化工工艺计算说明书

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1、 学号: 常 州 大学化工工艺设计题 目 10万吨/年重整抽提油分离碳六馏份工艺设计学 生 王惠茹 学 院 石油化工学院 专 业班 级 化工1 校内指导教师 叶 青 专业技术职务 副 教 授 二零一四年一月目录文献综述。11。物料衡算21。1物料流程简图21.2物料衡算3。热量衡算1原料预热器(E10)热量衡算42。初馏塔塔顶冷凝器热量衡算.初馏塔塔釜再沸器热量衡算2。4初馏塔塔底冷却器热量衡算6脱C塔塔顶冷凝器热量衡算62.脱C塔塔釜再沸器热量衡算72。脱5塔塔顶冷却器热量衡算72。8脱C6塔塔顶冷凝器热量衡算2.9脱C6塔塔釜再沸器热量衡算810脱塔塔底冷却器热量衡算8211异己烷塔塔顶冷

2、凝器热量衡算.12异己烷塔塔釜再沸器热量衡算9213异己烷塔塔顶冷却器热量衡算92。1异己烷塔侧线冷凝器热量衡算.15异己烷塔侧线冷却器热量衡算102。16正己烷塔塔顶冷凝器热量衡算102。7正己烷塔塔底再沸器热量衡算112。8正己烷塔塔顶冷却器热量衡算1.1正己烷塔塔底冷却器热量衡算11220系统热量衡算12.精馏塔的设计1231精馏塔的工艺计算123。2精馏塔的塔体工艺尺寸计算33。3塔板主要工艺尺寸143.筛板的流体力学验算163。5塔板负荷性能图174。设备选型194。1罐体选型1.2换热设备214.泵的选型295.管径计算与选型（摘自B816-8)32。1物料管道的计算和选型25.2

3、换热器接管6.环境保护与安全管理44。1三废排放量及有害物质含量表46.2三废处理意见563安全技术56.4建筑措施及设备布置456。5工艺控制措施4。6其他管理措施及通风设施等77。投资估算及经济分析47.工程费用47。.1工艺设备费用471.2电气仪表费用49713 安装工程费49.1.4 建筑工程费491.5 给排水消防497.16总图497.其他费用49.2.1生产职工培训费49。2办公生活家居费07。2。3技术转让费50.2.工程设计费50。3预备费用50。3.1基本预备费50.3.涨价预备费50。专项费用57.4.1建设期贷款利息5074。关于产品单位成本表57。43关于流动资金5

4、17.4关于所得税527。45关于投资回收期52参考文献5354 / 57文献综述 由于我国有生产环境友好的清洁燃料的要求，对车用汽油、柴油、煤油等的烯烃、芳烃、硫含量已经做出严格的规定，而且这些规格指标将继续提高,逐渐与世界先进国家的规格标准接轨。催化重整工艺技术提供的大量廉价氢气,可以使炼油企业生产出优质的清洁燃料，满足市场的需要.因此,催化重整装置在炼油厂中具有重要的地位。催化重整工艺是炼油及石化工业重要的组成部分，是以石脑油为原料，通过临氢催化反应生产重整油做高辛烷值汽油组分或芳烃原料,同时副产氢气的工艺.由于环保和节能要求，世界范围内对汽油总的要求趋势是高辛烷值和清洁。在发达国家的车

5、用汽油组分中,催化重整汽油约占2530.我国已在00年实现了汽油无铅化，汽油辛烷值在0(ON) 以上，汽油中有害物质的控制指标为:烯烃含量35，芳烃含量40，苯含量.5。硫含量0.08。而目前我国汽油以催化裂化汽油组分为主，烯烃和硫含量较高.降低烯烃和硫含量并保持较高的辛烷值是我国炼油厂生产清洁汽油所面临的主要问题，在解决这个矛盾中催化重整将发挥重要作用。炼油工业中,重整装置抽余油中含有12%左右的正己烷和1左右的甲基环戊烷,由于重整抽余油量大,正己烷和甲基环戊烷是重要的化工溶剂, 重整油的芳香烃含量为050，经抽提分离后可得苯、甲苯、二甲苯等产品。重整油是高辛烷值汽油的掺和料,也是石油芳烃的

6、主要来源。重整油是以C6C11石脑油馏分为原料,在催化重整装置中，在一定的操作条件和催化剂的作用下，烃分子发生重新排列，使环烷烃和烷烃转化成芳烃或异构烷烃的一种油品。分离重整生成油的设备和方法，采用精馏塔将重整生成油中的C5、6、7和8四种组分分离,自重整装置来的重整生成油进入精馏塔，脱碳五塔塔顶C5组分，经冷凝器冷却后进入回流罐，回流罐底液相一部分作为组分产品,塔釜产物输送到下一个脱碳六精馏塔；脱碳六塔塔釜C组分,经塔釜输出,塔顶产物输送到下一个异己烷精馏塔;异己烷组分自侧线产品采出部分的精馏段、侧线产品采出部分的提馏段中部进行侧线采出,经冷凝冷却后送至异己烷产品罐；异己烷塔塔底主要的组分为

7、正己烷，输送至正己烷精馏塔进行分离,经塔顶冷凝进入产品罐，其余塔釜产物输送至另一产品罐。10万吨/年重整抽提油分离碳六馏份工艺设计1. 物料衡算1.1 物料流程简图图1重整抽提油分离碳六馏份流程简图分离重整生成油的设备和方法，采用精馏塔将重整生成油中的C5、C6、C7和8四种组分分离，自重整装置来的重整生成油进入01初馏塔,经分离后9C的馏分从塔顶采出进入T1塔进行脱C5，T102塔塔顶的5馏分采出进入产品罐,其余的组分从T102塔釜输出进入13塔进行脱C6，从T103塔釜输出8C的馏分，其余组分从13塔的塔顶输出进入T14塔进行分离,从T104异己烷塔的塔顶和侧线采出异己烷，其余组分从T10

8、4塔塔釜采出进入15正己烷塔,从T105塔的塔顶采出正己烷组分,其余温度为69C80的馏分从T0塔塔釜采出进入产品罐。1.2 物料衡算1 3 序号组成沸点kghw/hwt/kg/hwt/%kg/hwt%1 2甲基丁烷2。8 。75 00 0。00 00 7。 0。1 0。 0.02 戊烷3.06 0.0 000。00 1.07 0.150。0 00 3 2,2-二甲基丁烷5。0273.25 2 0。00 0.00 9。3 26 0。00。00 2甲基戊烷60。0 1350。50 。1 。000 28。47. 。0 0。0 5 3甲基戊烷6330873。5 007 00 .0 7。37 0.10

9、 000。06 己烷6.00 00。75 090。0 .0 1.27 020。00 0。00 ,2-二甲基戊烷7.2014。0 0.0 。0 0.0 0 0。00 0。00 8甲基环戊烷71。 342.30.03。00 。00 0.11 0。0 0.00 0.00 9 3，3二甲基戊烷86。0 .750.06 000 0。0 0。0 0.0784 0.201 2-甲基己烷9000 72。7 0.06 0。10。0 0000 792。67 .2 11 2,3-二甲基戊烷89081.20。2000 00 0.00.00 21。2 00 12 3-甲基己烷094。3 0。08 0。0 00 000

10、63。95 025 1 3乙基戊烷9.01087。50 0。0 157 000.000.00 1071. 。27 14 庚烷98507492。0676.57 0。7 。0 0.0 12。68 .00 1 234 序号组成沸点/wt/kg/ht/%kghwt%g/hwt/%1 2甲基丁烷7.80 1.3 0.020.0。00 002 戊烷36.10 31。 0。0 3700 0 0032,2-二甲基丁烷50。0 131.50 0.25 .45 。6 000 0。0 0.0 0.04 甲基戊烷。00250。99 7 100。91 0.55 0。14 。00 .00 0. -甲基戊烷63.30 10

11、4.2 0.0 735。49 038 26。8 0。2 0。00.00 己烷9。0 .30 。0 5。06 0.0 169.55 0.97 24.57 0.5 7 2，2二甲基戊烷7.20 0.00000 。0 0.0 0.000.0 16.76 0.0 甲基环戊烷71.00.000。000。0000 2。 0.0 33。43 0.63 9 3,3二甲基戊烷86。0 0.0 0. 。00.00 0 00 8。8.0210 2甲基己烷90。00。00。00 0.00。00 0。00 .00 。06 .0 112，3-二甲基戊烷9.800.00 0。0 0.00.0 0。0 。00。02 0。00

12、1 3甲基己烷2。 0.0 0。00 0。00 0。00。00.00 0.0013 3乙基戊烷9。0 000 0.0 0。000.00 0。0 000 00.001 庚烷90 0.00 0.0 0。00 0.00 000 0。0 0000。00 物料衡算原料处理量：10万吨/年,年操作00小时，连续、3班4倒 F =5 kh总物料衡算 F= D+ W1250kgh=75578+50207+13。161+08.69441437+9859+34.52kg/h可得出：物料进出守恒。2. 热量衡算2.1 原料预热器(E-11）热量衡算查A物性数据库的t =36。5K时各物质定压比热容如下：组分Cp/k

13、Jolkmo/h2-甲基丁烷84。8。274戊烷18.5310。68,2二甲基丁烷28.53.1712甲基戊烷11。761713甲基戊烷09553033己烷211。2841277,2二甲基戊烷23.8371。637甲基环戊烷1.7944063,3-二甲基戊烷239。527。9112-甲基己烷28.77911，3二甲基戊烷36.942.807甲基己烷239.09.624乙基戊烷238381.853庚烷239.737.473甲基3己烯2.99603173-甲基-己烯70。518071，1,2，2四甲基环丙烷274。648。672，2二甲基己烷74990。88,5-二甲基己烷266。54.342，4

14、-二甲基己烷68.741。5213,二甲基己烷69。8020。62，3二甲基己烷67822.82甲基庚烷268.0291784-甲基庚烷9。0083-甲基庚烷300.243。5辛烷196。783。1乙苯192.22.592甲基辛烷296。5680185邻二苯221853240间二苯2。4570。956壬烷21094。015异丙苯22。591.63丙苯262781邻乙基甲苯2179507。4，2，-三甲基苯222.01.24间乙基苯20.442。5Q1 = =567。8 k2.2 初馏塔塔顶冷凝器（E102)热量衡算查spen物性数据库各组分在5.9K的汽化潜热及摩尔流率:组分r/kJ/kmol

15、kml/-甲基丁烷235.509.27戊烷2373.420.48，二甲基丁烷2215.7733.172甲基戊烷78.741。6713甲基戊烷7724。18910.13己烷285489412。7732,-二甲基戊烷74.61。37甲基环戊烷9127.63。63，3二甲基戊烷045。3547.912甲基己烷374.81.9112，3二甲基戊烷33。9032.8073-甲基己烷32163。050962乙基戊烷32179.5930.69庚烷3343。7320.127由上述数据得出：Q2 = =16。20W2.3 初馏塔塔釜再沸器(-103）热量衡算查Apn物性数据库各组分在K的汽化潜热及摩尔流率如下:

16、组分r/J/mlml/h3甲基己烷939.688.4乙基戊烷2889。50.158庚烷29014.8733513甲基-3己烯0.51503173甲基-己烯30513.42803871,1,2,2四甲基环丙烷04.9860。672，2-二甲基己烷073。521。382,5二甲基己烷3552.2653412，4二甲基己烷32042。5771。23，3-二甲基己烷2117。0230.75,3二甲基己烷24。65.382甲基庚烷3390.2581.784甲基庚烷5344.16383甲基庚烷360.610.75辛烷36973582。12乙苯609.52.598-甲基辛烷8001。4。15邻二苯79180

17、0.24间二苯39177.340。956壬烷40285.318405异丙苯42124.0。69丙苯353321。801邻乙基甲苯4058。0017.141，,3三甲基苯4981。67413间乙基苯41.8650.155 = =388.22 kW2.4 初馏塔塔底冷却器热量衡算查spen物性数据库各组分在412.9K的定压比热容及摩尔流率如下组分Cp(J/kmol。k)kol/h3乙基戊烷2163830.16庚烷20798 7. 3甲基3己烯43.790.32 3甲基-2己烯22。394 0.9 1，1，2，2四甲基环丙烷25。718 6 2,2-二甲基己烷245.151 0。39,5二甲基己烷

18、23。196042，二甲基己烷241。33。2 3,3二甲基己烷241。959 0。7 2,3二甲基己烷4756 26 2-甲基庚烷244.5 1。78 4甲基庚烷78。062 0.39 3甲基庚烷26.64 07 辛烷180.641.15 乙苯14。2。60 2-甲基辛烷26.7810.9邻二苯200.64196。4 间二苯23。48372096壬烷20。42664.02 异丙苯049270571。9 丙苯12。871191.80 邻乙基甲苯195.9257947。1 1,2,3三甲基苯0.229132 间乙基苯182.42140。16 = = 2.5 kW2.5 脱C5塔塔顶冷凝器热量衡算

19、查Aspe物性数据库各组分在32。7K的汽化潜热及摩尔流率如下：组分r/J/kmolkmol/h2甲基丁烷21681。44 0。11戊烷23078。56 0。53 2，二甲基丁烷4483.55 0。22 2甲基戊烷2955720。330 -甲基戊烷2630。16 0。086己烷27718。8970。015 ，2二甲基戊烷2888.070。0甲基环戊烷281。5 0。001 Q5 = =6.35kW2.6 脱C5塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在352.7K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分/J/kmll/h2甲基丁烷9706258 .163戊烷105。7 0.45 2，2二甲基丁烷

20、22698.472.7 甲基戊烷2448312 1531 3-甲基戊烷2013.1 1。048 己烷2722861275 2,2-二甲基戊烷2685.007 1.63甲基环戊烷266.256 4.067 ,3二甲基戊烷7790。731 .92甲基己烷282。244 7。911 2,3-二甲基戊烷2899.790287 3甲基己烷9278。06 620 3乙基戊烷2942.88 1。694 庚烷30411。6840.17 Q6 643。75kW2.7 脱C塔塔顶冷却器热量衡算查Apen物性数据库各组分在352K的定压比热容及摩尔流率如下：组分Cp（k/mol。k)kmol/h2甲基丁烷。350。

21、111 戊烷13160 0.13 ，2二甲基丁烷189.817 .224 甲基戊烷194。2000.3 3甲基戊烷192.725 .86己烷196.94 0。01 2，2-二甲基戊烷219.914 。00 甲基环戊烷1442 001=352-26。15.KQ7 = 2。70kW2.8 脱C6塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在36。K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分kJ/kmokml/h2甲基丁烷2348.64 .00 戊烷22750032 0.000 ,二甲基丁烷422091 .472甲基戊烷6113.2 1。341 -甲基戊烷668.0 10048 己烷2748。02 12。5

22、8 ，2-二甲基戊烷28556761.61 甲基环戊烷81406 4.07 3,3二甲基戊烷2936.870 0。87 甲基己烷305.54 0.00 Q = 37。92k2.9 脱C塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在394.7K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分rJ/kokmol/h2甲基戊烷2399。184 0.000 甲基戊烷4512。49 0000 己烷25208。2990000 2，-二甲基戊烷268624 0022甲基环戊烷6233。891 .0003，3二甲基戊烷7381.168 7。 甲基己烷2484。5 7.911 2,3二甲基戊烷28278.92 27 3-甲基

23、己烷2824。29.20 3-乙基戊烷297。6 10694 庚烷2938。740 0。12 Q9 = = 308。56 kW2.10 脱C6塔塔底冷却器热量衡算查Aspe物性数据库各组分在296。K的定压比热容及摩尔流率如下:组分Cp（kJ/kmo。）ol/3-甲基戊烷19。25 0。00 己烷12。730000 2,2二甲基戊烷196.0 0。00 甲基环戊烷219.919 0223,3-二甲基戊烷58.446 0。000 2甲基己烷14.716 7825 2,3-二甲基戊烷26139 7.91 3甲基己烷1.98 。80 3-乙基戊烷16.696 9.620 庚烷21。30 10。694

24、 3甲基3-己烯20760.2 =3971=98.K10= = 20.24kW2.11 异己烷塔塔顶冷凝器热量衡算查spen物性数据库各组分在。7K的汽化潜热及摩尔流率如下：组分r/J/kmlol/h2甲基丁烷2214.314 056 戊烷252760443 2,2二甲基丁烷2493458 1。526 -甲基戊烷288。8672。91 3-甲基戊烷24126 1.209 己烷2829.5 0.3Q11 = 5.406k2.12 异己烷塔塔釜再沸器热量衡算查spen物性数据库各组分在362K的汽化潜热及摩尔流率如下：组分rJ/mko/h2,2二甲基丁烷230。23000 2-甲基戊烷25562.

25、366 0。02 3甲基戊烷2605。475 0。304 己烷26853.489 12.6962，2二甲基戊烷2989.93 1.614 甲基环戊烷7641。1834。 3，3-二甲基戊烷845.7970872甲基己烷30044。95 0001 ，-二甲基戊烷9782.60。00 3甲基己烷30421。9260。00 3-乙基戊烷0516.4900000Q12 141。395k2.13 异己烷塔塔顶冷却器热量衡算查Aspn物性数据库各组分在26。1K的定压比热容及摩尔流率如下:组分p（k/mol）molh2-甲基丁烷11.383 .156 戊烷173.18204432，二甲基丁烷18.838

26、.522甲基戊烷194。20 。9123甲基戊烷12.42 109己烷196.9720.003 = 3474 2。1=51。KQ13 = =16。994kW2.14 异己烷塔侧线冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在35。K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分 r/kJ/mlmh2144582 0.00 163.163239。691 0.051 18。6824593931.42 4947。784261.075 12。42 32949.812051。8 8.535 2387.48227848。208.059 163.582858。43 000 。8314= =16。19kW2.15 异己烷塔侧线

27、冷却器热量衡算查Apen物性数据库各组分在2961的定压比热容及摩尔流率如下：组分Cp（J/kmolk)kol/2甲基丁烷171。382.08 戊烷173181 0051，2-二甲基丁烷189。.421 2甲基戊烷194。19 1.42 3-甲基戊烷1248。35 己烷19697 0。05 358 26.1=7.7KQ15 = =69721k2.16 正己烷塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspe物性数据库各组分在347K的汽化潜热及摩尔流率如下：组分rkmolkmol/2，2-二甲基丁烷25434.414 000-甲基戊烷74196 0。02 3甲基戊烷2960.541 。34 己烷84.201 1。

28、411 2,2二甲基戊烷299680。00 甲基环戊烷29343.282 0.04 Q16= =1094W2.17 正己烷塔塔底再沸器热量衡算查Aspe物性数据库各组分在355。6K的汽化潜热及摩尔流率如下：组分r/k/kmokol/h己烷2789.5440。285 ,2二甲基戊烷2909.352 1。64 甲基环戊烷2854.64 。03 3,3-二甲基戊烷239。30 0。07 2甲基己烷3105。24 0。001 Q17=943W2.18 正己烷塔塔顶冷却器热量衡算查spen物性数据库各组分在296的定压比热容及摩尔流率如下：组分Cp(kJ/mol.k)km/h2,2-二甲基丁烷189.

29、862 。00 2甲基戊烷94.2420.002 甲基戊烷19276 034 己烷199312411 2，2二甲基戊烷9。92。00 甲基环戊烷158469 。034 1。7 26.1=4。KQ8 = = 1782kW2.19 正己烷塔塔底冷却器热量衡算查Asn物性数据库各组分在26。1K的定压比热容及摩尔流率如下:己烷96.85 0285 ,2二甲基戊烷219.945 1.614 甲基环戊烷158.44 。033 ,3-二甲基戊烷14.700。08 2甲基己烷2166 0。001 2,二甲基戊烷210。98 .00 3甲基己烷6.71 0。00 = 35.62。59KQ1 = = 17670

30、kW2.20 系统热量衡算Q加 = Q移 + 损外界向系统提供的热量- 加物料离开系统带走的热量- Q移系统损失的热量- Q损Q加1 + Q3 + 6 +Q9 Q12+Q7=67。84+82+643。5+065+141.35+4794=07。4kW移 = Q2 + Q Q5 + 7 + Q Q10 +Q11 + Q 3 +Q4 15 Q Q9=1604+26.57+6.39+27017992+2029+4。06+316。994+16.198+6721.9+31.7817。60=2019.40kW损 =Q加 移 = 2097。542019.940 7714 kW3. 精馏塔的设计3.1 精馏塔的

31、工艺计算（1） 塔板数T 理论板数求取用Aspen工程软件中的严格计算的模块（Radrac)建立分离碳六馏份精馏的连续流程，调整各塔的塔板数、进料板位置、塔压、板压降和各塔塔顶馏出流量来实现三个塔的塔顶产品与最终塔釜产品的质量分数达到9.9%。并实现塔之间冷凝放热与再沸需热的热集成。得出理论板数：T0塔总理论板数 NT = 13(包括再沸器） N = 63T-102塔 总理论板数 NT = 34（包括再沸器） NF= 18T103塔 总理论板数 104(包括再沸器） NF =52-4塔 总理论板数 NT 8（包括再沸器） =T105塔 总理论板数 NT = 140(包括再沸器) NF 5 实际

32、板数的求取全塔效率为5T-101塔精馏段实际板数精 620.696 提馏段实际板数N提 69/065 = 11塔 精馏段实际板数 N精 = 17/65 27 提馏段实际板数 提=17/.65 T03塔 精馏段实际板数 N精 = 1/0.6 9 提馏段实际板数 提 = 53.65 = 82 -103塔 精馏段实际板数精 =3/065 = 67 提馏段实际板数 N提= 5/06 = 7-塔 精馏段实际板数 N精= 4/65 11 提馏段实际板数 N提 6/0。6 1023.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1） 塔径的计算 根据Aspn工程软件中模块的严格计算得到各个塔的塔径,经圆整得：初馏塔 =2.

33、0m ，取板间距HT0。6，塔截面积T=3.142脱C塔 D0。m ,取板间距H=0.,塔截面积AT=0.610脱C6塔 D=1。4m，取板间距T4 ，塔截面积A=1.5390异己烷塔 D2.6m ,取板间距H=0.6，塔截面积T=300正己烷塔 D2。6m ,取板间距T0. ，塔截面积AT=0（2） 精馏塔有效高度的计算初馏塔精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方留0。8m的空间,故精馏塔的有效高度为： 脱C塔精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方留。8m的空间,故精馏塔的有效高度为: 脱C6塔精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为: 在进料板上方留0m的空间，故精

34、馏塔的有效高度为： 异己烷塔精馏段有效高度为: 提馏段有效高度为： 在进料板上方留08m的空间,故精馏塔的有效高度为: 正己烷塔精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为： 3.3 塔板主要工艺尺寸以脱C5塔为例（1） 溢流装置计算因塔径= 6m ，科选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 取溢流堰高度由,选用平直堰化工原理下册 式1034近似取,=1.8 03 m3/s则=018m 0。06所以选取齿形堰化工原理下册 135设齿深 =0。018 m板上液层高度弓形降液管宽度和截面积由,查化工原理下册 图0-40得; 验算液体正在降液管中停

35、留时间,即：故设计合理 降液管底隙高度由化工原理课程设计式31选用凹形受液盘,深度（2） 塔板布置 塔板的分块因D = .6，故塔板不分块 边缘区宽度确定取WS WS = 0.06 WC .04 m 开孔面积计算 开孔面积按化工原理下册 式1034，即:其中故 0.671 筛孔计算及其排列本设计任务中的物系无腐蚀性,可选用=m碳钢板，取筛孔的直径d0=5 m。筛孔按正三角形排列，取孔中心据为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：3.4 筛板的流体力学验算（1） 干板阻力h计算干板阻力h由化工原理课程设计 式36计算=8. km502 kgm3由 查化工原理下册图1045得0=075

36、= 0.222 m（液柱)（2） 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h由化工原理课程设计式3-31计算 = .84s查化工原理下册 图10-46得（3） 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由化工原理课程设计式3-34计算 = 0014 m气体通过每层塔板的液柱高度p = 0。0526 m气体通过每层塔板的压降为：3.5 塔板负荷性能图（1） 漏液线由化工原理课程设计式3-38 得: （2） 液沫夹带线以为限,求关系如下：由化工原理课程设计式336 整理的：（3） 液相负荷下限线 取堰上液层高度,齿深0.m=1。192/得:（4） 液相负荷下限线以作为液体在降液管中停留时间

37、的下限得:(5)液泛线令 由 联立得：忽略，将与，与，与的关系式带入上式，并整理得：式中: 其中取.45 将相关的数据带入整理，得:图2 塔塔板负荷性能图4. 设备选型4.1 罐体选型（1） 原料罐原料罐以储存天的量计安全系数为.8 则根据HG210212 钢制圆筒形固定顶储罐系列公称容积 3003公称直径 18900m公称高度 760m（2） 异己烷塔顶产品罐产品以储存天的量计安全系数为0。8 则根据G559-5 立式储罐公称容积 25 m3公称直径 600m公称高度 380mm（3） 异己烷塔侧线产品罐储存量以1天的量计安全系数为8则根据G5-1579-5 立式储罐公称容积 10m3公称直

38、径 3000m公称长度 1320m（4） 正己烷产品罐产品以储存天的量计安全系数为08 则根据H158085卧式储罐公称容积 m3公称直径 2800mm公称长度 200mm（5） 初馏塔回流罐储存量以1小时的量计安全系数为。8 则根据HG5180-8 卧式储罐公称容积 50 m3公称直径 600m公称长度 400（6） 脱C5塔回流罐储存量以小时的量计安全系数为0则根据H51580-85 卧式储罐公称容积 16公称直径 800mm公称长度 560mm（7） 脱C6塔回流罐储存量以1小时的量计安全系数为0。则根据G5158 卧式储罐公称容积 32 m3公称直径 220m公称长度 0mm（8） 异

39、己烷塔回流罐储存量以10mn的量计安全系数为0。 则根据G5-155卧式储罐公称容积 2m3公称直径 200m公称长度 5m（9） 初馏塔回流罐储存量以10i的量计安全系数为8 则根据G5158085 卧式储罐公称容积 0 m3公称直径 2000mm公称长度 500mm4.2 换热设备（1） 原料预热器 确定物性数据（物性数据查Aspe物性数据库）原料液 饱和水蒸气 平均传热温度 蒸汽用量 传热面积假设传热系数传热面积考虑15%的面积裕度 工艺结构尺寸的计算化工原理换热器系列标准(B/T4714-92,JB/T 41-2）换热管为19m的换热器基本参数（管心距5）公称直径DN/mm 73公称压

40、力NMP .管程数 管子根数n 65中心排管数 9管程流通面积/2 01换热管长度L/m 6000计算换热面积/m2 1。9（2） 初馏塔塔顶冷凝器热流体 72.77.7冷凝水 355 设考虑1的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-,JT 7192）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25m）公称直径DNmm 450公称压力PN/MPa 1。管程数N 1管子根数n 237中心排管数 17管程流通面积/2 019换热管长度L/mm 30计算换热面积/m2 41。0冷凝水流量（3） 初馏塔塔釜再沸器水蒸汽 155157塔釜液 39.719.7 设 考虑15%的裕度面积 化工原

41、理换热器系列标准(JB/T 4714-92，J/ 752）换热管为1m的换热器基本参数（管心距mm)公称直径mm 40公称压力PN/MPa 1.00管程数N 4管子根数n 2中心排管数 6管程流通面积/m2 0。00换热管长度L/mm 300计算换热面积m2 .蒸汽用量流量（4） 脱C5塔塔顶冷凝器热流体 .57.5冷凝水 4560 设 考虑15的裕度面积化工原理换热器系列标准（B/T471-9,JB/T 47152）换热管为9m的换热器基本参数(管心距5mm）公称直径Nmm 273公称压力PN/MPa 2。5管程数N 2管子根数n 56中心排管数 8管程流通面积/m2 .004换热管长度L/mm 2000计算换热面积/m2 6。冷凝水流量（5） 脱C5塔塔釜再沸器水蒸汽 1200冷流体 111.5111。5 设 考虑5%的裕度面积 化工原理换热器系列标准(JB/71492,JBT 4159)换热管为1m的换热器基本参数(管心距25mm）公称直径DN/m 40公称压力PN/MPa 1.0管程数N 管子根数n 220中心排管数 1管程流通面积m2 014换热管长度L/mm 600计算换热面积/m2 77.5水蒸汽流量（6） 脱6塔塔顶冷凝器热流体 8.986.9塔釜液