【精品完整版】4万吨年丙烯混合气分馏车间工艺设计
毕业设计论文—年产量为8万吨丙烯的精馏工艺装置设计[管理资料]
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毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目：年产万吨丙烯精馏塔的工艺设计（论文）的主要任务及目标：通过本次毕业设计加深学生精馏过程的理解，提高综合运用知识的能力；掌握本毕业设计的主要内容、工程设计或撰写论文的步骤和方法；提高制图能力，学会应用有关设计资料进行设计计算和理论分析的方法，以提高学生独立分析问题、解决问题的能力，逐步增强实际工程训练。
撰写设计说明书一份（不少于8000字）；绘制主要设备装配图一张；绘制带控制点的工艺流程图一张。
2.（论文）的基本要求和内容：1）设计方案的选择及流程说明；2）物料衡算、热量衡算；3）塔板数、塔径计算；4）溢流装置、塔盘设计；5）流体力学计算、塔板负荷性能图；6）绘制带控制点的工艺流程图一张、主体设备装配图一张。
7）完成设计说明书一份（不少于8000字）。
1）设计原始数据见下表原始数据2）操作压力p=3）年开工时间为8000h；4）年生产能力 54000t。
目录摘要 (I)第1章绪论 (2)丙烯的性质 (2)丙烯的物理性质 (2)丙烯的化学性质 (2)丙烯的发展前景 (2)丙烯的生产技术进展 (3)概况 (3)丙烯的来源 (3)丙烯的生产方法 (3)丙烯生产新技术现状及发展趋势 (3)第2章丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 (4)确定关键组分 (4) (5) (7)塔温的确定 (7)确定进料温度 (7)确定塔顶温度 (7)确定塔釜温度 (8)第3章精馏塔板数及塔径的计算 (9)塔板数的计算 (9)最小回流比的计算 (9)计算最少理论板数 (10)塔板数和实际回流比的确定 (10)确定进料位置 (10)全塔热量衡算 (11)冷凝器的热量衡算 (11)再沸器的热量衡算 (11)全塔热量衡算 (12)板间距离的选定和塔径的确定 (12)计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 (12)求液体及气体的体积流量 (14)初选板间距及塔径的估算 (15)浮阀塔塔板结构尺寸确定 (16) (16)溢流堰及降液管设计计算 (18)塔高的计算 (19)第四章流体力学计算及塔板负荷性能图 (20)水利学计算 (20)塔板总压力降的计算 (20)雾沫夹带 (21)淹塔情况校核 (24)浮阀塔的负荷性能图 (25)雾沫夹带线 (25)液泛线 (26)降液管超负荷线 (27) (27)液相下限线 (27)操作点 (28)总论 (29)致谢 (30)参考文献 (32)附录 (34)摘要本设计任务为设计一个精馏塔来进行丙烯－丙烷混合物的分离，采用连续操作方式的浮阀精馏塔。
乙烯装置分离工段------丙烯精馏工序工艺设计
乙烯装置分离工段------丙烯精馏工序工艺设计摘要乙烯是石油化学工业中最重要基础有机原料之一。
由乙烯装置生产的乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯，即“三烯三苯”是生产各种有机化工原料和合成树脂、合成纤维、合成橡胶三大合成材料的基础原料，涉及到国民生活的各个方面。
所以,乙烯生产能力的大小直接影响着乙烯及其他衍生物的供应。
其产能是衡量一国乙烯竞争力的重要标准,也是衡量一个国家石油化工产业的重要标志。
乙烯装置是石油化工行业的龙头装置，对应乙烯装置，石油烃裂解制乙烯技术研究始于20世纪30年代，经过近70年的发展，裂解技术日臻完善，目前该技术所生产的乙烯已经占到世界乙烯总产量的98%以上。
本次设计参考了**乙烯厂的部分资料，以生产实践为基础，理论联系实际，针对乙烯装置分离工段进行重点设计。
设计生产能力为年生产10万吨。
本设计内容主要对丙烯精馏塔进行了物料衡算、热量衡算、塔型设计、尺寸计算与选型。
其中包括塔径计算、塔板布置、流体力学计算，附件的计算与选型，其中包括塔冷凝器的选择、再沸器的选取、接管及除沫器的计算、塔高的计算等内容。
设计过程中查阅了大量的文献资料，并以**乙烯厂装置为参考，设计基本达到了合理程度，绘制了工艺流程图和填料装配图。
关键词：乙烯；装置；丙烯；精馏ABSTRACT目录引言第一章、文献综述1.1 设计概述1.2 国内外乙烯工业的现状和发展前景1.3 乙烯的主要生产方法1.3.1 烃类热裂解法生产乙烯1.3.2 乙烯的主要分离技术1.3.3 乙烯生产的其他方法第二章、乙烯等主要产品的性质和工艺流程的确定2.1 乙烯等主要产品和主要副产品的性质、用途和质量规格2.1.1 聚合级乙烯2.1.2 聚合级丙烯2.1.3 主要副产品的性质、用途和质量规格2.2 乙烯生产工艺技术简介2.2.1 装置简介2.2.2 基本原理2.2.3工艺流程2.2.4工艺条件控制指标第三章、乙烯装置的物料衡算3.1 物料衡算3.1.1 裂解装置的物料衡算3.1.2 丙烯精馏塔物料衡算3.2 热量衡算3.2.1 丙烯精馏塔热流示意图3.2.2 热量衡算3.3 设备尺寸衡算与选型3.3.1 丙烯精馏塔的设备尺寸计算与选型3.3.2 丙烯精馏塔附属设备及主要附件选型与计算第四章、设计结果汇总引言乙烯是石油化工的基础原料。
年单班产4万吨配料混合工段设计
年单班产4万吨配料混合工段设计一、设计依据1、产品形式：①对象：30—60Kg生长肥育猪②颗粒料加粉料2、生产规模：年单班产4万吨，20t/h，其中粉料1万吨，颗粒料3万吨。
3、原料接收与成品的发放：袋装4、典型配方：二、配料混合工段设备及工艺设计与计算1、此工段涉及到配料和混合两个工段，配料工段选用一大一小配料称，混合工段2、主要设备：配料工段：配料仓、给料器和配料称；混合工段：混合机、缓冲仓和刮板输送机、斗式提升机。
3、配料工段：1）选用一大一小配料称进行配料，计算大称和小称最大称量值G，配料秤的最大称量值G应根据生产规模Q及配料周期T而决定，计算公式为：G=QT/60（吨/批）=20t/h*6/60=2t/批小配料秤的最大称量值为大称的1/2，则G小=2t/批/2=1t/批。
2）配料仓的设计容积和配料仓个数确定料仓容量：整个仓容量要保证以配料秤4—8h工作量来计算配料仓的总容积，即：V总=20t/h*8h/0.7t/m3=230m3饲料用原料和生产配方分析典型单体仓几何仓容计算：根据公式V i=ik tepi Qγ⨯⨯选定5%≤epi≤10%的几种原料计算典型单体仓仓容式中：epi——几种原料出现在3个配方中的平均百分数（%）；Vi——原料的单位体积质量（t/m3）；Q——配合饲料厂的设计生产能力（t/h）；t——原料在料仓中的存放时间，取t=3h；k——单体仓的有效仓容系数，取k=0.80。
通过计算3种典型的配方，可知菜粕的平均配比为5.5%则有：V菜粕=20*5.5%*3/（0.55*0.80)=7.5 m3基本仓仓容的确定：由5%≤ep i≤10%原料所在单体仓的仓容大小得：V基本仓=7.5m3单体仓数量的配置：Ep i>10%,有3种原料，8个基本仓，其中4个存放玉米的基本料仓尺寸加大；5%≤ep i≤10%有1种原料，1个基本仓；1%≤ep i≤5%有4种原料，4个1/2基本仓，设计为小料仓。
毕业设计(论文)-年产6万吨丙烯分离工段设计
沈阳化工大学本科毕业论文题目：6万吨/年丙烯分离工段设计院系：化学工程学院专业：化学工程与工艺班级：学生姓名：指导教师：论文提交日期：2011年6月24日论文答辩日期：2011年6月28日毕业设计（论文）任务书化学工程学院院（系）化学工程与工艺专业2007—08班学生：XXX内容摘要丙烯是石油化工的基本原料之一，在原油加工中具有重要作用。
由裂解气净化与分离工段的丙烯精馏塔分离出的丙烯除了用于生产聚丙烯外，还大量地作为生产丙烯腈，丁醇，辛醇，环氧丙烷，异丙醇等产品的主要原料。
为了更好的提高生产能力，本着投资少，能耗低，效益高的想法，本文对年产6万吨丙烯精馏塔进行了设计。
本设计首先采用简捷法初步算出了理论塔板数，利用恩特伍德公式确定最小回流比，然后以简捷法的计算结果作为初值，应用Aspen Plus软件对丙烯精馏塔操作进行了稳态模拟，并以经济指标为目标函数，对操作条件进行了优化，得出了塔顶丙烯收率为99.6%的最佳塔板数、回流比以及进料位置（murphree板效率为60%）。
接着进行全塔模拟，依然以塔顶丙烯收率为99.6%为标准，确定了各塔（乙烯塔、乙烷塔、丙烯塔、丙烷塔、甲烷塔）的塔板数、回流比及进料位置（murphree板效率为60%）等设计参数。
之后改变整体模拟过程的进料组成（裂解气来源与模拟过程不同），即对进料组成进行微调后，可以测算整体装置弹性区间。
用Aspen Plus软件进行模拟，结果发现本组整体装置模型结果的模拟结果与上一种进料组成相差不大。
经软件模拟，当丙烯含量处于14-14.8%之间，乙烯含量处于28.3-28.7%之间的时候（油质介于轻柴油和抽余油之间）丙烯收率仍可以达到99.5%的水平，此为整体装置的操作弹性区间。
由于对丙烯纯度要求极高，本文设计的精馏塔塔板数较多，丙烯塔较高，因此设计为两个塔。
最后以优化后的精馏塔结果为基础，确定了该塔的设备参数，塔径，浮阀塔盘，塔高，热负荷，从而设计了塔底再沸器，塔顶冷凝器以及塔体主要设备。
年产10万吨丙烯分离工段工艺设计 毕业论文
本科毕业论文（设计）年产10万吨丙烯分离工段工艺设计姓名：指导教师：院系：化学化工学院专业：化学工程与工艺提交日期：2012年5月5日目录中文摘要 (1)外文摘要 (2)引言 (3)1.绪论 (3)概述 (3)简介 (3)丙烯的性质 (3)丙烯的用途 (3)丙烯生产工艺选择及分离流程确定 (3)生产工艺选择 (3)分离流程确定 (4)设计任务书 (5)2.工艺流程 (5)工艺流程图 (5)工艺流程简述 (6)3.物料衡算 (6)设计依据 (6)裂解气及各组分产量 (6)各裂解产物的相对分子量 (7)脱丙烷塔物料衡算 (7)脱甲烷塔物料衡算 (10)脱乙烷塔物料衡算 (12)乙烯精馏塔物料衡算 (15)丙烯精馏塔物料衡算 (16)4.热量衡算 (18)乙烯精馏装置热量衡算 (18)丙烯精馏装置热量衡算 (23)脱甲烷精馏装置热量衡算 (26)脱乙烷精馏装置热量衡算 (30)脱丙烷精馏装置热量衡算 (33)5.设备选型 (37)丙烯精馏塔 (37)丙烯精馏塔操作压力及温度的确定 (37)丙烯精馏塔密度、表面张力的计算 (39)塔板数的确定 (42)精馏塔主要尺寸计算 (44)塔板流体力学验算 (50)主要设备设计与选型 (53)塔高的计算 (55)浮阀塔设计一览表 (56)换热器 (57)试算和初选换热器规格 (57)核算总传热系数 (58)6.生产安全及三废处理 (62)生产安全 (62)废气处理 (62)废渣处理 (62)废水处理 (62)结束语 (63)参考文献 (64)致谢 (65)附录 (66)年产10万吨丙烯分离工段工艺设计刘洋指导老师：崔秀云（黄山学院化学化工学院，黄山，安徽245041）摘要：本设计为年产10万吨丙烯分离工段工艺设计。
在设计中简单介绍了丙烯的性质、用途、生产方法和分离方法。
结合国内丙烯的生产状况，选择了烃类热裂解法生产丙烯。
在设计过程中，通过对各个设备的物料衡算、热量衡算,确定了浮阀塔工艺参数和工艺指标，进行设备选型。
毕业设计(论文)4万吨年1,3丁二烯生产装置第一萃取精馏塔工艺设计
1 绪论 (1)1.1设计依据 (1)1.2 设计的目的及意义 (1)1.3 1，3-丁二烯的物化性质 (1)1.4 原辅材料介绍 (2)1.4.1 原料规格 (2)1.4.2 二甲基甲酰胺（DMF）性质 (2)2 1，3-丁二烯的生产 (2)2.1 1，3-丁二烯的生产方法 (2)2.2 生产原理 (3)2.3 工艺技术路线 (3)3 主要设备的工艺设计及计算 (4)3.1 基础数据 (4)3.1.1 C4组分 (4)3.1.2 相对挥发度α的计算 (5)3.2 塔设备的工艺设计及计算 (8)3.2.1第一萃取精馏塔的计算 (8)3.3 3.3塔板主要工艺尺寸的计算度 (12)3.3.1 溢流装置的计算 (12)3.3.2 溢流堰高度wh............................... 错误!未定义书签。
3.3.3 弓形降液管宽度Wd和截面积fA................ 错误!未定义书签。
3.3.4 降液管底隙高度oh........................... 错误!未定义书签。
3.4 塔板布置 (13)3.4.1 塔板的分布 (13)3.4.2 边缘区宽度的确定 (13)3.4.3 开孔区面积计算 (14)3.5 流体阻力计算 (14)3.5.1 干板阻力的计算 (14)3.5.2 气体通过液层阻力计算 (14)3.5.3 液体表面张力的阻力hσ计算 (14)3.5.4 漏液 (15)3.5.5 液泛 (15)3.6 塔板负荷性能图 (15)3.6.1 漏液线 (15)漏液线由漏液点气速来标绘出对应的 VS -LS. (15)3.6.2 液相负荷下限线 (15)3.6.3 液相负荷上限线 (16)3.6.4 液泛线 (16)塔体设计总表 (17)参考文献 (19)致谢 (20)1 绪论1.1设计依据（1）年产1，3-丁二烯：5.0万吨/年（2）原料来源：由乙烯裂解送来的C4混合烃（3）年操作时间：7800小时（4）本装置能在设计能力为50%的负荷下运行。
年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计可行性研究方案
年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计可行性研究方案设计任务书一、设计题目年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计二、设计条件⑴生产时间8000小时,处理量4万吨/年，进料含丙酮55%⑵塔顶操作压力常压（绝压）⑶塔顶采用全凝器，泡点回流⑷塔釜为饱和蒸汽间接加热⑸筛板塔精馏设计⑹塔顶产品丙酮浓度不低于98%（质量分率）塔底釜液丙酮不高于1%（质量分率）三、设计任务⑴完成精馏塔`の物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算.⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图.⑶撰写设计说明书.目录摘要 (1)第一章绪论 (2)1.1设计方案`の选择 (2)1.2流程设计 (3)1.3主要设计任务 (4)第二章精馏塔`の工艺设计 (5)2.1产品浓度`の计算 (5)2.2平均相对挥发度`の计算 (6)2.3最小回流比`の计算`の适宜回流比`の确定 (6)2.4物料衡算 (7)2.5精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.6逐板法确定理论板数及进料位置 (8)2.7全塔效率`の计算 (8)2.8实际塔板数及加料位置`の计算 (9)第三章精馏塔主要工艺尺寸`の设计计算 (10)3.1物性数据计算 (10)3.2精馏塔`の主要工艺尺寸`の计算 (16)3.3精馏塔流体力学校核 (20)3.4塔板负荷性能图 (23)第四章热量衡算 (28)4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器`の热负荷 (28)4.2公用工程`の用量 (30)第五章塔`の辅助设备`の设计计算 (31)5.1冷凝器和再沸器`の计算与选型 (31)5.2泵`の设计选型 (32)5.3回流罐`の设计 (34)结论 (35)结束语 (36)参考文献 (37)主要符号说明 (38)附录 (40)摘要本次化工单元设计主要是丙酮-水连续精馏塔设计，包括精馏塔`の物料衡算、热量衡算、精馏塔工艺尺寸计算和塔辅助设备`の设计计算.精馏塔设计中理论板数6块板，实际板数16块板，全塔效率为31.25%.精馏塔流体力学验证，证明了精馏塔可以正常操作.由漏液线、液沫夹带线、液相负荷下限、液相负荷上限、液泛线等画出塔板负荷性能图，分别得出精馏段和提馏段`の操作弹性为8.25和4.364，精馏塔可在正常范围内操作.关键词：丙酮-水、连续精馏、筛板塔、工艺设计第一章绪论1.1设计方案`の选择1.1.1塔设备`の类型塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用`の传质设备，根据塔内气液接触构件`の结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类.板式塔内设置一定数量`の塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上`の液层进行传质与传热，塔板是板式塔`の主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两大类，工业应用以错流式塔板为主，常用`の错流式塔板主要有以下几种：⑴泡罩塔板泡罩塔板是最早在工业上大规模应用`の板型之一，有成熟`の设计方法和操作经验.气体接触良好，操作弹性范围大，而且耐油污、不易堵塞.20世纪上半叶，随着化学工业、炼油与石油化学工业`の高速发展，在生产中大量应用着蒸馏、吸收等气液两相传质操作.⑵筛孔塔板筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程`の冷、热塔.应用于蒸馏、吸收和除尘等.在工业上实际应用`の筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态`の. 筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上液面落差小板效率高.⑶浮阀塔板浮阀塔板上开有—定形状`の阀孔(圆形或矩形)，孔中安有可上下浮动`の阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式`の浮阀塔板.浮阀塔板`の优点是结构简单、制造方便、造价低塔板开孔率大，其缺点是处理结焦、高粘度物系是，阀片易与塔板粘结，在操作过程中会发生卡死等现象，使塔板操作弹性下降.在本设计中采用`の是筛板塔.1.1.2操作条件确定⑴操作压力`の选取精馏塔操作可在常压、减压和加压中进行，精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液`の相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增加，对分离有利.但当压力太低时，对设备要求高，设备费用增加.因此在设计时一般采用常压精馏.丙酮-水系统在常压下相对挥发度较大，故本设计采用常压精馏.⑵加料热状况泡点进料，q=1⑶加热方式采用间接蒸汽加热，设置再沸器.⑷回流比`の选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，一般经验值为 .R=(1.1～2.0)Rmin⑸塔顶冷凝器`の冷凝方式与冷却介质`の选择塔顶冷凝温度要求不低于30℃，常用`の冷却剂是水和空气，工业上多用冷却水，冷却水可以是江、河及湖水，受本地气温限制，冷却水一般为10～25℃，故本设计选用25℃`の冷却水，选升温10℃，即冷却水`の出口温度为35℃.⑹塔釜加热介质`の选择常用`の加热介质有饱和水蒸气和烟道气.饱和水蒸汽是一种应用最广泛`の加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时`の传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热速度.燃料燃烧所排放`の烟道气温度可达100～1000℃，适用于高温加热，烟道气`の缺点是是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难，本设计选用300KPa（温度为133.3）`の饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂.1.1.3换热器`の选择换热器是许多工业部门`の通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可作为加热器、冷却器、蒸发器和再沸器等.列管换热器是目前化工生产中应用最广泛`の一种换热器，它`の结构简单、坚固、制造容易，材料广泛，处理能力大，适用性强，尤其是在高温高压下较其它换热器更为适用，是目前化工厂中主要`の换热设备，列管换热器`の类型主要有一下几种：⑴固定管板式换热器⑵浮头式换热器⑶U形管式换热器⑷填料函式换热器其中固定管板是换热器`の优点是结构简单、紧凑、制造成本低；管内不易结垢，即使产生污垢也便于清洗. 缺点是壳程检修困难主要适用于壳体和管束温差小，管外物料比较清洁，不易结垢`の场合.所以在本设计中采用固定管板式换热器中`の列管换热器，管外走气体，管内走液体.1.1.4泵`の选择化工用泵主要有离心泵、往复泵、回转式泵、旋涡泵等.由于离心泵具有宽范围宽流量和宽扬程等特点，且范围适用于轻度腐蚀性液体多种控制选择流量均匀、运转平稳、振动小，不需要特别减震`の基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采用离心泵.1.2流程设计1.2.1流程叙述丙酮-水物料从储罐V0101出来，由泵P0101打入换热器E0101，经过换热器加热到61.275℃后进入精馏塔T0101进行分离，在塔釜`の采出主要是水，其中一部分经再沸器E0102回到精馏塔T0101，一部分由产品泵P0103打入釜液冷却器E0105,冷却到30℃后进入釜液储罐V0104，塔顶采出丙酮，经全凝器E0103后产品进入回流罐V0102，一部分由回流泵P0102再次打入精馏塔T0101，一部分经产品冷却器E0104冷却到30℃后进入产品储罐V0103.1.2.2流程示意图FDW E0101FE EDP01015E0102E0103V0103V0102V010167T0101原料罐进料泵预热器丙酮-水精馏塔塔釜液冷却器塔顶产品冷却器丙酮产品罐水罐图1-1工艺流程图1.3主要设计任务⑴完成精馏塔`の物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算.⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图. ⑶撰写设计说明书.第二章 精馏塔`の工艺设计2.1产品浓度`の计算2.1.1液相浓度计算将各项组成由质量分数换算为摩尔分数：F x =55% F x =18/4558/5558/55+=27.5% D x =98% −−−−→−换算为摩尔分数D x =18/258/9858/98+=93.83% W x =1% W x =18/9958/158/1+=0.31% 2.1.2温度计算由附表1中数据，利用插值法求得D t 、W t 、F t进料温度F t ：30.020.00.611.62--=20.0275.01.62--F t F t =61.275℃塔顶温度D t ：957.09.100.575.57--=90.09383.05.57--D t D t =57.117℃塔底温度W t : 01.007.92100-- =00031.0100--w t W t =97.737℃精馏段平均温度：1t =2D F tt +=2117.57275.61+=59.196℃提馏段平均温度：2t =2W F t t +=2737.97275.61+=79.506全塔平均温度:全t =3D W F t t t ++=3737.97117.57275.61++=72.0432.1.3气相组成计算 D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃D y :3.965.930.575.57--=3.961000.57117.57--D y D y =95.64% F y :830.0815.00.611.62--=3.961000.61275.61--F y F y =82.63%W y :Wy 1000737.971003.2507.92100--=-- W y =7.84%精馏段： 液相组成1x ：%665.602275.09383.02=+=+F D x x气相组成1y ：%135.8928263.09564.02=+=+F D y y 提馏段：液相组成2x ：%905.132275.00031.02=+=+F W x x 气相组成2y ：%235.4528263.00784.02=+=+F wy y 2.2平均相对挥发度`の计算根据α=AB B A x y x y 由 F x =0.275 F y =0.8263F α:A B B A x y x y =()()F F F F x y x y --11 =()()275.08263.01275.018263.0-- Fα=12.54由 D x =0.9383 D y =0.9564D α:A B B A x y x y =()()D D D D x y x y --11 =()()9383.09564.019383.019564.0-- Dα=1.442由 W x =0.0031 W y =0.0784W α:A B B A x y x y =()()W W W W x y x y --11=()()0031.00784.010031.010784.0-- 357.27αW=精馏段平均相对挥发度：1α=9915.62442.154.12=+提馏段平均相对挥发度：2α=95.192357.2754.12=+全塔平均相对挥发度：78.133357.27442.1541.12α=++=全 已知相对挥发度可得出平衡方程： x xy 78.12178.13+=2.3最小回流比`の计算`の适宜回流比`の确定利用解析法求最小回流比 泡点进料时F q x x =则有()()()()175.0275.01.93830-178.31275.09383.01-13.7811-1α1-α1min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=F D FD x x x x R适宜回流比R=min 2R =2×0.175=0.352.4物料衡算已知数据：丙酮`の摩尔质量 A M =58kg/kmol, 水摩尔质量B M =60kg/kmolF x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031原料处理量()s km ol F /0479.0360080001855.015855.01010434=⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡-+⨯⨯⨯=总物料流量衡算W D F +=塔底物料流量衡算：W D F Wx Dx Fx +=解得：s kmol D /0139.0= s kmol W /034.0= 塔顶产品`の相对分子质量：kmol kg M D /532.55)9383.01(189383.058=-⨯+⨯= 塔顶产品质量流量：s kg D M D D /7719.00139.0532.55'=⨯=⨯= 塔釜产品`の相对分子质量：kmol kg M W /124.18)0031.01(180031.058=-⨯+⨯= 塔釜产品质量流量：s kg W M W W /618.0034.0124.18'=⨯=⨯=2.5精馏段和提馏段操作线方程已知： 175.0min =R 35.02min ==R R F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031310865.40139.035.0-⨯=⨯==RD L 0188.00139.0)135.0()1(=⨯+=+=D R V0528.00479.0110865.43=⨯+⨯=+=-qF L L0188.0==V V带入数据得出精馏段操作线方程：695.02593.0111+=+++=+n D n n x R xx R R y 提馏段操作线方程：0056.0809.20188.00031.0034.00188.00528.01-=⨯-=-=+m m W m m x x VWx x V L y2.6逐板法确定理论板数及进料位置已知：平衡方程：xxy 78.12178.13+=精馏段操作线方程：695.02593.01+=+n n x y 提馏段操作线方程：0056.0809.21-=+m m x y 利用逐板法求理论板如下：9383.01==D x y −−−→−平衡方程()52.09383.078.1278.139383.01-α-α111=⨯-==y y x8298.0695.052.02593.02=+⨯=y −−−→−平衡方程261.08298.078.1278.138298.02=⨯-=x261.02=x <275.0=F x ,所以第二块板为进料板，下面进入提馏段7275.00056.0261.0809.23=-⨯=y −−−→−平衡方程1623.07275.078.1278.137275.03=⨯-=x4503.00056.01623.0809.24=-⨯=y −−−→−平衡方程0561.04503.078.1278.134503.04=⨯-=x152.00056.00561.0809.25=-⨯=y −−−→−平衡方程0128.0152.078.1278.13152.05=⨯-=x0303.00056.00128.0809.26=-⨯=y −−−→−平衡方程0023.00303.078.1278.130303.06=⨯-=x因为0031.06=<W x x ,所需总理论板数为6块（包快再沸器），第2块为进料板，精馏段1块板，提馏段5块板.2.7全塔效率`の计算2.7.1粘度计算已知：196.591=t 506.792=t 根据附表2中数据，利用插值法求得：精馏提馏提馏提馏水μ：60196.59469.06050469.0592.0--=--水μ mpa 4745.0=水μ丙酮μ:60196.59312.06050231.026.0--=--丙酮μ mpa 2333.0=丙酮μ '水μ: 80506.7933.0807033.04.0'--=--水μ mpa 3857.0'=水μ'丙酮μ:80506.79991.08070199.0209.0'--=--丙酮μ mpa 1995.0'=丙酮μ精馏段粘度：()1111x x -+=水丙酮μμμ=()13905.013587.060665.02333.0-⨯+⨯=3282.0 提馏段粘度：()2'2'21x x -+=水丙酮μμμ=()3366.013905.013587.013905.01995.0=-⨯+⨯ 2.7.2板效率计算板效率可用奥康奈尔公式()245.049.0-⨯=L T E αμ式中：α--塔顶与塔底平均温度下`の相对挥发度 L μ--塔顶与塔底平均温度下`の液相粘度mpa.s 精馏段1α9915.6= 1μ=3282.0所以()399.03282.09915.049.0245.0=⨯⨯=-T E 3399.01===T T P E N N 精块 提馏段2α=95.19 2μ=3366.0所以()3073.03366.095.1949.0245.0'=⨯⨯=-T E 133073.015'=-==T T P E N N 提 全塔效率%25.31%10013316%100=⨯+-=⨯+=提精P P T T N N N E2.8实际塔板数及加料位置`の计算块提精16133=+=+=P P P N N N得出全塔共16块板（包括再沸器），进料位置是第3块板.第三章 精馏塔主要工艺尺寸`の设计计算3.1物性数据计算3.1.1密度计算 已知：混合液体密度：BBAALa a ρρρ+=1（a 为质量分数，M 为平均相对分子质量）混合气体密度：004.22TP MP T V =ρ已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ D y =0.9564 F y =0.8263 W y =0.0784%665.601=x %135.891=y %905.132=x %235.452=y 可求出精馏段和提馏段`の气液相摩尔组成精馏段：266.42)60665.01(1860665.0581=-⨯+⨯=L M ()66.5389135.011889135.0581=-⨯+⨯=V M 提馏段：56.23)45235.01(1845235.0582=-⨯+⨯=L M 10.36)45235.01(1845235.0582=-⨯+⨯=V M根据附表3中数据，利用插值法求得在D t 、W t 、F t 下`の丙酮和水`の密度F t =275.61℃WFρ--=--8.977275.61702.9838.9776070 5.982=WF ρCFρ--=--68.718275.61704.73768.7186070 01.735=CF ρ D t =117.57℃WDρ--=--2.983117.57601.9982.9835060 5.987=WD ρCDρ--=--4.737117.576056.7854.7375060 28.751=CD ρ737.97=W t ℃WWρ--=--4.958737.971003.9654.95890100 96.959=WW ρCWρ--=--92.699737.9710036.68592.69990100 41.673=CW ρ 由以上数据可求出：5.98255.0101.73555.01-+=Fρ 98.828=F ρ 5.98798.0128.75198.01-+=Dρ 89.754=D ρ96.95901.0141.67301.01-+=Wρ 89.955=W ρ 精馏段平均密度1L ρ:93.791289.75498.82821=+=+=DF L ρρρ提馏段平均密度2L ρ:43.892289.95598.82822=+=+=D WL ρρρ 3.1.2摩尔组成计算()kmol kg x x M D D LD /532.5518)9383.01(589383.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()kmol kg x x M F F LF /2918)275.01(58275.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯=()kmol kg x x M W W L W /124.1818)0031.01(580031.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯=kmol kg M M M LF LD L /266.42229532.5521=+=+=kmolkg M M M LW LF L /562.232124.182922=+=+=()()kmol kg y y M D D VD /26.56189564.019564.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()()kmol kg y y M F F VF /05.51188263.018263.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()()kmol kg y y M W W VW /14.21180784.010784.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()86.1275.6115.2734.2215.27305.51=+⨯+=VF ρ()08.2117.5715.2734.2215.27326.56=+⨯+=VD ρ()695.0737.9715.2734.2215.27314.21=+⨯+=VW ρ97.1208.286.11=+=V ρ 278.12695.086.12=+=V ρ3.1.3操作压力计算塔顶操作压力kPa P D 3.101= 每层塔板压降kPa P 7.0=∆进料板操作压力kPa P F 4.10337.03.101=⨯+= 塔底操作压力kPa P W 5.1127.0163.103=⨯+= 精馏段平均压力kPa P 35.10224.1033.101=+=精提馏段平均压力kPa P 95.10724.1035.112=+=提3.1.4混合液体表面张力计算二元有机物--水溶液表面张力可用以下公式计算（丙酮q=2）414141o so w sw mσϕσϕσ+=式中：O o W W W W V x V x x +=σ O O W W Oo O V x V x V x +=σS W SW sw V V x =ϕ so so so V Vx =ϕ ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=o q WB ϕϕlg 1=+so sw ϕϕ Q B A += ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=oq WA ϕϕlg ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛=3232441.0W W o o V q V T q Q σσ 注：下角标W 、O 、S 分别代表水、有机物及表面部分，W x 、o x 指主体部分`の分子数；W V 、o V 指主体部分`の分子体积；W σ、o σ为纯水、有机物`の表面张力，对于丙酮q=2.L L V CDCD m 20.7707720.028.75158m c====ρmL L m V CWCCW 13.8608163.041.67358====ρ mL L m V CFCCF 91.7807891.001.73558====ρ mL L m V WFWWF 32.1801832.05.92818====ρ mL L m V WDWWD 23.1801823.05.98718====ρ mL L m V WWWWW 75.1801875.096.95918====ρ已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃根据附表4数据 ，利用插值法求得在D t 、W t 、F t 下`の丙酮和水`の表面张力 丙酮在塔顶、塔底、进料`の表面张力CFσ--=--7.178.187.17275.61706070 66.18=CF σCDσ--=--8.185.198.18117.57605060 00.19=CD σCWσ--=--3.142.153.14737.9710090100 50.14=CW σ WFσ--=--3.64663.64275.61706070 78.65=WF σWDσ--=--0.667.670.66117.57605060 49.64=WD σWWσ--=--4.581.604.58737.9710090100 78.58=WW σ塔顶表面张力：()[]()[]CD D WD D CD D WD D CD WD V x V x V x V x +--=1122ϕϕ=()[]()[]20.779383.023.189383.0120.779383.023.189383.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-=41037.2-⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CD WD B ϕϕ2lg =()6253.31037.2lg 4-=⨯-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WDWD CDCD V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323223.1849.66220.7700.19117.5715.2732441.0 =77.0-Q B A +==3953.477.06253.3-=--联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCDSWDA ϕϕ2lg 1=+SCD SWD ϕϕ 带入数据求得：00634.0=SWD ϕ 994.0=SCD ϕ()()093.200.19994.049.6600634.0414141=⨯+⨯=D σ 19.19=D σ 原料表面张力：()[]()[]CFF WF F CF F WF F CF WF V x V x V x V x +--=1122ϕϕ = ()[]()[]91.78275.032.18275.0191.78275.032.18275.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-=232.0⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CF WF B ϕϕ2lg =232.0lg =6345.0-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WFWF CF CF V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323232.1873.65291.7866.18275.6115.2732441.0 752.0-=Q B A +=3865.16345.0752.0-=--=联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCFSWFA ϕϕ2lg 1=+SCF SWF ϕϕ代入数据求得 ：1832.0=SWF ϕ 8168.0=SCF ϕ()()2194.266.188168.073.651832.0414141=⨯+⨯=F σ 26.24=F σ 塔底表面张力：()[]()[]CW W WW W CW W WW W CW WW V x V x V x V x +--=1122ϕϕ =()[]()[]13.860031.075.180031.0113.860031.075.180031.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-021.69=⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CWWWB ϕϕ2lg =021.69lg 84.1= ⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WWWW CWCW V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323275.1878.58213.8650.14737.9715.2732441.0 6503.0-=Q B A +=1897.184.16503.0=+-=联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCWSWWA ϕϕ2lg 1=+SCW SWW ϕϕ代入数据求得：9426.0=SWW ϕ 0574.0=SCW ϕ()()722.250.140574.078.589426.0414141=⨯+⨯=F σ 9.54=W σ 精馏段`の平均表面张力：725.21219.1926.2421=+=+=DF σσσ提馏段`の平均表面张力：58.3929.5426.2421=+=+=WFσσσ3.2精馏塔`の主要工艺尺寸`の计算3.2.1体积流量`の计算已知： 175.0min =R 35.02min ==R R 精馏段：已知：310865.4-⨯==RD L 0188.0)1(=+=D R V 266.421=L M 66.531=V M 93.7911=L ρ 97.11=V ρ 则质量流量：L M L L 11=s kg /21.010865.4266.423=⨯⨯=-V M V V 11=s kg /0088.10188.066.53=⨯= 体积流量：111LS L L ρ=s m /107.294.79121.034-⨯==121VS V V ρ=s m /5121.097.10088.13==提馏段： 已知：0528.0=L 0188.0=V 56.232=L M 10.362=V M 43.8922=L ρ 278.12=V ρ 则质量流量：L M L L 22=s kg /244.10528.056.23=⨯=V M V V 22=s kg /6787.00188.010.36=⨯=体积流量：222LS L L ρ=s m /104.145.892244.133-⨯==222VS V V ρ=s m /5311.0278.16787.03==3.2.2塔径`の计算 精馏段：由u =（安全系数）max u ⨯，安全系数=0.6～0.8，max u =VVL Cρρρ-式中C 可由史密斯关联图查出. 横坐标数值：1111VL S S V L ρρ⨯02.0013.097.194.7915121.01074.24≈=⨯⨯=- 由于塔顶压力和进料压力都为常压，所以存在误差，则将0.013取为0.02 取板间距m H T 45.0=,m h L 05.0=则m h H L T 40.0=- 查图可知：078.020=C0783.020725.21078.0202.02.0120=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m u /57.197.197.194.7910783.0max =-⨯=s m u u /1.157.17.07.0max 1=⨯== m u V D S 77.01.114.35121.044111=⨯⨯==π圆整m D 8.01=，横截面积225024.08.0785.0m A T =⨯=，空塔气速s m A V u TS /02.15024.05121.01'1===提馏段：横坐标数值：2222VL S S V L ρρ⨯07.0278.145.8925311.0104.13=⨯⨯=- 查图可知：077.020=C0883.02058.39077.0202.02.0120=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m u /332.2278.1278.145.8920883.0max =-⨯=s m u u /6324.1332.27.07.0max 1=⨯==m u V D S 644.06324.114.35311.044222=⨯⨯==π圆整m D 8.02=，横截面积22'5024.08.0785.0m A T =⨯=，空塔气速s m A V u TS /06.15024.05311.0''22===精馏塔`の有效高度计算：()()9.0045.0131-=⨯-==T H N Z 精精 ()()4.545.01131-=⨯-==T H N Z 提提由于mm D 800=，所以不需要开人孔，故精馏塔`の有效高度为3.64.59.0=+=Z 3.2.3溢流装置`の计算塔径m D 8.0=，可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴堰长W l取48.08.06.06.0=⨯==D l W⑵溢流堰高度精馏段：321100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=W S OWl L E h m 33241055.448.03600107.21100084.2--⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=取m h OW 3106-⨯=m h h h O W L W 036.0014.005.0'''=-=-= 提馏段：32'2100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=W S OWl L E hm 014.048.03600104.11100084.2323=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=-⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A由于6.0=D l W ,查图得出056.0=T f A A 116.0=DWd 0281.05024.0056.0056.0=⨯=⨯=T f A A 0928.048.0116.0116.0=⨯=⨯=D W d 验算降液停留时间 精馏段：s L H A S T f 8.46107.245.00281.041=⨯⨯==-θ提馏段：s L H A S T f 03.9104.145.00281.032=⨯⨯==-θ 停留时间s 5>θ，故降液管可用. ⑷降液底隙高度 精馏段：取降液底隙`の流速s m u /08.00=则m u l L h W S 007.008.048.0107.24001=⨯⨯==- 006.0037.0007.0044.00>=-=-h h W提馏段：取降液底隙`の流速s m u /08.00=则m u l L h W S 03.008.048.0104.130'02=⨯⨯==- 006.0006.003.0037.0'0'≥=-=-h h W3.2.4塔板布置⑴塔板`の分块因为mm D 800≥，故塔板可采用分块式，查表可知，塔板可分为3块. ⑵边缘区宽度确定取m W S 06.0= m W C 03.0=⑶开孔区面积计算开孔区面积a A ，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π式中， ()S d W W Dx +-=2 ， m C W Dr -=2 , mr x1sin -为角度表示`の反函数.()25.006.00928.028.0=+-=x 37.003.028.0=-=r故⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π237.037.025.0sin 18037.014.325.0375.025.021222=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=- ⑷筛孔计算及其排列本设计所处理`の物系无腐蚀性，可选用鼓泡型筛板塔，mm 3=δ`の碳钢板，mm d 50=，筛孔按正三角形排列，取中心孔距mm t t 155330=⨯=⨯= 筛孔数目：2155.1tA n a=式中：a A --鼓泡区面积，2mn --筛孔`の中心孔距，m则：2015.0237.0155.1⨯=n开孔率：%1.10%100)015.0005.0(907.0%100)(907.00=⨯=⨯=t d ϕ 气体通过筛孔`の气速： 精馏段s m A V u S /39.21237.0101.05121.0001=⨯==提馏段s m A V u S /19.22237.0101.05311.00'02=⨯==3.3精馏塔流体力学校核3.3.1塔板压降 精馏段： ⑴干板阻力⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C C u h ρρ200051.0 由67.135==δd 查图得772.00=C故m h C 035.094.79197.1772.039.21051.02=⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎭⎫⎝⎛=液柱 ⑵气体通过液层阻力l h 计算()OW W L l h h h h +==ββ V a u F ρ=008.10281.05024.05121.0=-=-=f T S a A A V u516.197.108.10==F 由0F 查得64.0=β()m h l 032.0006.0044.064.0=+=液柱⑶液体表面张力`の阻力计算m gd h L L 0023.0005.081.994.79110725.21443011=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱气体通过每层塔板`の液柱高度m h P 0693.00032.00023.0035.01=++=液柱∆1P P =pa g h L P 39.58381.994.7910693.011=⨯⨯=ρ提馏段⑴干板阻力⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C C u h ρρ200'051.0 由67.1350==δd 查图得772.00=C m h C039.045.892278.1772.019.22051.02'=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⑵气体通过液层阻力l h 计算()OW W L l h h h h +==ββ' V a u F ρ=012.10281.05024.05121.0=-=-=f T S a A A V u27.1278.112.10==F 由0F 查得61.0=βm h l 0305.005.061.0'=⨯=液柱⑶液体表面张力`の阻力计算m gd h L L 0036.0005.081.945.8921058.394430'22=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱气体通过每层塔板`の液柱高度m h P 0731.00032.00023.0039.02=++=液柱pa p P 64081.945.8920731.02=⨯⨯=∆ 3.3.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计`の塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差`の影响. 3.3.3液沫夹带 精馏段：2.316111076.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ m h h L f 125.005.05.25.2=⨯== 故 气液气液kg g kg kg e V /1.0/028.0125.045.008.110725.211076.52.3361<=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯=--提馏段：2.326221076.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ m h h L f 125.005.05.25.2=⨯== 故气液气液kg g kg kg e V /1.0/1053.7125.045.0119.11058.391076.532.3361<⨯=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯=---3.3.4漏液对于筛板塔，漏液点气速min 0u 可由下式计算 精馏段：()VLL h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min 0()97.194.7910023.005.013.00056.0772.04.4-⨯+⨯= s m /75.9= 稳定系数K :min00u u K =5.12.275.939.21>==提馏段：()VLL h hC u ρρσ''min 013.00056.04.4-+=()278.145.8920036.005.013.00056.0772.04.4-⨯+⨯= s m /587.8= 稳定系数K :min00u u K =5.118.215.1019.22>==3.3.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应服从下式关系： ()W T d h H H +≤ϕ丙酮水属于不发泡物系，ϕ取6.0，则 精馏段：()()2964.0044.045.06.0=+⨯=+W T h H ϕd L p d h h h H ++= 板上不设进堰口()()液柱001.008.0153.0153.022'=⨯==u h dm h h h H d L p d 1203.0001.005.00693.01=++=++=液柱()W T d h H H +≤ϕ，故在本设计中不会发生液泛现象.提馏段：m h h h H d L p d 1241.0001.005.00731.02'=++=++=液柱 ()W T d h H H +≤ϕ'，故在本设计中不会发生液泛现象.3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线 精馏段：()VLL h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min 0 0m i nm i n 0A V u s =OW W L h h h += 321100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S OWl L E h得：11113200min 100084.213.00056.04.4V L W S W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛++= 97.194.7910023.048.03600100084.2044.013.00056.0101.0237.0801.04.4321⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯=S L ()321843.5663.308436.0S L +⨯=提馏段：222232'00min 100084.213.00056.04.4V L W S W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛++= 278.145.8920036.048.03600100084.2036.013.00056.0101.0237.0801.04.4322⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯=S L ()32202.1026648.408436.0S L +⨯=在Ls 值操作范围内取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-1表3-1 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 0.201 0.0009 0.1999 0.002 0.2115 0.001 0.2011 0.003 0.22 0.0015 0.2067 0.0040.2270.0020.21153.4.2液沫夹带线以2.361076.5⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=-f T a L V h H u e σ S Sf T S a V V A A V u 1084.20281.05024.0=-=-= ()O W W L f h h h h +⨯==5.25.2 3232088.148.036001100084.2S S OW L L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=精馏段：1.0088.1044.05.245.01084.210725.211076.52.3323621=⎪⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯⨯=--S S V L V e整理得：32112643.8033.1S S L V -=提馏段：1.0088.1036.05.245.01084.21058.391076.52.33236'21=⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯⨯=--S S V L V e整理得：3222968.9319.1S S L V -= 在操作范围内任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-2表3-2 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 1.2 0.0009 1.2261 0.002 1.161 0.001 1.2193 0.003 1.112 0.0015 1.1884 0.0041.10.0021.16083.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上高度m h OW 006.0=，作为最小液体符合标准，则321100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S OWl L E h =0.006 s m L s /103.1360048.084.21000006.03423min -⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯= 3.4.4液相负荷上限线以s 3=θ作为液体在降液管中停留时间`の下限则：ST f L H A =θs m H A L T f s /1022.4333min -⨯==3.4.5液泛线令()W T d h H H +=ϕ d L p d h h h H ++= σh h h h l c p ++= L l h h .β= OW W L h h h +=联立得：()()σββϕϕh h h h h H d c O W W T ++++=+-+11忽略σh ，将OW h 与s L 、d h 与s L 、c h 与s V `の关系带入上式，并整理得：32'2''2'S S S L d L c b V a --=式中：()⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C A a ρρ200'051.0 ='b ()W T h H 1--+βϕϕ ()20'153.0h l c W = ()323'360011084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯=-W l E d β 精馏段：将有关数据代人得 ()3451.094.79197.1772.0237.0101.0051.02'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=a='b ()2273.0044.0161.064.045.06.0=⨯--+⨯()6640007.048.0153.02'=⨯=c ()7864.148.0360064.0111084.2323'=⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯⨯⨯=-d最后整理得：3222171.524.196586.0S S S L V --=提馏段：()1497.045.892278.1772.0237.0101.0051.02'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=a ='b ()234.0036.0161.06.045.06.0=⨯--+⨯()8.73703.048.0153.02'=⨯=c ()752.148.0360061.0111084.2323'=⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯⨯⨯=-d整理得：3222703.11928.45631.12s SS L L V --=在操作范围内任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-3表3-3 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 1.231 0.0009 1.2061 0.002 1.1736 0.001 1.2025 0.003 1.1487 0.0015 1.1873 0.0041.1140.0021.1736由漏液线、液沫夹带线、液相负荷上限线、液限负荷下限线、液泛线分别画出精馏段和提馏段塔板负荷性能图如图3-1、图3-2.图3-1精馏段塔板负荷性能图图3-2提馏段塔板负荷性能图m 3/s由图3-1、图3-2可以看出得出：①在任务规定`の汽液负荷下`の操作点P （设计点）处在适宜操作区`の适中位置 ②按固定`の液气比，由图可查出塔板`の汽相负荷下限()min S V =s m /)22.0(16.03，液相负荷上限()s m V S /)96.0(32.13max = 精馏段操作弹性：()()min max S S V V =25.816.032.1= 提馏段操作弹性：()()min max S S V V =364.422.096.0=综上得出结论：精馏塔可正常操作.第四章 热量衡算4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器`の热负荷4.1.1冷凝器`の热负荷 ()()LD VD C I I D R Q -+=1式中：--VD I 塔顶上升`の蒸气焓,kJ.kg -1 --LD I 塔顶馏出液`の焓,kJ.kg -1 又()水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1 式中：丙V H ∆--丙酮`の蒸发潜热,kJ.kg -1 水V H ∆--水`の蒸发潜热,kJ.kg -1 蒸发潜热与温度`の关系:38.022121⎪⎪⎭⎫⎝⎛-∆=∆r r V V T T H H --r T 对比温度,℃ 由附表5得出沸点下蒸发潜热可求出以下数据：D t =57.117℃时，水`の蒸发潜热：509.015.648117.5715.237'22=+==C r T T T 576.015.64810015.237'11=+==C r T T T kg kJ H V /40.2386576.01509.01225738.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=∆水丙酮`の蒸发潜热：65.01.508117.5715.23722=+==C r T T T 649.01.50810015.23711=+==C r T T T kg kJ H V /43.522649.0156.0152338.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=∆丙所以()水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1()kg kJ /44.63740.23869383.0143.5229383.0=⨯-+⨯= 得出()()LD VD C I I D R Q -+=1 ()44.673771.0135.0⨯⨯+= kg kJ /84.633=4.1.2加热器热负荷及全塔热量衡算已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ 196.591=t ℃ 506.792=t ℃ 由附表6得出丙酮和水`の比热容，求出以下数据 精馏段：丙酮：()()638.9275.61117.57318.21-=-⨯=-F D P t t C kJ/(kg.℃) 水：()()401.17275.61117.57185.42-=-⨯=-F D P t t C kJ/(kg.℃) 提馏段：丙酮：()()837.87275.61737.97049.21=-⨯=-F W P t t C kJ/(kg.℃) 水：()()076.153275.61737.97198.41=-⨯=-F W P t t C kJ/(kg.℃) 已知：F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031 塔顶流出液`の比热容：()3504.298.0-1183.498.0313.211=⨯+⨯=-+=）（水丙P D D P P C x x C C kJ/(kg.℃)塔釜流出液`の比热容：()1963.410.0-1412.410.0464.212=⨯+⨯=-+=）（水丙P W W P P C x x C C kJ/(kg.℃)为了简化计算，现在以进料焓，即61.275℃时`の焓值为基准 771.0=D 168.0=W 389.1=Ft DC d C D Q P t t t P D DF∆==⎰11()s kJ /535.7275.61117.573504.2771.0-=-⨯⨯=t WC d C W Q P t t t P W WF∆==⎰22()s kJ /57.94275.61737.97193.4618.0=-⨯⨯=对全塔进行热量衡算：C WD B F Q Q Q Q Q ++=+ 0=F Q所以s kJ Q Q Q Q C W D B /502.75048.663557.94535.7=++-=++= 由于塔釜热损失为%10，则%90=η所以s kJ Q Q BB/89.833'==η式中：--B Q 加热器理想热负荷，kJ/s --'BQ 加热器实际热负荷，kJ/s --D Q 塔顶馏出液带出热量，kJ/s --W Q 塔釜馏出液带出热量，kJ/s 加热蒸气消耗量为：查得kg kJ H V /1.2168=∆水蒸气(133.3℃.300kpa)4.2公用工程`の用量4.2.1冷却水消耗量 ()12t t C Q W P CC -=介式中：--C W 冷却水消耗质量,kg/h--介P C 冷却介质在平均温度下`の比热容,kJ/(kg.℃) 1t 、--2t 冷却介质在冷凝器进出口`の温度,℃ 由于地区温度影响，选择升温10℃，即3023525221=+=+=t t t ℃此温度下水`の比热容15.4=P C kJ/(kg.℃) 带如数据得出： ()()s kg t t C Q W P C C /744.14253515.448.66312=-⨯=-=介s kg W C /744.14= s kg W h /38.0=4.2.2加热蒸气消耗量skg H Q W B h /38.01.216889.8332'==∆=热量衡算结果表见表4-1表4-1 热量衡算结果符号 skJ Q C /skJ W C /s kJ Q F / s kJ Q D / s kJ Q W / s kJ Q B /' skJ W h / 数值633.48 14.744 0 -7.535 94.557 833.89 0.38第五章 塔`の辅助设备`の设计计算5.1冷凝器和再沸器`の计算与选型5.1.1冷凝器`の计算与选型本设计中冷凝器选用列管式换热器.有机物水蒸气冷凝器设计选用`の总体传热系数一般为500～1500kcal/(h m .2.℃),本设计取 )../(7002C h m kal K ︒=../(29262h m J =℃)对于逆流操作：T :57.117℃(饱和气)−→−57.117℃（饱和液） t ：25℃−→−35℃ 117.321=∆t ℃ 117.222=∆t ℃ 所以81.26117.22117.32ln 117.22117.32ln 2121=-=∆∆∆-∆=∆t t t t t m ℃ 已知：s kJ Q C /48.633= 可求得冷凝器面积：281.2681.262926360048.633m t K Q A m C =⨯⨯=∆=m 2选择`の标准`の换热器参数见表5-1表5-1 标准换热器性能参数[4]公称直径/mm管程数 管数 管长/mm 换热器面积/m 2公称压力/MPa5001275200031.21.65.1.2再沸器`の设计选型本设计选用U 形管加热器，蒸气选择133.3℃饱和水蒸气，传热系数K=1000Kcal/(2m .h.℃)=418.kJ/(2m .h.℃). 1001=W t ℃为再沸器热体入口温度 1002=W t ℃为回流汽化上升蒸气时`の温度 3.1331=t ℃为加热蒸气`の温度3.1332=t ℃为加热蒸气冷凝为液体`の温度 3.331003.133111=-=-=∆W t t t ℃3.331003.133222=-=-=∆W t t t ℃ 3.33=∆m t ℃已知：s kJ Q B /89.833'=可求得冷凝器面积：2'78.223.334186360089.833m t K Q A m B =⨯⨯=∆=选择`の标准`の换热器参数见表5-2表5-2标准换热器性能参数[4]公称直径/mm管程数 管数 管长/mm 换热器面积/m 2公称压力/MPa325288450023.16.405.2泵`の设计选型5.2.1塔总高度计算[5]⑴塔顶封头本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=800mm ，查得由曲面高度mm h 2001=，直边高度mm h 252=，内表面积27566.0mA =，容积30796.0m V =，则封头高度： m h h H 22525200211=+=+=⑵塔顶空间设计中取塔顶间距m H H T a 9.045.022=⨯==，选取塔顶空间为1.2m ⑶塔底空间塔底空间高度B H 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头`の底边距离，取釜液停留时间为min 5，则塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m ，则m A VtL H TSB 2276.05024.00796.06089.955618.0560'=-⨯⨯=-⨯=--V 封头容积⑷进料板处间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距H F =800mm ⑸裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座壁厚取16mm.基础环内径：()()mm D bi 432106.0~2.01628003=⨯-⨯+= 基础环外径：()()mm D bo 1232106.0~2.01628003=⨯+⨯+=圆整后：mm D bi 500= mm D bo 1400= 考虑到再沸器，取裙座高2m . 塔体总高度：()211H H H H H n H n n H B D F F T F +++++--=()m 23.112225.07.03.18.0145.01116=++++⨯+⨯--=。
年产8万吨丙烯的生产工艺设计(精馏工段)毕业设计
长江大学工程技术学院毕业设计(论文)年产8万吨丙烯的生产工艺设计题目名称（精馏工段）题目类型毕业设计系部专业班级学生姓名指导教师辅导教师时间毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。
尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。
对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。
作者签名：日期：指导教师签名：日期：使用授权说明本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。
作者签名：日期：目录毕业论文(设计)任务书 (Ⅰ)开题报告 (Ⅱ)指导教师审查意见 (Ⅲ)评阅教师评语 (Ⅳ)答辩会议记录 (Ⅴ)中文摘要 (Ⅵ)英文摘要 (Ⅶ)1 前言 (1)2 选题背景 (2)2.1 课题的来源、目的和意义 (2)2.2 国内外现状、发展趋势及存在的主要问题 (2)2.3 研究的指导思想与技术路线 (6)3 方案论证 (8)3.1 低压热泵工艺流程 (8)3.2 高压丙烯精馏流程 (8)4 过程论述 (10)4.1 基本原理 (10)4.2 丙烯的性质 (10)4.3 工艺流程 (12)4.4 精馏工段工艺计算 (12)5 结果分析 (45)6 结论或总结 (46)参考文献 ............................................................................................... 46買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。
年产8万吨丙烯的生产工艺设计(精馏工段)毕业设计
年产8万吨丙烯的生产工艺设计（精馏工段）毕业设计1. 引言本篇文档描述了一种用于年产8万吨丙烯的生产工艺设计，主要关注于精馏工段的设计。
丙烯是一种重要的工业原料，在塑料、橡胶、纺织品等行业中具有广泛的应用。
因此，高效且稳定的生产工艺对于提高丙烯产量和质量具有重要意义。
2. 精馏工段概述精馏工段是丙烯生产过程中的关键环节，它通过分离混合物中的丙烯和杂质，提高丙烯的纯度和产品质量。
本工艺设计中，精馏工段采用了传统的蒸馏塔来实现分离。
3. 设计原则在精馏工艺设计中，有以下几个重要的设计原则：•降低能耗：通过优化塔设计和操作参数，最大限度地降低能耗。
•提高产品纯度：通过合理的操作条件和塔设计，提高丙烯的纯度，满足产品质量要求。
•确保设备安全性：考虑设备的可靠性和安全性，防止事故发生。
4. 设计步骤4.1 塔型选择根据生产规模和产品要求，本设计选择了常压下的蒸馏塔作为精馏设备。
蒸馏塔采用板式结构，具有较高的分离效率和操作灵活性。
4.2 操作参数选择在设计过程中，需要确定一些关键的操作参数，包括塔顶压力、回流比、冷凝温度等。
这些参数的选择需要通过模拟计算和实验验证，在保证丙烯纯度的前提下，尽可能降低能耗。
4.3 塔设计塔设计需要考虑塔的高度、塔板的数量和间距等因素。
高效的塔设计能够提高分离效率，降低能耗。
在本设计中，采用了理论计算和经验数据相结合的方法来确定塔设计参数。
4.4 热力学计算热力学计算是精馏工艺设计过程中的关键步骤。
通过计算混合物的热力学性质，可以确定操作参数和塔设计。
在本设计中，采用了常用的热力学计算方法，如赫希函数法和闵彻林方程。
4.5 安全性考虑在设计过程中，安全性是非常重要的考虑因素之一。
需要对塔进行全面的安全评估，包括对过程压力、温度和流量进行分析，防止塔内发生过热、过压等危险情况。
此外，还需要设计一套完善的安全控制系统，及时采取措施应对突发情况。
5. 结论在本毕业设计中，年产8万吨丙烯的生产工艺设计的精馏工段经过了系统的设计和优化。
丙烯精制工段工艺设计详解
丙烯精制工段工艺设计详解丙烯是由甲烷二甲醛聚合而成的无定形半结晶性高分子聚合物。
丙烯本身不但具有优良的机械性能，而且具有优异的耐泡性和耐老化性能，因此在动力驱动件、塑料件制作、汽车电器配件制作等方面有着广泛的应用。
在加工丙烯材料时，一般都需要经过精制，这一过程也可以帮助优化丙烯材料的性能和外观。
丙烯精制工段工艺设计是指精制工序中涉及到的特殊工艺设计。
丙烯材料的精制工序分为三个部分：加热、精制和热定型。
加热是丙烯精制工段工艺设计的第一步。
在加热过程中，需要控制好材料的温度，以便将聚合物的分子间聚合更加密实，这样可以增加材料的强度和硬度。
一般需要采用电加热或者热空气加热的方式，以满足不同种类的材料的加热要求。
精制是第二步，主要是将加热后的材料进行进一步的熔融处理，以使其聚合物分子之间聚合更加紧密，从而提高材料的力学性能。
对于熔体状态下，一般采用挤出或者挤压的方式进行处理。
热定型是最后一步，主要是将熔体状态下的丙烯材料冷却，使其回到常温状态（或者是限定温度），以使其团聚成固体状态，用以获得预定的机械性能。
丙烯精制工段工艺设计主要取决于熔体处理过程以及热定型处理过程。
在熔体处理过程中，应该满足材料的加热要求，在热定型处理过程中，应注意控制材料的冷却速度，以避免收缩率太高而影响性能。
同时，严格控制各种参数，以获得优质的丙烯产品。
丙烯精制工段工艺设计是非常复杂的，需要综合考虑材料的物理性质、加热要求、加工步骤以及精制技术等多种因素。
准确的精制设计和调整可以获得最优的产品性能，这将是一项技术挑战。
实现这一技术目标的关键是多方面的计算和优化，其中包括材料物理性质的研究和分析、深入了解和研究各种处理工艺参数以及熔体处理和热定型处理等等。
在丙烯精制工段工艺设计中，还需要考虑到设备的选择和使用情况，以确保最佳的加工效果，以及安全可靠的设备使用。
例如，在加热过程中，必须选择功率大小合适，温度控制范围广的电源设备，以确保生产安全。
南美洲4万吨年常压分馏项目工艺方案
保密程度：秘密工程编号：XX-GN2013-NM南美洲4万吨/年常压蒸馏项目工艺技术方案SS二〇一三年八月南美洲4万吨/年常压分馏项目工艺方案第一章概述1．原料油来源本项目利用南美洲地区原油组分，通过常压分馏，生产石脑油、柴油、常压渣油等油品，以达循环经济要求，同时满足市场需求。
2．产品市场产品燃料油以xxx地区市场销售为主，其副产品常压渣油，以xxxx销售为主。
第二章工艺技术方案第一节加工方案4万吨/年常压蒸馏项目装置工艺流程图见图-1至图-2。
原油性质见表2-1。
表2-1 原油性质第二节装置物料平衡一、装置物料平衡4万吨/年常压蒸馏项目装置年处理原油4万吨，按每年生产8000小时计算，物料平衡见表2-2表2-2 装置物料平衡二、产品方案主要产品方案见表2-3。
表2-3 4万吨/年常压蒸馏项目产品方案第三节物料消耗及公用工程消耗公用工程消耗估算见表2-5表2－5 公用工程消耗估算第四节工艺流程简述1．原料油换热闪蒸部分原料油自罐区进装置（原料油泵设在罐区），经5组换热器换热，温度升至222℃进入常压炉，经常压炉升温至360℃进入常压塔。
2．常压部分常压塔顶油气经水冷器冷凝冷后进入常顶产品回流罐。
常顶不凝气引至常顶瓦斯分液罐分液后引入常压炉烧掉。
常顶油由常顶油泵抽出，一部分作为塔顶冷回流返回常压塔，另一部分作为产品经常顶汽油碱洗水洗罐精制后出装置。
轻柴油自常压塔塔板流入常压汽提塔上段进行汽提，汽提后的气相返回常压塔。
汽提后的常一线油由轻柴油泵抽出，经换热器与原油换热后，再经水冷器冷却后送至罐区。
重柴油自常压塔塔板流入常压汽提塔中段进行汽提，汽提油气返回常压塔板。
汽提后的重柴油由重柴油泵抽出，经换热器与原油换热后，再经水冷器冷却后送至罐区。
常压塔底重油自常底泵抽出后，经换热器与原油换热后，再经水冷器冷却后送至罐区。
第五节主要设备选择一、主要设备选择本项目加工的原油，根据设备的压力、温度、介质等因素综合考虑，并按SH3075-95的规定进行材料选取，且符合GB150-1998的规定。
丙烯的工艺车间流程设计
丙烯的工艺车间流程设计下载温馨提示:该文档是我店铺精心编制而成，希望大家下载以后，能够帮助大家解决实际的问题。
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产万吨聚丙烯精制车间工艺设计
342.4
22 液沫夹带量e / （kg液/kg气） 0.013
23 最小筛孔气速U /（m/s） 5.53
24
塔高Z/m
18.80
25 降液管内液层高度H /m 0.14432
本组的设计基本可以满足6万吨/年的聚丙烯生产对精制丙 烯的需要。但也存在许多不足之处。如：对国内外的先进工艺 技术涉猎不足；生产过程中的其他设备和部分工序工艺不够完 善等，这些问题都有待于以后进一步解决。在此希望各位老师 能给予批评指正。
目录
▪ 一：选题意义 ▪ 二：工艺流程设计 ▪ 三：结论 ▪ 四：致谢
一、选题意义
（一）认识聚丙烯
聚丙烯（简称PP）是由丙烯聚合而成的一种热塑性塑料
（一） 认识聚丙烯（续）
▪ 基本概念：熔融指数、等规度 ▪ 分子量：平均20～30万。 ▪ 分子量与熔融指数的关系。 ▪ 牌号命名的依据。 ▪ 比重：0.9～0.91，是常见树脂中最轻的。
（二）聚丙烯工艺技术介绍（续）
▪ 本体聚合工艺 ▪ 特点：丙烯既是聚合单体，又是反应物稀释溶剂，
在50-80℃、2.5～3.5MPaG条件下进行聚合反应。 ▪ 连续釜式聚合工艺 ：本工艺于1963年实现工业化生
产。代表性工艺是三井油化的Hypol工艺 。 ▪ 特点：该工艺采用高效、高立构定向性催化剂TK-II，
进行了物料衡算、结构设计、热量衡算及工艺图纸制作。
（二）轻组分的脱除塔（精馏塔）的工艺设计
序号
项目
1
塔径D/m
2
筛孔直径m
3
溢流形式
4
降液管形式
5
筛孔数目
6
空中心距t/m
7 鼓泡区面积Aa/m
8
开孔率φ,%
气体分馏装置工艺流程简介
气体分馏装置工艺流程简介第一篇：气体分馏装置工艺流程简介气体分馏装置工艺流程简介炼油厂二次加工装置所产液化气是一种非常宝贵的气体资源，富含丙烯、正丁烯、异丁烯等组分，它既可以作为民用燃料，又可以作为重要的石油化工原料。
随着油气勘探开发的快速发展，天然气资源得到充分利用后，民用液化气的需求量将大幅度减少，同时，丙烯、丁烯的需求量也因为下游消费领域的迅速发展而大幅增加。
因此，充分利用液化气资源以提高其加工深度，最终增产聚合级丙烯、正丁烯、异丁烯等高附加值化工产品的T作日益受到石化行业的重视。
液化气经气体分馏装置通过物理分馏的方法，除可得到高纯度的精丙烯以满足下游装置要求外，C4产品、副产丙烷可作为溶剂，并且是优质的乙烯裂解原料。
它们分别可为聚丙烯装置、MTBE装置、甲乙酮装置、烷基化装置等提供基础原料。
气体分馏主要以炼油厂催化、焦化装置生产的液化气为原料，原料组成（体积分数）一般为：乙烷0.01%～0.5%，丙烯28%-45%，丙烷7%-14%，轻C4 27%-44%，重C415%～25%。
气体分馏工艺就是对液化气即C。
、C4的进一步分离，这些烃类在常温、常压下均为气体，但在一定压力下成为液态，利用其不同混点进行精馏加以分离。
由于彼此之间沸点差别不大，而分馏精度要求又较高，故通常需要用多个塔板数较多的精馏塔。
气体分馏装置的工艺流程是根据分离的产品种类及纯度要求来确定的，其工艺流程主要有二塔、三塔、四塔和五塔流程4种。
五塔常规流程，脱硫后的液化气进入原料缓冲罐用脱丙烷塔进料泵加压，经过脱丙烷塔进料换进入脱丙烷塔。
脱丙烷塔底热量由重沸器提供，塔底C。
以上馏分自压至碳四塔的气相cz和c。
经脱丙烷塔顶冷凝冷却器后进入脱丙烷塔回流罐，流罐冷凝回流泵加压后作为塔顶回流，另一部分送至脱乙烷塔作为该塔的进料。
脱乙烷塔底由重沸器提供热量，塔底物料自压进入丙烯精馏塔进行丙烯与丙烷。
脱乙烷塔塔顶分出的乙烷进入脱乙烷塔顶冷凝器后自流进入脱乙烷塔回流罐，液全部由脱乙烷塔回流泵加压打回塔顶作回流，回流罐顶的不凝气可经压控阀排网或至催化装置的吸收稳定系统以回收其中的丙烯，达到增产丙烯的目的。
【精品完整版】年产4万吨工业甲醇—精馏生产车间设计
海南大学毕业设计题目：年产4万吨工业甲醇—精馏生产车间设计学号：20100411310071姓名：王晓明年级：2010级学院：材料与化工学院系别：化工系专业：化学工程与工艺指导教师：张美苍完成日期：2014/4/25甲醇,简单饱和脂肪醇，其分子式为CH3OH。
甲醇是重要的化工原料和清洁燃料，用途广泛，在国民经济生产中中占有十分重要的地位。
近年来，随着甲醇下游产品的开发特别是甲醇燃料的应用，国内外对于甲醇的需求日益增长。
故而，经过分析比较各种生产原料、合成工艺后，本设计采用煤为原料年产4万吨工业甲醇，以供应国内需求。
本设计遵循―技术先进、工艺成熟、经济合理、安全环保‖等原则，在充分论证国内外各种先进生产方法、工艺流程和设备配置基础上，选用以原料气经双效法三塔精馏工艺路线生产甲醇。
设计的重点是生产工艺设计论证、工艺计算及设备设计选型。
此外，在设计中充分考虑环境保护和劳动安全，以减少―三废‖排放，加强―三废‖治理，确保安全生产，消除并尽可能减少工厂生产对职工的伤害。
关键词：煤；精馏；设计Methanol, simple saturation of fatty alcohols, its molecular formula for CH3OH. Methanol is important chemical raw materials and clean fuel, a wide range of USES, in the national economy in the production of an important position. In recent years, with the development of carbinol downstream products especially the application of methanol fuel, both at home and abroad the growing demand for methanol. So, after analysis comparing kinds of raw material, production synthesis process, this design USES the natural gas as raw material with the annual production capacity of 40000 tons methanol, to supply domestic demand.This design follow the "advanced technology, the craft is mature, the economic and reasonable, safe environmental protection" principle, in the full discussion various domestic and international advanced production method, technological process and equipment based on configuration, choose to the gas material three tower distillation" produce methanol process route. Design is the focus of the production process design argumentation, process calculation and design of equipment type selection. In addition, in the design of fully considering environmental protection and labor safety, to reduce emissions "three wastes", strengthening of "three wastes" treatment, ensure the safety in production, eliminate and reduce production factory to the worker's damage.Key words:coal ;distillation;design目录总论 (1)1．概述 (1)1.1 甲醇的性质 (1)1.2 甲醇用途 (2)1.3 甲醇在国民经济中的重要性 (2)1.4 甲醇的市场需求 (2)1.5 设计的目的和意义 (3)1.6 设计的依据 (3)1.6.1 海南大学材料与化工学院2010届毕业设计选题 (3)1.6.2 设计的基础资料 (3)1.7 设计的指导思想 (3)1.8 设计的范围﹑装置组成及建设规模 (4)1.8.1 设计的范围 (4)1.8.2 生产和辅助车间设置 (4)1.8.3 建设规模 (4)1.9 原料煤规格 (5)1.10 产品质量标准 (5)2．工艺流程设计 (5)2.1 粗甲醇的精馏 (6)2.1.1 精馏原理 (6)2.1.2 精馏工艺和精馏塔的选择 (6)3．工艺流程 (11)3.1 甲醇合成工艺流程 (11)3.2 甲醇精馏工艺流程 (12)3.3 氨吸收制冷流程 (13)4．合成工段工艺计算 (14)4.1 合成工段物料衡算 (15)4.1.1 设计条件及参数 (15)5. 精馏工段工艺计算 (16)5.1 精馏工段物料衡算 (16)5.1.1 预精馏塔物料衡算 (16)5.1.2 加压塔物料衡算 (18)5.1.3 常压塔物料衡算 (21)5.2 精馏工段的热量衡算 (23)5.2.1 预精馏塔热量衡算 (23)5.2.2 预塔冷凝器热量衡算 (26)5.2.3 加压塔热量衡算 (27)5.2.4 常压塔热量衡算 (29)6. 主要设备的计算与选型 (32)6.1 物料衡算 (33)6.1.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 (33)6.1.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 (33)。
年产8万吨丙烯的生产工艺设计精馏工段
年产8万吨丙烯的生产工艺设计（精馏工段）摘要本篇论文旨在设计一种年产8万吨丙烯的精馏工段生产工艺。
本文首先概述了丙烯的应用领域和市场需求；其次，介绍了丙烯的物化性质以及其产生的原因；然后，分析了精馏工艺的特点和重要性；接着，设计了一套包含入料、预处理、精馏、产品提纯等步骤的生产工艺，并详细描述了每一个步骤的过程、设备和要点。
最后，在实验结果的基础上进行精馏工段的优化，提高了工艺的效率和产品质量，并总结了生产过程中的注意事项。
关键词：丙烯；精馏工艺；生产工艺设计；优化AbstractThe aim of this thesis is to design a production process for the distillation section of 80,000 tons annual output of propylene. Firstly, the application areas and market demand of propylene are outlined; secondly, the physicochemical properties of propylene and the reasons for its production are introduced; then, the characteristics and importance of the distillation process are analyzed; after that, a production process including feed, pretreatment, distillation, product purification and other steps are designed, and the process, equipment and key points of each step are described in detail. Finally, the distillation section is optimized based on the experimental results to improve the efficiency and product quality of the process, and the precautions during the production process are summarized.Keywords: propylene; distillation process; production process design; optimization目录1.引言2.丙烯的特点和应用3.丙烯的物化性质4.精馏工艺的特点和重要性5.生产工艺设计概述6.入料和预处理7.精馏步骤7.1质量流量和热量平衡7.2设备选型7.3平板塔操作8.产品提纯9.实验结果和优化10.注意事项11.结论正文1.引言随着社会的发展和经济的增长，对丙烯的需求越来越大。
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4万吨/年丙烯混合气分馏车间工艺设计
摘要：气体分馏（简称气分）装置是将催化裂化装置生产的液化石油气按后续加工装置的要求，切割分离成各种馏分。
炼油厂液化石油气的主要成分为烯烃和烷烃，根据分馏产品的要求，常规气体分馏工艺流程有三塔、四塔、和五塔流程。
本4万吨/年丙烯混合气分馏装置的主要产品为聚合级精丙烯，采用四塔流程，四台塔设备分别为：脱丙烷塔、脱乙烷塔、粗丙烯塔、精丙烯塔。
本文是对4万吨/年丙烯混合气分馏车间工艺设计，主要阐述了精丙烯在国民经济中的地位和作用、工业生产方法、生产原理、工艺流程。
采用excel工作表对主要设备如：换热器、脱乙烷塔、脱丙烷塔、丙烯塔、冷凝器，等进行物料衡算，热量衡算。
并对丙烯塔烷进行了详细的设备计算和校核，确定了操作参数、设备类型和材质，使用CAD绘制相应的工艺流程图。
最后对此工艺过程可能存在的安全隐患及相应措施做了简要说明。
关键词：精丙烯换热器工艺流程
引言 (1)
第1章综合介绍 (2)
1.1精丙烯在国内外的发展动向 (2)
1.1.1 生产技术 (2)
1.1.2 技术发展动向 (3)
1.2丙烯的市场需求状况 (4)
第2章工艺概述 (5)
2.1丙烯的性质 (5)
2.1.1 丙烯的物理性质 (5)
2.1.2 丙烯的化学性质 (5)
2.2生产方法的评述及选择 (6)
2.2.1 W基催化剂法 (6)
2.2.2 Re作催化剂法 (6)
2.2.3 烯烃裂解制丙烯 (6)
2.3生产原理 (7)
2.4工艺流程 (7)
第3章物料衡算 (8)
3.1已知条件 (8)
3.1.1 原料的组成 (8)
3.1.2力和温度压 (8)
3.1.3、产品规格 (8)
3.2工艺计算 (9)
3.2.1对T-1的物料衡算[5] (9)。