【正文】 乙烷104噸/年乙烯104噸/年甲烷104噸/年H2103噸/年H2O104噸/年雜質(zhì)總量104噸/年 表22 設(shè)備塔的物料衡算結(jié)果乙烯塔丙烯塔脫丁烷塔塔頂：104噸/年塔頂：104噸/年塔頂：104噸/年塔底：104噸/年塔底：103噸/年塔底：104噸/年 本章小結(jié) 本章對(duì)通過(guò)查找《合成纖維單體工藝學(xué)》確定了各組分氣體在裂解氣中的質(zhì)量含量，根據(jù)設(shè)計(jì)要求計(jì)算得出進(jìn)入分離流程的各組分氣體流量，并根據(jù)各塔塔頂氣體純度，確定了乙烯塔、丙烯塔、脫丁烷塔的塔頂塔底物料流量。 表31 各組分的分布情況組分aFaDaWC3H6C3H8C4H10（正）a質(zhì)量分率，操作壓強(qiáng)：P=泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。物料衡算：以lOOkg/h為基準(zhǔn)進(jìn)料，采用清晰分割法： 表32 物料在塔頂塔底的分布情況組分進(jìn)料，F(xiàn)塔頂，D塔底，WC3H6C3H8C4H10（正）―合計(jì)100DWF=D+WF39。+W39。實(shí)際回流比的選擇多考慮經(jīng)濟(jì)方面的因素。如果取R/Rm=，常需要很多的理論板數(shù)；如果取R/Rm=，則需要較少的理論扳數(shù)。 R=Rm==理論板數(shù) （33） 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= 因此由《化工分離工程》【3】得：Y===所以，N=（不含再沸器） 本章小結(jié)本章首先以100kg/h為基準(zhǔn)進(jìn)料，采用清晰分割法，得出丙烯、丙烷和正丁烷進(jìn)料塔頂塔底的比例，計(jì)算出年產(chǎn)6萬(wàn)噸的物料衡算表。沈陽(yáng)化工大學(xué)學(xué)士學(xué)位論文 第四章 ASPENPLUS軟件模擬第四章 ASPENPLUS軟件模擬 丙烯單塔過(guò)程模擬及計(jì)算結(jié)果以第三章的計(jì)算結(jié)果為初值，應(yīng)用Aspen Plus軟件對(duì)丙烯精餾塔的操作進(jìn)行穩(wěn)態(tài)模擬。過(guò)程如下：⑴ 建立精餾塔模型圖4—1 精餾塔模型 Aspen的PlusRad Frac精餾塔模型，上圖中的進(jìn)料（feed）。⑵ 輸入模擬標(biāo)題：圖4—2 標(biāo)題圖在出現(xiàn)的這個(gè)窗口中輸入模擬的實(shí)驗(yàn)的標(biāo)題my project。⑷ 單位轉(zhuǎn)換 圖4—4 單位轉(zhuǎn)換圖如上圖所示，在這個(gè)窗口中，將所有變量的單位都選擇為Mole的，以方便對(duì)照與計(jì)算。⑹ FEED:圖4—6 進(jìn)料狀態(tài)圖現(xiàn)在是輸入體系物理數(shù)據(jù)的窗口，出現(xiàn)的是FEED流股的情況。⑺ 輸入塔板數(shù)，回流比，塔頂流量圖4—7 操作條件圖 在這個(gè)步驟中塔板數(shù)我選擇了200，冷凝器我選擇了全凝器，回流比為14，∕hr。⑽ 輸入單板效率圖4—10 單板效率圖該步驟為設(shè)置塔的每一級(jí)的效率，Aspen Plus能夠根據(jù)給定的基準(zhǔn)計(jì)算其他級(jí)的效率，在“Stage”列輸入60，在“Efficiency”.⑾ Tray Sizing圖4—11 這個(gè)窗口允許我們選擇合適的塔板類型，我選浮閥塔，在“Starting stage”中輸入2，在“Ending stage” 中輸入199，因?yàn)槲覀冊(cè)O(shè)置的200塊板包括全凝器和再沸器?！癉iameter”（塔板直徑）的估計(jì)值是需要的，這里輸入2meter。⒁ 分析過(guò)程圖4—14 分析圖 控制面板上顯示的是Aapen Plus尋找解的迭代過(guò)程。⒂ 實(shí)驗(yàn)結(jié)果圖4—15 結(jié)果圖表 ％，、。下面我們分別對(duì)溫度圖、壓力圖、組成圖和k值圖等做簡(jiǎn)要的分析。丙烷與丙烯的k值非常接近，也最難分。③ 溫度圖 圖4—19 溫度圖 從圖我們可以看到從塔頂?shù)剿讐毫ζ骄峙浣o每塊塔板。 生產(chǎn)十年精餾塔板所需要消耗的費(fèi)用約為3000萬(wàn)元，則每小時(shí)塔板的折舊費(fèi)為417元，操作費(fèi)用為每小時(shí)9698元，則投資費(fèi)用標(biāo)準(zhǔn)為417N+9698R=K (41)平移（41）曲線選最優(yōu)點(diǎn)，如下圖4—25知N=200,R=14時(shí)最優(yōu),則417200+969814=219172元。 丙烯全流程模擬及計(jì)算結(jié)果⑴ 建立全塔塔模型 圖4—22 全塔模型⑵ 總進(jìn)料及各種組分組成 圖4—23 進(jìn)料狀態(tài)⑶ 乙烯塔頂流量、回流比、塔板數(shù) 圖4—24 乙烯塔操作條件⑷ 乙烷塔頂流量、回流比、塔板數(shù) 圖4—25 乙烷塔操作條件⑸ 丙烯塔頂流量、回流比、塔板數(shù) 圖4—26 丙烯塔操作條件⑹ 丙烷塔頂流量、回流比、塔板數(shù) 圖4—27 丙烷塔操作條件⑺ 甲烷塔頂流量、回流比、塔板數(shù) 圖4—28 甲烷塔操作條件⑻ 實(shí)驗(yàn)結(jié)果 圖4—29 結(jié)果圖表％。用Aspen Plus軟件進(jìn)行模擬，結(jié)果發(fā)現(xiàn)本組整體裝置模型結(jié)果的模擬結(jié)果與上一種進(jìn)料組成相差不大。 本章小結(jié)經(jīng)過(guò)Aspen Plus軟件優(yōu)化后，我們的得出了如下結(jié)論： 單塔模擬，當(dāng)進(jìn)料板數(shù)為200塊板時(shí)，回流比為14時(shí)，我們?cè)O(shè)計(jì)的精餾塔能滿足設(shè)計(jì)任務(wù)，而且是以經(jīng)濟(jì)指標(biāo)為目標(biāo)函數(shù)的；%。 全塔模擬，乙烯塔塔板數(shù)119塊，乙烷塔塔板數(shù)68塊，乙烯塔塔板數(shù)180塊，乙烷塔塔板數(shù)38，甲烷塔塔板數(shù)72，設(shè)計(jì)的精餾塔能滿足設(shè)計(jì)任務(wù)，%。我們把以上結(jié)果作為塔設(shè)備參數(shù)確定的數(shù)據(jù)，開(kāi)始進(jìn)行下一章的計(jì)算。在板式塔中由于浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，并且浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)有：（1）生產(chǎn)能力大；（2）操作彈性大；（3）塔板收率高；（4）氣體壓強(qiáng)降及液面落差較?。唬?）塔的造價(jià)低。計(jì)算時(shí)以進(jìn)料板為界，分為精餾段和提餾段兩段計(jì)算： 精餾段： 塔板工藝尺寸計(jì)算：⑴ 塔徑：定性溫度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=(+)/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，氣相的M1=∑yiMi=42+44+58=查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)》【2】得到三種物質(zhì)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=(+)+(+)+(+)=Pc=∑Pciyi=++=P===106Pa 因?yàn)镻r在0—1之間，所以選擇低壓段。取同一橫排的孔心距t=75mm=，則估算相鄰兩排的孔間距t39。具體數(shù)據(jù)見(jiàn)表5—3：表 5—3 浮閥塔盤 開(kāi)孔率：%孔閥數(shù)：480個(gè)一層兩側(cè)降液塔盤的重量：407kg一層中間降液塔盤的重量：460kg降液管面積與截面積之比：%L=1768mmH=288mm K=240mm： ⑴ 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降：hP=hc+hl+hσ① 干板阻力：因?yàn)閁oUoc,所以液柱 ② 板上充氣液層阻力： 因?yàn)楸敬卧O(shè)備分離丙烯、丙烷和丁烷的混合液，液相為碳?xì)浠衔?，則可取充氣系數(shù)ε0=hl=ε0hL==③ 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計(jì) ，因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔p=+=（單板壓降△Pp=hpρLg=471103=）由于hp在265Pa—530Pa之間，所以符合要求。=，一般情況取收縮系數(shù)E=1。因?yàn)閔L=hw+how,則出口堰高h(yuǎn)w==降液管底隙高度 （5—1）取降液管底隙處液體流速U039。⑶ 霧沫夾帶：%。根據(jù)以上兩式計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足eV(液)/kg(氣)的要求。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算： 整理得：Vs= (1)由（1）式知霧沫夾帶線為直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls，可得到相應(yīng)的Vs列于下表。(+)= 整理得： (2)在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)Ls，可得到相應(yīng)的Vs。則液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 （5—6） 求出上限液體流量Ls值，在Vs—Ls圖上液相負(fù)荷上限線為與氣體流量Vs無(wú)關(guān)的豎直線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 (4)⑸ 液相符合下限線： 取堰上液層高度how=，依how的計(jì)算式求出Ls的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。（3）按照精餾段的液氣比VS=，由圖5—1查出塔板的氣相負(fù)荷上限（Vs）max=，氣相負(fù)荷下限（Vs）min=，所以操作彈性塔板負(fù)荷性能圖如下：圖51 塔板負(fù)荷性能圖 提餾段：：⑴ 塔徑：定性溫度：t=(tF+tw)/2=(+)/2==℃x丙烯=(xwi+xFi)/2=(+)/2=ywi=Kixwi=1=y丙烯=(ywi+yFi)/2=(+)/2=x丙烷=(xwi+xFi)/2=(+)/2=ywi=Kixwi== y丙烷=(ywi+yFi)/2=(+)/2=x正丁烷=(xwi+xFi)/2=(+)/2=ywi=Kixwi==y正丁烷=(ywi+yFi)/2=(+)/2=所以，氣相的M1=∑yiMi=42+44+58=根據(jù)精餾段查出的Tc,Pc數(shù)據(jù)則Tc=∑Tciyi=(+)+(+)+(+)=346KTr=T/Tc=Pc=∑Pciyi=++ =P===106Pa 因?yàn)镻r在0—1之間，所以選擇低壓段。=V+(q1)F因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1所以，V39。=RD+F=14+= 取板間距HT=,取板上液層高度hL=,則HThL==根據(jù)以上數(shù)值，由《化工原理》下【5】圖35查得C20=在t=℃時(shí)，查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)》【2】得到σi：表 5—7 各組分的σ值組分40℃：mN/m50℃：mN/mC3H6 C3H8 C4H10（正）運(yùn)用線性內(nèi)插求出：σ丙烯=σ丙烷=σ正丁烷=σ=∑xiσi=++= mN/m ，則空塔氣速為U===塔徑圓整D=3m⑵ 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因子F0=10每層塔板上的浮閥數(shù) 取邊緣寬度WC= 破沫區(qū)寬度 WS= 查《化工原理（下）》【5】圖310，取LW= Wd=塔板上鼓泡區(qū)面積 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。 取t39。具體數(shù)據(jù)如下表：表 5—8 浮閥塔盤開(kāi)孔率：%孔閥數(shù)：480個(gè)一層兩側(cè)降液塔盤的重量：407kg 一層中間降液塔盤的重量：460kg降液管面積與截面積之比：%L=1768mmH=288mm K=240mm 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算：⑴ 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降： hP=hc+hl+hσ （5—8）（a）干板阻力：因?yàn)閁oUoc,所以液柱（b） 板上充氣液層阻力： 因?yàn)楸敬卧O(shè)備分離丙烯、丙烷和丁烷的混合液，液相為碳?xì)浠衔?，則取充氣系數(shù)ε0=hl=ε0hL==（c） 液體表面張力所造成的阻力，阻力很小，忽略不計(jì)，因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹? hp=+=（單板壓降△Pp=hpρLg==）由于hp在265Pa—530Pa之間，所以符合要求。=，一般情況取收縮系數(shù)E=1，采用平直堰，堰上液層高度則how6mm,符合要求。=，則 hwh0==，故降液管底隙高度合理Hd=hp+hL+hd（a）與氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=（b）液體通過(guò)降液管的