化工工艺计算说明书

1、化工工艺计算说明书学号:10401108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101校内指导教师叶 青 专业技术职务 畐I教 授二零一四年一月目录文献综述 1.1. 物料衡算1.1.1 物料流程简图 11.2 物料衡算 22. 热量衡算3.2.1 原料预热器 (E-101) 热量衡算 32.2 初馏塔塔顶冷凝器热量衡算 42.3 初馏塔塔釜再沸器热量衡算 52.4 初馏塔塔底冷却器热量衡算 52.5 脱C5塔塔顶冷凝器热量衡算62.6 脱C5塔塔釜再沸器热量衡算62.7 脱C5塔塔顶冷却器热量衡算72.8 脱C6塔

2、塔顶冷凝器热量衡算72.9 脱C6塔塔釜再沸器热量衡算82.10脱C6塔塔底冷却器热量衡算 82.11 异己烷塔塔顶冷凝器热量衡算 92.12 异己烷塔塔釜再沸器热量衡算 92.13 异己烷塔塔顶冷却器热量衡算 92.14 异己烷塔侧线冷凝器热量衡算 102.15 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 102.17 正己烷塔塔底再沸器热量衡算 112.18 正己烷塔塔顶冷却器热量衡算 112.19 正己烷塔塔底冷却器热量衡算 112.20 系统热量衡算 113. 精馏塔的设计 1.2.3.1 精馏塔的工艺计算 123.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 133.3 塔

3、板主要工艺尺寸 143.4 筛板的流体力学验算 163.5 塔板负荷性能图 174. 设备选型1.9.4.1 罐体选型 194.2 换热设备 214.3 泵的选型 295. 管径计算与选型(摘自 GB8163-88)3.25.1 物料管道的计算和选型 325.2 换热器接管 406. 环境保护与安全管理 4.4.6.1 三废排放量及有害物质含量表 446.2 三废处理意见 456.3 安全技术 456.4 建筑措施及设备布置 456.5 工艺控制措施 466.6 其他管理措施及通风设施等 477. 投资估算及经济分析 4.7.7.1 工程费用 477.1.1 工艺设备费用 477.1.2 电气

4、仪表费用 497.1.3 安装工程费 497.1.4 建筑工程费 497.1.5 给排水消防 497.1.6 总图 497.2 其他费用 497.2.1 生产职工培训费 497.2.2 办公生活家居费 507.2.3 技术转让费 507.2.4 工程设计费 507.3预备费用 507.3.1 基本预备费 507.3.2 涨价预备费 507.4 专项费用 507.4.1 建设期贷款利息 507.4.2 关于产品单位成本表 507.4.3 关于流动资金 517.4.4 关于所得税 517.4.5 关于投资回收期 52参考文献 5.2.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

5、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。在发达国家的车用汽油组分中，催化重整汽油约占25% 30。我国已在 2000年实现了汽油无铅化，汽油辛烷值在 90(RON

6、) 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2.5 % 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。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C8四种组分分离，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C5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C6 组分，经塔釜输出，塔顶产物输送到下一个异己烷精馏塔

7、； 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C8四种组分分离，自重整装置来的重整生成油进入T101初馏塔，经分离后<98° C的馏分从塔顶采出进入T102塔进行脱C5, T102塔塔顶的C5馏分采出进 入产

8、品罐，其余的组分从T102塔釜输出进入T103塔进行脱C6,从T103塔釜输 出>80° C的馏分，其余组分从T103塔的塔顶输出进入T104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T104塔塔釜采出进入T105正己 烷塔，从T105塔的塔顶采出正己烷组分，其余温度为69° C80 C的馏分从T105 塔塔釜采出进入产品罐。1.2物料衡算1234骨口. 序号组成沸点kg/hwt/%kg/hwt/%kg/hwt/%kg/hwt/%12-甲基丁烷27.8019.750.000.000.007.980.110.000.002戊烷36.1046.75

9、0.000.000.0011.070.150.000.0032,2-二甲基丁烷50.00273.250.020.000.0019.300.260.000.0042-甲基戊烷60.001350.500.110.000.0028.470.380.000.0053-甲基戊烷63.30873.250.070.000.007.370.100.000.006己烷69.001100.750.090.000.001.270.020.000.0072,2-二甲基戊烷79.20164.000.010.000.000.000.002.230.008甲基环戊烷71.80342.380.030.000.000.110.

10、000.000.0093,3-二甲基戊烷86.00792.750.060.000.000.000.00784.070.20102-甲基己烷90.00792.750.060.010.000.000.00792.670.20112,3-二甲基戊烷89.80281.250.020.000.000.000.00281.220.07123-甲基己烷92.00964.380.080.420.000.000.00963.950.25133-乙基戊烷93.501087.500.0915.870.000.000.001071.630.2714庚烷98.50749.250.06736.570.170.000.00

11、12.680.001234骨口. 序号组成沸点kg/hwt/%kg/hwt/%kg/hwt/%kg/hwt/%12-甲基丁烷27.8011.230.020.540.0000002戊烷36.1031.980.063.700.00000032,2-二甲基丁烷50.00131.500.25122.450.060.000.000.000.0042-甲基戊烷60.00 250.990.47 1070.910.550.140.000.000.0053-甲基戊烷63.30104.210.20735.490.3826.180.020.000.006己烷69.000.300.005.060.00 1069.55

12、0.9724.570.0572,2-二甲基戊烷79.200.000.000.000.000.000.00161.760.308甲基环戊烷71.800.000.000.010.002.830.00339.430.6393,3-二甲基戊烷86.000.000.000.000.000.000.008.680.02102-甲基己烷90.000.000.000.000.000.000.000.060.00112,3-二甲基戊烷89.800.000.000.000.000.000.000.020.00123-甲基己烷92.000.000.000.000.000.000.000.010.00133-乙基戊烷

13、93.500.000.000.000.000.000.000.000.0014庚烷98.500.000.000.000.000.000.000.000.00物料衡算原料处理量：10万吨/年，年操作8000小时，连续、10 104 1038000=12500 kg/h总物料衡算F = D + W12500kg/h=75.578+530.207+1938.161+1098.691+4414.376+3908.459+534.529kg/h 可得出：物料进出守恒。2.热量衡算2.1原料预热器(E-101)热量衡算查Aspen物性数据库的t = 368.15K时各物质定压比热容如下:组分Cp/kJ/k

14、molkmol/h2-甲基丁烷184.1850.274戊烷183.5310.6482,2-二甲基丁烷208.5233.1712-甲基戊烷211.76615.6713-甲基戊烷209.55310.133己烷211.28412.7732,2-二甲基戊烷243.8371.637甲基环戊烷174.7944.0683,3-二甲基戊烷239.5277.9112-甲基己烷238.3777.9112,3-二甲基戊烷236.0942.8073-甲基己烷239.0999.6243-乙基戊烷236.83810.853庚烷239.7367.4773-甲基-3-己烯270.9960.3173-甲基-2-己烯270.51

15、80.3871,1,2,2-四甲基环丙烷274.6480.6722,2-二甲基己烷274.9940.3882,5-二甲基己烷266.5450.3412,4-二甲基己烷268.7741.5213,3-二甲基己烷269.8020.7652,3-二甲基己烷267.8242.3582-甲基庚烷268.0291.7784-甲基庚烷196.0710.3863-甲基庚烷300.2430.275辛烷196.7832.152乙苯192.1122.5982-甲基辛烷296.5680.185邻二苯221.8530.240间二苯225.4570.956壬烷225.1094.015异丙苯225.4591.693丙苯21

16、6.2271.801邻乙基甲苯217.9507.1471,2,3-三甲基苯222.0281.324间乙基苯203.4420.155Q1 =qmFCpA t=567.874 kW2.2初馏塔塔顶冷凝器（E-102）热量衡算查Aspen物性数据库各组分在345.9K的汽化潜热及摩尔流率：组分r/kJ/kmolkmol/h2-甲基丁烷22355.5090.274戊烷23773.4320.6482,2-二甲基丁烷25215.7733.1712-甲基戊烷27182.74115.6713-甲基戊烷27724.18910.133己烷28548.94012.7732,2-二甲基戊烷29714.8961.637

17、甲基环戊烷29127.6334.0683,3-二甲基戊烷30458.3547.9112-甲基己烷31748.8197.9112,3-二甲基戊烷31434.9032.8073-甲基己烷32163.0509.6203-乙基戊烷32179.59310.694庚烷33434.7320.127由上述数据得出：Q2 = qmDr=716.204kW2.3初馏塔塔釜再沸器（E-103）热量衡算查Aspen物性数据库各组分在K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分r/kJ/kmolkmol/h3-甲基己烷27939.6880.0043-乙基戊烷28189.4550.158庚烷29014.8737.3513-甲基-3-

18、己烯29909.5150.3173-甲基-2-己烯30513.4280.3871,1,2,2-四甲基环丙烷30431.9860.6722,2-二甲基己烷30733.5210.3882,5-二甲基己烷31552.2650.3412,4-二甲基己烷32042.5771.5213,3-二甲基己烷32117.0230.7652,3-二甲基己烷32324.6652.3582-甲基庚烷33590.2581.7784-甲基庚烷35344.1160.3863-甲基庚烷36500.6160.275辛烷36927.3582.152乙苯36079.0852.5982-甲基辛烷38001.3640.185邻二苯379

19、22.1800.240间二苯39177.7340.956壬烷40285.3184.015异丙苯42124.3011.693丙苯39546.3321.801邻乙基甲苯40588.0017.1471,2,3-三甲基苯40981.6741.324间乙基苯41805.8650.155Q3 =qmwi r=388.122 kW2.4初馏塔塔底冷却器热量衡算查Aspen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(kJ/kmol.k)kmol/h3-乙基戊烷216.3830.16庚烷220.7987.353-甲基-3-己烯243.3790.323-甲基-2-己烯242.3940.391

20、,1,2,2-四甲基环丙烷245.7180.672,2-二甲基己烷245.1510.392,5-二甲基己烷236.1960.342,4-二甲基己烷241.9331.523,3-二甲基己烷241.9590.762,3-二甲基己烷240.7562.362-甲基庚烷244.1551.784-甲基庚烷178.0620.393-甲基庚烷269.7640.27辛烷180.6412.15乙苯174.3422.602-甲基辛烷267.7810.19邻二苯200.6841960.24间二苯203.1483720.96壬烷205.4826164.02异丙本204.9270571.69丙本192.871191.80

21、邻乙基甲苯195.9257947.151,2,3-三甲基苯201.2021931.32间乙基苯182.4122140.16Q4 = qmDiCp t=266.576 kW2.5脱C5塔塔顶冷凝器热量衡算查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r/kJ/kmolkmol/h2-甲基丁烷21681.4940.111戊烷23078.5660.1532,2-二甲基丁烷24483.5590.2242-甲基戊烷26395.5720.3303-甲基戊烷26930.1640.086己烷27718.8970.0152,2-二甲基戊烷28808.5070.000甲基环戊烷28391

22、.5130.001Q5 = qmD2r=6.359kW2.6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r/kJ/kmolkmol/h2-甲基丁烷19706.2580.163戊烷21105.7070.4952,2-二甲基丁烷22698.5472.9472-甲基戊烷24483.18215.3413-甲基戊烷25013.13910.048己烷25726.28612.7582,2-二甲基戊烷26853.0071.637甲基环戊烷26666.2564.0673,3-二甲基戊烷27790.7317.9112-甲基己烷28924.2447.9112,3

23、-二甲基戊烷28699.7902.8073-甲基己烷29278.0689.6203-乙基戊烷29426.38810.694庚烷30411.6840.127Q6 =qmw2=643.755kW 2.7脱C5塔塔顶冷却器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在352.7K的定压比热容及摩尔流率如下:组分Cp(kJ/kmol.k)kmol/h2-甲基丁烷171.3590.111戊烷173.1600.1532,2-二甲基丁烷189.8170.2242-甲基戊烷194.2000.3303-甲基戊烷192.7250.086己烷196.9540.0152,2-二甲基戊烷219.9140.000甲基环戊烷158

24、.4420.001t =352.7-296.仁56.6KQ7 = qmsCpt=2.701kW2.8脱C6塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在360.1K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分r/kJ/kmolkmol/h2-甲基丁烷21348.6640.000戊烷22750.0320.0002,2-二甲基丁烷24220.2912.9472-甲基戊烷26113.12915.3413-甲基戊烷26648.03310.048己烷27428.06212.7582,2-二甲基戊烷28556.7631.614甲基环戊烷28140.6034.0673,3-二甲基戊烷29365.8700.0872-甲

25、基己烷30595.5410.001Q8 = qmD3r=347.992kW2.9脱C6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r/kJ/kmolkmol/h2-甲基戊烷23979.1840.0003-甲基戊烷24512.4990.000己烷25208.2990.0002,2-二甲基戊烷26380.6240.022甲基环戊烷26233.8910.0003,3-二甲基戊烷27381.1687.8252-甲基己烷28484.9547.9112,3-二甲基戊烷28278.9322.8073-甲基己烷28824.4269.6203-乙基戊烷29007.

26、65610.694庚烷29938.7400.127Q9 =qmw3=308.565 kW2.10脱C6塔塔底冷却器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在296.1K的定压比热容及摩尔流率如下:组分Cp(kJ/kmol.k)kmol/h3-甲基戊烷194.2050.000己烷192.7300.0002,2-二甲基戊烷196.9600.000甲基环戊烷219.9190.0223,3-二甲基戊烷158.4460.0002-甲基己烷214.7167.8252,3-二甲基戊烷216.1397.9113-甲基己烷210.8982.8073-乙基戊烷216.6969.620庚烷216.36010.6943-

27、甲基-3-己烯220.7760.127t = 394.7- 296.1=98.6KQ10 = qmC3Cgt=230.424kW2.11异己烷塔塔顶冷凝器热量衡算查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r/kJ/kmolkmol/h2-甲基丁烷22114.3140.156戊烷23522.0760.4432,2-二甲基丁烷24934.5851.5262-甲基戊烷26880.8672.9123-甲基戊烷27419.2621.209己烷28229.6550.003Q11 =qmD4r=45.406kW 2.12异己烷塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在3

28、96.2K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分r/kJ/kmolkmol/h2,2-二甲基丁烷23706.9230.0002-甲基戊烷25562.3660.0023-甲基戊烷26095.4750.304己烷26853.48912.6962,2-二甲基戊烷27989.4931.614甲基环戊烷27641.1834.0673,3-二甲基戊烷28845.7970.0872-甲基己烷30044.3950.0012,3-二甲基戊烷29782.5690.0003-甲基己烷30421.9260.0003-乙基戊烷30516.4900.000Qi2=qmwir=141.395kW2.13异己烷塔塔顶冷却器热量衡算查

29、Aspen物性数据库各组分在296.1K的定压比热容及摩尔流率如下:组分Cp(kJ/kmol.k)kmol/h2-甲基丁烷171.3830.156戊烷173.1820.4432,2-二甲基丁烷189.8381.5262-甲基戊烷194.2202.9123-甲基戊烷192.7421.209己烷196.9720.003t = 347.4- 296.1=51.3KQ13 =qmDjCpAt=16.994kW 2.14异己烷塔侧线冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在353.8K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分r/kJ/kmolkmol/h21744.5820.008163.16323149.69

30、10.0511187.68324594.3931.42134947.78426515.07512.427329496.81727051.8918.535230879.48227848.2080.0591632.58428508.4330.0003.983Qi4=qmtsr=166.198kW 2.15异己烷塔侧线冷却器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在296.1K的定压比热容及摩尔流率如下:组分Cp(kJ/kmol.k)kmol/h2-甲基丁烷171.3820.008戊烷173.1810.0512,2-二甲基丁烷189.8371.4212-甲基戊烷194.21912.4273-甲基戊烷19

31、2.7428.535己烷196.9720.059t = 353.8- 296.1=57.7KQ15 =qmdCpt=69.721kW 2.16正己烷塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在341.7K的汽化潜热及摩尔流率如下:组分r/kJ/kmolkmol/h2,2-二甲基丁烷25434.4140.0002-甲基戊烷27417.9860.0023-甲基戊烷27960.5410.304己烷28794.20112.4112,2-二甲基戊烷29956.8070.000甲基环戊烷29343.2820.034Q16=qmtsr=101.914kW2.17正己烷塔塔底再沸器热量衡算查Aspen物

32、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/kJ/kmolkmol/h己烷27889.5440.2852,2-二甲基戊烷29049.3521.614甲基环戊烷28548.0644.0333,3-二甲基戊烷29839.3040.0872-甲基己烷31095.2460.001Q17=qmtjr=47.943kW2.18正己烷塔塔顶冷却器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在296.1K的定压比热容及摩尔流率如下:组分Cp(kJ/kmol.k)kmol/h2,2-二甲基丁烷189.8620.0002-甲基戊烷194.2420.0023-甲基戊烷192.7620.304己烷196.9

33、9312.4112,2-二甲基戊烷219.9520.000甲基环戊烷158.4690.034t = 341.7- 296.1=45.6KQ18 =qmCpAt=31.782kW 2.19正己烷塔塔底冷却器热量衡算查Aspen物性数据库各组分在296.1K的定压比热容及摩尔流率如下:己烷196.9850.2852,2-二甲基戊烷219.9451.614甲基环戊烷158.4644.0333,3-二甲基戊烷214.7400.0872-甲基己烷216.1630.0012,3-二甲基戊烷210.9180.0003-甲基己烷216.7170.000t = 355.6- 296.1=59.5KQ19 =qm

34、V5CpAt=17.670kW 2.20系统热量衡算外界向系统提供的热量 Q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=Qi + Q3 + Q6 + Q9+ Q12+Q17=567.874+388.122+643.755+308.565+141.395+47.943= 2097.654kWQ 移=Q2 + Q4 + Q5 + Q7 + Q8 + Q10 + Q11 + Q13 + Q13 + Q14 + Q15 + Q18 + Q19=716.204+266.576+6.359+2.701+347.992+230.429+45.406+316.994+16.198+6 9.721

35、+101.914+31.782+17.670=-019.940 kWQ损=Q加+ Q移= 2097.654-2019.940= 77.714 kW3. 精馏塔的设计3.1 精馏塔的工艺计算（1）塔板数 NT 理论板数求取用Aspen工程软件中的严格计算的模块（RadFraC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99.9%。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：T-101塔 总理论板数Nt = 131（包括再沸器）NF = 63T-102塔总理论板数Nt = 34（包括再沸

36、器）NF = 18T-103塔总理论板数Nt = 104（包括再沸器）NF = 52T-104塔总理论板数NT = 88（包括再沸器）NF = 44T-105塔总理论板数Nt = 140（包括再沸器）NF = 75 实际板数的求取全塔效率为 65%T-101 塔 精馏段实际板数n精= 62/0.6596提馏段实际板数n提=69/0.65 =107T-102塔 精馏段实际板数n精= 17/0.6527提馏段实际板数n提=17/0.65 =27T-103 塔精馏段实际板数N精= 51/0.6579提馏段实际板数N提：= 53/0.65 =82T-103 塔精馏段实际板数N精= 43/0.6567提

37、馏段实际板数N提= 45/0.65 =70T-103 塔精馏段实际板数N精= 74/0.65114提馏段实际板数N提= 66/0.65 =1023.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（ 1） 塔径的计算根据 Aspen 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 D=2.0m ，取板间距 HT=0.6 ，塔截面积 AT=3.1420 脱 C5 塔D=0.6m ，取板间距 HT=0.4 ，塔截面积 AT=0.2610脱 C6 塔D=1.4m ，取板间距 HT=0.4 ，塔截面积 AT=1.5390异己烷塔D=2.6m ，取板间距 HT=0.6 ，塔截面积 AT=5.3090正己烷塔D

38、=2.6m ，取板间距 HT=0.6 ，塔截面积 AT=5.3090（ 2） 精馏塔有效高度的计算 初馏塔 精馏段有效高度为：Z 精 1( N 精 1 - 1) HT(96 1) 0. 657m提馏段有效高度为：Z 提i(N 提 1 - 1)HT(107 1) 0.663. 6m在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：ZiZ精iZ提i0. 8 121. 4m脱 C5 塔精馏段有效高度为：Z 精 2( N 精 2 - 1)HT(27 1) 0. 410.4m提馏段有效高度为：Z 提 2( N 提 2 - 1)HT(27 1) 0. 410.4m在进料板上方留 0.8m 的空间，故

39、精馏塔的有效高度为：Z2Z精2Z提20.8 21.6m脱 C6 塔精馏段有效高度为：Z 精3( N精 3 - 1)HT(79 1) 0. 431.2m提馏段有效高度为：Z 提 3( N 提 3 - 1)HT(82 1) 0. 432.4m在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：Z3Z精3Z提30.8 64.4m异己烷塔 精馏段有效高度为：Z精4（N精4-1）Ht（671）0. 639.6m提馏段有效高度为：Z 提4（N提4- 1）Ht（701）0.641.4m在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为：Z4Z精4Z提40. 881.8m正己烷塔精馏段有效高度为：Z精5（

40、 N精5-1）Ht（1141）0. 667.8m提馏段有效高度为：Z提5（ N提5-1）Ht（1021）0.460.6m在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为：Z5 Z精 5Z提50. 8129.2m3.3塔板主要工艺尺寸以脱C5塔为例（1）溢流装置计算因塔径D = 0.6 m，科选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 堰长I w取lw0. 7D0. 7 0. 60.42m 溢流堰高度how由hw hL how，选用平直堰化工原理下册 式10-34how2.8410 3E 5l w近似取E 1，2/ 31.810 336000. 42Lh =1.810-3 m3/s则 how 2.

41、8410=0.018m < 0.006m所以选取齿形堰化工原理下册 10-352/5how1.17Ls hn设齿深hn 0.007mhow1. 171.810 32 / 50. 0070.42=0.018 m由lw / D 0.7，查化工原理下册 图10-40得;A0.09Wd0.1DA0. 09Ar0. 0920.26100.0235mW0. 1D0. 1 0.60.06m板上液层高度 50mmhwhLh°w0. 050. 0180.032m弓形降液管宽度Wd和截面积Af验算液体正在降液管中停留时间，即:93600A Ht36000.02350.41.8010 336005.

42、22s5s故设计合理降液管底隙高度ho由化工原理课程设计式3-14hohw0. 0060.0320.006选用凹形受液盘，深度h w60mm（2）塔板布置 塔板的分块因D = 0.6m，故塔板不分块 边缘区宽度确定取 Ws = W's= 0.065 m0. 026mWc = 0.04 m开孔面积计算开孔面积Aa按化工原理下册 式10-34,即:Aax-.r2x'2 1n2r801 xsinrx r22n2 1 Xxr sin180r其中x1xD/2(WWS)0. 6 / 2(0. 060. 065)0. 175mrD/2WC0.6/20. 040. 26m故A20.1750.2

43、62 0.1752n20.262 sin1 0. 1751800. 262=0.1671 m筛孔计算及其排列本设计任务中的物系无腐蚀性，可选用S = 3mm碳钢板，取筛孔的直径d0 = 5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心据 t为：t 3d。3 5 15mm筛孔数目n为：1.155A1.155 0.1671门 c人n2一2858个t20. 0152开孔率为：bAo/Aa 0.907/(t/do)2 10.1%气体通过筛孔的气速为：u0VS / A)0. 0713 /( 0. 101 0. 1671)4. 22m/ s3.4筛板的流体力学验算（1）干板阻力he计算干板阻力he由化工原理课程设计式

44、3-26计算2he丄丄2glu0C0V =8.114 kg/m3L =589.02 kg/m3由/d。 3/5 0.6查化工原理下册 图10-45得C0=0.7528. 1144.22he0. 051C589. 020.75=0.0222 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h1由化工原理课程设计式 3-31计算h1UahLVs0. 0713A A0. 26100. 0235=0.864m/sF。0. 8648. 1141/ 2 # 1 / 22. 46 kg / s m查化工原理下册 图10-46得 0. 58h1hL0.580. 05（3）液体表面张力的阻力h液体表

45、面张力所产生的阻力h4 l410. 390. 029m计算由化工原理课程设计式3-34计算10 3Lgd0589.02 9.81 0. 005=0.0014 m气体通过每层塔板的液柱高度hphp 九 h h0. 02220. 0290. 0014=0.0526 m气体通过每层塔板的压降为：Pphp Lg0. 0526589. 029. 810. 304kPa 0. 7kPa3.5塔板负荷性能图（1）漏液线由化工原理课程设计式3-38u0,minVs,minhow1.17how2.84得：Vs0,minIA 4.4C° 0.0056 0.13 hw hoWh l / v2/5L 0.0

46、072/50.222Ls0.32/ 310 3E Lh4.4C0A0 . 0.0056 0.13 hw how h l / vlw4.40. 1010.750. 16710. 00560. 13hw2 / 31. 1895Ls0.0014589. 028. 114/2/ 30. 4745. 0. 009580. 1546Ls液沫夹带线0.1kg液/kg气为限，求Vs Ls关系如下:ahf（2）以e由化工原理课程设计式3-363.25.7 10 6 _u H?hfHt2.5hL2. 50. 08hf2.5( hw(0. 032；2.973L0.40. 32h°w).2/ 31. 199Ls)2/s2/ 30. 082. 38L,2/ 32. 973Ls3.2ev5. 710310. 39104. 21V3整理的：Vs0.387（3）液相负荷下限线 取堰上液层高度how2/ 50. 322. 973Lh2/ 33. 59Lh0. 10.006m，齿深 0.15m2/ 33Lhhow2.84 10 3Eg =0.006竺4Ls 3600=1.19Ls2/310000. 42得:(4)以Ls, mis3. 57810 4m3 / s液相负荷下限线4 s作为液体在降液管中停留时间的下限