年产68万吨异丙醇装置丙烯精制工段工艺设计脱乙烷样本.doc

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
摘 要
丙烯是石油化工原料之一，在原油加工中含相关键作用。由裂解气净化和分离工段丙烯精馏塔分离出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，异丙醇等产品关键原料。为了愈加好提升生产能力，本着投资少，能耗低，效益高想法，本设计依据设计任务书中确定生产任务进行，年产9.8万吨异丙醇，开工周期为8000小时/年，原料组成为乙烷、丙烯、丙烷、异丁烷，其中丙烯含量为74.1%，按其各组分沸点和相对挥发度不一样使各组分分离。因为对丙烯纯度要求极高，本文设计精馏塔塔板数较多，丙烯塔较高。最终以优化后精馏塔结果为基础，确定了该塔设备参数，塔径，浮阀塔盘，塔高，热负荷，从而设计了塔底再沸器，塔顶冷凝器和塔体关键设备。步骤简单，投资较少，操作较为简单，基础能够满足丙烯优等品工业生产。
本设计采取多组分精馏，按挥发度递减步骤方案，两塔步骤设计即先经过脱乙烷塔塔顶分离出乙烷，再由丙烯塔精馏塔塔顶得到丙烯，其纯度为93.5%以上，丙烯作为产品出装置为生产异丙醇提供原料，塔底丙烷可作为商品出售或作为烧火油。
设塔设备通常分为级间接触式和连续接触式两大类。前者代表是板式塔，后者代表则为填料塔，在多种塔型中，目前应用最广泛是筛板塔和浮阀塔。
计时依次进行了物料衡算，热量衡算，塔结构相关工艺计算，换热设备计算及隶属设备选型，并依据设计数据分别绘制了自控步骤图，设备选型方面关键根据现场实际，并兼顾工艺控制要求和经济合理性。
伴随优异控制技术兴起，关键控制指标由定值控制向区间控制转变，调整变量和控制变量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方向，正在逐步普及。为了为装置以后上优异控制提供方便，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操作弹性。

关键词：丙烯；脱乙烷塔；热量衡算。物料衡算；丙烯精馏塔；
Annual output of 98,000 tons refined isopropyl alcohol propylene Process Design Section --- Deethanizing Tower
Abstract
Title I design production capacity is 98,000 tons annual output of isopropyl alcohol, started a period of 8,000 hours / year, material composition of ethane, propylene, propane, butane, propylene is 74.1% in material, boiling point of each component and its relative volatility differences of degree of separation of each component. The design uses a multi-component distillation, the process by decreasing volatility program, process design the two towers that is, first isolated by de-ethane ethane tower, tower distillation top separated from the ethane , top of the propylene tower geit that propylene, the purity of 93.5%, and propylene as the product of a device to provide raw materials production and isopropanol, the bottom of the propane can be sold as a commodity or as fires, oil.
In turn the design of the material balance, heat balance, the tower structure of the relevant process calculation, the calculation of heat transfer equipment and ancillary equipment selection, and the data were plotted according to the design automation flow, selection of equipment in accordance with terms of the main site practical, taking into account the requirements of process control and economic rationality.
Key words: de-ethane tower, propylene distillation column, material balance, heat balance.

目 录
摘 要 I
Abstract II
1 概述 1
1.1 丙烯性质及用途 1
1.2 丙烯起源及丙烯生产在化工生产中地位 1
1.3 丙烯精制生产方法确实定 1
1.4 丙烯精制工艺步骤叙述 2
2 丙烯精制装置物料衡算 3
2.1 脱乙烷塔物料衡算 3
2.1.1 脱乙烷塔进料量及进料组成 3
2.1.2 脱乙烷塔塔顶及塔底流量及组成 3
2.1.3 脱乙烷塔物料平衡 5
2.2 丙烯塔物料衡算 5
2.2.1 丙烯塔进料量及进料组成 5
2.2.2 丙烯塔塔顶及塔底流量及组成 6
2.2.3 丙烯塔物料平衡 7
3 脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件确实定 8
3.1脱乙烷工艺条件确实定 8
3.1.1操作压力确实定 8
3.1.2 回流温度确实定 9
3.1.3塔顶温度计算 9
3.1.4 塔底温度计算 10
3.1.5 进料温度计算 11
3.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总 11
3.2丙烯塔工艺条件确实定 12
3.2.1 操作压力确实定 12
3.2.2 塔顶温度计算 13
3.2.3 塔底温度计算 13
3.2.4 进料温度计算 13
3.2.5 丙烯塔操作条件汇总 14
4 脱乙烷塔和丙烯塔塔板数确实定 15
4.1 脱乙烷塔塔板数计算 15
4.1.1 最小回流比计算 15
4.1.2 最少理论塔板数计算 16
4.1.3 理论塔板数和实际回流比确实定 17
4.1.4 实际塔板数确实定 17
4.1.5 实际进料位置确实定 18
4.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总 19
4.2 丙烯塔塔板数计算 19
4.2.1 最小回流比计算 19
4.2.2 最少理论塔板数计算 21
4.2.3 理论塔板数和实际回流比确实定 21
4.2.4 实际塔板数确实定 21
4.2.5 进料位置确实定 22
4.2.6 丙烯塔塔板数计算结果汇总 23
5 热量衡算 24
5.1 脱乙烷塔热量衡算 24
5.1.1 脱乙烷塔再沸器热负荷计算 24
5.1.2 脱乙烷塔冷凝器热负荷计算 26
5.2丙烯塔热量衡算 27
5.2.1再沸器热负荷范围 28
5.2.2 丙烯塔冷凝器热负荷计算 29
结 论 1
参考文件 2
谢 辞 3

1 概述
中国化工工艺发展
中国石油工业含有一定水平，但还是一个发展中国家,摆在我们石油工作者面前任务是繁重。炼油工业要对现有炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全方面提升，综合利用，大搞化工原料，赶超世界优异水平”发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程配套，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，全方面提升产品质量，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;要充足利用热能，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，为实现赶超世界优异水平而奋斗。
1.1 丙烯性质及用途
丙烯常温下为无色、无臭、稍带有甜味气体。易燃，爆炸极限为2%～11%。不溶于水，溶于有机溶剂。分子量42.08，密度5.139kg/m（20/4℃），冰点-185.3℃，沸点-47.4℃。
丙烯是三大合成材料基础原料,关键用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。丙烯和乙烯共聚生成乙丙橡胶。丙烯和氯和水起加成反应，生产环氧丙烷，加水丙二醇。丙烯在酸性催化剂存在下和苯反应，生成异丙苯 C6H5CH（CH3 )2，丙烯在催化剂存在下和氨和空气中氧起氨氧化反应，生成丙烯腈，丙烯在高温下氯化，生成烯丙基氯CH2=CHCH2Cl。本文利用丙烯和硫酸起加成反应，生成异丙基硫酸，后者水解生成异丙醇，但因为所用原料丙烯含量为74.1%，需精制后丙烯含量为93.5%以上才可作异丙醇生产原料。
1.2 丙烯起源及丙烯生产在化工生产中地位
丙烯关键经过石油加工取得，丙烯精制产品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，尤其是聚丙烯需求高于总体平均水平为6.1%。亚洲地域需求年均增加率5.6%，北美5.8%，西欧3.8%。依据新装置增设计划，中东地域从110万吨提升为240万吨，增幅为14.9%。亚洲地域新增能力将达340万吨，增幅为3.2%。中国是生产能力增幅最高国家，同期能力将从370万能胶和增加到620万吨，年均增幅达9.2%。日本年均增加率仅为2.2%。
1.3 丙烯精制生产方法确实定
因为原料中和常压沸点相近，全部在－40℃以下，常压下分离这两个组分需采取深冷方法，使用制冷剂，工艺步骤复杂，隶属设备多，设备投资费用加大，依据烃沸点随压力增加而升高特点，采取高压分离方法，用冷却水即可满足工艺要求，所以本设计采取常温加压分离方法。
步骤安排有两种，一个是相对挥发度递减次序步骤，另一个是对挥发度递增次序步骤，本设计采取相对挥发度递减次序步骤分离出丙烯。

图1-1 工艺步骤比较
1.4 丙烯精制工艺步骤叙述
丙烯含量为74.1%饱和液体原料（86℃,4.05Mpa），定量进入脱乙烷塔、经精馏处理该塔轻关键组分乙烷经过冷却（35℃,3.9Mpa）作为塔顶产品在塔顶引出（35℃,3.9Mpa），另一部分塔顶馏分经过冷却作为回流液返回脱乙烷塔（35℃,3.9Mpa）。脱乙烷塔塔底馏分经再沸器加热（86℃,4.1Mpa）深入脱除轻关键组分后进入脱丙烯塔（44℃,1.75Mpa），经精馏处理该塔轻关键组分丙烯在塔顶经过冷却（35℃,1.6Mpa），在塔顶引出作为合成异丙醇原料（35℃,1.6Mpa），另一部分塔顶馏分回流返回脱丙烯塔（35℃,1.6Mpa），重关键组分丙烷则在塔底引出（52℃,1.8Mpa）。
工艺步骤见附录中“丙烯精制工段工艺步骤图”共1张。
2 丙烯精制装置物料衡算
2.1 脱乙烷塔物料衡算
确定关键组分
按多组分精馏确定关键组分；挥发度高丙烯作为轻关键组分在塔顶分出；挥发度低丙烷作为重关键组分在塔底分出。
脱乙烷塔进料量=
2.1.1 脱乙烷塔进料量及进料组成
年处理量9.8万吨，年工作时间8000小时，则原料质量流量为
F=（生产任务×消耗定额×1000）/(8000×脱乙烷回收率×丙烯塔回收率×进料中丙烯浓度)
年处理量9.8万吨，年工作时间8000小时
原料质量流量为
Fw=（98000×0.83×1000）/(8000×94%×97%×74.1%)=15048.61（kg/h）
计算示例：以乙烷为例，进行原料组成及流量换算：
乙烷质量流量：
Fwc2=15048.61×2.7%=406.31(kg/h）
乙烷摩尔数：406.31/30=13.5437kmol/h
表2-1 原料中脱乙烷塔浓度
组成
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
摩尔质量
(kg/kmol)
C2
406.31
2.7
13.5437
3.79
30
C3=
11150.69
74.1
265.4925
74.29
42
C3o
3310.69
22.0
75.2431
21.05
44
iC4o
180.58
1.2
3.1135
0.87
58
∑
15048.61
100
355.6918
100

由上表可见原料摩尔流量为：
Fw=355.6918 ( kmol/h )
2.1.2 脱乙烷塔塔顶及塔底流量及组成
选乙烷为轻关键组分，丙烯作为重关键组分，依据产品质量指标，脱乙烷塔顶≥72％；脱乙烷塔底≯0.1％，丙烯在塔顶产品中含量≯28%（mol%），进行清楚分割物料衡算，物料衡算图见下图。

图2-1 脱乙烷塔物料衡算图
（1） 计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。
表2-2 塔顶馏出液量D和塔底釜液量W分布
组分
进料F
(kg/h)
塔顶馏出液D
(kg/h)
塔底釜液W
(kg/h)
C2
406.31
406.31-0.001W
0.001w
C3=
11150.69
0.28D
11150.69-0.28D
C3o
3310.69
0
3310.69
iC4o
180.58
0
180.58
∑
15048.61
D
W
列全塔物料衡算式：
15048.61=D+W
406.31-0.001W +0.28D=D
解得： D=543.42（kg/h）
W=14505.193（kg/h）

表2-3 塔顶馏出液量D和塔底釜液量W计算结果
组分
进料F
(kg/h)
塔顶馏出液D
(kg/h)
塔底釜液W
(kg/h)
C2
406.31
543.42
137.11
C3=
7737.44
105.725
7631.715
C3o
2297.22
0
2297.22
iC4o
125.30
0
125.30
∑
15048.61
377.591
10064.299
（2） 求出塔顶及塔底产品量及组成。

表2-4 塔顶及塔底产品量及组成
组分
塔顶馏出液
塔底釜液
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
C2
271.866
72.00
9.0622
78.26
10.064
0.1
0.3355
0.142
C3=
105.725
28.00
2.5173
21.74
7631.715
75.83
181.7075
79.86
C3o
0
0
0
0
2297.22
22.83
52.2095
22.08
iC4o
0
0
0
0
125.30
1.25
2.1603
0.914
∑
377.591
100
11.5795
100
10064.299
100
236.4128
100
2.1.3 脱乙烷塔物料平衡
组分
进料
塔顶馏出液
塔底釜液
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
C2
281.93
2.7
9.3977
3.79
271.866
72.00
9.0622
78.26
10.064
0.1
0.3355
0.142
C3=
7737.44
74.1
184.2248
74.29
105.725
28.00
2.5173
21.74
7631.715
75.83
181.7075
79.86
C3o
2297.22
22.0
52.2095
21.05
0
0
0
0
2297.22
22.83
52.2095
22.08
iC4o
125.30
1.2
2.1603
0.87
0
0
0
0
125.30
1.25
2.1603
0.914
∑
15048.61
100
247.992
100
377.591
100
11.5795
100
10064.299
100
236.4128
100
脱乙烷塔物料平衡数据见下表
表2-5 脱乙烷塔物料平衡数据

2.2 丙烯塔物料衡算
2.2.1 丙烯塔进料量及进料组成
丙烯塔以脱乙烷塔底物料为原料，进行原料组成及流量换算：
原料摩尔流量为 F=10064.299(kmol/h )
原料各组分组成及流量见下表。
表2-6 丙烯塔进料中各组份量及组成
组成
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
摩尔质量
(kg/kmol)
C2
10.064
0.1
0.3355
0.14
30
C3=
7631.715
75.83
181.7075
79.86
42
C3o
2297.22
22.83
52.2095
22.08
44
iC4o
125.30
1.25
2.1603
0.91
58
∑
10064.299
100
236.4128
100

2.2.2 丙烯塔塔顶及塔底流量及组成
选丙烯为轻关键组分，丙烷为重关键组分，依据产品质量指标，丙烯塔顶≥ 93.5％；丙烯塔底≥ 93％；丙烯塔顶≯0.5％

进行清楚分割物料衡算，物料衡算图见图2-2

图2-2 丙烯塔物料衡算图
（1）计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表。
表2-7 塔顶馏出液量D和塔底釜液量W分布
组分
进料F
(kg/h)
塔顶馏出液D
(kg/h)
塔底釜液W
(kg/h)
C2
10.064
10.064
0
C3=
7631.715
7631.715-0.005 w
0.005 w
C3o
2297.22
2297.22-0.93 w
0.93w
iC4o
125.30
0
125.30
∑
10064.299
D
W
计算结果见下表
表2-8 塔顶馏出液量D和塔底釜液量W计算结果
组分
进料F
(kg/h)
塔顶馏出液D
(kg/h)
塔底釜液W
(kg/h)
C2
10.064
10.064
0
C3=
7631.715
7622.077
9.638
C3o
2297.22
504.47
1792.75
iC4o
125.30
0
125.30
∑
10064.299
8136.609
1927.69
10064.299=D+W
0.005w +0.93w +125.30=W
解得： D=8136.609（kg/h）
W=1927.69（kg/h）

2.2.3 丙烯塔物料平衡
求出塔顶及塔底产品量及组成以下表。
表2-9 塔顶及塔底产品量及组成
组分
塔顶馏出液
塔底釜液
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
C2
10.064
0.124
0.3355
0.174
0
0
0
0
C3=
7622.077
93.68
181.48
93.89
9.638
0.50
0.229
0.531
C3o
504.47
6.20
11.465
5.93
1792.75
93.00
40.74
94.46
iC4o
0
0
0
0
125.30
6.5
2.16
5.01
∑
8136.609
100
193.281
100
1927.69
100
43.129
100

丙烯塔物料平衡数据见下表
表2-10 丙烯塔物料平衡
组分
进料
塔顶馏出液
塔底釜液
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
kg/h
Wt%
kmol/h
mol%
C2
10.064
0.1
0.3355
0.14
10.064
0.124
0.3355
0.174
0
0
0
0
C3=
7631.715
75.83
181.7075
79.86
7622.077
93.68
181.48
93.89
9.638
0.50
0.229
0.531
C3o
2297.22
22.83
52.2095
22.08
504.47
6.20
11.465
5.93
1792.75
93.00
40.74
94.46
iC4o
125.30
1.25
2.1603
0.91
0
0
0
0
125.30
6.5
2.16
5.01
∑
10064.299
100
236.4128
100
8136.609
100
193.281
100
1927.69
100
43.129
100

3 脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件确实定
3.1脱乙烷工艺条件确实定
3.1.1操作压力确实定
塔顶采取水作为冷却剂，设水温为25℃，冷凝器冷凝液出口温度比水温度高10℃，则回流罐中冷凝液温度为35℃。
脱乙烷塔顶冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液温度为泡点，所以采取泡点方程计算回流罐压力。
泡点就是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从

带入
得
或
式中 yi ——任意组分i在气相中摩尔分数；
xi ——任意组分i在液相中摩尔分数；
ki ——相平衡常数。
图3-1脱乙烷塔顶示意图
按上式求压力时需用试差法。式中xA，xB，xC……xn均为已知，所以，在试差时，可先在泡点温度，查出各组分在假设压力下K值，若＞1说明所设压力偏高，ki值太小，若＜1说明压力偏低，ki值太大，经反复假设压力，并求出对应kixi直到满足为止，此时压力即泡点时回流罐压力。
依据冷凝液泡点，假设回流罐压力，由p-T-k图查得液相各组分平衡常数，计算过程及结果列表以下表

表3-1 液相各组分平衡常数计算过程及结果
组分
xi=yDi
T=35℃，P=3.8mpa
T=35℃，P=3.5mpa
T=35℃，P=3.9mpa

yi =kixi

yi =kixi

yi =kixi
乙烷
0.7826
1.21
0.93912
1.26
0.9986
1.18
0.9235
丙烯
0.2174
0.48
0.1044
0.51
0.1109
0.46
0.06739
累计
1

1.0435

1.109

0.9909
如上，当回流罐压力为3.9 MPa时，满足归一条件：
平衡汽相组成之和=0.9909≈1，故回流罐压力为3.9 MPa。
设塔顶到回流罐压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶＝4.0MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底＝4.1MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力平均值，故设进料压力P进＝4.05MPa。
3.1.2 回流温度确实定
回流液温度即为全凝器冷凝温度，T回=35℃
3.1.3塔顶温度计算
塔顶为饱和汽相，故应采取露点方程计算塔顶温度。露点就是多组分混合液开始冷凝，产生第一个液滴温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从

带入
得
式中 yi ——任意组分i在气相中摩尔分数；
xi ——任意组分i在液相中摩尔分数；
ki ——相平衡常数。
按上式求露点时也需用试差法。式中yA，yB，yC…….yn均为已知，所以，在试差时，可先假定一个露点温度，查出各组分在该温度下K值。若＞1说明所设温度偏低，ki值太小，若＜1说明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并求出对应直到满足为止，此时温度即露点。
在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，由p-T-k图查得汽相各组分平衡常数，计算过程及结果列表以下。
表3-2 塔顶压力下不一样温度平衡常数计算过程及结果
组分
yi =yDi
P=4.0MPa，设T=45℃
P=4.0 Mpa，设
T=43℃
P=4.0 MPa，设
T=39℃
ki
Xi= yi/ ki
ki
Xi=
yi/ ki
ki
Xi=
yi/ ki
C2
0.7826
1.47
0.5324
1.46
0.5360
1.44
0.5435
C3=
0.2174
0.54
0.4026
0.52
0.4181
0.48
0.4529
∑
1

0.9350

0.9541

0.9964
当塔底温度为39℃时，组成之和=0.9943≈1，故塔顶温度为39℃
3.1.4 塔底温度计算
塔底为饱和液相，故应采取泡点方程计算塔底温度。
泡点就是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡温度。当混合液处于泡点时，各组分均服从

带入
得
或
式中 yi ——任意组分i在气相中摩尔分数；
xi ——任意组分i在液相中摩尔分数；
ki ——相平衡常数。
按上式求泡点时需用试差法。式中xA，xB，xC……xn均为已知，所以，在试差时，可先假定一个泡点温度，查出各组分在假设温度下K值，若＞1说明所设温度偏高，ki值太大，若＜1说明温度偏低，ki值太小，经反复假设温度，并求出对应kixi直到满足为止，此时温度即泡点。
在塔底压力下，假设塔底泡点温度，由p-T-k图查得液相各组分平衡常数，计算过程及结果列表以下。
表3-3 在塔底压力下不一样温度平衡常数计算过程及结果
组分
xi=xWi
P=4.1MPa，设T=82℃
P=4.1MPa，设T=84℃
P=4.1MPa，设T=86℃
ki
yi= ki xi
ki
yi= ki xi
ki
yi= ki xi
C2
0.0379
1.44
0.07239
1.96
0.0743
2.00
0.0758
C3=
0.7429
0.48
0.6835
0.95
0.7058
1.00
0.7429
C3o
0.2105
0.84
0.1768
0.88
0.1852
0.92
0.1937
iC4o
0.0087
0.46
0.0040
0.48
0.0042
0.50
0.0044
∑
1

0.9367

0.9695

0.98014

当塔底温度86℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和=0.98014，故塔底温度为86℃。
3.1.5 进料温度计算
乙烷塔采取饱和液相进料，和上塔底温度计算同理，故采取泡点方程计算。

计算结果列表以下
表3-4 进料压力下不一样温度平衡常数计算过程及结果
组分

P=4.05Mpa,设T=84℃
P=4.05Mpa,设T=86℃

C2
0.0379
2.00
0.0758
2.05
0.0777
C3=
0.7429
0.96
0.7132
0.98
0.7280
C3o
0.2105
0.88
0.1852
0.98
0.2063
iC4o
0.0087
0.48
0.0042
0.48
0.0042
∑
1

0.9784

1.0162
当进料温度为86℃时，组分之和=0.9940≈1，故进料温度为86℃。
3.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总

表3-5 脱乙烷塔操作条件汇总表
项目
塔顶
进料
塔釜
回流
压力（mpa）
4.0
4.05
4.1
3.9
温度（℃）
39
86
86
35
3.2丙烯塔工艺条件确实定
3.2.1 操作压力确实定
塔顶采取水作为冷却剂，设水温为15℃，冷凝器冷凝液出口温度比水温高20℃，则回流罐中冷凝液温度为35℃。
丙烯塔顶冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液温度为泡点，所以采取泡点方程计算回流罐压力。

式中 yi ——任意组分i在气相中摩尔分数；
xi ——任意组分i在液相中摩尔分数；
ki ——相平衡常数。
依据冷凝液泡点，假设回流罐压力，由p-T-k图查得液相各组分平衡常数计算过程及结果列表以下。
表3-6 回流温度下不一样压力平衡常数计算过程及结果
组分
xi=yDi
T=35℃，设P=1.5MPa
T=35℃，设P=1.6MPa
ki

ki

C2
0.0017
2.5
0.00043
2.65
0.004505
C3=
0.9390
1.01
0.9484
1.05
0.98595
C3o
0.0059
0.9
0.0053
0.92
0.005428
∑
1

0.95414

0.99588
当回流罐压力为1.6MPa时，满足归一条件：
平衡汽相组成之和=0.99588≈1，故回流罐压力为1.6MPa。
设塔顶到回流罐压力差为0.1MPa，则塔顶压力P顶＝1.7MPa；塔顶到塔釜压力降为0.1MPa，则塔釜压力P底＝1.8MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力平均值故设进料压力P进＝1.75MPa。
丙烯塔顶冷凝器为全凝器，采取露点进料方程计算回流罐压力。

计算过程及计算结果列表以下
3.2.2 塔顶温度计算
表3-7 塔顶压力下不一样温度平衡常数计算过程及结果
组分

P=1.7MPa,设T=38℃
P=1.7MPa,设T=40℃

乙烷
0.0017
2.3
0.00074
2.40
0.00071
丙烯
0.9390
0.95
0.988421
0.98
0.95816
丙烷
0.0059
0.82
0.007195
0.86
0.00686
累计
1.000

0.99636

0.96573
当塔顶温度为38℃时，平衡液相组成之和=0.99636≈1，故塔顶温度为38℃。
3.2.3 塔底温度计算
塔底为饱和液相，故应采取泡点方程计算塔底温度

表3-8 塔底压力下不一样温度平衡常数计算过程及结果
组分

P=1.8Mpa,设T=52℃
P=1.8Mpa,设T=51℃

丙烯
0.0053
1.15
0.0061
1.13
0.005989
丙烷
0.9450
1.02
0.9639
1.01
0.95445
异丁烷
0.0501
0.48
0.0240
0.45
0.022545
累计
1

1.011948

0.976995
当塔底温度为52℃时，组成之和=1.011948≈1，，故塔底温度为52℃。
3.2.4 进料温度计算
乙烷塔底饱和液体靠自压进入丙烯塔，故丙烯塔为饱和液体进料，温度采取泡点方程计算。

计算结果列表以下：

表3-9 进料压力下不一样温度平衡常数计算过程及结果
组分

P=1.75Mpa,设T=44℃
P=1.75Mpa,设T=45℃

乙烷
0.0014
2.50
0.00035
2.51
0.0003514
丙烯
0.7686
1.03
0.791658
1.05
0.80703
丙烷
0.2208
0.92
0.203136
0.96
0.211197
异丁烷
0.0091
0.45
0.004095
0.46
0.00419
累计
1

0.999239

1.02276
当进料温度为44℃时，组成之和=0.999239≈1，故丙烯塔进料温度44℃。
3.2.5 丙烯塔操作条件汇总
表3-10 丙烯塔操作条件汇总表
项目
塔顶
进料
塔釜
回流
压力（mpa）
1.7
1.75
1.8
1.6
温度（℃）
38
44
52
35

4 脱乙烷塔和丙烯塔塔板数确实定
4.1 脱乙烷塔塔板数计算
4.1.1 最小回流比计算
采取恩德伍德（underwood）法计算最小回流比。乙烷为轻关键组分，丙烯为重关键组分。
（A）
（B）

式中 xFi——组分i在进料中摩尔分数；
——组分i对基准组分j相对挥发度，，取塔顶、塔釜条件下平均值；
q——原料液化分率（饱和液相进料q=1）；
——方程（A）根，且＞＞；
xDi——组分在塔顶产品中摩尔分数；
Rmin——最小回流比。
1．确定相对挥发度
由p-T-k图查得液相各组分平衡常数，选择丙烯为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表。
表4-1 相对挥发度计算
组成
塔顶，T =39℃，P＝4.0MPa
塔底，T =86℃，P＝4.1MPa

ki

ki

乙烷
1.20
2.5
2.00
2.0
2.236
丙烯
0.48
1.0
1.00
1.00
1.00
丙烷
0.42
0.875
0.92
0.92
0.879
异丁烷
0.22
0.458
0.50
0.50
0.478
2．θ值计算
依据＞＞，轻关键组分=2.236，重关键组分=1.00。
故2.236＞＞1.0。经过试差法计算值。

表4-2 试差法计算值
组分

设
设=2.115

乙烷
0.0379
2.236
0.33591
0.7003
0.6946
丙烯
0.7429
1.00
-0.7429
-0.66663
-0.6669
丙烷
0.2105
0.879
-0.165
-0.1497
-0.1498
异丁烷
0.0087
0.478
-0.00273
-0.00254
-0.00254
累计
1

-0.5747
0.1185
-0.09688
因为q=1，所以=0；当初候，=-0.09688≈0
故取
3．最小回流比计算
将=2.114带入到方程中，计算Rmin。
Rmin计算过程详见下表。
表4-3 Rmin计算过程
所以 Rmin＝14.34-1＝13.34
4.1.2 最少理论塔板数计算
最少理论板数采取芬斯克方程计算。

式中 ——轻关键组分l、重关键组分h之间相对挥发度，取塔顶、塔底平均值；xl、xh——轻关键组分l、重关键组分h摩尔分数；
下标D、W——塔顶、塔底。
依据前面相对挥发度计算可知，==2.24
把相关条件带入芬