双塔脱丙烷

新疆工程学院

毕业论文（设计）

2010 届

题目五彩湾煤生烃潜力的研究

专业应用化工技术

学生姓名张营娣

学号2010231422

小组成员

指导教师马燕老师

完成日期2013-4-11

新疆工业高等专科学校教务处印制

新疆工程学院

毕业论文（设计）任务书班级应化10-5（3）班专业应用化工技术姓名张营娣日期2013-4-11

1、论文（设计）题目：五彩湾煤生烃潜力的研究

2、论文（设计）要求：

（1）学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量，最好是独立完成。

（2）选题有一定的理论意义与实践价值，必须与所学专业相关。

（3）主题明确，思路清晰。

（4）文献工作扎实，能够较为全面地反映论文研究领域内的成果及其最新进展。

（5）格式规范，严格按系部制定的论文格式模板调整格式。

（6）所有学生必须在4月11日之前交论文初稿。

3、论文（设计）日期：任务下达日期 2013.3.5

完成日期 2013.4.11

4、指导教师签字：

新疆工程学院

毕业论文（设计）成绩评定

报告

毕业论文答辩及综合成绩

引言

乙烯装置顺序分离流程中，最初均采用单塔脱丙烷，脱丙烷塔进料为碳三和碳四以上馏分，现在都用于乙烯装置双塔脱丙烷塔。工艺对乙烯装置脱丙烷塔操作的基本要求是希望塔内能进行传质过程。塔顶轻关键组分和塔底重能达到规定的分离纯度。尽量提高产品的回收率，已获得较高的产量：尽量节约能源，使精馏过程中消耗的能源最少。为此脱丙烷塔的自动控制也必须满足质量指标，物料平衡及余数条件等制要求。脱丙烷塔的主要任务是切割C3和C4混合馏分，混合液进入精馏塔内（主要含C3和C4）进料为气态混合物.进料混合馏分经过脱丙烷塔切割分离，塔顶馏分被冷凝器冷凝后送至回流管中影响脱丙烷精馏操作因素有：进料量、成分、进料温度、再沸器加热量。塔内蒸汽上升速度、回流量、塔顶底的采出量。可操作变量有进料流量、塔底采出流量及再沸器加热脱丙烷塔所处环境为甲级防暴区域，工艺介质多为混合物、沸点低、易挥发、易爆生产装置处于露天低压导风向由西向东，冬夏季温差较大。

脱丙烷塔的进料有两股，一股为脱乙烷塔釜液，一股为压缩工段的凝液汽提塔釜液。双塔流程的特点就是利用该两股物流在组分上的差异而分别进行处理。高压脱丙烷塔处理较轻的一股物料，低压脱丙烷塔处理较重的一股物料。如图1所示，脱乙烷塔釜液送入高压脱丙烷塔，塔顶为碳三和碳四以下的馏分，经水冷冷凝后，部分回流，其余作为产品采出。塔釜使用蒸汽加热，为减少

加热蒸汽用量，设置用急冷水加热的中间再沸器。为了使高压脱丙烷塔塔釜温度不高于聚合温度，塔釜液中尚需含一定量的碳三,此塔釜液经换热冷却至一定温度，送入低压脱丙烷塔塔顶，裂解气压缩工段来的凝液汽提塔釜液送至低压脱丙烷塔中部。低压脱丙烷塔塔顶气体经冷凝后用泵送至高压脱丙烷塔塔釜液换热器经加热后返回高压脱丙烷塔。低压脱丙烷塔塔釜再沸器由低压蒸汽加热，塔釜采出碳三和碳四以上的产品。

脱丙烷工段工艺设计

学号：2010230002学生：宣婷毓

(新疆工业高等专科学校, 乌鲁木齐 830091)

摘要：脱丙烷塔提馏段温控采用串级控制方案，系统以提馏段温度为主变量。再沸器减压蒸汽流量为副变量减压蒸汽流量为操作变量的串级控制系统。进料混合馏分经过脱丙烷塔切割分离，塔顶馏分被冷凝器冷凝后送至回流管、回流罐中的冷凝液被泵抽出后，一部分作为塔顶回流，另一部分作为塔顶采出送至分子筛干燥器和低温加氢反应器，经过干燥和加氢后送至第二脱乙烷塔作为进料。回流罐中的不凝气体通过尾气管线返回裂解气压缩机或送至火炬烧掉。塔釜液的一部分进入再沸器易生产上升蒸汽，另一部分作为塔底采出送至脱丁烷塔继续分离。

关键词：脱丙烷塔，串级，提馏段

目录

1 概述 ......................................................................................... 错误！未定义书签。2设计任务书 .............................................................................. 错误！未定义书签。

3 工艺流程图及流程说明 (3)

3.1 工艺流程图 (4)

3.2 工艺流程说明 (4)

4 设备形式的选择 (5)

5 工艺计算 ................................................................................. 错误！未定义书签。

5.1 全塔物料衡算 (6)

5.2 塔板数的确定 (6)

5.2.1常压下甲醇-乙醇系统的t-x(y)数据 ................... 错误！未定义书签。

5.2.2 确定操作回流比.................................................. 错误！未定义书签。

5.2.3操作线方程的确定............................................... 错误！未定义书签。

5.2.4理论塔板数 (7)

5.2.5实际塔板数 (8)

5.3 塔径及塔板结构尺寸的确定........................................ 错误！未定义书签。

5.3.1 精馏段.................................................................. 错误！未定义书签。

5.3.2提馏段................................................................... 错误！未定义书签。

5.4 塔高 (10)

5.5 精馏装置附属设备的设计.......................................... 错误！未定义书签。

5.5.1 接管 (13)

5.5.2储罐的选择 (13)

5.5.3冷凝器的选型 (13)

5.5.4再沸器的选型 (13)

6 设计结果汇总表 ..................................................................... 错误！未定义书签。

7 参考文献 (14)

致谢 (16)

一综述

1.1 塔设备简述

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，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。

浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个

可以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F

1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广型和V-4型。F

1

泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。

1.2我国化工工艺发展

我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。

二深冷分离流程

2.1 三种深冷分离流程，典型的深冷分离流程，主要有：顺序分离流程、前脱乙烷分离流程、前脱丙烷分离流程三种，以下分别介绍这三种流程。

3．1.脱丙烷塔

1、大型乙烯装置中脱丙烷适用于分离C3和C4以上组分的重要分离设备。

2、脱丙烷塔的处理能力和馏分效果直接影响乙烯装置的生产能力和丙稀的收率。

3、脱丙烷塔有两股进料: （1）上进料来自冷区脱乙烷塔的塔釜

（2）下进料来自压缩区凝液汽提塔的塔釜

4、对于脱丙烷塔：（1）轻关键组分:丙烷

(2) 重关键组分:丁二烯

两者进料均为C3和C4以上馏分

5

3.1.1脱丙烷塔的组成：中沸器、再沸器、回流泵、冷凝器、塔板3.1.2脱丙烷塔塔段：

3.1 采用双塔脱丙烷的原因及特点

3.1.1 采用双塔脱丙烷的原因：

乙烯装置顺序分离流程中，最初均采用单塔脱丙烷，脱丙烷塔进料为碳三和碳四以上馏分，其中所含的大量碳四及其以上的不饱和烃在较高温度下极易生成聚合物，造成再沸器结垢、塔板堵塞的问题。在单塔流程中，当塔压为 1.1—1.2MPa（G）时，塔釜温度在104以上，再沸器因聚合物结垢通常需要两三个月清理一次，提馏段的塔板也经常会发生堵塞现象。为了保证生产的进行，一般设置备用再沸器和备用下塔。

20 世纪70年代初期开始采用低压塔脱丙烷。但是，降低脱丙烷塔操作压力以降低塔釜温度解决再沸器和下塔因聚合物生成而结垢和堵塞问

题的同时，其塔顶温度也相应降低，使冷凝器的丙烯冷冻功耗随之增加。近年来较多采用的双塔脱丙烷工艺流程既解决了聚合物结垢的问题又

节省了冷冻功耗。因此，在某些乙烯装置改造中，采用较先进的双塔脱丙烷工艺流程。

3.1.2 双塔流程的特点：

就是利用该两股物流在组分上的差异而分别进行处理。高压脱丙烷塔处理较轻的一股物料，低压脱丙烷塔处理较重的一股物料。如图1所示，脱乙烷塔釜液送入高压脱丙烷塔，塔顶为碳三和碳四以下的馏分，经水冷冷凝后，部分回流，其余作为产品采出。塔釜使用蒸汽加热，为减少加热蒸汽用量，设置用急冷水加热的中间再沸器。为了使高压脱丙烷塔塔釜温度不高于聚合温度，塔釜液中尚需含一定量的碳三,此塔釜液经换热冷却至一定温度，送入低压脱丙烷塔塔顶，裂解气压缩工段来的凝液汽提塔釜液送至低压脱丙烷塔中部。低压脱丙烷塔塔顶气体经冷凝后用泵送至高压脱丙烷塔塔釜液换热器经加热后返回高压脱丙烷塔。低压脱丙烷塔塔釜再沸器由低压蒸汽加热，塔釜采出碳三和碳四以上的产品。

图1双塔脱丙烷流程图

4工艺参数的确定及优化

4.1 进料组成

双塔脱丙烷进料组成见表1，其中脱乙烷塔塔釜液流量为

44.964kmol/h凝液汽提塔塔釜液流量为135.532kmol/h.

成分脱乙烷塔塔釜液凝液汽提塔塔釜液

（mol%）（mol%）乙炔 0.021

乙烯 0.0004 0.00789

乙烷 0.02 0.163

丙炔 5.0863 2.2276

丙稀 65.6189 13.937

丙烷 1.4129 0.3439

丁二烯 15.1813 18.4028

丁烯 9.3044 10.3708

正丁烯 0.2089 0.2436

戊烯 2.8347 2.2615

戊烷 0.1896 1.0708

水 0.1367

见表一表1 双塔脱丙烷进料组成

4.2 高压脱丙烷塔操作压力

高压脱丙烷塔塔顶产品中碳四含量一般控制在1000ppm(mol)以下。为了节省冷冻功耗，需使塔顶冷凝温度提高至可采用循环冷却水冷凝（温度范围28-38），则此处的冷冻功耗可省去。为了保证塔顶冷凝器用水冷的传热温差，确定高压脱丙烷塔操作压力为 1.6Mp。

压力（Mpa）泡点温度（℃）

1.3 30.7

1.5 36.7

1.6 39.5

1.7 4

2.2

表2 高压脱丙烷塔塔顶产品的泡点和操作压力关系

4.3高压脱丙烷塔塔釜组成

在一定操作压力下，高压脱丙烷塔塔釜组成一方面确定了高压脱丙烷塔的塔釜温度，另一方面也相应地影响到下游低压脱丙烷塔塔顶馏分

的组成，此组成下的馏分在一定的低压脱丙烷塔操作压力下的塔顶泡点

温度也是确定的。如果此温度能满足用循环冷却水来冷凝，又可以省去

此处的冷冻功耗。高压脱丙烷塔塔釜组成对一些参数的影响见表3（低

压脱丙烷塔操作压力按0.83计）。

高压脱丙烷塔塔

釜C3及C4以下成高压脱丙烷塔低压脱丙烷塔塔顶

分的含量（mol%）塔釜温度（℃）产品泡点温度（℃）21.00 87.5345 47.5423

23.00 86.6842 46.5281

25.00 85.8491 45.5564

27.00 85.0214 44.6141

29.00 84.1975 43.6953

31.00 83.3803 42.0862

表3 高压脱丙烷塔塔釜组成和其他参数的关系

从表 3 可以看出，在保证高压脱丙烷塔塔釜温度不致发生聚合反应的情况下，其塔釜碳三含量的组成以25%（mol）为宜，这样低压脱丙

烷塔塔顶馏分的泡点温度为45,可以满足水冷的要求。

4．4低压脱丙烷塔操作压力

低压脱丙烷塔主要是要把碳三及碳三以下的轻组分从塔釜组成中脱出来。正常生产中塔釜液碳三馏分一般控制在 500ppm（mol）以下，而低压

脱丙烷塔塔釜温度需控制在80左右，以避免产生聚合物的堵塞问题。

在一定的进料组成情况下，低压脱丙烷塔塔釜温度及塔顶凝液输送泵的

功率随操作压力的变化见表4 )。

塔操作压力塔釜温度塔顶馏分泡点塔顶凝液输送泵Mpa℃温度℃功率，kw

0.8300 85.3189 45.5778 9.0865 0.7800 82.5086 42.9292 9.3908 0.7300 79.5710 40.1471 9.6765 0.6800 76.4882 37.2221 9.9452 0.6300 73.2433 34.1330 10.1947

表4 低压脱丙烷塔操作压力和其他参数的关系

从表4的计算结果可看出，满足操作温度80左右的操作压力在

0.78Mpa左右，此压力下的塔顶馏分泡点温度亦可满足水冷的要求。随

着塔压的降低，塔釜及塔顶的温度也随之降低，泵的功耗增加，所以初

步确定低压脱丙烷塔操作压力为0.78Mpa.

4.5工艺条件的优化

在上述计算的基础上，对整个流程进行系统的模拟优化计算，确定工艺操作条件见表5.我们知道，双塔脱丙烷流程的优点有两个方面，一

是节省了冷冻功耗；二是避免了塔釜因聚合物而产生的堵塞问题。这里

更进一步的是：在根据一定进料确定两塔最佳操作压力的基础上，通过

调整高压脱丙烷塔塔釜组成，使低压脱丙烷塔塔顶冷凝亦可以用循环冷

却水完成而不用丙烯冷剂。这样，整个双塔脱丙烷流程不再消耗丙烯冷

剂

4.51与原低压单塔脱丙烷的比较

将原单塔流程与优化的双塔流程的工艺参数进行计算对比，见表 5 6 7。通过对比，不难看出两种流程中的优劣。

低压单塔

双塔

高塔低压塔

塔温度，℃8.6 39.5 42.5

顶压力，Mpa0.73 1.6 0.78

操作条件

塔温度，℃76.7 84.3 82.8

釜压力，Mpa0.76 1.64 0.81

热负荷/

Mkcal h 3.0727 1.7867 1.6650 再沸器热媒（规格）LS（0.7Mpa）LS（0.7Mpa）LS（0.7Mpa）热媒消费量/t h 6.2 3.6 3.4

热负荷/

Mkcal h 4.1811 2.4808 1.8275 塔顶冷凝器冷媒（规格）丙烯冷剂（0℃）CW（28℃-38℃）CW（28℃-38℃）泡点温度，℃8.6 39.5 42.9

冷媒消耗量能量折算值19332MJ248/t h183/t h

换热器热负荷/

Mkcal h0.384

传热介质无工艺物流

泵.kw无9.38

表5单塔脱丙烷与双塔脱丙烷的比较

类别 单位能量折算值C （MJ ） 消耗值 总能量折算值

冷媒 19332.4 蒸汽，t 3181.97 6.2 19728.2

合计 39060.6

表6 单塔脱丙烷能耗至指标

确定节能的双塔脱丙烷工艺操作参数需要根据各装置具体的进料组成，而不能照搬。对于其-中的高压脱丙烷塔塔顶而言，在一定压力下，冷凝温度随进料中丙烯与丙烷的比值的增加而降低。同理，在一定压力下，影响低压脱丙烷塔塔釜温度的则是碳四及碳四以上组成的情况。冷凝温度在低压塔操作压力确定的情况下，则决定于轻重组分的比例；利用这一关系进行优化，结果是省掉了传统的耗用丙烯冷剂的冷凝器。在很多乙烯装置的挖潜改造中，冰机的能力是一个瓶颈，上述双塔脱丙烷流程省去了脱丙烷部分的所有冷冻剂耗量，为整个乙烯装置的挖潜扩能打下了良好的基础。

5.设计的基础数据及计算

5.1原始数据条件

表1-1 有关物性数据

原料液量

F=200h kg

摩尔分数

%50=F χ %87=D χ %5.0=W χ

6. 精馏塔工艺计算

6.1物料衡算（高压脱丙烷塔）

采出率：

5723.0005

.087.0005.05.0=--=--=W D W F x x x x F D 塔顶馏出液量为： 0.57230.5723200114.46/D F kmol h ==?= 塔釜残液量为： 200114.4685.54/W F D kmol h =-=-=

6.2回流比的确定

6.2.1平均相对挥发度的计算

由相平衡方程 x x

y )1(12-+=α 且 **B

A P P =α

由图表5得 39.5T C =顶 84.3T C =?釜 在书《传质与分离技术》中查的乙醇和水的饱和蒸汽压

39.5T C =顶时 *

236.8A p mmHg = *134.5B p mmHg = 84.3T C =?釜时 *564.7A p mmHg = *

326.8B p mmHg =

则 236.8 1.7606134.5α==顶 564.7

1.556536

2.8

α==底

1.66m α=

==

所以相平衡方程 x x y )1(12-+=

α 2.010.66x

x

=+

6.2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定

5.0=F x 87.0=D x 005.0=W x

因为泡点进料，5.0==f q x x 所以 2.00.5

0.75210.660.5

q y ?==+?

则可得 min 0.870.752

0.4680.7520.5D q q q

x y R y x --=

=

=--=

min 0.2~1.1R R = min 1.9 1.90.4680.89R R ∴==?=

6.2.3 精馏段和提馏段操作线方程的确定

精馏段： 0.89114.46101.87/L RD kmol h ==?=

(1)(0.891)114.46216.33/V R D kmol h =+=+?=

1

11+++=

+R x

x R R y D n n 精馏段操作线方程： 10.470.46n n y x +=+ 6.3物料衡算（低压脱丙烷塔）

采出率：

5723.0005

.087.0005.05.0=--=--=W D W F x x x x F D 塔顶馏出液量为： 0.57230.5723200114.46/D F kmol h ==?= 塔釜残液量为： 200114.4685.54/W F D kmol h =-=-=

6.4回流比的确定

6.4.1平均相对挥发度的计算

由相平衡方程 x x

y )1(12-+=α 且 **B

A P P =α

由图表5得 39.5T C =顶 84.3T C =?釜 在书《传质与分离技术》中查的乙醇和水的饱和蒸汽压

39.5T C =顶时 *

236.8A p mmHg = *134.5B p mmHg = 84.3T C =?釜时 *564.7A p mmHg = *

326.8B p mmHg =

则 236.8 1.7606134.5α==顶 564.7

1.556536

2.8

α==底

1.66m α=

==

所以相平衡方程 x x y )1(12-+=

α 2.010.66x

x

=+

6.4.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定

5.0=F x 87.0=D x 005.0=W x

因为泡点进料，5.0==f q x x 所以 2.00.5

0.75210.660.5

q y ?==+?

则可得 min 0.870.752

0.4680.7520.5D q q q

x y R y x --=

=

=--=

min 0.2~1.1R R = min 1.9 1.90.4680.89R R ∴==?= 6.4.3 精馏段和提馏段操作线方程的确定

精馏段： 0.89114.46101.87/L RD kmol h ==?=

(1)(0.891)114.46216.33/V R D kmol h =+=+?=

1

11+++=

+R x

x R R y D n n 精馏段操作线方程： 10.470.46

n n y x +=+

5.5.1 5.5.2

5.5.3 5.5.4