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1、辽宁石油化工大学继续教育学院论文年产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 要丙烯是石油化工的原料之一，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，本设计根据设计任务书中确定的生产任务进行的，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%，按其各组分的沸点和相对挥发度的不同使各组分分离。由于对丙烯纯度要求极高，本文设计的精馏塔塔板数较多，
2、丙烯塔较高。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。流程简单，投资较少，操作较为简单，基本可以满足丙烯优等品的工业生产。本设计采用多组分精馏，按挥发度递减流程方案，两塔流程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，塔底的丙烷可作为商品出售或作为烧火油。设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。计时依次进行了物料衡算，热量衡
3、算，塔结构的相关工艺计算，换热设备的计算及附属设备的选型，并根据设计数据分别绘制了自控流程图，设备选型方面主要按照现场实际，并兼顾工艺控制要求与经济的合理性。随着先进控制技术的兴起，关键控制指标由定值控制向区间控制转变，调节变量与控制变量的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的方向，正在逐步普及。为了为装置以后上先进控制提供方便，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的操作弹性。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 propy
4、lene Process Design Section - Deethanizing TowerAbstractTitle 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 comp
5、onent 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 fro
6、m 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 bal
7、ance, 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 acco
8、unt the requirements of process control and economic rationality.Key words: de-ethane tower, propylene distillation column, material balance, heat balance.III目 录摘 要IAbstractII1 概述11.1 丙烯的性质及用途11.2 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位11.3 丙烯精制生产方法的确定11.4 丙烯精制工艺流程的叙述22 丙烯精制装置的物料衡算32.1 脱乙烷塔的物料衡算32.1.1 脱乙烷塔的进料量及进料组成32.1
9、.2 脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成32.1.3 脱乙烷塔的物料平衡52.2 丙烯塔的物料衡算52.2.1 丙烯塔的进料量及进料组成52.2.2 丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成62.2.3 丙烯塔的物料平衡73 脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定83.1脱乙烷工艺条件的确定83.1.1操作压力的确定83.1.2 回流温度的确定93.1.3塔顶温度的计算93.1.4 塔底温度的计算103.1.5 进料温度的计算113.1.6 脱乙烷塔操作条件汇总113.2丙烯塔工艺条件的确定123.2.1 操作压力的确定123.2.2 塔顶温度的计算133.2.3 塔底温度的计算133.2.4 进料温度的计算13
10、3.2.5 丙烯塔操作条件汇总144 脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定154.1 脱乙烷塔塔板数的计算154.1.1 最小回流比的计算154.1.2 最少理论塔板数的计算164.1.3 理论塔板数和实际回流比的确定174.1.4 实际塔板数的确定174.1.5 实际进料位置的确定184.1.6 脱乙烷塔塔板数计算结果汇总194.2 丙烯塔塔板数的计算194.2.1 最小回流比的计算194.2.2 最少理论塔板数的计算214.2.3 理论塔板数和实际回流比的确定214.2.4 实际塔板数的确定214.2.5 进料位置的确定224.2.6 丙烯塔塔板数计算结果汇总235 热量衡算245.1 脱乙烷塔热
11、量衡算245.1.1 脱乙烷塔再沸器热负荷的计算245.1.2 脱乙烷塔冷凝器热负荷的计算265.2丙烯塔的热量衡算275.2.1再沸器热负荷的范围285.2.2 丙烯塔冷凝器热负荷的计算29结 论1参考文献2谢 辞3V1 概述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
12、，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。1.1 丙烯的性质及用途丙烯常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。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的基本原料,主要用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。丙烯与乙烯共聚生成乙丙橡胶。丙烯与氯和水起加成反应，生产环氧丙烷，加水丙二醇。丙烯在酸性催化剂存在
13、下与苯反应，生成异丙苯 C6H5CH（CH3 )2，丙烯在催化剂存在下与氨和空气中的氧起氨氧化反应，生成丙烯腈，丙烯在高温下氯化，生成烯丙基氯CH2=CHCH2Cl。本文利用丙烯与硫酸起加成反应，生成异丙基硫酸，后者水解生成异丙醇，但由于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 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位丙烯主要通过石油加工获得，丙烯精制产品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，特别是聚丙烯需求高于总体平均水平为6.1%。亚洲地区需求年均增长率5.6%，北美5.8%，西欧3.8%。根据新装置增设计划，中东地区从110万吨提高为240万吨，增幅
14、为14.9%。亚洲地区新增能力将达340万吨，增幅为3.2%。中国是生产能力增幅最高的国家，同期能力将从370万能胶和增加到620万吨，年均增幅达9.2%。日本年均增长率仅为2.2%。1.3 丙烯精制生产方法的确定由于原料中的和常压沸点相近，都在40以下，常压下分离这两个组分需采用深冷的方法，使用制冷剂，工艺流程复杂，附属设备多，设备的投资费用加大，根据烃的沸点随压力增加而升高的特点，采用高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，所以本设计采用常温加压分离方法。流程安排有两种，一种是相对挥发度递减顺序流程，另一种是对挥发度递增顺序流程，本设计采用相对挥发度递减顺序流程分离出丙烯。图1-1 工艺
15、流程比较1.4 丙烯精制工艺流程的叙述丙烯含量为74.1%的饱和液体原料（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）进一步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的原料（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
16、出（52,1.8Mpa）。工艺流程见附录中“丙烯精制工段工艺流程图”共1张。2 丙烯精制装置的物料衡算2.1 脱乙烷塔的物料衡算确定关键组分按多组分精馏确定关键组分；挥发度高的丙烯作为轻关键组分在塔顶分出；挥发度低的丙烷作为重关键组分在塔底分出。 脱乙烷塔进料量=2.1.1 脱乙烷塔的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的浓度)年处理量9.8万吨，年工作时间8000小时原料质量流量为Fw=（980000.831000）/(800094%97%74.1%)=15048.61（kg
17、/h）计算示例：以乙烷为例，进行原料组成及流量的换算：乙烷的质量流量：Fwc2=15048.612.7%=406.31(kg/h）乙烷的摩尔数：406.31/30=13.5437kmol/h表2-1 原料中的脱乙烷塔浓度组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C2406.312.713.54373.7930C3=11150.6974.1265.492574.2942C3o3310.6922.075.243121.0544iC4o180.581.23.11350.875815048.61100355.6918100由上表可见原料摩尔流量为： Fw=355.6918 ( k
18、mol/h )2.1.2 脱乙烷塔塔顶及塔底的流量及组成选乙烷为轻关键组分，丙烯作为重关键组分，根据产品质量指标，脱乙烷塔顶72；脱乙烷塔底0.1，丙烯在塔顶产品中的含量28%（mol%），进行清晰分割物料衡算，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)C2406.31406.31-0.001W0.001wC3=11150.690.28D11150.69-0.28DC3o3310.6903310.69iC4o180.580180.5
19、815048.61DW列全塔物料衡算式： 15048.61=D+W406.31-0.001W +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)C2406.31543.42137.11C3=7737.44105.7257631.715C3o2297.2202297.22iC4o125.300125.3015048.61377.59110064.299（2） 求出塔顶及塔底的产品量及组成。表2-4 塔顶及塔底的产品量及组成组分塔顶馏出液塔底釜液kg
20、/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C2271.86672.009.062278.2610.0640.10.33550.142C3=105.72528.002.517321.747631.71575.83181.707579.86C3o00002297.2222.8352.209522.08iC4o0000125.301.252.16030.914377.59110011.579510010064.299100236.41281002.1.3 脱乙烷塔的物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt
21、%kmol/hmol%C2281.932.79.39773.79271.86672.009.062278.2610.0640.10.33550.142C3=7737.4474.1184.224874.29105.72528.002.517321.747631.71575.83181.707579.86C3o2297.2222.052.209521.0500002297.2222.8352.209522.08iC4o125.301.22.16030.870000125.301.252.16030.91415048.61100247.992100377.59110011.579510010064.
22、299100236.4128100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 丙烯塔的物料衡算2.2.1 丙烯塔的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的换算：原料的摩尔流量为 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的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C210.0640.10.33550.1430C3=7631.71575.83181.707579.8642C3o2297.2222.8352.209522.0844iC4o125.301.252.160
23、30.915810064.299100236.41281002.2.2 丙烯塔塔顶及塔底的流量及组成选丙烯为轻关键组分，丙烷为重关键组分，根据产品质量指标，丙烯塔顶 93.5；丙烯塔底 93；丙烯塔顶0.5进行清晰分割物料衡算，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)C210.06410.0640C3=7631.7157631.715-0.005 w0.005 wC3o2297.222297.22-0.93 w0.93wiC4o12
24、5.300125.3010064.299DW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)C210.06410.0640C3=7631.7157622.0779.638C3o2297.22504.471792.75iC4o125.300125.3010064.2998136.6091927.6910064.299=D+W0.005w +0.93w +125.30=W解得： D=8136.609（kg/h）W=1927.69（kg/h）2.2.3 丙烯塔的物料平衡求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表。表2-9 塔顶及
25、塔底的产品量及组成组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C210.0640.1240.33550.1740000C3=7622.07793.68181.4893.899.6380.500.2290.531C3o504.476.2011.4655.931792.7593.0040.7494.46iC4o0000125.306.52.165.018136.609100193.2811001927.6910043.129100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/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%
26、kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C210.0640.10.33550.1410.0640.1240.33550.1740000C3=7631.71575.83181.707579.867622.07793.68181.4893.899.6380.500.2290.531C3o2297.2222.8352.209522.08504.476.2011.4655.931792.7593.0040.7494.46iC4o125.301.252.16030.910000125.306.52.165.0110064.299100236.41281008136.609100193.28
27、11001927.6910043.12910031 3 脱乙烷塔和丙烯塔精制工艺条件的确定3.1脱乙烷工艺条件的确定3.1.1操作压力的确定塔顶采用水作为冷却剂，设水温为25，冷凝器冷凝液的出口温度比水温度高10，则回流罐中冷凝液的温度为35。脱乙烷塔顶的冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液的温度为泡点，因此采用泡点方程计算回流罐的压力。泡点就是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡的温度。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在气相中的摩尔分数；xi 任意组分i在液相中的摩尔分数；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，xCxn均
28、为已知，因此，在试差时，可先在泡点温度，查出各组分在假设压力下的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，并求出相应的kixi直到满足为止，此时的压力即泡点时回流罐的压力。根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下表表3-1 液相各组分的平衡常数计算过程及结果组分xi=yDiT=35，P=3.8mpaT=35，P=3.5mpaT=35，P=3.9mpayi =kixiyi =kixiyi =kixi乙烷0.78261.210.939121.260.99861.180.9235丙烯0.21740.
29、480.10440.510.11090.460.06739合计11.04351.1090.9909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=0.99091，故回流罐压力为3.9 MPa。设塔顶到回流罐的压力差为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的平均值，故设进料压力P进4.05MPa。3.1.2 回流温度的确定回流液温度即为全凝器的冷凝温度，T回=353.1.3塔顶温度的计算塔顶为饱和汽相，故应采用露点方程计算塔顶温度。露点就是多组分混合液开始冷凝，产生第一个液滴的温度
30、。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在气相中的摩尔分数；xi 任意组分i在液相中的摩尔分数；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，因此，在试差时，可先假定一个露点温度，查出各组分在该温度下的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，并求出相应的直到满足为止，此时的温度即露点。在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，由p-T-k图查得汽相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表3-2 塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分yi =yDiP=4.0MPa，设T=45P=4.0
31、Mpa，设T=43P=4.0 MPa，设T=39kiXi= yi/ kikiXi=yi/ kikiXi=yi/ kiC20.78261.470.53241.460.53601.440.5435C3=0.21740.540.40260.520.41810.480.452910.93500.95410.9964当塔底温度为39时，组成之和=0.99431，故塔顶的温度为393.1.4 塔底温度的计算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度。泡点就是多组分混合液开始沸腾，产生第一个气泡的温度。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在气相中的摩尔分数；xi 任意组分i在液相
32、中的摩尔分数；ki 相平衡常数。按上式求泡点时需用试差法。式中xA，xB，xCxn均为已知，因此，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的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，并求出相应的kixi直到满足为止，此时的温度即泡点。在塔底压力下，假设塔底泡点温度，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表3-3 在塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分xi=xWiP=4.1MPa，设T=82P=4.1MPa，设T=84P=4.1MPa，设T=86kiyi= ki xikiyi= ki xikiyi= k
33、i xiC20.03791.440.072391.960.07432.000.0758C3=0.74290.480.68350.950.70581.000.7429C3o0.21050.840.17680.880.18520.920.1937iC4o0.00870.460.00400.480.00420.500.004410.93670.96950.98014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 进料温度的计算乙烷塔采用饱和液相进料，与上塔底温度计算同理，故采用泡点方程计算。 计算结果列表如下表3-4 进料压力下不同温度的平衡常数计算过
34、程及结果组分P=4.05Mpa,设T=84P=4.05Mpa,设T=86C20.03792.000.07582.050.0777C3=0.74290.960.71320.980.7280C3o0.21050.880.18520.980.2063iC4o0.00870.480.00420.480.004210.97841.0162当进料温度为86时，组分之和=0.99401，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）4.04.054.13.9温度（）398686353.2丙烯塔工艺条件的确定3.2.1 操作压力的确定塔顶采
35、用水作为冷却剂，设水温为15，冷凝器冷凝液的出口温度比水温高20，则回流罐中冷凝液的温度为35。丙烯塔顶的冷凝器为全凝器，则回流罐中冷凝液的温度为泡点，因此采用泡点方程计算回流罐的压力。式中 yi 任意组分i在气相中的摩尔分数；xi 任意组分i在液相中的摩尔分数；ki 相平衡常数。根据冷凝液的泡点，假设回流罐的压力，由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数计算过程及结果列表如下。表3-6 回流温度下不同压力的平衡常数计算过程及结果组分xi=yDiT=35，设P=1.5MPaT=35，设P=1.6MPakikiC20.00172.50.000432.650.004505C3=0.93901.010
36、.94841.050.98595C3o0.00590.90.00530.920.00542810.954140.99588当回流罐压力为1.6MPa时，满足归一条件：平衡汽相组成之和=0.995881，故回流罐压力为1.6MPa。设塔顶到回流罐的压力差为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的平均值故设进料压力P进1.75MPa。丙烯塔顶的冷凝器为全凝器，采用露点进料方程计算回流罐的压力。 计算过程及计算结果列表如下3.2.2 塔顶温度的计算表3-7 塔顶压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=
37、1.7MPa,设T=38P=1.7MPa,设T=40乙烷0.00172.30.000742.400.00071丙烯0.93900.950.9884210.980.95816丙烷0.00590.820.0071950.860.00686合计1.0000.996360.96573当塔顶温度为38时，平衡液相组成之和=0.996361，故塔顶温度为38。3.2.3 塔底温度的计算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度 表3-8 塔底压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=1.8Mpa,设T=52P=1.8Mpa,设T=51丙烯0.00531.150.00611.130.005989丙烷0
38、.94501.020.96391.010.95445异丁烷0.05010.480.02400.450.022545合计11.0119480.976995当塔底温度为52时，组成之和=1.0119481，故塔底温度为52。3.2.4 进料温度的计算乙烷塔底的饱和液体靠自压进入丙烯塔，故丙烯塔为饱和液体进料，温度采用泡点方程计算。 计算结果列表如下：表3-9 进料压力下不同温度的平衡常数计算过程及结果组分P=1.75Mpa,设T=44P=1.75Mpa,设T=45乙烷0.00142.500.000352.510.0003514丙烯0.76861.030.7916581.050.80703丙烷0.2
39、2080.920.2031360.960.211197异丁烷0.00910.450.0040950.460.00419合计10.9992391.02276 当进料温度为44时，组成之和=0.9992391，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）1.71.751.81.6温度（）38445235 4 脱乙烷塔和丙烯塔塔板数的确定4.1 脱乙烷塔塔板数的计算4.1.1 最小回流比的计算采用恩德伍德（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在进料中的摩
40、尔分数；组分i对基准组分j的相对挥发度，取塔顶、塔釜条件下的平均值；q原料的液化分率（饱和液相进料q=1）；方程（A）的根，且；xDi组分在塔顶产品中的摩尔分数；Rmin最小回流比。1确定相对挥发度由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，选取丙烯为基准组分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，P4.0MPa塔底，T =86，P4.1MPakiki乙烷1.202.52.002.02.236丙烯0.481.01.001.001.00丙烷0.420.8750.920.920.879异丁烷0.220.4580.500.500.4782值计算根据，轻关键组分的=2.236，重关键组分的=1.00。故2.2361.0。通过试差法计算值。表4-2 试差法计算值组分设设=2.115乙烷0.03792.2360.335910.70030.6946丙烯0.74291.00-0.7429-0.66663-0.6669丙烷0.21050.879-0.165-0.1497-0.1498异丁烷0.00870.478-0.00273-0.00254-0.00254合计1-0.57470.1185-0.09688因为q=1，所以=0；当的时候，=-0.096880故取3最小回流比计算将=2.114带入到方程中，计算Rmin
