第40卷第9期2012年9月化学工程
CHEMICAL ENGINEERING （CHINA ）Vol．40No．9Sep．2012
收稿日期：2011-11-01作者简介：曹媛维（1979—），女，硕士，工程师，主要从事乙烯装置的工艺设计工作，电话：（010）58676692，
E-mail ：caoyuanwei@hqcec．com 。乙烯装置丙烯精馏塔优化设计
曹媛维
（中国寰球工程公司，北京100029）
摘要：针对近年来大型乙烯装置中的丙烯精馏塔操作不稳定、能耗大的问题，利用PRO /Ⅱ软件模拟分析该塔流程，总结出随着装置规模大型化该塔采用多溢流塔板形式，计算中应考虑塔板形式对板效率取值的影响。当进料组成与设计工况不符或装置负荷增大时导致产品不达标的情况，可增设进料口在非设计工况下不同位置进料以满足分离的要求，
并且塔顶冷凝器和塔底再沸器需要考虑充分的设计余量。并创造性提出了，在传统工艺流程基础上在塔顶冷凝器后增设排放冷凝器进一步回收丙烯的节能优化方案，为实际生产提供建议性指导。关键词：丙烯精馏塔；操作波动；PRO /Ⅱ模拟中图分类号：TQ 051．81
文献标识码：B
文章编号：1005-9954（2012）09-0074-05DOI ：10．3969/j．issn．1005-9954．2012．09．0017
Optimization design of propylene rectifying column in ethylene plant
CAO Yuan-wei
（China HuanQiu Contracting ＆Engineering Corporation ，Beijing 100029，China ）
Abstract ：According to high energy consumption and instable operation problems of propylene rectifying column in large-scale ethylene plants ，the propylene rectifying column system was simulated with PRO/Ⅱsoftware．The conclusion is that the influence of the tray type on the tray efficiency should be considered in calculation ，and it is better to use multi-overflow tray type for large-scale ethylene plant．If the propylene product is substandard in the inconsistent feed composition case or the increased duty case ，
the added feed nozzles are prefered to switch the diffierent feed location for different case．Enough design margin should be considered for the top condenser and the bottom reboiler．The energy saving optimization scheme that adding a new vent condenser after the top condenser to recover more propylene product is creatively put forward ，which provides the constructive guidance for the actual production．Key words ：propylene rectifying column ；operation fluctuation ；PRO /Ⅱsimulation 丙烯主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷以
及异丙醇等，
是仅次于乙烯的重要石油化工原料［1］
。丙烯衍生物的快速发展带动了丙烯需求的快速增长，
据估计从2006年到2015年全球范围内丙烯需求仍以4．9%的速度持续增长，中国的丙烯需求预计年均
增长达到6．3%［2］
。目前从市场份额看，来自乙烯装置的丙烯占到59%，从炼厂轻烃分离装置回收的丙烯占到35%。本文针对乙烯装置实际运行中丙烯精馏塔进料组成和负荷波动大导致产品不合格、能耗高的问题，利用流程模拟软件PRO /Ⅱ优化该塔操作参数，并探索性地提出在冷凝器出口增设排放冷凝器进一步回收丙烯产品的工艺，为丙烯精馏塔在实际操作
中低能耗、平稳运行提供理论指导和建议。1原始工况的模拟计算
1．1
模拟计算条件
本模拟计算以80万t /a 乙烯装置丙烯精馏塔为例，该塔进料组成条件如表1所示。采出丙烯产品的规格按照GB/T 7716—2002中聚合级丙烯优等品（摩
尔分数99．6%），塔釜丙烯控制指标为摩尔分数≤2%。1．2模拟过程1．2．1
模拟图与模拟参数选择
工业生产中由于受到运输和加工制造的限制，将丙烯精馏塔分成双塔串联或并联操作，但在模拟
软件中双塔和单塔模拟没有本质区别。为方便模拟和收敛的需要，在模拟软件中采用单塔模拟的原则［3］，模型如图1所示。
表1进料组成与工况
Table1Feed composition and case condition
图1原始工况模拟流程图
Fig．1Process simulation diagram of design case
该模型采用DISTILLATION模块可进行精确的多级气液分离的精馏计算，并可进行多股进料、侧线采出、中间再沸器及不同板效率的计算。丙烯精馏体系中不含CO，CO2，H2等极性物质，且水可做近似处理，用简单的SRK烃热力学方法的缺省水倾析项可满足要求。热力学性质均采用软件默认SRK方程本身的热力学性质，不再另做修正。该模型是典型的气液二相模拟计算，故选用气液二相精馏首选、收敛性能好的IO算法［4］。
1．2．2模拟结果
通过工况分析模块（CASE STUDY）分析各参数是否在最佳工作位置，对模拟初始结果中的进料板位置、冷凝器和再沸器的负荷、塔顶塔釜丙烯含量分布以及回流比进行优化计算，全塔完成分离任务需要塔板数170块，在进料板位置高于第80块进料时产品丙烯和塔釜丙烯这2个指标不能同时达标，随着进料板位置下移，直至第85块塔板进料时操作趋于稳定，丙烯产品由第7块板采出。冷凝器为239．7GJ/h，再沸器为241．8GJ/h，总能耗为481．4GJ/h，回流比控制在15．1。各流股模拟结果如表2所示。
表2原始工况模拟计算结果
Table2Simulation output of design case
流股名称进料
塔底重
组分
丙烯
产品
塔顶轻
组分相态液液液气
温度/?40．6066．0749．4938．00
压力/MPa2．132．242．062．04
流量/（mol·h－1）131553．651219．342．05
流量/（kg·h－1）553492484．3513161549．3
x（氢气）/%0．20000．0012．842
x（甲烷）/%0．32400．0045．067
x（乙烯）/%0．002000．036
x（乙烷）/%0．04100．0160．570
x（丙炔）/%0．0310．76200
x（丙二炔）/%0．0210．51600
x（丙烯）/%95．072．00099．6291．26
x（丙烷）/%4．00989．40．3530．220
x（1，3丁二烯）/%0．0020．05400
x（1-丁烯）/%0．0311．26300
x（异丁烯）/%0．0510．75400
x（丁烷）/%0．0521．27400
x（1-己烯）/%0．1403．40500
x（C
9
）/%0．0240．57200
实际工程应用中此规模的丙烯精馏塔塔径达5—6m，液相负荷达800—1000m3/h，选用多
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曹媛维乙烯装置丙烯精馏塔优化设计
溢流的塔板形式以有效防止液泛的产生［5］，因此模拟计算中考虑塔板形式对板效率的影响，单板效率按98%选取。根据实际工程应用和塔板制造厂的经验，充分考虑丙烯和丙烷相对挥发度小分离困难的因素，最终的实际板数应按照全塔效率不超过80%计算［5］，本模拟实际塔板数为212块。
2实际工况的优化与分析
2．1模拟顺序的确定
精馏塔的设计参数涉及诸多因素，如果将所有的操作值任意匹配进行模拟计算，工作量非常巨大，难以找到合适的匹配参数。选取某一参数，该参数不易调节，或不经常调整且其他操作条件的变化对其影响较小，以此参数为给定值作为起点，即减少一个变量数，对其他变量逐一进行优化设计，这样能大幅减少模拟工作量，提高优化的速度和效率［6］。因此模拟顺序的确定显得尤为重要。大量文献中试算表明不同回流比下的最佳进料位置一致，也就是回流比的不同不影响最佳进料位置的选择，因此将首先确定最佳进料位置。在此基础上讨论塔负荷最低情况下的最佳回流比，并得出回流比的取值范围，最后讨论合理回流比下的合适的产出量范围。当这些参数都确定之后，塔顶冷却器负荷及塔釜再沸器负荷等就相应确定。
2．2输入工况的确定
实际生产中因为前系统波动的影响，丙烯塔的进料组成和流量会与原始模拟数据有较大的波动，势必会造成丙烯精馏塔能耗高、产品不合格等问题的出现。为了简化计算，调整组分摩尔分数只关注关键轻重组分丙烯和丙烷，将上述模拟进料组成中丙烯摩尔分数由95%降至90%，丙烷摩尔分数相应地由4%升至9%，其他杂质组分摩尔分数不变。塔设计负荷达到120%，即1578kmol/h，按照上文的模拟顺序，讨论各参数的取值规律。
2．3模拟结果
由图2—3，表3可知，此非正常工况下170块理论板数仍可完成分离任务，第100块进料板为最佳进料位置，此时回流比和负荷都为最小值，回流比由15．1增大到17．8，塔顶冷凝器负荷为321．8GJ/h，塔底再沸器负荷为324．3GJ/h，总负荷为646．1GJ/h。此工况较之前的初始工况能耗增加了34．2%。因此该2台换热器的设计余量应为135%，放大余量解决了实际生产的操作波动带来的影响
。
表3实际工况模拟计算结果
Table3Simulation output of actual operating case
流股名称进料
塔底重
组分
丙烯
产品
塔顶轻
组分相态液相液相液相气相
温度/?40．6063．749．538．00压力/MPa2．132．242．062．04流量/（mol·h－1）1578145．191382．350．54流量/（kg·h－1）665786541．5581751861．9 x（氢气）/%0．20000．0026．373 x（甲烷）/%0．32400．0055．066 x（乙烯）/%0．002001．334 x（乙烷）/%0．04100．0361．337 x（丙炔）/%0．0310．14300
x（丙二炔）/%0．0210．02900
x（丙烯）/%90．002．01099．685．670 x（丙烷）/%9．00093．200．3570．220 x（1，3-丁二烯）/%0．0020．03200
x（1-丁烯）/%0．0311．00400
x（异丁烯）/%0．0510．45400
x（丁烷）/%0．0521．20200
x（1-己烯）/%0．141．3500
x（C
9
）/%0．0240．57200
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·化学工程2012年第40卷第9期
2．4工程化应用
由以上讨论结果可知，当出现非正常工况进料时，原有的进料口不能成为最佳进料点，调整进料口由原来的第85块板至第100块板，因此在实际的工程应用中增设进料口（非多股进料），一次性投资相对运行成本很低，可忽略不计。表4列出2种进料位置的能耗对比表。通过对比得出进料位置改为第100块板时再沸器和冷凝器的能耗都有所降低，其中再沸器可节约热源低压蒸气［0．4MPa（g），饱和］5．43t/ h，冷凝器可节约冷源冷却水（32?进水，42?回水）23t/h。如果按照低压蒸汽60元/t，冷却水0．15元/t 核算成本，那么每年可节约运行成本约288．3万元。
表4能耗对比
Table4Comparison of energy consumption GJ/h 对比项第85块板进料第100块板进料
冷凝器277．2267．7
再沸器283．9272．8
总负荷561．1540．5
3工艺方案的优化与分析
3．1理论基础
丙烯精馏塔属于侧线采出塔，丙烯产品在侧线采出，产品采出塔板以上的部分称作巴氏精馏段，用于把比丙烯轻的组分如氢气、甲烷、乙烯、乙烷等与丙烯分离。根据进料轻组分（比丙烯轻的统称）摩尔分数0．6%、进料1315kmol/h计算，理想的塔顶轻组分采出约为7．89kmol/h，但实际中塔顶采出量为42kmol/h，由此得出一部分丙烯产品随着塔顶轻组分采出而损失，原因是采用冷却水（进水32?，回水42?）作为冷凝介质，无法将丙烯和丙烷全部冷凝下来，因而造成丙烯产品的损失。
优化方法是在冷凝罐气相采出管线上再设置一个冷凝器，用比冷却水更冷的冷剂将气相丙烯冷却下来返回丙烯塔。此法既避免了单纯用冷剂代替冷却水作为塔顶冷凝器冷却介质造成的大量浪费，在不增加过多投资的基础上尽量多的回收丙烯产品。流程图如图4所示。
3．2模拟结果
表5分别列出加设排放冷凝器出口温度依次从38?变化到10?、每隔10?产品丙烯量和气相采出量的变化情况，以及各冷凝器的负荷变化情况。从图5得出当排放冷凝器温度控制在10?时，基本可以将塔顶气相采出控制在12kmol/h，与进料中轻组分总量7．89kmol/h很接近，即塔顶气相中丙烯损失量已经很小，绝大部分丙烯作为产品采出
。
图4优化方案模拟流程图
Fig．4Simulation process diagram of optimization case
表5排放冷凝器方案对比
Table5Comparison for vent condenser case
温度/
?
塔顶采出
量/（kmol·
h－1）
丙烯采出
量/（kmol·
h－1）
塔顶冷凝
器/（GJ·
h－1）
排放冷凝
器/（GJ·
h－1）
总负
荷/（GJ·
h－1）3842．1151219．258239．20．58239．78 3024．6011236．768238．91．11240．01 2016．5731244．769238．61．81240．41 1012．8361248．421238．02．90240．
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图5排放冷凝器出口温度与丙烯产品量/塔顶采出量曲线
Fig．5Curve for vent condenser temperature
and product/top propylene flow
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曹媛维乙烯装置丙烯精馏塔优化设计
3．3
工程化应用
在塔顶冷凝罐放空管线上设置排放冷凝器，选择乙烯装置已有的7?级别的丙烯冷剂作为冷却介质，将排放气从38?继续冷却到10?，回收的富含丙烯的冷凝液返回丙烯塔顶。与之前的传统工艺方案相比能多回收丙烯29．2kmol /h ，按照年操作8000h 计
算，一年可回收丙烯达233600kmol ，即9816t ，每年
多回收丙烯2．4%。新增的排放冷凝器的负荷仅为1．13GJ /h 。图6为工业生产中的丙烯塔双塔并联操作的工艺流程图。优化的流程方案增设了预备进料口满足进料组成波动带来的影响，塔顶新设排放冷凝器用于进一步回收丙烯产品的工艺方案
。
图6工艺流程图
Fig．6
Process flow diagram
4结果与讨论本文探讨了利用PRO /Ⅱ模拟计算乙烯装置丙烯
精馏塔流程，根据多溢流塔板形式需考虑板效率取值，本模拟中单板效率为98%，全塔效率为80%。为了适应生产需要，考虑非正常工况对模拟结果的影响，在计算中应有一定的余量确保流程能适应工况的波动。如果丙烯塔进料从95%降至90%时，需要增设进料口满足不同工况下切换进料位置满足分离的要求，由于回流比增大冷凝器和再沸器都需要考虑135%的余量。并创造性地提出了在传统工艺方案的基础上增设排放冷凝器，利用丙烯冷剂进一步回收丙烯产品的优化方案，每年可增产近万t 丙烯。
参考文献：
［1］张旭之，王松汉，戚以政．丙烯衍生物工学［
M ］．北京：化学工业出版社，
1995．［2］孙可华．国内外丙烯生产及供需分析［J ］．石油化工设
计，
2004，21（1）：25-29．［3］王松汉，何细藕．乙烯工艺与技术［M ］
．北京：中国石化出版社，
2000．［4］倪进方．化工过程设计［M ］．北京：化学工业出版社，
1999．
［5］曲晓廉，邹德东．丙烯精馏塔板效率分析［
J ］．齐鲁石油化工，
2004，32（1）：24-26．［6］孙卫国．丙烯精馏塔过程模拟［D ］．天津：天津大学，
2007．
·87·化学工程2012年第40卷第9期
第40卷第9期2012年9月化学工程 CHEMICAL ENGINEERING （CHINA ）Vol．40No．9Sep．2012 收稿日期：2011-11-01作者简介：曹媛维（1979—），女，硕士，工程师，主要从事乙烯装置的工艺设计工作，电话：（010）58676692， E-mail ：caoyuanwei@hqcec．com 。乙烯装置丙烯精馏塔优化设计 曹媛维 （中国寰球工程公司，北京100029） 摘要：针对近年来大型乙烯装置中的丙烯精馏塔操作不稳定、能耗大的问题，利用PRO /Ⅱ软件模拟分析该塔流程，总结出随着装置规模大型化该塔采用多溢流塔板形式，计算中应考虑塔板形式对板效率取值的影响。当进料组成与设计工况不符或装置负荷增大时导致产品不达标的情况，可增设进料口在非设计工况下不同位置进料以满足分离的要求， 并且塔顶冷凝器和塔底再沸器需要考虑充分的设计余量。并创造性提出了，在传统工艺流程基础上在塔顶冷凝器后增设排放冷凝器进一步回收丙烯的节能优化方案，为实际生产提供建议性指导。关键词：丙烯精馏塔；操作波动；PRO /Ⅱ模拟中图分类号：TQ 051．81 文献标识码：B 文章编号：1005-9954（2012）09-0074-05DOI ：10．3969/j．issn．1005-9954．2012．09．0017 Optimization design of propylene rectifying column in ethylene plant CAO Yuan-wei （China HuanQiu Contracting ＆Engineering Corporation ，Beijing 100029，China ） Abstract ：According to high energy consumption and instable operation problems of propylene rectifying column in large-scale ethylene plants ，the propylene rectifying column system was simulated with PRO/Ⅱsoftware．The conclusion is that the influence of the tray type on the tray efficiency should be considered in calculation ，and it is better to use multi-overflow tray type for large-scale ethylene plant．If the propylene product is substandard in the inconsistent feed composition case or the increased duty case ， the added feed nozzles are prefered to switch the diffierent feed location for different case．Enough design margin should be considered for the top condenser and the bottom reboiler．The energy saving optimization scheme that adding a new vent condenser after the top condenser to recover more propylene product is creatively put forward ，which provides the constructive guidance for the actual production．Key words ：propylene rectifying column ；operation fluctuation ；PRO /Ⅱsimulation 丙烯主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷以 及异丙醇等， 是仅次于乙烯的重要石油化工原料［1］ 。丙烯衍生物的快速发展带动了丙烯需求的快速增长， 据估计从2006年到2015年全球范围内丙烯需求仍以4．9%的速度持续增长，中国的丙烯需求预计年均 增长达到6．3%［2］ 。目前从市场份额看，来自乙烯装置的丙烯占到59%，从炼厂轻烃分离装置回收的丙烯占到35%。本文针对乙烯装置实际运行中丙烯精馏塔进料组成和负荷波动大导致产品不合格、能耗高的问题，利用流程模拟软件PRO /Ⅱ优化该塔操作参数，并探索性地提出在冷凝器出口增设排放冷凝器进一步回收丙烯产品的工艺，为丙烯精馏塔在实际操作 中低能耗、平稳运行提供理论指导和建议。1原始工况的模拟计算 1．1 模拟计算条件 本模拟计算以80万t /a 乙烯装置丙烯精馏塔为例，该塔进料组成条件如表1所示。采出丙烯产品的规格按照GB/T 7716—2002中聚合级丙烯优等品（摩 尔分数99．6%），塔釜丙烯控制指标为摩尔分数≤2%。1．2模拟过程1．2．1 模拟图与模拟参数选择 工业生产中由于受到运输和加工制造的限制，将丙烯精馏塔分成双塔串联或并联操作，但在模拟
中国石化扬子石油化工股份有限公司乙烯装置节能改造 丙烯精馏塔(E-DA-406N)安装说明及技术要求 一．概述： 扬子石化乙烯装置丙烯精馏塔（E-DA-406N，φ4000) 为新建塔；塔内件采用浙江工业大学专利塔盘——DJ塔盘，由浙江工业大学化学工程设计研究所设计，苏州市科迪石化工程有限公司制造，共82层。预焊件已先期焊接，故本次只安装塔内件(包括塔板和分布器)。 二．塔盘及分布器的安装： 安装工作自下而上进行。 1.根据图1112-406N-01中管口方位图，确定单、双层降液板的方位；单、双层降液板 的方位互成90°。 2.根据图1112-406N-02和1112-406N-03所示的结构情况，以一层塔盘为单元，在塔 外进行组合以备吊装入塔。在组合这层塔盘时，零部件上的标记必须和该层所要求的标记相符。安装后，塔盘面水平度在整个面上的公差为9mm,降液管溢流堰顶端水平度公差为6mm，堰高允差为±3.0mm。首先组装梁和降液管，待降液管定位后再依次安装塔板,特别注意塔板序号及导流板方向。 3.1#～19#塔盘和降液管相同(序列号为1开头)；20#～82#塔盘和降液管相同(序列号 为2开头）。 4.进料分布器(管口11A,B)的安装见图1112-406N-11，分布管开孔向下。安装后，整 体水平度公差为6mm，调平后用螺栓固定。 5.回流分布器(管口10)的安装见图1112-406N-10，分布管开孔向下。安装后，整体水 平度公差为6mm，调平后用螺栓固定。 6.管口49、50的内接部分现场制作，详见图1112-406N-09。 7.人孔分别在塔顶、16#、32#、48#、64#塔盘之下。 三．说明： 1.若本公司所出图纸与现场情况不一致时，应由扬子石化的有关部门、设计方代表及 施工方代表现场协商解决并备案。
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
目录 第一章概述 (4) 第二章脱丙烯精馏塔工艺计算 (5) 2.1 设计方案简介 (5) 2.2 主要物性数据 (5) 2．3物料衡算 (5) 2.3.1确定关键组分塔顶、塔底的分布量. (6) 2.4确定塔操作条件 (6) 2.4.1.确定塔顶温度： (6) 2.4.2.确定进料温度。 (6) 2.4.3.确定塔底温度. (7) 2.4.4. 各组分相对挥发度 (7) 2.5确定最小回流比。 (8) 2.6理论塔板数与实际板数。 (8) 2.6.1.求定最少理论板数 (8) 2.6.2. 计算实际回流比R及理论塔板数 (9) 2.6.3.计算全塔平均板效率 (9) 2.6.4. 计算实际塔板数和进料板位置 (9) 2.7确定冷凝器和再沸器的热负荷 Q Q (10) ,C r 第三章物料的性质计算 (12) 3.1 求气液负荷 (12) 3.2 平均摩尔质量的计算 (12)
3.2.1 塔顶平均摩尔质量计算 (12) 3.2.2 进料平均摩尔质量计算. (12) 3.2.3 塔底平均摩尔质量计算. (13) 3.3 平均密度计算 (13) 3.3.1 气体平均密度计算 (13) 3.3.2 液体平均密度计算 (13) 3.3.3 液体平均表面张力计算。 (15) 3.3.4 液体平均粘度的计算。 (15) 第四章精馏塔的工艺尺寸计算。 (17) 4.1 塔高的计算。 (17) 4.1.1 塔径D的计算。 (17) 4.2 塔板设计 (18) 4.2.1 确定塔板溢流形式 (18) 4.2.2降液管以及溢流堰的尺寸 (18) 4.2.3核算阀孔动能因数及孔速 (20) 4.2.4计算塔板开孔率 (20) 4.2.5 浮阀塔板设计的校核 (20) 4.2.6 塔板负荷性能图。 (22) 第五章塔附属设备的设计 (25) 5.1主要接管尺寸的计算 (25) 5.1.1进料管 (25) 5.1.2回流管 (25)
独山子石化千万吨炼油及百万吨乙烯项目丙烯精馏塔吊装方案 中国石油天然气第六建设公司 2006年11月27日
目录 一．设备的主要参数 (1) 二．编制依据 (1) 三．吊装方案的选择 (1) 四．单门型液压吊装系统的配置 (4) 五．吊耳的设置 (5) 六.溜尾吊车的最大受力 (5) 七.有关受力计算 (5) 八.吊索具的选用 (8) 九.吊装平面布置 (10) 十．吊装施工组织机构 (10) 十一.进度计划 (11) 十二.德马格CC—2800—1型600t履带吊的主要起重性能表 (12) 十三. 吊装安全技术措施 (12) 十四. 设备吊装所需的机具及材料 (13) 附图施工进度计划 (16)
一．设备的主要参数 根据施工蓝图，独山子石化乙烯裂解装置中的两台丙烯精馏塔(C-5501A/B)的空塔重量为900t，增加劳动保护、焊接内件等后吊装重量约为1200t，塔体的内径为φ5700mm，塔体的高度为107900mm，设备的基础标高为▽+0.3m。 二．编制依据 1．SH/T3536—2002《石油化工工程起重施工规范》 2．HG 20201—2000《工程建设安装工程起重施工规范》 3．SH/T3515—2003《大型设备吊装工程施工工艺标准》 4．KRAMO液压吊装系统设计计算书 5．丙烯精馏塔(C-5501A/B)的设计图纸 6．乙烯装置的设备平面图 三．吊装方案的选择 对这2台超大型设备的吊装，其实吊装方案的选择只有两种：一种是分段吊装，在空中组对、焊接和热处理，并在直立的状态下进行水压试验；另一种是在地面上将塔设备组焊成整体，并且在地面上做完热处理和水压试验，在将梯子、平台及附塔管线等装上之后，然后再整体吊装。从技术上来看，这两种吊装方案都是可行的，都能达到将塔设备吊装就位的目的。但经过分析、比较和充分地论证，我们认为将超大型设备在地面的滚胎上卧式组对焊接成整体，并将附塔管线、梯子、平台、防腐保温、电气仪表等工作尽可能在地面上完成后，再进行整体吊装的方案更为合理些，其理由如下： 1.可以最大限度地保证设备组对和焊接的质量 设备在地面上组焊可以使用滚胎、自动焊等机具，其组焊条件与制造厂内的条件差不多，与在空中组对和焊接相比，设备在地面上组对的尺寸容易控制，焊接的质量也有保证。 2.可以最大限度地缩短安装工期 设备如果分段吊装，在空中组对和焊接，则只有一个工作面，并且只能在白天作业，因为在夜间不允许进行高空作业。 而设备如果在地面上组对、焊接，就可以有很多个工作面，可以根据工程进度的需要增加组焊机具或人力，可以三班倒，每天24小时连续作业，这样可以大大地缩短设备组对和焊接的时间，缩短设备安装的工期。 3.有利于施工的安全
化工原理课程设计 乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书 学院（系）：化工与环境生命学部 专业：能源化学工程 学生姓名：杨旭 学号：201341260 指导教师：董宏光 评阅教师： 完成日期：2016年7月7日 - 1 -
目录 第 1章概述......................................................... - 4 - 第2章方案流程简介.................................... 错误！未定义书签。 2.1精馏装置流程................................................ - 5 - 2.2 工艺流程....................................... 错误！未定义书签。 2.2.1工艺流程.............................................. - 5 - 2.2.2能量利用.............................................. - 5 - 2.3 设备选用....................................... 错误！未定义书签。 2.4 处理能力及产品质量要求......................... 错误！未定义书签。 2.5 设计的目的和意义 - 6 - 第3章精馏塔工艺设计............................................... - 7 - 3.1 设计条件.................................................... - 7 - 3.1.1 工艺条件.............................................. - 7 - 3.1.2 操作条件：........................................... - 7 - 3.1.3 塔板形式：............................................ - 7 - 3.1.4 处理量：.............................................. - 7 - 3.1.5 安装地点：............................................ - 7 - 3.1.6 塔板设计位置：........................................ - 7 - 3.2 物料衡算及热量衡算........................................ - 8 - 3.2.1 物料衡算............................................. - 8 - 3.2.2 热量衡算............................................. - 8 - 3.3 塔板数的计算........................................... - 9 - 3.3.1相对挥发度的查取...................................... - 9 - 3.3.2最小回流比计算：..................................... - 10 - 3.3.3 逐板计算过程：...................................... - 10 - 3.4 精馏塔工艺设计............................................. - 11 - 3.4.1 物性数据............................................. - 11 - 3.4.2 板间距和塔径的初步选取............................... - 11 - 3.4.3校核................................................. - 12 - 3.4.4塔板负荷性能图....................................... - 14 - 3.4.4 塔高的计算........................................... - 16 - 第4章再沸器的设计................................................ - 16 - - 2 -
乙烯精馏塔的设计说明书 7.1.1 设计任务 由Aspen 模拟得到进料板上 S V =1.0310 (s m /3) S L =0.089141(s m /3) 气相密度V ρ=48.1423/m kg 液相密度L ρ=427.29(3/m kg 液体表面张力m σ= 2.982m mN / 7.1.2 塔和塔板主要工艺尺寸计算 塔板横截面的布置计算 1、塔径D 的计算 参考《化工原理》（下册）表10-1，取板间距H T =0.61m =L h 0.13m H T -L h =0.61-0.13=0.48m 两相流动参数计算如下 LV F = Vs Ls Lm Vm ρρ ∴LV F =（ 0.0891411.0310）（ 427. 2948. 142）2/1=0.258 参考《化工原理》（下册）图10-42筛板的泛点关联得：C 20f =0.075 f C =2.02020??? ??σf C =0.2 2.9820.0750.0512620?? = ? ?? u =f 5 .02 .02020??? ? ??-??? ??V V L f C ρρρσ=0.5 427.2948.1420.0512648.142-?? ???=0.1438(s m /) 本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速 n u '=0.8?0.1438=0.1150 s m / 所需的气体流通面积 /'Vs A n =n u '=1.0310/0.1150=8.96522m 4 1.0310 3.380.7850.1150 Vs D m u π'= ==? 根据塔设备系列化规格，将D '圆整到D=3.6 m 作为初选塔径，因此
第三章 精馏塔工艺设计计算 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的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
年产5.4万吨丙烯精馏塔 的工艺设计
目录 摘要............................................................. I 第1章绪论.. (2) 1.1丙烯的性质 (2) 1.1.1 丙烯的物理性质 (2) 1.1.2 丙烯的化学性质 (2) 1.2丙烯的发展前景 (2) 1.3丙烯的生产技术进展 (3) 1.3.1 概况 (3) 1.3.2 丙烯的来源 (3) 1.3.3 丙烯的生产方法 (3) 1.3.4 丙烯生产新技术现状及发展趋势 (4) 第2章丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 (4) 2.2.1 确定关键组分 (5) 2.2.2计算每小时塔顶产量 (5) 2.2.4物料衡算计算结果见表2.5 (7) 2.3塔温的确定 (8) 2.3.1 确定进料温度 (8) 2.3.2 确定塔顶温度 (8) 2.3.3 确定塔釜温度 (8) 第3章精馏塔板数及塔径的计算 (10) 3.1塔板数的计算 (10) 3.1.1 最小回流比的计算 (10) 3.1.2 计算最少理论板数 (11) 3.1.3 塔板数和实际回流比的确定 (11) 3.2确定进料位置 (11) 3.3全塔热量衡算 (12)
3.3.1 冷凝器的热量衡算 (12) 3.3.2 再沸器的热量衡算 (13) 3.3.3 全塔热量衡算 (13) 3.4板间距离的选定和塔径的确定 (14) 3.4.1 计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 (14) 3.4.2 求液体及气体的体积流量 (16) 3.4.3 初选板间距及塔径的估算 (17) 3.5浮阀塔塔板结构尺寸确定 (18) 3.5.1塔板布置 (18) 3.5.2 溢流堰及降液管设计计算 (19) 3.6塔高的计算 (21) 第四章流体力学计算及塔板负荷性能图 (22) 4.1水利学计算 (22) 4.1.1 塔板总压力降的计算 (22) 4.1.2 雾沫夹带 (23) 4.1.3 淹塔情况校核 (26) 4.2浮阀塔的负荷性能图 (27) 4.2.1 雾沫夹带线 (27) 4.2.2 液泛线 (28) 4.2.3 降液管超负荷线 (29) 4.2.4泄露线 (29) 4.2.5 液相下限线 (30) 4.2.6 操作点 (30) 总论 (32) 致谢 (33) 参考文献 (35) 附录 (38)
精馏塔尺寸设计计算 初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。 由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。 4.2.1 操作理论板数和操作回流比 初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。 （1）最少理论板数N m 系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。 式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数； x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数； αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度； N m——系统最少平衡级（理论板）数。 塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度： 由式（4－9）得最少理论板数： 初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。 （2）最小回流比 最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数θ。 求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。
式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数； c——组分个数； αi——i组分的相对挥发度； θ——Underwood参数； ——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。 进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则 在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以 利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得 （3）操作回流比R和操作理论板数N0 操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。 取R/R m=1.2，得R=26.34，则有： 查Gilliland图得 解得操作理论板数N0=51。 4.2.2 实际塔板数 （1）进料板位置的确定 对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。
过程工艺与设备课程设计（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2010年7月6日 班级：化机0701班 姓名：梁昊穹 指导老师：韩志忠
化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。 本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，得到了韩志忠老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。 鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！
前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2 第一章概述- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.1精馏塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.2再沸器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.3冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6 第二章方案流程简介- - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.1 精馏装置流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.2 工艺流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.3 调节装置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 2.4 设备选用- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 2.5 处理能力及产品质量- - - - - - - - - - - - - - - - 8 第三章精馏过程系统设计- - - - - - - - - - - - - - - - 9 3.1设计条件- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 3.2物料衡算及热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - 10 3.3塔板数的计算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 3.4精馏塔工艺设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 16 3.5溢流装置的设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 17 3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取- - - - - - - - - - - - 18 3.7塔板流动性能校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - 19 3.8负荷性能图- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 21 3.9 塔计算结果表- - - - - - - - - - - - - - - - - - -24
毕业设计 题目年产10万吨苯乙烯工艺设计 姓名 所在系部化学工程 专业班级有机化工 指导老师 前言 本设计的内容为10万吨/年乙苯脱氢制苯乙烯装置，包括工艺设计，设备设计及平面布置图。 本设计的依据是采用低活性、高选择性催化剂，参照鲁姆斯(Lummus)公司生产苯乙烯的技术，以乙苯脱氢法生产苯乙烯。苯乙烯单体生产工艺技术：深度减压，绝热乙苯脱氢工艺乙苯脱氢反应在绝热式固定床反应器中进行，其特点是：转化率高，可达55%，选择性好，可达90%。特殊的脱氢反应器系统：在低压（深度真空下）下操作以达到最高的乙苯单程转化率和最高的苯乙烯选择性。该系统是由蒸汽过热器、过热蒸汽输送管线和反应产物换热器组成，设计为热联合机械联合装置。整个脱氢系统的压力降小，以维持压缩机入口尽可能高压，同时维持脱氢反应器尽可能低压，从而提高苯乙烯的选择性，同时不损失压缩能和投资费用。 所需要的催化剂用量和反应器体积较小，且催化剂不宜磨损，能在高温高压下操作，内部结构简单，选价便宜。在苯乙烯蒸馏中采用一种专用的不含硫的苯乙烯阻聚剂。它经济有效且能使苯乙烯焦油作为燃料清洁地燃烧。 工业设计的优化和设备的良好设计可使操作无故障，从而可减少生产波动. 本设计装置主要由脱氢反应和精馏两个工序系统所组成。原料来自乙苯生产装置或原料采购部门，循环水、冷冻水、电和蒸汽来由公用工程系统提供，生产出的苯乙烯产品到成品库。 此设计过程中，为了计算方便，忽略了一些计算过程，故有一定的误差，另由于计算时间比较仓促，有些问题不能够直接解决。设计中有不少错误之处，请指导老师予以批评指正，多提出宝贵意见。 苯乙烯设计任务书 一、设计题目：年产10万吨苯乙烯的生产工艺设计 二、设计原始条件： 2、操作条件： 年工作日：300天，每天24小时，乙苯总转化率为55% 乙苯损失量为纯乙苯投料量为4.66%
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计 算书 1
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苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(精馏段部分) 化学与环境工程学院 化工与材料系 5月27日
课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%(以上均为质量%)。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa(表压); 2.进料热状况,自选; 3.回流比,自选; 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa; 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日330天,每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 1 2020年5月29日
2 2020年5月29日 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.辅助设备的选型与计算; 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m)
3 2020年5月29日 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示: 38 .01 238 .012??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。 附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 一、设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流,塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。
《化工原理》课程设计报告 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 合作者 指导教师
化工原理设计任务书 一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时） 三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区 四、设计内容 1.精馏塔的物料衡算； 2.塔板数的确定； 3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论
五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。 纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。
丙烯精馏塔系统控制优化 邹生耀刘荣 （扬子石化巴斯夫有限责任公司江苏南京市210048） 摘要：通过对当前S&W双塔丙烯精馏控制系统存在的缺陷及当前操作难点分析，找出影响系统操作的根本原因，提出控制优化方案，并在实际生产中运用，节省装置能耗。 关键词：丙烯精馏控制优化 扬子石化巴斯夫有限责任公司裂解装置采用S&W工艺生产,原设计能力为600Kt/a 乙烯和300Kt/a 丙烯。2005年5月投产，2010年4月装置运行5年后停车大修，并对裂解装置进行扩能改造，于2010年6月开车成功。装置改造后生产能力扩大为740 Kt/a 乙烯和396Kt/a 丙烯。在本次改造中，急冷水塔波纹塔盘开孔率增加20-30%，丙烯精馏塔和丙烯提汽塔的MD塔盘改为增强型的EZMD塔盘。 改造投产后，急冷水塔釜温度只有74℃左右，比设计的84℃低了10℃左右，丙烯精馏塔系统因为塔釜再沸器急冷水温度偏低，在正常运行过程中，需要投用急冷水加热器，消耗大量低压蒸汽（25t/h），同时由于系统控制不稳，还常常发生塔釜丙烯损失加大，塔顶丙烯产品中丙烷浓度大幅波动现象。 1. 丙烯精馏系统流程及控制 1.1 目前丙烯精馏系统流程及控制说明 优化控制前丙烯精馏系统流程图 丙烯精馏系统由丙烯精馏塔（C540）和丙烯提汽塔（C530）两座塔系统组成。
来自碳三反应器出料罐V520的碳三在FC5201流量控制下进入丙烯精馏塔的第152块塔盘。丙烯产品在丙烯精馏塔的第8块塔盘侧线通过回流罐液位LC5331与采出流量 FC5201串级控制采出。塔顶气相分成二股，一股经过E535/536冷凝器冷凝，冷凝液返回至设置在高处的回流罐(V555)，每台冷凝器中设有一个2”的不凝气排放管线，不凝气排放至回流罐；另一股在塔顶压力PC5502控制下进入一根4”管线旁路冷凝器将气相丙烯引入回流罐，在塔压高时，将部分气相丙烯引入回流罐，通过回流罐顶部的不凝气冷凝器 E551冷凝，从而分流部分塔顶冷凝器的负荷。在回流罐V555顶部设置一冷凝器E551提纯不凝气，将部分丙烯冷凝后返回回流罐，不凝气在FC5331流量控制下返回裂解气压缩机段间。回流罐凝液在液位LC5331与流量FC5332串级控制下返回C540塔顶。 丙烯精馏塔塔釜设置一再沸器E540，利用E530后的次级QW来加热，节能能源。精馏塔塔釜产品通过P550泵在塔釜液位LC5351与流量FC5351串级控制下作为丙烯汽提塔C530的进料。汽提塔顶气相则返回精馏塔釜。汽提塔塔釜产品作为提纯后的丙烷产品在流量FC5301控制下返回裂解炉。在汽提塔釜设置有再沸器E530，利用一级QW来加热。汽提塔釜液位LC5173在与热值JC5173串级控制下通过增减QW的加热流量来实现。E530和E540的热值分配则通过TC5373的控制来进行。通过一选择开关选择精馏塔顶压力 PC5502或回流罐压力PC5331控制器来控制冷凝器旁路阀的开度。 1.2 鲁姆斯公司300kt/a装置丙烯精馏系统流程 鲁姆斯丙烯精馏系统流程简图 鲁姆斯丙烯精馏系统同样也有二座塔系统组成。在丙烯塔进料前有一甲烷提汽塔，脱除进料中的氢气、甲烷和碳二等轻组份。因此，丙烯精馏塔进料中不含有不凝气组份，丙烯精馏塔顶不设不凝气脱除塔盘，丙烯产品产出直接从回流罐产出。 塔釜压力通过调节塔顶冷凝器冷却水流量来控制合适的塔顶冷凝量，通过灵敏板丙烯组份浓度来控制再沸器加热量，通过回流罐液位来控制丙烯产出量，通过塔釜液位来控制丙烷产出量。 1.3 两种流程控制的主要差异 这二种流程都有不凝气脱除系统，鲁姆斯流程是在丙烯精馏塔进料前通过甲烷提汽塔来脱除；S&W工艺则是在精馏塔顶增加8块塔盘来脱除不凝气。 S&W工艺采用双塔丙烯精制，更适合大型乙烯装置，鲁姆斯单塔丙精精制则适合小型乙烯装置。 鲁姆斯公司丙烷精馏塔的控制更容易实现。它的塔釜加热量是由灵敏板的丙烯含量组份来控制的，当进料负荷改变，或进料组成改变、或回流量改变时，导致灵敏板上丙烯浓
1、塔设备设计 1.1、精馏塔类型选择 乙烯精制塔因为处理量大、要求。通过对填料塔和板式塔的比较后，初步选择板式塔，进一步其产品规格要求其要有稳定的分离效果，操作弹性要求也较高，通过对比浮阀塔、筛板塔、泡罩塔最终选择浮阀塔，浮阀采用F1重型浮阀。 1.2、设计条件 从ASPEN中导出气液相分布如表所示：
其中，编号为1的塔板为塔顶冷凝器，编号为62的塔板为塔底再沸器，进料板为编号为25.进料为0.03286622m3/s,塔顶出料0.03039536m3/s，出料为0.00253397m3/s，进料为全液相进料。 由上表所示，精馏段和提馏段气相和液相流量差别不大，可直接设计成等径塔。 由Aspen获得的数据算得流量、密度、粘度、表面张力平均值如下表所示。
表2各参数平均值 1.3、塔工艺计算 1.3.1塔径的计算 初选板间距0.6m =T H ，板上液层高度0.08L h m = 气液两相流动参数： 11 2 2 0.1728436.45112.1570.237.3054974ρρ??? ????? ?= = ? ??? ? ????? ????S L S V L V 查图得C 20=0.080，矫正到表面张力为0.007374N/m 时的C ，即 0.2 0.2 200.00.0800.065520007374.02σ?? ?? === ? ? ?? ?? C C 泛点速度 0.214(/)===f m s u 取 '0.70.2140.80.171 /==?=f u u m s 流通截面积 2 S V 2.157 '= 12.6'0.171 μ==A m 选取塔板上的液体流动方式为双流型，并取/0.65=w l D 。 查得/0.070=f T A A ,即有： 2'12.6 13.5510.070.93 = ==-T A A m 所以 4.116= =D m 因此圆整为4.2m ，则精馏段空塔气速为：