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1、 561团队参赛作品华南地区第三届大学生化工设计创业大赛广东致远化工有限公司30万吨/年C5/C6异构化装置指导老师：程丽华茂名学院化工与环境工程学院“561”参赛组提交目 录1脱异戊烷塔11.1脱异戊烷塔的物料衡算11.2塔板数的确定21.3适宜进料位置31.4塔径的计算31）精馏段的气、液相负荷：32）精馏段的气、液相体积流率：33）塔径的计算44）溢流装置55）塔板布置及浮阀数目与排列66）塔板流体力学验算77）塔板负荷性能图91.5脱异戊烷塔的高度141）塔的有效高度142）塔的附加高度143) 塔的总高度14141脱异戊烷塔1.1脱异戊烷塔的物料衡算塔顶馏出液中占其总量的97，塔底釜
2、液中占其总量的98，进料温度为101。原料的进料质量流率为：原料的平均摩尔质量为：进料各组分的摩尔分数如表1.1（1）：表1.1（1）进料各组分的摩尔分序号组分质量分数摩尔分数123456789101112131415异丁烷正丁烷2，2-二甲基丁烷异戊烷正戊烷2-甲基戊烷3-甲基戊烷正己烷甲基环戊烷环己烷苯大于碳七组分辛烷值（马达法）辛烷值（研究法）密度（20）1.233.274.7614.0916.0618.4411.6216.5010.180.850.822.1868.870.3656.90.01720.04570.044080.1580.1810.1740.1090.1550.09590
3、.00820.00850.0027塔顶产品摩尔流率：塔底产品摩尔流率： 塔顶产品各组分的有关数据如表1.1（2）：表1.1（2）塔顶产品各组分参数序号组分摩尔流率摩尔分数12345异丁烷正丁烷2，2-二甲基丁烷异戊烷正戊烷8.854623.526422.692478.89821.86360.06520.17320.16700.58080.0137塔底产品各组分的有关数据如表1.1（3）：表1.1（3）塔底产品各组分参数序号组分摩尔流率摩尔分数456789101112异戊烷正戊烷2-甲基戊烷3-甲基戊烷正己烷甲基环戊烷环己烷苯大于碳七组分2.440291.315289.575256.113279
4、.794049.36934.22144.37581.39000.006440.24100.23640.14810.21060.13030.01110.01150.003671.2塔板数的确定由方程和用试差法可计算在上述条件下的最小回流比为，取查资料可得以异戊烷为基准组分时，异戊烷的相对挥发度为1，正戊烷的相对挥发度为0.835，则异戊烷、正戊烷组分相对挥发度的平均值为：由Fenske方程可得最少理论塔板数为：因,则可由Gilliland图查得，即,解得N=561.3适宜进料位置用Kirkbride公式可求得适宜进料位置： 解得 故进料板在第30块（自上而下）1.4塔径的计算1）精馏段的气、液相
5、负荷：2）精馏段的气、液相体积流率： 由资料查得塔顶各组分在76、0.3MPa下的气体密度和液体密度如下表：表1.4塔顶各组分气体密度和液体密度序号组分摩尔流率气体密度液体密度12345异丁烷正丁烷2，2-二甲基丁烷异戊烷正戊烷0.06520.17320.16700.58080.013719.0827.2013.8315.6714.85505.64476.34593.22558.28564.98塔顶气相平均密度为： 塔顶液相平均密度为： 塔顶各组分的平均摩尔质量为： 精馏段的气、液相体积流率为：3）塔径的计算 由可算得，式中C可近似等于 ， 其中的可由 化工原理下册图3-5查取。图的横坐标为取
6、板间距，板上液层高度,则查图3-5得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为塔截面积：实际空塔气速：4）溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：（1）堰长：取堰长，即（2）出口堰高： 采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，即近似取，则可由化工原理下册的列线图3-9查出值。因，由该图查得，则 （3）弓形降液管宽度和面积：用化工原理下册图3-10求取及，因为 由该图查得：，则 依下式验算液体在降液管中停留时间，即停留时间5s，故降液管尺寸可用。（4）降液管底隙高度 取降液管底隙处液体流速，则 取5）塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子，则 每层塔板上的浮阀数为： 取
7、边缘区宽度，破沫区宽度。则可计算塔板上的鼓泡区面积，即 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距，则可按下式估算排间距，即 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用73mm，而应小于此值，故取。 按，以等腰三角形叉排方式排得的阀数为500个。 按重新核算孔速及阀孔动能因数： 阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。 塔板开孔率6）塔板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的压强降 干板阻力： 因，故干板阻力板上充气液层阻力：本设备分离油品混合物，液相为油，可取充气系数。则 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因
8、此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液住高度为则 单板压降（2）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度，。而 与气体通过塔板的压强降所相当的液住高度：前已算出液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故有板上液层高度：前已选定板上液层高度为则 则，又已选定 。则可见，符合防止淹塔的要求。（3）雾沫夹带 计算泛点率及 板上液体流径长度 板上液流面积 按表3-5取物性系数，又由图3-13查得泛点负荷系数，将以上数值入上两式，得计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。7）塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线 按泛点率为80%计算如下：整理得 或 （1）由式（1）
9、知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依式（1）算出相应的值列于附表1中。据此，可做出雾沫夹带（1）。附表10.002 0.0101.8284 1.8271（2）液泛线 联立以上的式，得由上式确定液泛线。忽略式中，将相应的公式代入上式，得 因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即式中阀孔数与孔径亦为定值，因此可将上式简化成与的如下关系式：即 或 （2） 在操作范围内任取若干个值，依式（2）算出相应的值列于本例附表2中。附表20.001 0.005 0.009 0.0133.14 3.07 3.02 2.97据表中数据做出液泛线（2）。（3）液相负荷上限线 液
10、体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。液体在降液管内停留时间为以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （3）求出上限液体流量值（常数）。在图上液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线（3）。（4）漏夜线 对于F1型重阀，依计算，则。又知 则得 以作为规定气体最小负荷的标准，则 （4）据此做出与液体流量无关的水平漏夜线（4）。(5)液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，以的计算式计算出的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线（5）。取，则 （5）根据附表1、2及式（3）、（4）、（5）可分别做出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）
11、共五条线，见附图1.由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按照固定的液气比，由附图1查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以现将计算结果汇总列于附表3中。附表3 浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径板间距塔板形式空塔气速堰长堰高板上液层高度降液管底隙高度浮阀数阀孔气速阀孔动能因数临界阀孔气速孔心距排间距单板压降液体在降液管内停留时间降液管内清液层高度泛点率/%气相负荷上限气相负荷下限操作弹性2.40.50单溢流弓形降液管0.30881.920.0030.050.105002.349.812.50.0750.0653087.910.11413.61.82840.71252.57分块式塔板等腰三角形叉排指同一横排的孔心距指相邻二横排的中心线距离雾沫夹带控制漏液控制1.5脱异戊烷塔的高度1）塔的有效高度取板间距为，则脱异戊烷塔精馏段的有效高度为：脱异戊烷塔提馏段的有效高度为： 2）塔的附加高度 沉降高度取1.8m进料附加高度取1.8m塔底附加高度取1.8m在进料、塔底、塔顶处分别设一个人孔，其高度为0.5m3) 塔的总高度
