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1、文献综述辽宁石油化工大学继续教育学院 化学工程与工艺专业 摘要：本人所设计所依据的是以丙烯精制生产装置为设计原型。我所设计的题目是年产9.8万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计-脱乙烷塔部分，开工周期为8000小时/年，其中原料主要组成为C20 ，C3=，C30，iC40，等组分，按各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。本设计采用脱乙烷塔，依次进行了物料衡算、热量衡算、塔结构的相关工艺计算，及换热设备的计算及附属设备的选型，并根据设计数据分别绘制了自控流程图。设备选型方面主要按照现场实际，并兼顾工艺控制要求与经济合理性。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中
2、，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可
3、减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以
4、分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。随着先进控制技术的兴起，关键控制指标由定值控制向区间控制转变，调节变量与控制变量的关系由单对单向多变量预估控制转变。它是装置控制技术发展的方向，正在逐步普及。为了为装置以后上先进控制提供方便，我们在设计时，注意为塔顶温度，塔底温度，回流量等指标保留较大的操作弹性。关键词：脱乙烷塔；丙烯精馏塔；物料衡算；热量衡算； Abstract: This design is b
5、ased 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 composition of C20, C3 =, C30, iC40, and other components, according to the boilin
6、g point of each component and relative volatility of the different components to separate. This design uses a multi-component distillation process by decreasing volatility program, process design of two towers that ethane tower isolated C02, then separation of propylene distillation tower bottom fro
7、m 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 commodity or light a fire after a device sold as a commodit
8、y, oil fires, or do.Design, in turn the mass balance, heat balance, the related technology tower structure calculation, and calculation of heat transfer equipment and ancillary equipment selection, and data were plotted according to the design automation flow chart. Equipment selection is done mainl
9、y according to the actual site, taking into account the process control requirements and economic rationality.With the rise of advanced control technology, the key control target range from the control value control to change, adjust the relationship between variables and control variables by a sing
10、le pair of one-way transformation of multivariable predictive control. It is the device controlling the direction of technology development, is gradually spread. In order for the device to facilitate future advanced control, we design, attention to tower top temperature, the bottom of the column tem
11、perature and flow indicators are back to keep a large operation flexibility.Keywords: ethane tower; propylene distillation column; material balance; heat balance; 第1章概述1.1气分装置发展概况气体分馏是指对液化石油气的进一步分离。炼厂液化气中的主要成分是C3、C4的烷烃和烯烃，即丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。这些烃的沸点很低，如丙烷的沸点是42.07，丁烷为0.5，异丁烯为6.9，在常温常压下均为气体，但在一定的压力下（2.0MPa以
12、上）可呈液态，利用其不同沸点进行精馏加以分离。由于彼此之间沸点差别不大，分馏精度要求很高，要用几个多层塔板的精馏塔。塔板数越多塔体就越高，所以炼油厂的气体分馏装置都有数个高而细的塔。气体分馏装置要根据需要分离出哪几种产品以及要求的纯度来设定装置的工艺流程。气体分馏装置中的精馏塔一般为三个或四个，少数为五个，实际中可根据生产需要确定精馏塔的个数。一般地，如要将气体分离为n个单体烃或馏分，则需要精馏培的个数为n1。气分装置包括气体的压缩和冷却系统、稳定系统、脱硫化氢和二氧化碳的碱精制系统和分离系统。精制的原料进入精馏塔，然后连续在精馏塔进行分离，分出丙烯、丙烷、轻C4馏分（主要是异丁烷、异丁烯、l
13、-丁烯组分）、重C4馏分（主要为2-丁烯和正丁烷）及戊烷馏分。1.2气分装置的原料来源、组成气分装置的原料主要来自 重整车间、加氢裂化、催化裂化、焦化 等车间分离出来的C1C4组分。具体组成如下图：C2C3=C30iC40iC4=C4-1=nC40反C4-2=顺C4-2=C5H2S有机硫1.3丙烯精制产品的用途、价值丙烯在常温常压下为无色可燃性气体，比空气重，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限（体积），可溶于乙醇和乙醚，微溶于水。丙烯是石油化工基本原料之一，可用以生产多种重要有机化工原料，可以生产丙烯腈，环氧丙烷，环氧氯丙烷，异丙醇，丁醇，辛醇等，也可直接合成聚丙烯，乙丙烷等。丙稀可做聚丙稀、异
14、丙醇的原料，还可做腈纶、丙烯睛等产品的原料，丙烯在我国的需要量很大，它是三大合成材料的重要原材料。1.4分离方案的确定生产流程方案的数目由下列公式决定： Z2（C1）！C！（C-1）！其中：Z方案数目 C主要组分数原料主要有三个组分：C2、C3、C3，生产方案有两种：图11 丙烯精制生产流程方案图图（A）为按挥发度递减顺序采出，图（B）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B）所示方法中，除最难挥发组分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品，能量（热量和冷量）消耗大。并
15、且，由于物料的内循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大，再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故应选用图（A）所示的生产方案。由于原料中的和常压下沸点相近，都在40以下，如在常压下分离这两个组分需采用深冷的方法，使用制冷剂，工艺流程复杂，附属设备多，设备的投资费用加大，根据烃的沸点随压力增加而升高的特点，采用高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，只是采用高压分离丙稀，精馏塔应有较多的塔板数和较大的回流比，所以本设计采用常温加压分离方法，采用相对挥发度递减顺序流程方案分离出丙稀。1.5丙烯精制设备确定本装置的平面布置应严格遵循炼油装置平面设计的主要原则设计，
16、宜采用同类设备集中与流程方式相结合的方案布置。在装置内设有塔区、罐区、操作区三部分，同时应考虑装置的主要泄漏地点在罐区和原料泵附近。东北地区风向多为西北风，故装置按流程顺序应为南北走向，以防止泄漏后可燃气体被吹出装置而引起事故。1.6丙烯精制工艺流程的叙述来自气分车间的碳三进入原料罐内，罐中碳三经脱乙烷塔进料泵再经流量控制阀、原料预热器预热后由进入脱乙烷塔，采用精馏原理，对碳三中的碳二进行分离，塔顶馏分进入分凝器至回流罐，塔顶不凝器由回流罐顶经控制阀进入高压罐网，回流罐液体靠回流泵再经控制阀打回塔顶，为塔盘提供液相介质，塔底重沸器采用0.9Mpa蒸汽供热，塔底一部分液相经塔底重沸器返回第一层塔
17、盘下，提供气相介质，另一部分作为丙烯精制塔进料靠两塔之间压差、经流量控制阀压入丙烯精制塔。丙烯和丙烷的混合物从进料层流入丙烯精制塔。丙烯精制塔底馏分一部分经塔底重沸器返回第一层塔板下，另一部分经流量控制阀、流量计送产品罐区。丙烯精制塔顶的轻组分即丙烯径冷凝器再经回流罐最后经控制阀，一部分打回流，一部分经产品泵送至丙烯后冷，根据需要送聚合或水合。第2章丙烯精制的物料衡算2.1脱乙烷塔物料衡算2.1.1 原料组成及流量（一）进料质量流量 (二)进料组成则丙烯的质量流量是W=W70.2% =同理可以求出其他组分的质量流量W。 同理求得其他组分的摩尔流量F：见下表：2-1表2-1 脱乙烷塔进料流量与组
18、成组分分子量kg/hw%kmol/hmol%X30303.087.0010.109.460.0964423039.4770.2072.2769.090.690944956.8722.1021.7521.760.20765822.080.510.380.360.0036568.230.190.150.150.00154329.73100104.51001.02.1.2脱乙烷塔的物料平衡本工段精馏属于多组分精馏，采用清晰分割作物料衡算清晰分割法：当轻重关键组分相对挥发度相差很大时，比轻关键组分还轻的组分全部从塔顶馏出液采出，比重关键组分还重的组分全部从塔釜排出，这种分离叫清晰分割 轻关键组分 重关
19、键组分对全塔的物料衡算，以单位时间为基准总物料 F=D+W易挥发组分 FXF:=DXD:+WXW:则有：F=D+W 丙烯回收率 乙烷回收率 由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-22-2脱乙烷塔顶的流量及组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%XDi30302.9666. 6010.173.720.737240151.97333.403.626.280.2628455.053100.0013.7100.01.0002-3脱乙烷塔塔釜的流量及组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%Xwi300.120.030.0040.0040.00013422887.497
20、74.568.7575.520.74444956.8724.6921.7523.890.255822.080.60.380.40.0043568.231.180.1470.1950.00153874.79710091.0311001.02.2 丙烯精制塔物料衡算2.2.1丙烯精制塔物料平衡对全塔物料衡算，并以单位时间为基准总物料 F=D+W易挥发组分 按清晰分割计算：为轻关键组分：为重关键组分则有 F=D+W 由原始数据知：丙烯回收率 丙烷回收率= 2.2.2原料组成及流量由此上述数据可求得各组分在塔顶和塔釜的流量，见表 2-42-4丙烯精制塔塔顶的流量和组成 组分分子量kg/hwt%kmol
21、/hmol%XD丙300.120.0050.0040.0040.00004422873.0699.6668.6399.670.9967449.570.3350.220.30.0032882.7510068.8541001.002-5丙烯塔塔釜的流量和组成 组分分子量kg/hwt%kmol/hmol%Xw丙4214.4371.460.341.520.015244947.395.4921.5296.130.96135822.082.230.381.70.017568.230.820.1470.650.0065922.04710022.3871001.0第3章丙烯精制装置工艺条件的计算3.1 脱乙烷
22、塔工艺条件的确定3.1.1操作压力的确定塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度15，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度确定塔顶压力采用现场生产数据：塔顶压力：2929.596Kpa进料压力：2937.7Kpa塔釜压力：2950.869Kpa3.1.2回流温度的确定利用试差去求塔顶回流温度即泡点温度， 其公式如下 ,若 说明所设温度偏高，ki值太大，若 说明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度，并求出相应的kiyi直到足 为止，此时的温度即泡点。设t=30 P塔顶2929.6KPa，试差结果如下： 3-1试差法求露点温度组分yi0.73720.2628ki1.210.44Xi=yiki0.8790
23、.121xi1.00xi1.00 露点为303.1.3塔顶温度的计算利用试差去求塔顶温度即露点温度 其公式 若 说明所设温度偏低，ki值太小，若 说明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并求出相应的kixi直到满足 时的温度即露点。设t=38 P塔顶2929.56KPa，试差结果如下： 3-2试差法求塔顶温度数据表组分yi0.73720.2628xi1.50.56Xi=yi/ki0.52010.469xi0.99351.00xi1.00 露点为383.1.4塔底温度的计算利用试差法，求算塔釜温度即泡点温度，其公式如下 ,若 说明所设温度偏高，ki值太大，若 说明温度偏低，ki值太小，经反复假
24、设温度 ，并求出相应的kiyi直到满足 为止，此时的温度即泡点。假设t=78 P釜 =2950.869KPa，由化工原理中P44烃类P-T-K图中查得及试差结果如下：3-3试差法求塔釜温度数据表组分xi0.000040.75520.23890.0040.00195ki2.51.10.960.510.42yi=kixi110-40.830720.2293442.0410-38.1910-4yi1.06001.00 泡点为783.1.5进料温度的计算进料为饱和液体进料，即为泡点进料，同计算塔釜的温度相同。设t=66 P进料2937.7KPa，试差结果如下： 3-4试差法求进料温度数据表组分xi0.
25、09640.69090.20760.00360.0015ki2.10.90.820.440.32yi=kixi0.202440.621810.1702321.58410-34.810-4yi0.9944821.00yi1.00 进料温度为663.1.6脱乙烷塔操作条件汇总3-5脱乙烷塔操作条件汇总项目数值说明备注塔顶压力：进料压力：塔釜压力：回流温度塔顶温度塔底温度进料温度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa303878663.2丙烯精制塔工艺条件确定3.2.1操作压力的确定塔顶冷凝器采用新鲜汞为冷剂，温度15，则由物料与冷剂温差，设塔顶气相冷凝温度确定塔顶压力采用现
26、场生产数据：塔顶压力：2929.596Kpa进料压力：2937.7Kpa塔釜压力：2950.869Kpa3.2.2回流温度的确定泡点：公式为 设t=56 P回2089.008Kpa，试差结果如下： 3-6试差法求回流温度数据表组分C20C3=C30XDi0.000040.99670.003yi= ki xDi0.0000960.99670.0027yi0.9994961yi1.00 即泡点为563.2.3塔顶温度的计算露点：公式为设t=56 P塔顶2019.922Kpa，试差结果如下： 3-7试差法求塔顶温度数据表组分yDi0.000040.99670.003ki2.41.00.9X(+1)i
27、=yDi/ki0.0000960.75930.2165Xi0.9758961.00Xi=1.00 露点为563.2.4塔底温度计算泡点：公式为 设t=65 P塔釜2089.008Kpa，试差结果如下： 3-8试差法求塔釜温度数据表组分xwi0.01520.96130.0170.0065ki1.110.50.39yi= ki xwi0.016720.96130.008670.00253yi0.989221.00yi1.00 即泡点为653.2.5进料温度的计算由原始数据，进料为饱和液进料，即泡点进料，P进料2059.429KPa设t=56.5由化工原理中P44烃类P-T-K图图得ki及试差结果如
28、下：3.2.6丙烯精制塔操作条件汇总3-10丙烯精制塔操作条件汇总项目数值说明备注塔顶压力进料压力塔釜压力回流温度塔顶温度塔底温度进料温度2929.596kpa2937.7kpa2950.869kpa56566556.5第4章塔板数的确定4.1 脱乙烷塔塔板数的计算4.1.1最小回流比的计算4-1脱乙烷塔的平均相对挥发度组分塔顶P=28.92atm T=38进料t=66 p=29atm塔釜t=78 p=29.13atm平均相对挥发度ki顶iki进ki釜i=( 顶顶i 釜)1/31.59.492.16.562.55.957.180.563.540.92.811.12.622.960.523.29
29、0.822.560.962.292.680.251.580.441.380.511.211.380.15810.3210.4211依据上表中的平均相对挥发度用恩德伍德公式求Rmin （1） （2）由进料知q1 取6.0014-2试差结果列于下表组分XFi0.09640.69090.20760.00360.0015xi7.182.962.681.3810.00950(2)公式右边0 试差结果0.00950 可取6.001则Rm=7.180.737.18-6.001+2.960.262.96-6.001-1=3.194.1.2最少理论塔板数的计算最少理论板数N 因为脱乙烷塔塔顶采用分凝器： 由芬斯
30、克方程N=lgXLXhDXhXlWlgah-2而 N= （不含塔釜再沸器与分凝器）4.1.3理论塔板数和实际回流比的确定（一）理论塔板数的确定1.依据吉利兰关联图找出理论板数： 由 求得NT12（块）（不含塔釜再沸器与分凝器）2.确定精馏段，提馏段的理论板数n,mN+2=m+n (1)其中包括塔釜与分凝器回流比R4.1.4实际塔板数的确定实际塔板数NpE0= 而全塔的平均温度： 查石油化工工艺计算图表得：4.1.5进料位置的确定4.2丙烯精制塔塔板数的计算4.2.1最小回流比的计算最小回流比 首先由前面的计算知道了塔顶、塔釜及进料温度，又由原始数据知道了塔顶、塔釜和进料压力，这样知道了相平衡常数便可求得任一组分的全塔平均相对挥发度i,事实k可按温度和压力在有关的书中查得。参考文献第17页（共8页）