5.脫異戊烷塔設計說明書

1、廣東致遠化工有限公司廣東致遠化工有限公司 30 萬噸萬噸/年年 c5/c6異構化裝置異構化裝置 指導老師：程麗華 茂名學院化工與環(huán)境工程學院 “561”參賽組提交 華南地區(qū)第三屆大學生化工設計創(chuàng)業(yè)大賽 目目 錄錄 1 1 脫異戊烷塔脫異戊烷塔 .1 1.1 脫異戊烷塔的物料衡算脫異戊烷塔的物料衡算.1 1.2 塔板數的確定塔板數的確定.2 1.3 適宜進料位置適宜進料位置.3 1.4 塔徑的計算塔徑的計算.3 1）精餾段的氣、液相負荷：.3 2）精餾段的氣、液相體積流率：.3 3）塔徑的計算.4 4）溢流裝置.5 5）塔板布置及浮閥數目與排列.6 6）塔板流體力學驗算.7 7）塔板負荷性能圖.

2、9 1.5 脫異戊烷塔的高度脫異戊烷塔的高度.14 1）塔的有效高度.14 2）塔的附加高度.14 3) 塔的總高度.14 1 1 脫異戊烷塔脫異戊烷塔 1.1 脫異戊烷塔的物料衡算脫異戊烷塔的物料衡算 塔頂餾出液中占其總量的 97，塔底釜液中占其總量的 125h cn 125h ci 98，進料溫度為 101。 原料的進料質量流率為：hkghtatm/41700/ 7 . 41/300000 原料的平均摩爾質量為：kmolkgm/81 進料各組分的摩爾分數如表 1.1（1）： 表 1.1（1）進料各組分的摩爾分 序號組分質量分數% i w摩爾分數 i x 1 2 3 4 5 6 7 8 9

3、10 11 12 13 14 15 異丁烷 正丁烷 2，2-二甲基丁烷 異戊烷 正戊烷 2-甲基戊烷 3-甲基戊烷 正己烷 甲基環(huán)戊烷 環(huán)己烷 苯 大于碳七組分 辛烷值（馬達法） 辛烷值（研究法） 密度（20） 1.23 3.27 4.76 14.09 16.06 18.44 11.62 16.50 10.18 0.85 0.82 2.18 68.8 70.3 656.9 0.0172 0.0457 0.04408 0.158 0.181 0.174 0.109 0.155 0.0959 0.0082 0.0085 0.0027 塔頂產品摩爾流率： hkmol fxfxxfd i i /84.

4、135 0181 . 0 8 . 514)98. 01 (158 . 0 8 . 51497 . 0 )04408 . 0 0457. 00172 . 0 ( 8 . 514 )98 . 0 1 (97 . 0 )( 54 3 3 1 塔底產品摩爾流率： hkmol fxfxxfw i i /96.378 158. 08 .514)97 . 0 1 (181 . 0 8 . 51498 . 0 )181 . 0 158 . 0 04408. 00457 . 0 0172 . 0 1 (8 .514 )97. 01 (98 . 0 )1 ( 45 5 1 塔頂產品各組分的有關數據如表 1.1（2

5、）： 表 1.1（2）塔頂產品各組分參數 序號組分 摩爾流率 hkmoldi/ 摩爾分數 i x 1 2 3 4 5 異丁烷 正丁烷 2，2-二甲基丁烷 異戊烷 正戊烷 8.8546 23.5264 22.6924 78.8982 1.8636 0.0652 0.1732 0.1670 0.5808 0.0137 塔底產品各組分的有關數據如表 1.1（3）： 表 1.1（3）塔底產品各組分參數 序號組分 摩爾流率 hkmoldi/ 摩爾分數 i x 4 5 6 7 8 9 10 11 12 異戊烷 正戊烷 2-甲基戊烷 3-甲基戊烷 正己烷 甲基環(huán)戊烷 環(huán)己烷 苯 大于碳七組分 2.4402

6、91.3152 89.5752 56.1132 79.7940 49.3693 4.2214 4.3758 1.3900 0.00644 0.2410 0.2364 0.1481 0.2106 0.1303 0.0111 0.0115 0.00367 1.2 塔板數的確定塔板數的確定 由方程和用試差法可計算在上述條件下的 i m dii m a xa r , 1 i fii a xa q , 1 最小回流比為，取53 . 4 min r154 . 8 8 . 1 min rr 查資料可得以異戊烷為基準組分時，異戊烷的相對揮發(fā)度為 1，正戊烷的相 對揮發(fā)度為 0.835，則異戊烷、正戊烷組分相對

7、揮發(fā)度的平均值為： 198. 1 835. 0 1 , h l avlh a a a 由 fenske 方程可得最少理論塔板數為： 79.40 198 . 1 log ) 00644 . 0 2410 . 0 0137 . 0 5808 . 0 log( log )log( , min avlh lb hb hd ld a x x x x n 因,則可由 gilliland 圖查得，即396 . 0 1154. 8 53 . 4 154. 8 1 min r rr 27 . 0 1 min n nn ,解得 n=56270 . 0 1 79.40 n n 1.3 適宜進料位置適宜進料位置 用

8、kirkbride 公式可求得適宜進料位置： 56 9308 . 0 03112 . 0 ) 0137 . 0 00644 . 0 ( 84.135 96.378 158 . 0 181 . 0 log206 . 0 log 2 sr s r s r nn n n n n 又因 即 解得 29 s n27 r n 故進料板在第 30 塊（自上而下） 1.4 塔徑的計算塔徑的計算 1）精餾段的氣、液相負荷： hkmoldrv hkmolrdl /479.124384.135) 1154 . 8 () 1( /639.110784.135154 . 8 2）精餾段的氣、液相體積流率： 由資料查得塔

9、頂各組分在 76、0.3mpa 下的氣體密度和液體密度如下表： 表 1.4 塔頂各組分氣體密度和液體密度 序號組分摩爾流率 氣體密度 3 /mkg 液體密度 3 /mkg 1 2 3 4 5 異丁烷 正丁烷 2，2-二甲基丁烷 異戊烷 正戊烷 0.0652 0.1732 0.1670 0.5808 0.0137 19.08 27.20 13.83 15.67 14.85 505.64 476.34 593.22 558.28 564.98 塔頂氣相平均密度為： 5 1 20.271732. 008.190652. 0 i iivm x 85.140137 . 0 67.155808 . 0 8

10、3.131670 . 0 3 /57.17mkg 塔頂液相平均密度為： 98.5640137 . 0 28.5585808. 022.5931670. 034.4761732 . 0 64.5050652. 0 5 1 i iilm x 3 /53.546mkg 塔頂各組分的平均摩爾質量為： 5 1 720137 . 0 725808 . 0 861670 . 0 581732 . 0 580652 . 0 i iim mxm kmolkg /99.70 精餾段的氣、液相體積流率為： sm vm v vm m s /396 . 1 57.173600 99.70479.1243 3600 3

11、sm lm l lm m s /040 . 0 53.5463600 99.70639.1107 3600 3 3）塔徑的計算 由可算得，式中 c 可近似等于 ， 其中的可由 v vl cu maxmax u 20 c 20 c 化工原理下冊圖 3-5 查取。圖的橫坐標為 1598 . 0 57.17 53.546 3600396 . 1 3600040 . 0 2 1 2 1 v l h h v l 取板間距，板上液層高度,則mht50 . 0 mhl05 . 0 mhh lt 45 . 0 05 . 0 50 . 0 查圖 3-5 得083 . 0 20 cc smu/455. 0 57.

12、17 57.1753.546 083 . 0 max 取安全系數為 0.7，則空塔氣速為： smuu/3185 . 0 455 . 0 7 . 07 . 0 max m u v d s 36 . 2 3185 . 0 396 . 1 44 按標準塔徑圓整后為md4 . 2 塔截面積： 222 52 . 4 4 . 2 44 mdat 實際空塔氣速：sm a v u t s /3088 . 0 52 . 4 396 . 1 4）溢流裝置 選用單溢流弓形降液管，不設進口堰。各項計算如下： （1）堰長：取堰長，即 w ldlw8 . 0 mlw92 . 1 4 . 28 . 0 （2）出口堰高： w

13、 h owlw hhh 采用平直堰，堰上液層高度可依下式計算，即 ow h 3 2 1000 84 . 2 w h ow l l eh 近似取，則可由化工原理下冊的列線圖 3-9 查出值。1e ow h 因，由該圖查得，則mlw92 . 1 hmlh/1443600040 . 0 3 mhow047. 0 mhw003 . 0 （3）弓形降液管寬度和面積：用化工原理下冊圖 3-10 求取及， d w f a d w f a 因為 8 . 0 d lw 由該圖查得：，則140 . 0 t f a a 2 . 0 d wd mw ma d f 48 . 0 4 . 22 . 0 6328 . 0

14、52 . 4 140 . 0 2 依下式驗算液體在降液管中停留時間，即 s l ha l ha s tf h tf 91 . 7 040 . 0 5 . 06328 . 0 3600 停留時間5s，故降液管尺寸可用。 （4）降液管底隙高度 o h 3600 ow s ow h o ul l ul l h 取降液管底隙處液體流速，則smuo/20 . 0 取104 . 0 20 . 0 92 . 1 040 . 0 o hmho10 . 0 5）塔板布置及浮閥數目與排列 取閥孔動能因子，則10 o f sm f u v o o /38 . 2 57.17 10 每層塔板上的浮閥數為： 491 3

15、8 . 2 )039 . 0 ( 4 396 . 1 4 22 oo s ud v n 取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度。則可計算塔板上的鼓泡mwc06 . 0 mws10 . 0 區(qū)面積，即 2222 222 68 . 2 14 . 1 62 . 0 arcsin14 . 1 180 62 . 0 14 . 1 62 . 0 2 62 . 0 10 . 0 48 . 0 2 4 . 2 2 14 . 1 06 . 0 2 4 . 2 2 arcsin 180 2 ma mww d x mw d r r x rxrxa a sd c a 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距，mmmt07

16、5 . 0 75 則可按下式估算排間距，即 t mm nt a t a 73073 . 0 075 . 0 491 68 . 2 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也要 占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 73mm，而應小于此值，故取 。mmmt065. 065 按，以等腰三角形叉排方式排得的閥數為 500 個。mmt75mmt65 按重新核算孔速及閥孔動能因數：500n 81 . 9 57.1734 . 2 /34 . 2 500039 . 0 4 396 . 1 2 o o f smu 閥孔動能因數變化不大，仍在 912 范圍內。 o f 塔板開孔率% 6

17、 . 13%100 34 . 2 3185 . 0 o u u 6）塔板流體力學驗算 （1）氣相通過浮閥塔板的壓強降 pcl hhhh 干板阻力： 1.825 73.1 2.18/ 17.57 oc um s 因，故干板阻力 ooc uu 0.1750.175 (2.38) 19.919.90.0424 546.53 o c l u hm 液柱 板上充氣液層阻力：本設備分離油品混合物，液相為油，可取充氣系數。 o 0.3 則 o 0.3 0.050.015 ll hhm液柱 液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不計。 因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當的液住高度為 0.04240

18、.0150.0574 p hm液柱 則 單板壓降0.0574 546.53 9.81308 ppl phgpa （2）淹塔 為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度， 。而 () dtw hhh dpld hhhh 與氣體通過塔板的壓強降所相當的液住高度：前已算出 p h 0.0574 p hm液柱 液體通過降液管的壓頭損失：因不設進口堰，故有 22 0.04 0.153()0.153()0.00664 1.92 0.1 s d wo l hm l h 液柱 板上液層高度：前已選定板上液層高度為 =0.050 l hm 則 0.05740.0500.006640.114 d hm 則

19、，又已選定 。則=0.50.5 t hm0.003 w hm ()0.5(0.50.003)0.2515 tw hhm 可見，符合防止淹塔的要求。() dtw hhh （3）霧沫夾帶 計算泛點率 1.36 =100% v ssl lv fb vl z kc a 泛點率 及 =100% 0.78 v s lv ft v kc a 泛點率 板上液體流徑長度 22.42 0.481.44 ld zdwm 板上液流面積 2 24.522 0.63283.2544 btf aaam 按表 3-5 取物性系數，又由圖 3-13 查得泛點負荷系數，將以1.0k 0.128 f c 上數值入上兩式，得 17.

20、57 1.3961.36 0.040 1.44 546.53 17.57 =100%79.8% 1.0 0.128 3.2544 泛點率 17.57 1.396 546.53 17.57 =100%57.3% 0.78 1.0 0.128 4.52 泛點率 計算出的泛點率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 的要求。0.1(/( v ekgkg液）氣） 7）塔板負荷性能圖 （1）霧沫夾帶線 1.36 = v ssl lv fb vl z kc a 泛點率 按泛點率為 80%計算如下： 17.57 1.361.44 546.53 17.57 =0.80 0.128 3.2544 ss vl

21、 整理得 0.1822v1.95840.3332 ss l 或 （1）1.82880.1701 ss vl 由式（1）知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值，依式（1） s l 算出相應的值列于附表 1 中。據此，可做出霧沫夾帶（1） 。 s v 附表 1 3 /(/ ) s lms 0.002 0.010 3 /(/ ) s vms 1.8284 1.8271 （2）液泛線 聯(lián)立以上的式，得 () twpldclold hhhhhhhhhh 由上式確定液泛線。忽略式中，將相應的公式代入上式，得 h 2 22/3 36002.84 ()5.340.153()(1)() 21000 vos

22、s twow lwow ull hhhe gl hl 因物系一定，塔板結構尺寸一定，則、及等均為 t h w h o h w l v l o 定值，而與又有如下關系，即 o u s v 2 4 s o o v u d n 式中閥孔數與孔徑亦為定值，因此可將上式簡化成與的如下關系式：n o d s v s l 3 2 22 sss dlclbav 即 3 2 22 5614 . 0 1504 . 4 2476 . 0 02452 . 0 sss llv 或 （2） 3 2 22 8956.222659.1690979.10 sss llv 在操作范圍內任取若干個值，依式（2）算出相應的值列于本例

23、附表 2 中。 s l s v 附表 2 smls/ 30.001 0.005 0.009 0.013 smvs/ 3 s v 3.14 3.07 3.02 2.97 據表中數據做出液泛線（2） 。 （3）液相負荷上限線 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于 35s。液體在降液管內 停留時間為 s l ha h tf 53 3600 以作為液體在降液管中停留時間的下限，則s5 （3） sm ha l tf s /06328. 0 5 50. 06328 . 0 5 2 max 求出上限液體流量值（常數） 。在圖上液相負荷上限線為與氣體流 s l s v s l 量無關的豎直線（3） 。

24、 s v （4）漏夜線 對于 f1 型重閥，依計算，則。又知5 00 v uf v u 5 0 0 2 0 4 nudvs 則得 v s ndv 5 4 2 0 以作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則5 0 f （4） sm f ndnudv v s /7125 . 0 57.17 5 500039. 0 444 2202 00 2 0 min 據此做出與液體流量無關的水平漏夜線（4） 。 (5)液相負荷下限線 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，以的計算式計算出mhow006 . 0 ow h 的下限值，依此做出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線（5） 。 s l 006 . 0 360

25、0 1000 84 . 2 3 2 min w s l l e 取，則1e （5） sm l l w s /001638. 0 3600 92 . 1 84 . 2 1000006 . 0 3600184 . 2 1000006 . 0 3 2 3 2 3 min 根據附表 1、2 及式（3） 、 （4） 、 （5）可分別做出塔板負荷性能圖上的（1） 、 （2） 、 （3） 、 （4）及（5）共五條線，見附圖 1. 由塔板負荷性能圖可以看出： 任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點 p（設計點） ，處在適宜操作區(qū)內的適中位置。 塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按照固定的液氣比，由附圖 1