年产5[1]4万吨丙烯精馏塔工艺设计

年产5[1]4万吨丙烯精馏塔工艺设计内容摘要：

  塔釜丙烯 丙烷的相对挥发度 ：   进料丙烯 丙烷的相对挥发度 ： F  平均相对挥发度 ： 1 . 1 1 3 6 1 . 1 2 1 . 1 1 6 8m D W      西北大学专科毕业论文（设计） 11 由相平衡方程式   1 .1 1 6 8 0 .9 3 0 6 0 .9 3 7 41 1 1 0 .1 1 6 8 0 .9 3 0 6mqq xy x       最小回流比  minR ： m in 0. 99 62 0. 93 74 . 93 74 0. 93 06DqqqxyR yx    计算最少理论板数 m i n1 0 . 9 9 6 2 1 0 . 1 5 8 1lg lg1 1 0 . 9 9 6 2 0 . 1 5 8 11 1 6 4 . 5 5 9 0l g l g 1 . 1 1 6 8WDDWmxxxxN                           塔板数和实际回流比的确定 取回流比 15R 由 m in 1 5 8 .6 4 7 1 0 .3 9 7 11 1 5 1RRR . 查 参考资料 2,107 页 吉 利 兰 联 图 得min   解得实际塔板数  其余实际塔板数的确定见表。 表 实际塔板数的确定 R min1RRR min2NNN TN R min1RRR min2NNN N 13 15 14 16 016 由上表 可见，当 ~15R 之间时塔板数变化为最慢，所以  块。 取实际塔板数 100N 块 计算板效率，查 参考资料 2,109 页式（ 653） 7 8 .9 51 0 0 % 1 0 0 % 7 8 .9 5 %100TT NE N     （ ） 式中 TE —— 塔板效率； TN —— 理论塔板数，块； N —— 实际塔板数，块。 确定进料位置 因为 ` 1 . 1 1 3 6 1 . 1 1 1 1 1 . 1 1 2 3m D F       西北大学专科毕业论文（设计） 12 1 0 . 9 9 6 2 1 0 . 9 3 0 6lg lg1 1 0 . 9 9 6 2 0 . 9 3 0 6` 1 1 2 6 . 9 3l g ` l g 1 . 1 1 2 3DFDFmmxxxxN                               已查得 m in 1RRR  min`   由此解得 ： 34N 层（不包括进料板），故进料板为塔顶数起的第34层理论板处。 全塔热量衡算 冷凝器的热量衡算 按 参考资料 6,31 页式（ 627）     1P V D LDV D i viLD i LiQ R H H DH y H H VH x H H L      混 合混 合 （ ） 式中 PQ —— 冷凝器的热负荷， /kcal h ； VDH —— 每千克塔顶蒸汽的焓， /kcal kg ； LDH —— 每千克塔顶液产品的焓， /kcal kg ； ViH —— 每千克气相纯组分 i 的焓， /kcal kg ； LiH —— 每千克液相纯组分 i 的焓， /kcal kg ； H混 合 —— 混合热。   0VH混 合   0LH混 合 查 参考资料 11.， 158~159 页图 104，图 105得 丙烯 kcal kg kcal kg 丙烷 kcal kg 29LiH kcal kg 1 6 8 . 5 0 . 9 9 6 2 1 0 0 . 5 0 . 0 0 3 8 1 6 8 . 2 4 1 69 9 . 5 0 . 9 9 6 2 2 9 0 . 0 0 3 8 9 9 . 2 3 2 1VDLDH k c a l k gH k c a l k g                1 1 4 . 5 1 6 7 5 0 1 6 8 . 2 4 1 6 9 9 . 2 3 2 1D V D L DQ R D H H        77220208. 9383 .0 2 3 1 1 0 kcal hkJ h 式中 VPH —— 每千克由冷凝器上升蒸汽的焓， /kcal kg ； LPH —— 每千克冷凝液的焓， /kcal kg。 西北大学专科毕业论文（设计） 13 再沸器的热量衡算 依据 参考资料 6,32 页式（ 630），再沸器热损失忽略不计，得 ```W V W L W L mQ V H W H L H   （ ）  ` VW LWV H H 式中 WQ —— 再沸器的热负荷， /kcal h ； 39。 V —— 提馏段上升蒸汽的量， /kgh ； 39。 L —— 提馏段下降液体的量， /kgh ； VWH —— 每千克有再沸器上升的蒸汽焓， /kcal kg ； LWH —— 每千克釜液的焓， /kcal kg ； `LmH —— 每千克在提馏段底层塔板 m 上的液体焓， /kcal kg。 查 参考资料 11,158~160 页图 104，图 105，图 106， 丙烯 /ViH kcal kg /LiH kcal kg 丙烷 102 /ViH kcal kg 34 /LiH kcal kg 1 6 8 . 5 0 . 1 5 8 0 1 0 2 0 . 8 4 2 0 1 1 2 . 5 0 7VWH k c a l k g     9 9 . 5 0 . 1 5 8 0 3 4 0 . 8 4 2 0 4 4 . 3 4 9LWH k c a l k g            1 1 1 2 . 5 0 7 4 4 . 3 4 9 1 4 . 5 1 6 2 5 0 1 1 2 . 5 0 7 4 4 . 3 4 9WQ R D        77154498. 1382 .9 9 5 6 1 0 kcal hkJ h 全塔热量衡算 依据 参考资料 6， 33 页式（ 632） W F L D L W PQ F H D H W H Q Q     损 （ ） 式中 Q损 —— 热量损失， /kcal h ； FH —— 每千克进料的焓， /kcal kg。 丙烯 /ViH kcal kg /LiH kcal kg 丙烷 /ViH kcal kg 29 /LiH kcal kg 9 9 . 5 0 . 9 3 0 6 2 9 0 . 0 6 9 4 9 4 . 4 7 6 8FH k c a l k g     WFQ FH左 边 k c al h   10 kJ h L D L W DD H W H Q  右 边 6 7 5 0 9 9 . 2 3 2 1 5 7 3 . 1 2 9 7 4 4 . 3 5 6 7 2 2 0 1 1 8 . 9 3 8     7846363. 976 kcal h 10 kJ h 西北大学专科毕业论文（设计） 14 所以，左边 =右边。 板间距离的选定和塔径的确定 计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 （ 1）液体的密度 查 参考资料 11,25～ 26 页图，得 45C 、 44C 、 49℃ 下纯组分的密度，见表。 按 参考资料 11,10 页式（ 217）计算 11imL ix （ ） 式中 mL —— 液体平均密度， 3/kgm。 计算举例：塔顶温度 44C 1 1 462mL     34 7 6 .9 4 1 2 /mL kg m  塔顶进料温度 45℃ 1 1 475 460mL     34 7 3 .9 2 7 5mL kg m  塔釜温度 49℃ 1 1 10 .1 5 8 1 0 .8 4 1 94 6 0 4 5 0mL     34 5 5 . 9 4 9 9mL kg m  液体平均密度见表 表 液体密度 组分 密度（ 44C ）/(3/kgm ) 密度（ 45C ）/( 3/kgm ) 密度（ 49℃ ）/( 3/kgm ) 36CH 477 475 460 38CH 462 460 449 液体平均密度见表 表 液体平均 密度 项目 44C 45C 49℃ 液体平均密度/( 3/kgm ) 474． 0546 （ 2）气体的密度 查 参考资料 11,10 页，得公式： 西北大学专科毕业论文（设计） 15 mv PMZRT  （ ） 式中 mV —— 气体平均密度， 3/kgm ； p —— 操作压力， aP ； Z —— 压缩因子，由对比温度和对比压力查图而得； M —— 平均相对分子质量； T —— 操 作温度， K ； R —— 通用气体常数。 计算举例：塔顶 对比温度 3 1 7 . 1 5 0 . 8 6 9 83 6 4 . 6 1 9 2r i c iTT yT   对比压力 1 8 . 4 0 . 4 0 4 54 5 . 4 8 6 5r i c iPP yP   塔釜 对比温度 3 2 2 . 1 5 0 . 8 7 3 33 6 8 . 8 6 8 5r i c iTT yT   对比 压力 1 8 . 4 0 . 4 3 2 94 2 . 5 0 2 9r i c iPP yP   式中 cT —— 临界温度， K ； cp —— 临界压力， aP。 由 rT 、 rp 查 参考资料 11，附图 （ 23）得 :  342 .0 87 6 18 .4 . 69 1 0. 08 20 5 31 7. 15mv PM k g mZR T    同理，求得塔釜 342 .6 96 9mv kg m  表 各组分的物性常数 组分 摩尔分数 临界温度 0/TK 临界压力 cp iiyT i ciyp iiyM 丙烯 丙烷 共计 求液体及气体的体积流量 V L D ； L RD （ ） 所以。