【正文】 進(jìn)出再沸器介質(zhì)的焓分別為 IB1IB2 進(jìn)出再沸器的壓力為 9?104 KPa 蒸汽由《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》上冊(cè) P174查得： Δ H＝ kcal/kg Wh＝ QB/Δ H= 全塔熱量衡算 21 ? ? ? ? 11 0202021 ????? RxxR Ry DC塔頂上升蒸汽的組成 1?ny 見(jiàn)圖 因?yàn)榉帜骺煽醋饕粔K理論板 由精餾段操作線方程 1?ny ＝ 知： 1?ny ＝ + 其中 R= 采用清晰分割法作的物料衡算，所以塔頂上升蒸汽只有 02C 和 ?3C 兩組分 則： 而： 即 同理： 塔頂上升蒸汽的露點(diǎn)溫度 t上 用試差方法求 t上 假設(shè)塔頂上升蒸汽的露點(diǎn)溫度 t上 =50℃ ,P頂 ＝ ，由t上 和 P頂 查《化工原理》中 P44烴類 PTK圖” ∵ yi=kixi 則 同理： 故： 說(shuō)明塔頂上升蒸汽的露點(diǎn)溫度為 44℃。 由上表中全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度用恩德伍德公式試差 （ 1） （ 2） 由進(jìn)料知 q＝ 1 （ 2）右邊＝ 0 設(shè)θ＝ 試差結(jié)果列于下表 45 試差法求回流比數(shù)據(jù)表 組分 02C ＝3C 03C 04iC ?4iC XFi α i 2． 975 1 ≈ 0 試差結(jié)果 ≈ 0 ∴θ可取 ??? qaiaixRmaiaixciFiciDi??????????1111???? ?CI i Fiiaxa1 ?? ?頂02c?? ?頂02c? 024 iCKK??? 17 則 Rm＝ 最少理論塔板數(shù)的計(jì)算 最少理論板 Nm ∵丙烯精制塔塔頂采用全凝器，則芬斯克方程為如下形式： 而 ∴ Nmin = （不含塔釜再沸器與分凝器） 理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比的確定 （一）理論塔板數(shù)的確定 根據(jù)吉利蘭關(guān)聯(lián)圖求理論板數(shù) N ∵ 由《基本有機(jī)化工過(guò) 程及設(shè)備》圖 610 查得 ???N NN ∴ N＝ （塊）＝ 96（塊） （不含塔釜再沸器與分凝器） （二）回流比： R=2Rm＝ 2 ≈ 24 實(shí)際塔板數(shù)的確定 實(shí)際板數(shù)： E0= lg∑ xFμ L 而全塔的平均溫度 t= ℃ ＝＝釜頂 ?? tt ＝??????????????ci i Dii x ???1lg????????? ?????????????????lhWLhDhLgXXXXNm ?? ? ? ? ＝＝釜頂 ?? LhLhlh aaa? ? ???????? ???????????? 12241m in ??????R RR 18 查《石油化工工藝計(jì)算圖表》得： E0= = 但依經(jīng)驗(yàn)取 E0= ∴ 進(jìn)料位置的確定 確定精餾段，提餾段的實(shí)際板數(shù) n,m N+m=Np+1=90+1=91 ????? (1)（含塔釜再沸器） 由于泡點(diǎn)進(jìn)料，則可由柯克布賴德經(jīng)驗(yàn)式確定進(jìn)料位置 ∴ ??（ 2） ∴ （含塔釜再沸器 ） 由 n＝ 82可知，進(jìn)料板為由上數(shù)第 83 塊板 丙烯精制塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總 46丙烯精制塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng)目 數(shù)值說(shuō)明 備注 最小回流比 最少理論塔板數(shù) 理論塔板數(shù) 實(shí)際回流比 實(shí)際塔板數(shù) 進(jìn)料位置 76（塊） 96（塊） 24 148（塊） 上數(shù)第 83 塊板 002 ?c? ?c? ?＝c? ?ic? ??ic?? ??????????? 0 .0 5 6 7 80 .1 1 7 20 .0 0 1 50 .1 0 3 90 .0 0 4 30 .0 7 0 3 0 80 .2 50 .0 5 1 8 0 40 .7 4 400 .0 0 0 1 3＝LFX ?)( 塊???? NN p?mn????? ??? 193mnNnm p＝??? ??? ) （塊 ?。▔K）mn0 8 6 0 1 5 5 5 2 3 8 22 ＝???????? ????????????????? ?????????????????? DhwiFih XXXXDWmn 19 第 5 章 熱量衡算 脫乙烷塔熱量衡算 冷凝器的熱量衡算 對(duì)脫乙烷塔冷凝器作熱量衡算 （ 1）分凝器的熱負(fù)荷 Q 冷 ，衡算范圍見(jiàn)上圖 Q2＝ Q3 + Q4 + Q 冷 則： Q 冷 ＝ Q2 Q3 Q4 而 Q3的計(jì)算方法同 Q1的計(jì)算方法一樣，見(jiàn)下表 34 T=38℃ P= 51求 Q3值列表 組分 02C ?3C hkgWi /, kgKcalI i /,L 175 95 kgKcalIW ii /,L? 52955 6327 hKc alIWQ ni Lii /,13 ?? ?? 59282 因此， Q 冷 ＝ = kal/h 取 ? ＝ （ ? 為安全系數(shù)） 較正后 : Q 冷 ＝ ＝ kcal/h （ 2）分凝器冷卻水（新水）的需要量 20 hTttC QWc )1538(1 )( 21pc ?????? 冷 再沸器的熱量衡算 對(duì)脫乙烷塔再沸器的熱量衡算 （ 1）再沸器的 熱負(fù)荷 QB QB＝ Q6 脫乙烷塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總 43脫乙烷塔塔板數(shù)計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng)目 數(shù)值說(shuō)明 備注 最小回流比 最少理論塔板數(shù) 理論塔板數(shù) 實(shí)際回流比 實(shí)際塔板數(shù) 進(jìn)料位置 11(塊 ) 12（塊） 35（塊） 上數(shù)第 3塊板 丙烯精制塔塔板數(shù)的計(jì)算 最小回流比的計(jì)算 最小回流比 16 44 丙烯塔的平均相對(duì)揮發(fā)度 組分 塔頂 T=56℃ 進(jìn)料 t=℃ 塔釜 t=65℃ 平均相對(duì)揮發(fā)度 ki α 頂 i ki α 進(jìn) ki α 釜 α i=( α 頂 α 頂 i α 釜 )1/3 02C ?3C 03C 1 04iC ?4iC 1 1 1 1 注：上表中各組分的相對(duì)揮發(fā)度的求法： 首先由前面的計(jì)算知道了塔頂、塔釜及進(jìn)料溫度，又由原始數(shù)據(jù)知道了塔頂、塔釜和進(jìn)料壓力，這樣知道了相平衡常數(shù)便可求得任一組分的全塔平均相對(duì)揮發(fā)度 α i,事實(shí) k 可按溫度和壓力在有關(guān)的書(shū)中查得。 =n/=1/=3（塊） m180。 假設(shè) t=78℃ P 釜 =，由《化工原理》中 P44 烴類 PTK 圖中查得 iK及試差結(jié)果如下： 33 試差法求塔釜溫度數(shù)據(jù)表 組分 02C ＝3C 03C 04iC ?4iC xi ki yi=kixi 1 104 103 104 ? yi ≈ 1xi?? 1xi??1xi?＝11 1cciiiiiyX k??????1yi??1yi?＝111 ???? ?? ci iici i Xky 1yi?? 9 ?? ?泡點(diǎn)為 78℃ 進(jìn)料溫度的計(jì)算 進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，即為泡點(diǎn)進(jìn)料，同計(jì)算塔釜的溫度相同。 XD:+W 由原始依據(jù)可知： 由原始依據(jù)可知：丙烯在脫乙烷塔和丙烯精制塔的回收率分別為： 95％、 ％。 3 丙烯和丙烷的混合物從進(jìn)料層流入 丙烯精制 塔。 丙烯精制設(shè)備確定 本裝置的平面布置應(yīng)嚴(yán)格遵循《煉油裝置平面設(shè)計(jì)的主要原則》設(shè)計(jì)，宜采用同類 設(shè)備集中與流程方式相結(jié)合的方案布置。而圖（ B）所示方法中，除最難揮發(fā)組分外。原料 圖 13=C3。 丙稀可做聚丙稀、異丙醇的原料，還可做腈綸、丙烯睛等產(chǎn)品的原料，丙烯在我國(guó)的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。精制的原料進(jìn)入精餾塔，然后連續(xù)在精餾塔進(jìn)行分離，分出丙烯、丙烷、 輕 C4 餾分 （主要是異丁烷、異丁烯、 l丁烯組分）、 重 C4 餾分 （主要為 2丁烯和正丁烷）及戊烷餾分。 氣體分餾裝置 要根據(jù)需要分離出哪幾種產(chǎn)品以及要求的純度來(lái)設(shè)定裝置的工藝流程。 煉廠液化氣中的主要成分是 CC4的烷烴和烯烴，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。 heat balance。為了為裝置以后上先進(jìn)控制提供方便，我們?cè)谠O(shè)計(jì)時(shí) ，注意為塔頂溫度，塔底溫度，回流量等指標(biāo)保留較大的操作彈性。 設(shè)計(jì)時(shí)，依次進(jìn)行了物料衡算、熱量衡算、塔結(jié)構(gòu)的相關(guān)工藝計(jì)算，及換熱設(shè)備的計(jì)算及附屬設(shè)備的選型，并根據(jù)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)分別繪制了自控流程圖。我所設(shè)計(jì)的題目是年產(chǎn) 105000 噸氣體分餾裝置丙烯精制工段工藝，開(kāi)工周期為 8000 小時(shí) /年， 其中 原料 主要 組成為 C20 ， C3=， C30， iC40，等組分，按各組分的沸點(diǎn)和相對(duì)揮發(fā)度的不同使各組分分離 。本設(shè)計(jì)采用多組分精餾，按揮發(fā)度遞減流程方案，兩塔流程設(shè)計(jì)即脫乙烷塔分離出 C02，再由丙烯精餾塔塔底分出離出 C03和 C04及少量的水，塔頂?shù)玫奖浼兌葹?%99 以上。設(shè)備選型方面主要按照現(xiàn)場(chǎng)實(shí)際，并兼顧工藝控制要求與經(jīng)濟(jì)合理性。 關(guān)鍵詞 ：脫乙烷塔；丙烯精餾塔；物料衡算；熱量衡算； 2 Abstract This design is based on propylene refining 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 position of C20, C3 =, C30, iC40, and other ponents, according to the boiling point of each ponent and relative volatility of the different ponents to separate. This design uses a multiponent 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 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 modity or light a fire after a device sold as a modity, oil fires, or do. Design, in turn the mass balance, heat balance, the related technology tower structure calculation, and calculati