年產(chǎn)三萬噸丙烯分離工段設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　第一章 緒論</b></p><p><b>　　1.1丙烯：</b></p><p>　　1.1.1 <性質(zhì)>：</p><p>　　丙烯：分子式C3H6，分子量42.081，是一種無色略帶甜味的易燃?xì)怏w。沸點(diǎn)-47.7℃，熔點(diǎn)-185.25℃，常溫下的密度是空氣的1.46倍，臨

2、界溫度91.8℃，臨界壓力4.62MPa。[1]</p><p>　　1.1.2 <用途>：</p><p>　　丙烯是石油化工的基本原料之一。丙烯聚合可得到聚丙烯樹脂，重要的化工原料丙烯腈、環(huán)氧丙烷、異丙醇、異丙苯、氯丙烯、丙烯醛和正、異丁醛等生產(chǎn)均以丙烯為主要原料。丙烯本身可作為燃料，還可疊合制成高辛烷值汽油。[1]</p><p>　　1.2 丙烯

3、工業(yè)的現(xiàn)狀和前景</p><p>　　根據(jù)化學(xué)品銷售聯(lián)合公司（CMAI）的統(tǒng)計(jì)結(jié)果：2003年全球丙烯產(chǎn)量達(dá)到5280萬噸/年，價(jià)值170億美元。丙烯生產(chǎn)和消費(fèi)大多集中在北美、西歐和日本，占世界總能力的60%，需求的70%。生產(chǎn)的丙烯中58%用于生產(chǎn)聚丙烯，10%用于生產(chǎn)丙烯晴，8%用于生產(chǎn)羥基合成醇，7%用于生產(chǎn)環(huán)氧丙烷，6%用于生產(chǎn)異丙苯，其他用途占11%。1991—2003年，世界GDP的年均增長速度是2.

4、5%，丙烯的增長速度是5.8%。</p><p>　　今后十年，丙烯需求將以年率4.7%速度增長，至2010年需求量將近翻番，將超過9100萬噸。煉油廠、易位轉(zhuǎn)化和丙烷脫氫裝置將使丙烯生產(chǎn)能力有所增長，但大多數(shù)新增能力將來自現(xiàn)有丙烯裝置的擴(kuò)建和新建。未來世界丙烯工業(yè)估計(jì)會面臨資源短缺，供應(yīng)不能滿足需求增長的問題，應(yīng)該引起高度重視。[2]</p><p>　　第二章 丙烯的生產(chǎn)工藝介紹及工藝

5、流程的選擇</p><p>　　2.1 丙烯的生產(chǎn)工藝：</p><p>　　丙烯由于化學(xué)性質(zhì)活潑，不能存在于自然界中，只能以天然氣或石油為原料</p><p>　　進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)得到。以下是幾種生產(chǎn)丙烯的工藝：</p><p>　　2.1.1 烴類裂解：</p><p>　　以乙烷、丙烷、輕石油腦、石油腦、輕柴油或重柴

6、油為原料，在800—900</p><p>　　℃高溫下裂解，在很短的時(shí)間內(nèi)（如在管式裂解爐中停留的時(shí)間僅為零點(diǎn)幾秒），碳鏈經(jīng)歷了斷鏈、脫氫等一次反應(yīng)，和幾乎同時(shí)發(fā)生的一次反應(yīng)產(chǎn)物的進(jìn)一步脫氫、疊合、縮合等復(fù)雜反應(yīng)，得到了含有乙烯、丙烯、丁二烯、異戊二烯、環(huán)戊二烯等重要的化工基本原料的裂解氣和含有苯、甲苯、二甲苯的液體產(chǎn)物。裂解氣中丙烯的含量與裂解原料和操作條件有關(guān)，乙烷裂解得的裂解氣中丙烯僅占3%左右，其余裂解

7、氣中丙烯含量在12—20%。</p><p>　　2.1.2 煉廠氣回收：</p><p>　　煉油廠的催化裂化、熱裂化和石油焦化等過程副產(chǎn)的煉廠氣中含有一定量的丙烯，是丙烯的一個(gè)重要的來源。一般催化裂化氣中丙烯含量達(dá)20%左右，熱裂解氣中則為15%左右，石油焦氣中僅為5%左右。</p><p>　　2.1.3 烯烴易位轉(zhuǎn)化：</p><p>

8、;　　烯烴易位轉(zhuǎn)化通過過渡金屬化合物催化劑使乙烯和丁烯生產(chǎn)丙烯，反應(yīng)改變</p><p>　　C—C雙鍵，在室溫或接近室溫下，甚至在含水介質(zhì)存在下，可從起始物料形成新的C—C雙鍵。因?yàn)橄N易位轉(zhuǎn)化為可逆反應(yīng)，丙烯可從乙烯和丁烯—1生成。</p><p>　　2.1.4丙烷脫氫：</p><p>　　該法是高吸熱過程，應(yīng)用丙烷催化脫氫制丙烯，高溫和低壓有利于平衡狀態(tài)&

9、lt;/p><p>　　下有較高的烯烴濃度。</p><p>　　2.1.5由甲醇制丙烯：</p><p>　　首先，甲醇在催化劑的作用下轉(zhuǎn)換成二甲醇、未反應(yīng)的甲醇與水蒸氣的混合</p><p>　　物，然后這種混合物在一個(gè)固定床反應(yīng)器（FBR）內(nèi)反應(yīng)生產(chǎn)丙烯，這個(gè)反應(yīng)器內(nèi)的溫度為420—490℃，壓力為130—160kPa,催化劑使用沸石催化劑

10、，反應(yīng)收率為70%，未反應(yīng)的原料可以經(jīng)一循環(huán)泵輸送至反應(yīng)器入口處。[1]</p><p>　　2.2工藝流程的選擇及分離流程的確定：</p><p>　　由于世界丙烯產(chǎn)量的95%以上是用烴類裂解方法生產(chǎn)的,再加上我國煉油工業(yè)規(guī)模大,并且考慮到經(jīng)濟(jì)效益等因素,因此選擇烴類裂解生產(chǎn)丙烯為最佳。</p><p>　　此時(shí)，裂解產(chǎn)生的裂解氣仍然是組成復(fù)雜的混合物，除了丙烯外

11、，還含有氫及從甲烷到沸點(diǎn)為200℃的多種烴類和水及少量H2S、CO2、乙炔等雜質(zhì)。分離的目的是得到高純度的丙烯，同時(shí)分出多種副產(chǎn)品，如富氫、C4餾分、裂解汽油等。為此，必須凈化除去各種雜質(zhì)，逐步分離出丙烯產(chǎn)品。因?yàn)榉蛛x過程很復(fù)雜，所以，裂解氣分離過程單元操作多，流程長，操作要求嚴(yán)格在丙烯生產(chǎn)裝置中占有極為重要的地位。</p><p>　　裂解氣的分離方法有：（1）精餾法（工業(yè)上稱為深冷分離法）。（2）吸收精餾法（

12、工業(yè)上稱為油吸收法）。（3）吸附法。（4）絡(luò)合法。由于深冷分離法技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)比較先進(jìn)，丙烯回收率高，能達(dá)到本次設(shè)計(jì)的要求，所以在此選擇深冷分離法對裂解氣進(jìn)行分離。</p><p>　　深冷分離法是利用裂解氣中各組分的相對揮發(fā)度不同，用精餾法分離，最后得到丙烯。在分離過程中，脫除沸點(diǎn)很低的甲烷、氫，需要采用-100℃以下低溫，因此為深冷分離法。</p><p>　　在深冷分離流程中，由于針對

13、不同的裂解氣組成和能量消耗水平，可采用多種流程方案，采用較多的有三種：順序分離流程，前脫乙烷分離流程和前脫丙烷分離流程。</p><p>　　從流程技術(shù)的成熟度，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定性，以及丙烯的回收率等方面考慮，選擇采用順序分離流程。</p><p>　　順序分離流程：按裂解氣中各組分含碳原子數(shù)由少到多逐步分離，即先從裂解氣中分出氫及甲烷，再從其余餾分中逐步分出C2、C3、C4餾分，最后得到產(chǎn)品

14、乙烯、丙烯。順序分離流程如下圖：</p><p>　　甲烷 甲烷粗乙烯</p><p>　　富氫 富氫</p><p><b>　　產(chǎn)品乙烯</b></p><p>　　1 2</p&

15、gt;<p>　　4 5</p><p><b>　　裂解氣</b></p><p><b>　　乙烷</b></p><p>　　3富氫 丙烯</p><p><b>　　7</b></p><p>

16、;<b>　　8</b></p><p>　　6 </p><p><b>　　丙烷 </b></p><p><b>　　C4餾分</b></p><p><b>　　9</b></p><

17、p><b>　　裂解汽油</b></p><p>　　圖2-1 順序分離流程圖 </p><p>　　裂解氣經(jīng)壓縮、脫除酸性氣體并干燥脫水后，進(jìn)入深冷分離系統(tǒng)（1）。先在脫甲烷塔（2）前深冷設(shè)備（1）中分出富氫，富氫供炔烴加氫用，并作為副產(chǎn)品，其余組分進(jìn)入脫甲烷塔（2），從塔頂分出甲烷，經(jīng)膨脹降溫作深冷的冷劑，與裂解氣換熱后引出。塔底C 2以上組分進(jìn)入脫乙烷塔

18、（3），塔頂分出C4餾分進(jìn)入乙炔加氫反應(yīng)器（4），經(jīng)加氫除去乙炔，得到乙烯、乙烷餾分，進(jìn)入乙烯精餾塔（5），從側(cè)線分出產(chǎn)品乙烯，從塔頂分出含少量甲烷的粗乙烯，回裂解氣壓縮系統(tǒng)，塔底分出的乙烷回裂解工段重新裂解。從脫乙烷塔（3）底分出的C3以上組分進(jìn)入脫丙烷塔（6），從塔頂分出C3餾分進(jìn)入丙炔加氫反應(yīng)器（7），經(jīng)加氫脫去丙二烯、丙炔，得到丙烯、丙烷餾分，進(jìn)入丙烯精餾塔（8），從塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品丙烯，塔底得到丙烷餾分。從脫丙烷塔底引出的C4以上

19、餾分進(jìn)入脫丁烷塔（9），從塔頂分出C4餾分副產(chǎn)品，塔底得到裂解汽油副產(chǎn)品。[3]</p><p>　　通過以上陳述，最終確定丙烯的生產(chǎn)工藝流程為：以石油為原料通過烴類蒸氣裂解工藝生產(chǎn)裂解氣，通過深冷分離（順序分離）流程得到高純度的丙烯。</p><p>　　第三章 物料衡算</p><p>　　查《合成纖維單體工藝學(xué)》[3]表2—1，裂解氣的組成得：</

20、p><p>　　丙烯的質(zhì)量含量14.80%，并且在丙烯塔可得到純度為99.9%的丙烯，則可認(rèn)為裂解氣中的丙烯全部從丙烯塔分離得出丙烯產(chǎn)品。</p><p>　　因?yàn)槟戤a(chǎn)3萬噸丙烯，</p><p>　　則裂解氣的總量=噸/年</p><p><b>　　丙烷=噸/年</b></p><p><b

21、>　　C4餾分=噸/年</b></p><p><b>　　裂解汽油=噸/年</b></p><p><b>　　乙烷=噸/年</b></p><p><b>　　乙烯=噸/年</b></p><p><b>　　甲烷=噸/年</b>&l

22、t;/p><p><b>　　H2=噸/年</b></p><p><b>　　H2O=噸/年</b></p><p><b>　　雜質(zhì)=噸/年</b></p><p><b>　　乙烯精餾塔:</b></p><p>　　塔頂乙烯的純

23、度為99%，則乙烯=0.99×5.83×104噸/年=5.77×104噸/年</p><p>　　塔底的物料:剩余乙烯+乙烷=2.24 ×104+（5.83-5.77）×104=2.3×104噸/年</p><p><b>　　丙烯精餾塔:</b></p><p>　　塔頂丙烯純度為9

24、9.6%，則丙烯=0.996×3×104噸/年=2.988×104噸/年</p><p>　　塔底的物料:剩余丙烯+丙烷=1.2×103 +（3-2.988）×104=1.212×104噸/年</p><p><b>　　脫丁烷塔:</b></p><p>　　塔頂C4餾分純度為99.

25、9%，則認(rèn)為塔頂全為C4餾分=1.94×104噸/年</p><p>　　塔底:裂解汽油=3.98×104噸/年 </p><p>　　分離流程的物料衡算結(jié)果如下表：</p><p><b>　　表3—1</b></p><p>　　裂解氣進(jìn)入分離流程：</p><p><

26、;b>　　表3—2：</b></p><p>　　設(shè)備塔的物料衡算結(jié)果：</p><p>　　第四章 主體設(shè)備丙烯塔工藝計(jì)算</p><p><b>　　4.1原始數(shù)據(jù)：</b></p><p>　　年產(chǎn)3萬噸丙烯的丙烯塔的設(shè)計(jì)。</p><p><b>　　物料組

27、成：</b></p><p>　　質(zhì)量分率，操作壓強(qiáng)：P=17.40atg</p><p>　　泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。</p><p><b>　　4.2 物料衡算：</b></p><p>　　按300天/年計(jì)算，每天24小時(shí)，則：</p><p>　　年產(chǎn)3萬噸丙烯=3×1

28、07kg/年=3×107/300×24×42=99.2kmol/h=4166.7kg/h</p><p>　　查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得在常壓下：</p><p>　　沸點(diǎn)Tb: 丙烯 -47.70℃</p><p>　　丙烷 -42.07℃</p><p>　　正丁烷

29、 -0.50℃</p><p>　　所以得出：丙烯為輕關(guān)鍵組分，丙烷為重關(guān)鍵組分，丁烷為重組分。</p><p><b>　　物料衡算：</b></p><p>　　以100kg/h為基準(zhǔn)進(jìn)料，采用清晰分割法：</p><p><b>　　表 4—1 </b></p>&l

30、t;p><b>　　F=D+W</b></p><p><b>　　F’=D’+W’</b></p><p><b>　　=0.152</b></p><p>　　D=91.9 W=100-91.9=8.1</p><p>　　D×aD=4166.7

31、kg/h</p><p>　　D=4183kg/h</p><p>　　F=4183/0.919=4552.1kg/h</p><p>　　W=4552.1-4183=369.1kg/h</p><p>　　F丙烯=4552.1×0.9275=4222.1kg/h</p><p>　　F丙烷=4552.1&#

32、215;0.0705=320.9kg/h</p><p>　　F正丁烷=4552.1-4222.1-320.9=9.1kg/h</p><p>　　因此物料衡算結(jié)果如下表：</p><p><b>　　表 4—2 </b></p><p>　　4.3 丙烯精餾塔塔頂，塔底及進(jìn)料溫度的確定：</p>&l

33、t;p>　　查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]：</p><p>　　對本次設(shè)計(jì)條件應(yīng)選用H—B蒸汽壓方程式：</p><p>　　lnPi= （4—1）</p><p>　　操作壓強(qiáng)：P=17.40atg=17.4×735.6+760=13559.44mmHg</p>&

34、lt;p>　　查詢《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得各物質(zhì)的物化數(shù)據(jù)如下：</p><p><b>　　表 4—3</b></p><p>　　其中，wi：偏心因子，Zri：臨界壓縮系數(shù)，A、B、C、D為H—B蒸汽壓方程式實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)回歸所得的常數(shù)，Tc：臨界溫度。由《化工原理計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算》[14]得：</p><p>　　Ki=

35、 （4—2）</p><p>　　在中、低壓條件下的烴類混合物可近似當(dāng)作理想溶液，r(iL)=r(iV)=1,Φiv=Φ,并且exp=1,根據(jù)三參數(shù)方程整理得：</p><p>　　Ki= （4—3） <

36、/p><p>　　其中Wi與Tri的關(guān)系是：</p><p><b>　　Tri=</b></p><p><b>　　當(dāng)Tri≤1時(shí)：</b></p><p>　　Wi=(4.92wi+5.81)lnTr-0.0838(4.92wi+2.06)(36/Tri-35-Tri6+42lnTri)</

37、p><p><b>　　當(dāng)Tri>1時(shí)：</b></p><p>　　Wi=-(16.26-73.85Zri+90Zri2) (1/Tri-1) ×10-8.68（Tri-1.8+6.2Zri）2</p><p>　　以下為求塔頂露點(diǎn)溫度的框圖：</p><p>　　N

38、 Y</p><p><b>　　圖4—1</b></p><p>　　其中y1=xD1=0.996,y2=xD2=0.004,y3=xD3=0</p><p>　　通過計(jì)算機(jī)編程（C語言，附錄一）得：</p><p>　　塔頂露點(diǎn)T=337.396K</p><p><b>

39、　　表 4—4</b></p><p>　　以下為求塔底泡點(diǎn)溫度的框圖：</p><p>　　N Y</p><p><b>　　圖4—2</b></p><p>　　其中x1=0.93,x2=0.0675,x3=0.0025</p>

40、<p>　　通過計(jì)算機(jī)編程（C語言，附錄二）得：</p><p>　　塔底泡點(diǎn)T=343.142K</p><p><b>　　表 4—5</b></p><p>　　以下為求進(jìn)料泡點(diǎn)溫度的框圖：</p><p>　　N Y</p>

41、<p><b>　　圖4—3</b></p><p>　　其中x1=0.157,x2=0.824,x3=0.019</p><p>　　通過計(jì)算機(jī)編程（C語言，附錄三）得：</p><p>　　進(jìn)料泡點(diǎn)T=337.576K</p><p><b>　　表 4—6</b></p>

42、<p>　　4.4 最小回流比Rmin：</p><p>　　由《化工分離過程》[5]得恩特伍德公式：</p><p><b>　　(4—4);</b></p><p><b>　　(4—5);</b></p><p>　　因?yàn)檫M(jìn)料為飽和液相，所以q=1;</p><

43、;p>　　其中αi=（α頂α底）1/2</p><p>　　α丙烯=[（0.91042/0.69500）×（1.139316/0.872952）] 1/2=1.304</p><p>　　α丙烷=[（0.69500/0.69500）×（0.872952/0.872952）] 1/2=1</p><p>　　α丁烷=[（0.074125/0.

44、69500）×（0.096887/0.872952）] 1/2=0.109</p><p><b>　　所以式（4-5）：</b></p><p><b>　　=1-1=0</b></p><p>　　通過計(jì)算機(jī)編程（C語言，附錄四），取1.304>θ>1的根，得θ=1.016</p>

45、<p><b>　　再由式（4-4）：</b></p><p><b>　　Rm+1=</b></p><p><b>　　Rm=3.26</b></p><p>　　為了實(shí)現(xiàn)兩個(gè)關(guān)鍵組分之間規(guī)定的分離要求，回流比必須大于它的最小值。實(shí)際回流比的選擇多考慮經(jīng)濟(jì)方面的因素。R/ Rm為一個(gè)系數(shù)

46、，根據(jù)Fair和Bolles的研究結(jié)果，R/ Rm的最優(yōu)值約為1.05，但是在實(shí)際情況下，稍大一些。如果取R/ Rm=1.10，常需要很多的理論板數(shù)；如果取R/ Rm=1.80，則需要較少的理論板數(shù)。[4]因?yàn)樗鍞?shù)多會使主體設(shè)備的塔高變高，增加設(shè)備的費(fèi)用，但是R小能使再沸器和冷凝器的傳熱量降低，有利于節(jié)能，從長遠(yuǎn)看經(jīng)濟(jì)效益更好，因此取R/ Rm=1.2。</p><p>　　R=1.2×Rm=1.2&

47、#215;3.26=3.912</p><p>　　4.5 求取精餾塔塔板數(shù)：</p><p>　　4.5.1 簡捷法：</p><p>　　理論板數(shù)Nm= （4—6）</p><p>　　其中（xA/xB）D=99.207/1.319=75.21</p><p>　　

48、（xA/xB) W=0.37/6.923=0.053</p><p>　　α平均=（αDαWαF）1/3,</p><p>　　其中αD=K1/K2=0.91042/0.69500=1.3099</p><p>　　αW=K1/K2=1.139316/0.872952=1.2986</p><p>　　αF=K1/K2=0.916779/0.

49、699928=1.3098</p><p><b>　　α平均=1.306</b></p><p><b>　　因此Nm=</b></p><p>　　由《化工分離工程》[5]得：</p><p><b>　　X=</b></p><p>　　Y=0.7

50、5-0.75X0.5668=0.75-0.75×0.13270.5668=0.511</p><p><b>　　Y=</b></p><p>　　所以，N=57.06（不含再沸器）</p><p>　　4.5.2 逐板計(jì)算法：</p><p>　　精餾段操作線方程：yi,j+1=L/Vxi,j+(1-L/D)

51、xi,D</p><p>　　其中L/V=(L/D)/(1+L/D)=R/(R+1)=3.912/(1+3.912)=0.796</p><p>　　所以方程為：yi,j+1=0.796xi,j+(1-0.796)xi,D</p><p>　　提留段操作線方程：yi,j+1=L’/D’ xi,j-(L’/D’-1)xi,W</p><p>　

52、　其中L’=L+F=RD+F=3.912×99.577+107.976=497.52kmol/h</p><p>　　V’=L+D=(R+1)D=(3.912+1)×99.577=489.12kmol/h</p><p>　　所以，L’/V’=1.02</p><p>　　所以，yi,j+1=1.02xi,j-(1.02-1)xi,W</p

53、><p>　　再由《化工分離過程》[5]得平衡關(guān)系：</p><p>　　yi,j= （4—7）</p><p>　　α i,rxi,j/∑αi,rxi,j</p><p>　　其中α i,r的數(shù)據(jù)由下式計(jì)算：</p><p>　　α丙烯=（α

54、1α1’α1”）1/3</p><p>　　α1=K1,1/K1,3=0.91042/0.074125=12.28</p><p>　　α2’=K2,1/K2,3=0.69500/0.074125=11.759</p><p>　　α3”=K3,1/K3,3=12.26</p><p>　　α丙烯=(12.28×11.759

55、5;12.26) 1/3=12.1</p><p><b>　　以次類推得：</b></p><p>　　α丙烷=9.246, α丁烷=1</p><p>　　按照從塔底向塔頂逐板計(jì)算，框圖如下：</p><p><b>　　N</b></p><p><b>　　

56、Y</b></p><p><b>　　N</b></p><p><b>　　Y</b></p><p><b>　　圖4—4</b></p><p>　　通過計(jì)算機(jī)編程（C語言，附錄五）得到：</p><p>　　N進(jìn)料=23，N塔=57

57、(含再沸器)</p><p>　　4.6 浮閥塔的設(shè)計(jì)計(jì)算：</p><p>　　由《化工原理》（下）[7]：塔設(shè)備從結(jié)構(gòu)形式上分為板式塔和填料塔，在工業(yè)生產(chǎn)中，由于處理量大，多采用板式塔，在本設(shè)計(jì)丙烯分離量大，故采用板式塔。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)

58、低。綜合以上的因素，在本次設(shè)計(jì)中選擇浮閥塔。</p><p>　　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：</p><p>　　4.6.1 精餾段：</p><p>　　4.6.1.1塔板工藝尺寸計(jì)算：</p><p><b>　　(1) 塔徑：</b></p><p>　　定性溫度t=(

59、tF+tD)/2=(337.576+337.396)/2=337.486K=64.34℃</p><p>　　x丙烯=(xD+xFi)/2=(0.996+0.931)/2=0.9635</p><p>　　yFi=KixFi=0.917×0.931=0.854</p><p>　　y丙烯=(xD+yFi)/2=(0.996+0.854)/2=0.925&l

60、t;/p><p>　　x丙烷=(xD+xFi)=(0.004+0.0675)/2=0.036</p><p>　　yFi=KixFi=0.0675×0.699928=0.0472</p><p>　　y丙烷=(xD+yFi)/2=(0.004+0.0472)/2=0.0256</p><p>　　x丁烷=(xD+xFi)/2=(0.00

61、15+0)/2=0.00075</p><p>　　yFi=KixFi=0.0015×0.074764=0.000112</p><p>　　y丁烷=(xD+yFi)/2=(0+0.0001)/2=0.00005</p><p>　　所以，氣相的M1=∑yiMi=0.925×42+0.0256×44+0.00005×58=39

62、.98</p><p>　　查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得到三種物質(zhì)的Tc,Pc:</p><p>　　Tc丙烯=91.6℃,Tc丙烷=96.67℃,Tc正丁烷=152.01℃</p><p>　　Pc丙烯=45.50at,Pc丙烷=41.94at,Pc正丁烷=37.47at</p><p>　　Tc=∑Tciyi=0.925×

63、(91.6+273.15)+0.0256×(96.67+273.15)+</p><p>　　00005×(152.01+273.15)=346.88K</p><p>　　Tr= =0.973</p><p>　　Pc=∑Pciyi=0.925×45.50+0.0256×41.94+0.00005×37.47<

64、;/p><p><b>　　=43.163at</b></p><p>　　P=13559.44mmHg=17.84at=1.8×106Pa</p><p>　　Pr= =0.4133</p><p>　　因?yàn)镻r在0—1之間，所以選擇低壓段。</p><p>　　查《化工熱力學(xué)》[6]圖2

65、—4（a）得到Z=0.95</p><p><b>　　ρV=kg/m3</b></p><p>　　在t=64.34℃時(shí)，查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得ρLi：</p><p><b>　　表 4—7</b></p><p><b>　　運(yùn)用線性內(nèi)插得：</b></

66、p><p>　　ρL1=0.424g/cm3</p><p>　　依次類推：ρL2=0.417g/cm3</p><p>　　ρL3=0.524g/cm3</p><p>　　由《化工分離工程》[5]得：</p><p>　　液相的M2=∑Mixi=0.9635×42+×0.036×44+0.

67、00075×58=42.1</p><p>　　其中，a1=x1M1/M=0.9635×42/42.1=0.961</p><p>　　a2=x2M2/M=0.036×44/42.1=0.0376</p><p>　　a3=x3M3/M=0.00075×58/42.1=0.0014</p><p>　　

68、所以，1/ρL=0.961/0.424+0.0376/0.417+0.0014/0.524=2.3594</p><p>　　ρL=0.424g/cm3=424kg/m3</p><p>　　V=(R+1)D=(3.912+1)×99.577=489.12kmol/h</p><p>　　Vs=724.26 m3/h=0.2 m3/s</p>

69、<p>　　L=RD=3.912×99.577=389.55kmol/h</p><p>　　Ls==38.68 m3/h=0.01 m3/s</p><p>　　取板間距HT=0.6m,取板上液層高度hL=0.06m,則HT-hL=0.6-0.06=0.54</p><p>　　根據(jù)以上數(shù)值，由《化工原理》（下）[7]圖3-8查得C20=0.

70、092</p><p>　　在t=64.34℃時(shí)，查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得到σi：</p><p><b>　　表 4—8</b></p><p><b>　　運(yùn)用線性內(nèi)插求出：</b></p><p>　　σ丙烯=2.38mN/m</p><p>　　σ丙烷=2.

71、69mN/m</p><p>　　σ正丁烷=7.67mN/m</p><p>　　σ=∑xiσi=0.9635×2.38+0.036×2.69+0.00075×7.67=2.39 mN/m</p><p>　　C=C20=0.06</p><p>　　Umax==0.23m/s</p><p&

72、gt;　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p><p>　　U=0.6Umax=0.6×0.23=0.138m/s</p><p>　　塔徑D==1.359m</p><p><b>　　圓整D=1.4m</b></p><p>　?。?）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：</p><p>

73、　　取閥孔動能因子F0=10</p><p><b>　　U0=m/s</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)N=</p><p>　　查《金屬設(shè)備》（2）[8]浮閥塔盤標(biāo)準(zhǔn)系列選用表：</p><p>　　按N=96重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)</p><p><b>　　U0=

74、m/s</b></p><p>　　F0=1.74×=9.04</p><p>　　因?yàn)镕0在8—12之間，所以選用的浮閥塔盤符合要求。具體數(shù)據(jù)如下：</p><p><b>　　表 4—9</b></p><p>　　4.6.1.2塔板流體力學(xué)驗(yàn)算：</p><p>　　（

75、1） 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降：</p><p>　　hP=hc+hl+hσ</p><p><b>　　干板阻力：</b></p><p><b>　　Uoc=m/s</b></p><p><b>　　因?yàn)閁o>Uoc,</b></p><p>

76、;　　所以hc=5.34m液柱</p><p>　?。╞） 板上充氣液層阻力：</p><p>　　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=0.5</p><p>　　hl=ε0hL=0.5×0.06=0.03m液柱</p><p>　　（c） 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽

77、略不計(jì)</p><p>　　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?lt;/p><p>　　hp=0.052+0.03=0.082m液柱</p><p>　?。▎伟鍓航怠鱌p=hpρLg=0.082×424×9.81=341Pa）</p><p>　　由于hp在265kPa—530kPa之間，所以符合要求。<

78、;/p><p><b>　　淹塔： </b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd≤Φ（HT+hW）</p><p>　　因?yàn)檠唛LLw=1.029m,</p><p>　　查《化工原理》下[7]圖3—11，得到收縮系數(shù)E=1.02</p><p><b&g

79、t;　　采用平直堰，</b></p><p>　　堰上液層高度how===0.0325m</p><p>　　堰上液層高度how>6mm,符合要求。</p><p>　　因?yàn)閔L=hw+how,則出口堰高h(yuǎn)w=0.06-0.0325=0.0275m</p><p>　　出口堰高h(yuǎn)w在25mm—50mm之間，符合要求。<

80、/p><p>　　取hw=0.028m,hL=hw+how=0.028+0.0325=0.0605m</p><p>　　降液管底隙高度h0= （4—8）</p><p>　　取降液管底隙處液體流速Uo’=0.13m/s</p><p><b>　　則h0=m</b>

81、</p><p>　　Hd=hp+hL+hd （4—9）</p><p>　　（a） 與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=0.082m液柱</p><p>　?。╞） 液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進(jìn)口堰，故</p><

82、;p>　　hd=0.153m液柱</p><p>　?。╟） 板上液層高度 hL=0.0605m液柱</p><p>　　則Hd=0.082+0.002+0.0605=0.1445 m液柱</p><p>　　取φ=0.5，又選定HT=0.6m，hw=0.028m</p><p>　　則φ(HT+ hw)=0.5×(0.6+

83、0.028)=0.314m</p><p>　　可見Hd<φ(HT+ hw),符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　?。?） 霧沫夾帶：</b></p><p>　　由前面已知的降液管面積與塔截面積之比：10.45%</p><p>　　查《金屬設(shè)備》（2）[8]得AT=15390cm2=1.539m2&

84、lt;/p><p>　　則降液管面積 Af=0.1045AT=0.16m2</p><p>　　降液管寬度Wd=0.225m</p><p>　　泛點(diǎn)率= （4—10）</p><p>　　其中，ZL=D-2Wd=1.4-2×0.225=0.95m</p><p>　　Ab=

85、AT-2Af=1.539-2×0.16=1.219 m2</p><p>　　查《化工原理》（下）[7]表3—4得：K=1.0</p><p>　　又由圖3—16查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)：CF=0.133</p><p><b>　　則泛點(diǎn)率=</b></p><p><b>　　又按式：</b>

86、</p><p><b>　　泛點(diǎn)率=×100%</b></p><p><b>　　=32.7%</b></p><p>　　對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%。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<0.1kg(液)/kg(氣)的要求。</p&

87、gt;<p>　　4.6.1.3塔板負(fù)荷性能圖：</p><p><b>　　霧沫夾帶線</b></p><p>　　依照前面的泛點(diǎn)率公式，</p><p>　　泛點(diǎn)率= （4—11）</p><p>　　對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中ρV、ρL、Ab、K

88、、CF及ZL均為已知值，相應(yīng)于eV=0.1的泛點(diǎn)率上限值也可確定，將各已知數(shù)代入上式，可得出Vs—Ls的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。</p><p>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算：</p><p>　　整理得：Vs=0.5-4.97Ls (1)</p><p>　　由（1）式知霧沫夾帶

89、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。</p><p><b>　　表 4—10</b></p><p><b>　　(2) 液泛線</b></p><p>　　φ(HT+ hw)= hp+hL+hd=hc+hl+hσ+ hL+hd （4—12）&

90、lt;/p><p>　　忽略hσ，則由上式確定液泛線。</p><p>　　5×(0.6+0.028)=</p><p><b>　　5.34</b></p><p><b>　　及Uo=</b></p><p>　　整理得：

91、 (2)</p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)Ls，可得到相應(yīng)的Vs。</p><p><b>　　表4—11</b></p><p>　　(3) 液相負(fù)荷上限線：</p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留3—5s。</p><p>　　則，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間θ=

92、 （4—13）</p><p>　　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無關(guān)的豎直線。</p><p>　　以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則</p><p>　　(Ls)max= m3/s （3）</p><p><b>　　(4)

93、漏液線</b></p><p>　　對于F1型重閥，依F0=</p><p><b>　　又Vs=</b></p><p><b>　　則得：Vs=</b></p><p>　　可由上式求出氣相負(fù)荷VS的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。</p><p>

94、;　　以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p>　　(Vs)min==0.11 m3/s (4)</p><p>　　(5) 液相符合下限線：</p><p>　　取堰上液層高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，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關(guān)的豎直線。</p>

95、<p><b>　?。?-14）</b></p><p>　　取E=1.02，則=0.00085 m3/s (5)</p><p>　　根據(jù)以上（1），（2），（3），（4），（5）五條線和表格中的數(shù)據(jù)可分別作出塔板負(fù)荷性能圖。</p><p>　　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?

96、）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。</p><p>　?。?）塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　?。?）按照精餾段的液氣比，Vs=0.2 m3/s，Ls=0.01 m3/s由圖4—5查出塔板的氣相負(fù)荷上限（Vs）max=0.4 m3/s，氣相負(fù)荷下限（Vs）min=0.11 m3/s，所以</p>

97、<p>　　操作彈性=3.6>3</p><p>　　塔板負(fù)荷性能圖如下：</p><p><b>　　(2)</b></p><p>　　0.5 (1) </p><p><b>　　0.4</b></p><

98、;p>　　Vs 0.3</p><p>　　0.2 (5) P (3)</p><p>　　0.1 (4)</p><p>　　0 1 2 3 4 5 6 7 8

99、 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20</p><p>　　Ls×103，m3/s</p><p><b>　　圖4—5 </b></p><p>　　4.6.2 提餾段：</p><p>　　4.6.2.1塔板工藝尺寸計(jì)算：</p><p><

100、b>　　(1) 塔徑：</b></p><p>　　定性溫度：t=(tF+tw)/2=(337.576+343.142)/2=340.359K=67.2℃</p><p>　　x丙烯=(xwi+xFi)/2=(0.157+0.931)/2=0.544</p><p>　　ywi=Kixwi=1.14×0.157=0.179</p&g

101、t;<p>　　y丙烯=(ywi+yFi)/2=(0.179+0.854)/2=0.517</p><p>　　x丙烷=(xwi+xFi)=(0.824+0.0675)/2=0.446</p><p>　　ywi=Kixwi=0.87×0.824=0.717</p><p>　　y丙烷=(ywi+yFi)/2=(0.717+0.0472)/2

102、=0.38</p><p>　　x正丁烷=(xwi+xFi)/2=(0.0015+0.019)/2=0.01</p><p>　　ywi=Kixwi=0.019×0.075=0.0014</p><p>　　y正丁烷=(ywi+yFi)/2=(0.0014+0.0001)/2=0.00076</p><p>　　所以，氣相的M1=∑

103、yiMi</p><p>　　=0.517×42+0.38×44+0.00076×58=38.46kg/kmol</p><p>　　根據(jù)精餾段查出的Tc,Pc數(shù)據(jù)</p><p>　　則Tc=∑Tciyi=0.517×(91.6+273.15)+0.38×(96.67+273.15)+0.00076×(1

104、52.01+273.15)=329.4K</p><p>　　Tr=T/Tc=340.36/329.4=1.03</p><p>　　Pc=∑Pciyi=0.517×45.50+0.38×41.94+0.00076×37.47</p><p><b>　　=39.5at</b></p><p&g

105、t;　　P=13559.44mmHg=17.84at=1.8×106Pa</p><p>　　Pr=P/Pc=17.84/39.5=0.45</p><p>　　因?yàn)镻r在0—1之間，所以選擇低壓段。</p><p>　　查《化工熱力學(xué)》[6]圖2—4（a）得到Z=0.84</p><p><b>　　ρV=</b&

106、gt;</p><p>　　=1.8×106×38.46/8.314×340.359×0.84</p><p>　　=29.1kg/m3</p><p>　　在t=67.2℃時(shí)，查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得ρLi：</p><p><b>　　表 4—12</b></p

107、><p><b>　　運(yùn)用線性內(nèi)插得：</b></p><p>　　ρL1=0.4156g/cm3</p><p>　　ρL2=0.410g/cm3</p><p>　　ρL3=0.520g/cm3</p><p>　　由《化工分離工程》[5]得：</p><p>　　1/ρL

108、=∑ai/ρLi</p><p>　　液相的M2=∑Mixi=0.544×42+×0.446×44+0.01×58=43.05</p><p>　　其中，a1=x1M1/M=0.544×42/43.05=0.53</p><p>　　a2=x2M2/M=0.446×44/43.05=0.46</p&g

109、t;<p>　　a3=x3M3/M=0.01×58/43.05=0.013</p><p>　　所以，1/ρL=0.53/0.4156+0.46/0.417+0.013/0.52=2.42</p><p>　　ρL=0.41335g/cm3=413.35kg/m3</p><p>　　V’=V+(q-1)F</p><p&

110、gt;　　因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1</p><p>　　所以，V’=V=489.12kmol/h</p><p>　　Vs’==646.44 m3/h=0.18 m3/s</p><p>　　L’=RD+F=3.912×99.577+107.976=497.52kmol/h</p><p>　　Ls’==51.81 m3/h=0.0

111、14 m3/s</p><p>　　取板間距HT=0.6m,取板上液層高度hL=0.06m,則HT-hL=0.6-0.06=0.54</p><p>　　根據(jù)以上數(shù)值，由《化工原理》下[7]圖3-8查得C20=0.08</p><p>　　在t=67.2℃時(shí)，查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》[4]得到σi：</p><p><b>　　表

112、 4—13</b></p><p><b>　　運(yùn)用線性內(nèi)插求出：</b></p><p>　　σ丙烯=2.085mN/m</p><p>　　σ丙烷=2.41mN/m</p><p>　　σ正丁烷=7.37mN/m</p><p>　　σ=∑xiσi=0.544×2.085

113、+0.446×2.41+0.01×7.37=2.28 mN/m</p><p>　　C=C20=0.0518</p><p>　　Umax==0.188m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為</p><p>　　U=0.8Umax=0.8×0.188=0.15m/s</p>&

114、lt;p>　　塔徑D==1.24m</p><p><b>　　圓整D=1.4m</b></p><p>　?。?）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：</p><p>　　取閥孔動能因子F0=10</p><p><b>　　U0=m/s</b></p><p>　　每層塔板上

115、的浮閥數(shù)N=</p><p>　　查《金屬設(shè)備》（2）[8]浮閥塔盤標(biāo)準(zhǔn)系列選用表：</p><p>　　按N=96重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)</p><p><b>　　U0=m/s</b></p><p>　　F0=1.57×=8.47</p><p>　　因?yàn)镕0在8—12之間，所

116、以選用的浮閥塔盤符合要求。具體數(shù)據(jù)如下：</p><p><b>　　表 4—14</b></p><p>　　4.6.2.2 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算：</p><p>　?。?） 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降：</p><p>　　hP=hc+hl+hσ

117、 （4—15）</p><p><b>　　干板阻力：</b></p><p><b>　　Uoc=m/s</b></p><p>　　因?yàn)閁o=1.57<Uoc,</p><p>　　所以hc=190.05m液柱</p><p>　?。╞

118、） 板上充氣液層阻力：</p><p>　　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衔铮瑒t可取充氣系數(shù)ε0=0.5</p><p>　　hl=ε0hL=0.5×0.06=0.03m液柱</p><p>　?。╟） 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計(jì)</p><p>　　因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔的

119、壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p>　　hp=0.05+0.03=0.08m液柱</p><p>　?。▎伟鍓航怠鱌p=hp×ρL×g=0.08×413.35×9.81=324.4Pa）</p><p>　　由于hp在265kPa—530kPa之間，所以符合要求。</p><p><b>

120、;　?。?）淹塔： </b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd≤Φ（HT+hW）</p><p>　　因?yàn)檠唛LLw=1.029m,，</p><p>　　查《化工原理》（下）[7]圖3—11，得到收縮系數(shù)E=1.042</p><p><b>　　采用平直堰，</b>

121、;</p><p>　　堰上液層高度how=0.04m</p><p>　　則how>6mm,符合要求。</p><p>　　因?yàn)閔L=hw+how,則出口堰高h(yuǎn)w=0.06-0.04=0.02m</p><p>　　則出口堰高h(yuǎn)w不在25mm—50mm之間，</p><p>　　根據(jù)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》（上）[

122、9]得：</p><p>　　取hw=0.025m,則hL=hw+how=0.025+0.04=0.065m</p><p>　　降液管底隙高度h0=, （4—16）</p><p>　　取降液管底隙處液體流速Uo’=0.13m/s</p><p><b>　　則h0=m</b>&

123、lt;/p><p>　　Hd=hp+hL+hd</p><p>　?。╝） 與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=0.08m液柱</p><p>　?。╞） 液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進(jìn)口堰，故</p><p>　　hd=0.153m液柱</p><p>　?。╟） 板上液層高度 hL=0.065m液柱&l

124、t;/p><p>　　則Hd=0.08+0.0024+0.065=0.1474 m液柱</p><p>　　取φ=0.5，又選定HT=0.6m，hw=0.025m</p><p>　　則φ(HT+ hw)=0.5×(0.6+0.025)=0.313m</p><p>　　可見Hd<φ(HT+ hw),符合防止淹塔的要求。</

125、p><p><b>　?。?） 霧沫夾帶：</b></p><p>　　由前面已知的降液管面積與塔截面積之比：10.45%</p><p>　　查《金屬設(shè)備》（2）[8]得AT=15390cm2=1.539m2</p><p>　　則降液管面積 Af=0.1045AT=0.16m2</p><p>　

126、　降液管寬度Wd=0.225m</p><p>　　泛點(diǎn)率= （4—17）</p><p>　　其中，ZL=D-2Wd=1.4-2×0.225=0.95m</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.539-2×0.16=1.219 m2</p><p>　　查《化工原理》（下）[7]表3—4得：

127、K=1.0</p><p>　　又由圖3—16查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)：CF=0.133</p><p><b>　　則泛點(diǎn)率=</b></p><p><b>　　又按式：</b></p><p><b>　　泛點(diǎn)率=</b></p><p>　　對于大塔，為

128、了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%。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<0.1kg(液)/kg(氣)的要求。</p><p>　　4.6.2.3塔板負(fù)荷性能圖：</p><p>　　(1) 霧沫夾帶線</p><p>　　依照前面的泛點(diǎn)率公式，</p><p>　　泛點(diǎn)率=

129、 （4—18）</p><p>　　對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中ρV、ρL、Ab、K、CF及ZL均為已知值，相應(yīng)于eV=0.1的泛點(diǎn)率上限值也可確定，將各已知數(shù)代入上式，可得出Vs—Ls的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。</p><p>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算：</p><p>　　整理得：Vs=0.47-4.

130、7Ls (1)</p><p>　　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。</p><p><b>　　表 4—15</b></p><p><b>　　(2) 液泛線：</b></p><