脱丙烷塔设计.docx

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脱丙烷塔设计

项目设计说明书

题目：

80万吨/年气体分离装置工艺设计

——脱丙烷塔设计计算

学生

XXX

学号

班别

化工11-8班

专业

化学工程及工艺

指导教师

XX

日期

2014

年

7

月

13

日

一、总论

1.1综述

气体分离设备是为国民经济基础产业（钢铁、有色冶炼、石化、化肥、城市煤气化等）和尖端产业（国防、航天等）服务重大技术装备，2000年以来，随着国民经济快速发展，特别是西部大开发和城市化进程加快，电力、汽车行业发展，使国内钢铁需求呈上升趋势：

“一大化工”行业发展和“煤改油”工程上马，使气体分离设备市场领域有了扩展；民营经济发展使得小空分、制氢设备、变压吸附设备、低温贮运设备市场需求增加。

1.1.1液化石油气主要来源及运用

我国炼油厂气体分离装置是以液化气为原料，液化气主要来自催化裂化、加氢裂化和催化重整等装置（见图1-1），其中催化裂化装置液化气产量占总产量90％以上。

图1-1气体分离装置原料来源示意图

液化石油气主要用于生产丙烯、丙烷、烷基化料、橡胶料、碳五和液化气等产品（见图1-2），分离丙稀后其丙烷和丁烷含量占30％，其余基本为烯烃。

配有气体分离装置后，可将其中丙烷抽出。

丙烷燃烧热值高，燃烧后几乎不产生污染，替代汽油用作汽车燃料，技术成熟，且比燃油费用低，有很好社会效益和经济效益。

由三个精馏塔及附属装置组成（脱丙烷塔，脱乙烷塔，丙烯塔）。

装置原则工艺流程见图1-3。

1.2设计依据

（1）气体分离装置原则流程图

图1.3气体分离装置原则流程图

进装置物流101F压力为958kPa，温度40℃。

所有出装置物流温度为40±1℃。

（2）原料性质：

本装置原料为经过产品精制脱硫后催化裂化液化石油气，其组成如表1.1所示。

表1.1液化石油气组成

组分

mol％

乙烯

0.01

乙烷

0.46

丙烯

37.89

丙烷

7.32

异丁烷

17.71

异丁烯

10.70

1-丁烯

4.94

正丁烷

4.90

反丁烯-2

8.74

顺丁烯-2

6.82

异戊烷

0.51

合计

（3）分离要求：

脱丙烷塔：

碳四馏分中异丁烯回收率≥99.9%，塔顶馏分中丙烯回收率≥99.9%；

脱乙烷塔：

乙烷馏分中乙烷回收率≥98.2%，塔底馏分中丙烯回收率≥99%；

丙烯塔：

丙烯产品中丙烯纯度≥99.6mol%、丙烯回收率≥99.3%。

（4）设计处理量：

80万吨/年。

（5）需要设计计算塔：

脱丙烷塔

二、工艺流程物料衡算

2.1装置物料衡算。

（1）先对脱丙烷塔进行物料衡算

脱丙烷塔进料量：

80×107/8400=95238kg/h

根据表1.1进料组成，计算出101F摩尔流量

1kmol进料质量=Σxi*Mi=0.01%*28+30*0.46%+42*37.89%+0.0144*7.32%+58*17.71%+56*10.70%+56*4.90%+56*8.74%+56*6.82%+72*0.51%=51.423kg

摩尔进料量为：

95238/51.423=1852.1kmol/h

如图1.1，脱丙烷塔一股进料，两股出料，其中分离要求为

碳四馏分中异丁烯回收率≥99.9%，塔顶馏分中丙烯回收率≥99.9%；

所以，关键组分是C3=和i-C4=。

假设清晰分割，由于C3和i-C4相对挥发度处于C3=和i-C4=之间，不妨设其分离

效果分别及C3=和i-C4=相同。

计算结果如下页表

表2-1脱丙烷塔各股物流组成

组分

进料组成

Mol%

101F流量

Kmol/h

102D流量

Kmol/h

103B流量

Kmol/h

C2=

0.01

0.185

0.185

0

C2

0.46

8.520

8.520

0

C3=

37.89

701.761

701.059

0.702

C3

7.32

135.574

135.438

0.136

I-C4

17.71

328.007

0.328

327.697

I-C4=

10.70

198.175

0.198

197.977

L-C4=

4.94

91.494

0.000

91.494

N-C4

4.90

90.753

0.000

90.753

T-C4=

8.74

161.874

0.000

161.874

I-C5

6.82

126.313

0.000

126.313

C-C4=

0.51

9.446

0.000

9.446

合计

100

1852.100

845.728

1006.394

（2）脱乙烷塔进行物料衡算

由设计工艺流程可知，脱乙烷塔进料为脱丙烷塔中102D物流股。

脱乙烷塔进料量：

0.185+8.520+701.059+135.438+0.328+0.198=845.728Kmol/h

该设计脱乙烷塔分离要求为：

乙烷馏分中乙烷回收率≥98.2%，塔底馏分中丙烯回收率≥99%；可采用清晰分割，关键组分是C2和C3=。

表2-2脱乙烷塔各股物料组成

组分

102D流量Kmol/h

202D流量Kmol/h

203B流量Kmol/h

C2=

0.185

0.185

0

C2

8.520

8.367

0.153

C3=

701.059

7.011

694.048

C3

135.438

0

135.438

I-C4

0.328

0

0.328

I-C4=

0.198

0

0.198

合计

845.728

15.563

830.165

（3）脱丙烯塔物料衡算

由设计工艺流程可知，脱乙烷塔进料为脱丙烷塔中203B物流股。

脱乙烷塔进料量：

0+0.153+694.048+135.438+0.328+0.198=830.165Kmol/h

该设计丙烯塔分离要求：

丙烯产品中丙烯纯度≥99.6mol%、丙烯回收率≥99.3%。

设其为清晰分割，则关键组分为C3=和C3。

表2-3丙烯塔各股物料组成

组分

203D流量Kmol/h

302D流量Kmol/h

303B流量Kmol/h

C2

0.153

0.153

0

C3=

694.048

691.272

2.776

C3

135.438

0.948

134.535

I-C4

0.328

0.000

0.328

I-C4=

0.198

0.000

0.198

合计

830.165

692.373

137.837

汇总三个塔各股物料流组成，见表2-4.

表2-4气体分离装置各股物料组成

组分

进料组成mol/h

101F流量Kmol/h

102D流量Kmol/h

103B流量Kmol/h

202D流量Kmol/h

203B流量Kmol/h

302D流量Kmol/h

303B流量Kmol/h

C2=

0.01

0.185

0.185

0

0.185

0

/

/

C2

0.46

8.520

8.520

0

8.367

0.153

0.153

0

C3=

37.89

701.761

701.059

0.702

7.011

694.048

691.272

2.776

C3

7.32

135.574

135.438

0.136

0

135.438

0.948

134.535

I-C4

17.71

328.007

0.328

327.697

0

0.328

0.000

0.328

I-C4=

10.70

198.175

0.198

197.977

0

0.198

0.000

0.198

L-C4=

4.94

91.494

0.000

91.494

/

/

/

/

N-C4

4.90

90.753

0.000

90.753

/

/

/

/

T-C4=

8.74

161.874

0.000

161.874

/

/

/

/

I-C5

6.82

126.313

0.000

126.313

/

/

/

/

C-C4=

0.51

9.446

0.000

9.446

/

/

/

/

合计

100

1852.100

845.728

1006.394

15.563

830.165

692.373

137.837

2）Fenske方程校核

查T-p-K图，得到各组分Ki值

用以下公式校核di、bi

经过校核符合清晰分割，脱丙烷塔轻关键组分、重关键组分分别是丙烯、异丁烯。

脱乙烷塔轻关键组分、重关键组分分别是乙烷和丙烯。

丙烯塔轻关键组分、重关键组分分别是丙烯和丙烷。

对脱丙烷塔校核：

Nm=lg[（701.059/0.702）/（0.198/197.977]/lg4.106383=9.7796

组分

mol%

ki

ɑi

101F流量Kmol/h

102D流量Kmol/h

103B流量Kmol/h

di

bi

C2=

0.01

1.585

33.7234

0.185

0.185

0

0.185

0.000

C2

0.46

0.941

22.02128

8.52

8.52

0

8.520

0.000

C3=

37.89

0.193

4.106383

701.761

701.059

0.702

701.059

0.702

C3

7.32

0.152

3.234043

135.574

135.438

0.136

134.185

1.389

I-C4

17.71

0.049

1.4

328.007

0.328

327.697

8.580

319.427

I-C4=

10.7

0.047

1

198.175

0.198

197.977

0.198

197.977

L-C4=

4.94

0.046

0.978723

91.494

0

91.494

0.074

91.420

N-C4

4.9

0.028

0.595745

90.753

0

90.753

0.001

90.752

T-C4=

8.74

0.034

0.723404

161.874

0

161.874

0.007

161.867

I-C5

6.82

0.035

0.744681

126.313

0

126.313

0.007

126.306

C-C4=

0.51

0.006

0.12766

9.446

0

9.446

0.000

9.446

合计

100

1852.1

845.728

1006.394

852.816

999.286

三、塔设备设计计算

3.1简捷计算

第一步、输入进料物流数据

第二步、输入DSTW模块数据

第三步、模拟结果

3.2严格计算

第一步、严格计算数据输入以及结果输出

第二步、灵敏度分析结果

四、塔设备尺寸计算

4.1塔径计算

4.2塔高计算

（1）精馏塔有效高度计算（除去进料板）

精馏段有效高度：

Z精=（N精-1）×HT=（11-1）×0.6=6m

提馏段有效高度：

Z提=（N提-1）×HT=（25-1）×0.6=14.4m

按每隔4.6m安装一个人孔，所以共设置5个人孔，取其塔板距为0.8m.

故脱丙烷塔有效高度为Z=（6+14.4-0.6+0.8）=20.6m

（2）塔附件及总高度计算

1）塔顶空间

为了安装人孔及破沫网，取塔顶塔顶空间

=1.6

2）进料板高度

安装人孔及气液相进料，取

稍大一点，所以

3）塔底空间

假定塔底空间依储存液量停留3分钟，那么塔底液高：

取塔底液面距最下面一层板留1.37米，故塔底空间

4）封头高度

5）裙座高度

取一个平台高度

6）塔壁厚计算

取每年腐蚀1.5mm，因限制用年数为15年，年寿终了最低

那么壁厚

故按标准，取壁厚28mm

7）塔总高度

H=20.6+1.6+1.8+2+1.22+0.3=26.52m

4.3水力学计算

（1）塔板负荷性能图

1）雾沫夹带线

对常压，塔径>900

大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则：

按泛点率为80%计算如下：

可整理出：

在上式任取两点算出相应

值列下表中。

据此，可做出雾沫夹带线①

表3-20雾沫夹带线数据

0.002

0.003

1.4363

1.4184

2）液泛线

由

确定液泛线。

忽略

项

故

，

把有关数据代人整理得液泛线：

在上式任取三点算出相应

值列下表中。

据此，可做出液泛线②

表3-21液泛线数据

0.002

0.003

0.01

1.7684

1.7252

1.3160

3）液体负荷上限线

液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s，

故得液体在降液管内停留时间：

=3～5s，

则Ls=Af×Ht/5=0.096135×0.6/5=0.01154

液相负荷上限线③在

图中为及气相流量无关垂线。

4）漏夜线

对于F1型重阀，依据

作为规定气体最小负荷标准，

则

故，

作气相负荷下限线④。

5）液相负荷下限线

为保证板上液流分布均匀，提高气液接触效果，取堰上液层高度

作为液相负荷下限。

由于

，取E=1

可以推出：

作液相负荷下限线⑤。

由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成区域即为适宜操作区。

根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上①、②、③、④及⑤共五条线

（2）由塔板负荷性能图可以看出：

（1）任务规定气、液负荷下操作点P（设计点），处在适宜操作区以内适中位置。

（2）塔板气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

（3）按照固定液气比，由附图查出塔板气相负荷上限和下限，进而求出操作弹性。

（3）塔操作弹性

由塔板负荷性能图查出塔板气相负荷上限

气相负荷下限为

故操作弹性

在3~4范围内。

五、总结

通过这次课程设计让我认识到之前学习化工专业知识对于整个设计重要性，特别是化工原理、传质分离过程及化工热力学，尤其是化工原理塔设备部分。

更特别是对精馏原理及其操作各方面了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及个方面要注意问题都有所了解。

通过这次对丙烷塔设计，不仅让我将所学知识及实践结合了起来，这是对于所学理论知识巩固和升华。

在和同学们共同努力下下，及时按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要知识，同时也提高了自己实际动手和知识灵活运用能力。

同时也让我认识到自己知识面缺陷，所以在今后日子里要加强学习。

对于这次设计结果，经过多次aspen简捷计算、严格计算和灵敏度分析，证明了其可行性，并且也让我快速初步掌握该软件基本用途。

但是由于对于软件应用不够熟悉，其中可能会存在一些问题，恳请老师认真批阅及指出。

参考文献

[1]夏清、贾绍义主编《化工原理》上、下册，天津大学出版社，2012年.1月第二版

[2]刘家祺主编《传质分离过程》，高等教育出版社，2005年12月第一版

[3]彭秉璞.化工系统分析及模拟[M].北京:

化学工业出版社,1990

[4]李功样、陈兰英、崔英德《常用化工单元设备设计》，华南理工大学出版社，2003.4

[5]陈均志、李磊编著《化工原理实验及课程设计》，化学工业出版社，2008.7

[6]北京石油设计院编《石油化工工艺计算图表》，烃加工出版社，1985.12

[7]谢端绶等合编《常用物料物性数据》，化学工业出版社，1982.10

[8]朱开宏.化工流程模拟[M].北京,中国石化出版社,1993

附录：

设计图纸

（包括带控制点工艺流程图和设备设计图）