） 由于 hp在 265kPa— 530kPa 之间，所以符合要求。 ⑵ 淹塔： 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度， Hd≤Φ（ HT+hW） 因为堰长 Lw=, whLL DLw 查《化工原理》下 [7]图 3— 18，得到收缩系数 E= 采用平直堰， 29 堰上液层高度 how= 3/2)( whlLE= 3/2) ( = 堰上液层高度 how6mm,符合要求。 因为 hL=hw+how,则出口堰高 hw== 出口堰高 hW不在 25mm— 50mm 之间，不符合要求。 取 hw=,hL=hw+how=+= 降液管底隙高度 h0=39。 3600 owhUlL （ 5— 1） 取降液管底隙处液体流速 Uo’ =则 h0= 0  m Hd=hp+hL+hd （ 5— 2） （ a） 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 hp= 液柱 （ b） 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故 hd= ) ()( 220 hl Lw sm 液柱 （ c） 板上液层高度 hL= 液柱 则 Hd=++= 液柱 取φ =，又选定 HT=， hw= 则φ (HT+ hw)= (+)= 可见 Hdφ (HT+ hw),符合防止淹塔的要求。 ⑶ 雾沫夹带： 由前面已知的降液管面积与塔截面积之比： 14% 查《金属设备》（ 2） [8]得 AT=38010cm2=3． 801m2 则降液管面积 Af== 降液管宽度 Wd= 泛点率 = %100bFLsVLVsAKCZLV   （ 5— 3） 其中， ZL=D2Wd= = Ab=AT2Af= = m2 查《化工原理》（下） [7]表 3— 5 得： K= 又由图 3— 16 查得泛点负荷系数： CF= 则泛点率 = %42%   30 又按式： 泛点率 = 37471%  TFVLVsAKCV   100% =% 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%。 根据以上两 式 计 算 出的 泛 点率 都 在 80% 以 下 ，故 可 知雾 沫 夹 带量 能 够满 足eV(液 )/kg(气 )的要求。 塔板负荷性能图 ⑴ 雾沫夹带线 依照前面的泛点率公式， 泛点率 =bFLsVLVsAKCZLV    （ 5— 4） 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中ρ V、ρ L、 Ab、 K、 CF 及 ZL 均为已知值，相应于 eV= 的泛点率上限值也可确定，将各已 知数代入上式，可得出Vs— Ls的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率 =80%计算： 37  ss LV 整理得： Vs= (1) 由（ 1）式知雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取两个 Ls，可得到相应的 Vs列于下表。 表 5— 4 Ls 与 Vs 线性数据表 数据 数据 Ls， m3/s Vs， m3/s ⑵ 液泛线 φ (HT+ hw)= hp+hL+hd=hc+hl+hσ + hL+hd （ 5— 5） 忽略 hσ ，则由上式确定液泛线。 (+)= 。