年产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计方案第一部分工艺计算设计方案本设计任务为分离丙烯混合物，在常压操作的连续精馏塔分离丙-丙烯混合液：已知塔底的生产能力为丙烯3.6万吨/年，进料组成为0.50（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为0.98，塔底釜液的组成为0.02。

对于二元混合物分离采用连续精馏流程，设计中进料为冷夜进料，将原料液通过泵送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。

塔釜采用间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。

1.1原始数据年产量：2.9万吨丙烯料液初温：25~35℃料液浓度： 50%（丙质量分率）塔底产品浓度： 98%（丙烯质量分率）塔顶苯质量分率不低于 97%每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）冷却水温度：30℃饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)设备型式：浮阀塔=45㎏/㎡，地质：地震烈度7级，土质为Ⅱ类场地土，气厂址：地区（基本风压：q温：-20~40℃）1.2选取塔基本参数40.0=苯F x 60.0x F =甲苯 98.0y D =苯 02.0y F =甲苯03.0x W =苯 97.0x W =甲苯1.3确定最小回流比1.3.1 汽液平衡关系及平衡数据表1-1 常压下苯—甲苯的汽液平衡组成1.3.2 求回流比（1）M 苯=78.11 kg/mol, M 甲苯=92.13kg/mol苯摩尔分率：XF=(50/78.11)/(50/78.11+50/92.13)=0.5412XD=（97/78.11）/（97/78.11+3/92.13）=0.9744XW=(2/78.11)/(2/78.11+98/92.13)=0.0235表1-1 常压下丙烯的汽液平衡组成进料、塔顶和塔底产品平均相对分子质量：MF =M 丙*XF+M 丙烯*（1-XF ）=78.11×0.5412+92.13×（1-0.5412）=84.42kg/kmol MD =M 丙*XD+M 丙烯*（1-XD ）=78.11×0.9744+92.13*（1-0.9744）=78.35 kg/kmol MW =M 丙*XW+M 丙烯*（1-XW ）=78.11×0.0235+92.13×（1-0.0235）=91.67 kg/kmol (2)根据汽液平衡组成表（表1-1），利用插法求塔顶温度tD,塔釜温度tW,进料 温度tF 。

a. 塔顶温度 D t :80.1- 1001.80t 1.0-0.258 1.0-0.9744D -=+求得： D t =80.79℃ b. 塔釜温度 W t :110.6- 1006.110t 0-0.2580-0.0253W -=求得: W t =109.63℃ c. 进料液温度 F t :100901000.258-0.7770.258-0.5412--=F t求得： 54.94=F t ℃ (3)回流比的确定a 、已知泡点进料q = 1 且求得54.94=F t ℃在此温度下，利用表1-1 插法计算丙和丙烯的饱和蒸汽压,0.403.740.4033.1012.17933.1011.801001.8054.94--=--=--oA o A p po A p =157.80kPa oB p =64.89kPab 、求相对挥发度F ∂=o A p /o A p =157.80 /64.89=2.43c 、求min Rmin R =()⎥⎦⎤⎢⎣⎡--∂-⨯-∂F D F F D F X X X X 1111=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯-⨯-5412.01)9744.01(43.20.54127449.0143.21 =1.16d 、R = 1.2 Rmin = 1.2 ×1.16= 1.391.4物料衡算已知：D =h kg /3.618498.025330108.47=⨯⨯⨯ mol kg M /35.78D = h kmol M D D/93.78'D ==根据物料恒算方程： F=D+W F=D+50.60W D F X W X D X F ⨯+⨯=⨯0.02350352.07449.00.5412⨯+⨯=⨯D F 求得： F=111.07kmol/h D=60.47kmol/h 根据基础数据求 V 、V’、 L 、L’h kmol D R L /84.0560.4739.1=⨯=⨯=h kmol F q L L /195.12111.07184.05'=⨯+=⨯+= 由于q=1，所以精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等：V ' =V=（R+1）D=（1.39+1）×60.47=144.52kmol/h表1-2 精馏塔物料恒算表1.5 热量衡算（1）热量恒算的物流示意图图1-1 热量横算物流示意图 （2） 加热介质和冷却剂的选择 a 、加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂， 由于饱和水蒸气冷凝时的热传递膜系数很高，可通过改变蒸汽压力，准确控制加热温 度；而燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到100-1000℃，适用于高温加热，缺点是烟 道气比热膜系数很低，加热温度控制困难。

本设计选用300KPa ，113℃的饱和水蒸气做加热介质。

水蒸气不易腐蚀加热管， 且成本相对较低，塔结构也不复杂。

b 、冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气因地，应因地制宜加以选用，受当地的气温限制，冷却 水一般为10 ~ 25℃，如需冷却到很低温度，则需采用低温介质，如冷却盐水，氟里昂 等。

本设计取夏季平均气温25 ~ 35℃。

（3）理想气体定压比热容的计算根据公式: Cp °=A 32DT CT BT +++式中： Cp °—— 理想气体定压比热容 kj /(kmol ⨯ k) T —— 所取的温度 K表1-3 精馏塔物料恒算表D t 温度下：)1(21)(D P D p D p X C X C C -⨯+⨯==)744.01(73.2517449.050.561-⨯+⨯ =151.14kj /(kmol*k))1(21)(W P W P W P X C X C C -⨯+⨯=)2350.01(83.6212350.059.431-⨯+⨯= =183.05 kj /(kmol*k)温度下：F t)1(21)(F P F P F P X C X C C -⨯+⨯==)5412.01(78.0515412.054.651-⨯+⨯=165.39 kj /(kmol*k) (注：式中下标1 为苯，下标2 为苯)D t 温度下：r )(11211)1(r r DT CT B r T A ++-==0.3905305.56279.8015.273145346000⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-⨯=30763.26kJ/kmol=394.40kJ/kgr 2=)(2222)1(r r DT CT B r T A ++-温度下：W t=0.3774275.59156.8015.273149507000⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-⨯=35094.81kJ/kg=381.47kJ/kg 平均值 )1(21D D X r X r r -⨯+⨯==)7449.01(47.3817449.040.394-⨯+⨯ =394.07kJ/kg塔顶 ）（甲苯苯D D X -1X ⨯+⨯=M M M D）7449.0-1（13.927449.011.78⨯+⨯= =78.36kg/kJ （4） 相关数据计算a 、塔顶以0℃为基准，80.56℃时，塔顶上升气体的焓值为Q V Q V =V H t C V V D D P ⨯∆+⨯⨯)(=63.7894.073144.5279.8051.141144.52⨯⨯+⨯⨯ =62273561.1kJ/h b 、回流液的焓 R Q D D P R t C L Q ⨯⨯=)(=84.0579.80151.14⨯⨯ =977458.6kJ/hc 、馏出液的D Q因为馏出液与回流口组成一样所以 151.14)(==D P P C C kj/(kmol*k)79.8051.14160.47)(⨯⨯=∆⨯⨯=t C D Q D P D =738375.0kJ/h d 、 冷凝器消耗C Qh kJ Q Q Q Q D R V C /4511522.538375.07977458.66227356.1=--=--=e 、进料口 F Qh kJ t C F Q F F P F /1736687.354.9465.39111.071)(=⨯⨯=⨯⨯= f 、塔底残液焓h kJ t C W Q W W P W /1015429.63.10983.05150.60)(=⨯⨯=⨯⨯= g. 再沸器（全塔围列衡算式） 设再沸器损失能量 B Q Q 1.0=损 D W C F B Q Q Q Q Q Q +++==损 F D W C B Q Q Q Q Q -++=9.045286391736687383757015429145115229.0=-++=B Q h kJ Q B /5031821=（5）热量衡算表表1-4 热量衡算表1.6 塔板数计算1.6.1 理论塔板数计算 用插法求塔顶，塔底饱和蒸汽压。

塔顶温度下=oA p 101.50kPa kPa p o B81.40= 49.281.401.5010==∂D塔底条件下 kPa p o A33.822= =oB p 98.73 kPa 37.28.73933.822==∂W 全塔平均挥发度34.273.249.2=⨯=∂⨯∂=∂W D∂⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-=lg /11lg min W WDD x x x x N34.2lg /2350.02350.019744.019744.0lg ⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-= =8.300962.0139.116.139.11min =+-=+-R R R查图45.01min=+-N N N N=15.9 (含塔釜)进料的相对挥发度43.2=∂F 塔顶与进料相对挥发度64.243.249.2=⨯=∂∂=∂F D∂⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-=lg /11lg min F FDD x x x x N 64.2lg /5412.05412.019744.019744.0lg ⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-= =3.8645.02min=+-N N N N=8.65精馏段理论塔板9 块，理论总塔板15.9块1.6.2 实际塔板数计算54.94=F t ℃温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是0.268 和 0.288 )1(21F F LF x x -⨯+⨯=μμμ)5412.01(288.05412.0626.0-⨯+⨯= =0.276245.0)(49.0-=L T E αμ=245.0)627.034.2(49.0-⨯⨯=0.5429.4445.05.9145.0理===N N T 块 精馏段实际塔板17 块，总塔板30 块1.7 塔的气液负荷计算 1.7.1丙烯的密度和粘度（1）丙烯的密度 查表表 1-5 丙烯的密度表 1-6 苯、甲苯的液相粘度1.7.2相关的流量及物性参数(1)塔顶条件下的流量及物性参数气相平均相对分子量和液相平均分子量相同， 即：D M =78.36kg/kmol 气相密度：()3/480.279.8015.273314.863.783.105m kg RT PM D VD =+⨯⨯==ρ 液相密度：32211/09.94880830.010879.011m kg x x LD =+=+=ρρρ液相粘度：.s 430.0）0.9744-1（163.07449.0430.0)1(21mpa x x D D LD =⨯+⨯=-⨯+⨯=μμμ塔顶出料口质量流量：h kg V M V D D /1324.591144.5263.78=⨯=⨯= h kg L M L D D /6586.1684.0563.78=⨯=⨯= （2）塔底条件下的流量及物性参数气相平均相对分子量和液相平均相对分子量：即：66.91=W M气相密度：()3/30.363.10915.273314.876.913.105m kg RT PM W VW =+⨯⨯==ρ 液相密度：3/98.04779889.080020.01m kg LW =+=ρ液相粘度：)1(21W W LW x x -⨯+⨯=μμμmpa 492.0）0.0235-1（924.02350.0822.0=⨯+⨯=﹒s塔底残留液的质量流量：h kg V M V W W /13248.15144.5276.91''=⨯=⨯= h kg L M L W W /17886.65195.1276.91''=⨯=⨯=（3）进料条件下的流量及物性参数 气液平均平均分子量 kmol kg M F /4.428= 液相密度 3/799.07985.08005.01m kg LF =+=ρ气相密度： 3/069.2)54.9415.273(314.8 4.4683.105m kg RT PM F VF =+⨯⨯==ρ 液相粘度：.s 392.0)0.54121(492.05412.0302.0)1(21mpa x x F F LF =-⨯+⨯=-⨯+⨯=μμμ进料质量流量：由于q=1，所以精馏段上升蒸汽量等于提馏段上升蒸汽量，所以h kg V V F F /12200.38144.524.428'=⨯==h kg L M L F F /7095.5084.0584.42=⨯=⨯=h kg L M L F F /16472.03195.1284.42''=⨯=⨯= （4）精馏段的流量及物性参数33/04.4782799.0109.9482液相密度：/558.22069.2480.22气相密度：/1.398284.4263.782平均相对分子质量：m kg m kg kmolkg M M M LFLD L VFVD V FD =+=+==+=+==+=+=ρρρρρρsmpa LF LD ⋅=+=+=294.02280.0309.02μμμ液相黏度： 气相流量：hkg V V V FD /11762.49212200.3811324.592=+=+=液相流量： h kg L L L FD /6840.8327095.506596.162=+=+=（5）提馏段的流量及物性常数：33/798.522799.098.0472液相密度：/2.96952069.2303.32气相密度：/05.882 4.42876.912平均相对分子质量：m kg mkg kmolkg M M M LFLw L VFVw V FW =+=+==+=+==+=+=ρρρρρρ smpa LF Lw ⋅=+=+=442.02249.0239.02液相黏度：μμμ 气相流量： h kg V V V F W /2724.271238.0012213248.152'''=+=+=液相流量：h kg L L L FW /17179.34217886.6516472.022''=+=+=（6）数据结果表表 1-7 塔顶、塔釜、进料液的数据结果表气相密度 V kg/ m 液相密度 L kg/ m 液相粘度 L mpa.s1.7.3 液相平均力表1-8i i LM x ασ∑=m mn LDM /174.2107.21256.016.219744.0=⨯+⨯=σ m mn LFM /098.1908.204588.058.195412.0=⨯⨯+⨯=σ m mn LWM /531.1855.187659.074.170235.0=⨯+⨯=σ 精馏段： m mn LFMLDM LM /492.202098.19174.212=+=+=σσσ提馏段： mmn LFMLWM LM /170.192098.19531.182'=+=+=σσσ第二部分 精馏塔主要尺寸的设计计算2.1塔径设计计算2.1.1精馏段的气、夜相体积流率为 s m VMV VS /1444.1558.23600 1.398144.5236003=⨯⨯==ρs m LML LS /2400.004.478360081.3984.0536003=⨯⨯==ρ由VVL cu ρρρ-=max ， 式中由c 计算，2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=t c c σ由史密斯关联图查取，其中20c 5203.0558.204.4781444.12400.0图的横坐标为2/12/1=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯V L h h V Lρρ取板间距HT =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T - h L =0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图得7750.020=C7540.020492.207750.0205.02/120=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σs m u /263.1558.2558.204.4787540.0max =-⨯=取安全系数 s m u u /0.884263.17.07.0max =⨯==m uV D S263.10.88414.31444.144=⨯⨯==π按标准塔径圆整 m D 4.1= 塔截面积为 22 1.53864m D A T ==π实际空塔气速 s m A V u TS/744.01.5386/1444.1===2.1.2提留段的气液体积流率 s m M V V V S /1943.16959.2360005.88144.523600'''3'=⨯⨯==ρs m M L L L S /0600.098.527360005.88195.123600'''3'=⨯⨯==ρ由V V L c u ρρρ-=max ，式中由c 计算，2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=t c c σ由史密斯关联图查取，其中20c 0824.09695.298.5271943.10600.0''图的横坐标为2/12/1''=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯V L h h V L ρρ取板间距HT =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m ，则HT - h L =0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图得690.020=C6840.0200721.19690.0205.02/120=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σs m u /1196.16959.29695.298.5276840.0max =-⨯=取安全系数 s m u u /784.01196.17.07.0max =⨯==m uV D S393.1784.014.31943.144=⨯⨯==π按标准塔径圆整 m D 4.1= 塔截面积为 22 1.53864m D A T ==π实际空塔气速 s m A V u TS/776.01.5386/1943.1===2.2塔板主要尺寸计算2.2.1精馏段（1）溢流装置计算因塔径D=1.4m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ○1堰长:w l 取m D l w 0.92466.0== ○2流堰高度ow l w h h h -=，，选用平直堰，堰上液层高度3/2100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=whow l L E h近似取E=1，则m h ow2601.00.92436002400.0100084.23/2=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=m h w 7404.01260.006.0=-= ○3弓形降液管宽度d W 和截面积f f A 由66.0=Dl w，查图得3507.0=TfA A ，251.0=DW d故21311.01.53867350.0m A f =⨯= m W d 175.04.1251.0=⨯= 验算液体在降液管中停留时间s L H A hTf 5.85182400.0360040.01131.036003600>=⨯⨯⨯==θ，故降液管设计合理。