5.脱异戊烷塔设计说明书

广东致远化工有限公司 30万吨/年C 5/C 6异构化装置
指导老师：***
茂名学院化工与环境工程学院
“561”参赛组提交
华南地区第三届大学生化工设计创业大赛
目录
1脱异戊烷塔 (1)
1.1脱异戊烷塔的物料衡算 (1)
1.2塔板数的确定 (2)
1.3适宜进料位置 (3)
1.4塔径的计算 (3)
1）精馏段的气、液相负荷： (3)
2）精馏段的气、液相体积流率： (3)
3）塔径的计算 (4)
4）溢流装置 (5)
5）塔板布置及浮阀数目与排列 (6)
6）塔板流体力学验算 (7)
7）塔板负荷性能图 (9)
1.5脱异戊烷塔的高度 (14)
1）塔的有效高度 (14)
2）塔的附加高度 (14)
3) 塔的总高度 (14)
1脱异戊烷塔
1.1脱异戊烷塔的物料衡算
塔顶馏出液中125H C n -占其总量的97﹪，塔底釜液中125H C i -占其总量的98﹪，进料温度为101℃。

原料的进料质量流率为：h kg h t a t m /41700/7.41/300000=== 原料的平均摩尔质量为：kmol kg M /81=
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%i w
摩尔分数i x
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 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℃）
1.23 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
塔顶产品摩尔流率：
h kmol Fx Fx x F D i i /84.1350181.08.514)98.01(158.08.51497.0)04408.00457.00172.0(8.514)98.01(97.0)(5
433
1
=⨯⨯-+⨯⨯+++⨯=-++=∑=塔底产品摩尔流率：
h
kmol Fx Fx x F W i i /96.378158.08.514)97.01(181.08.51498.0)181.0158.004408.00457.00172.01(8.514)97.01(98.0)1(4
55
1
=⨯⨯-+⨯⨯+-----⨯=-++-=∑= 塔顶产品各组分的有关数据如表1.1（2）：
序号 组分
摩尔流率
h kmol D i //
摩尔分数i x 1 2 3 4 5
异丁烷 正丁烷
2，2-二甲基丁烷
异戊烷 正戊烷
8.8546 23.5264 22.6924 78.8982 1.8636
0.0652 0.1732 0.1670 0.5808 0.0137
塔底产品各组分的有关数据如表1.1（3）：
序号 组分
摩尔流率
h kmol D i //
摩尔分数i x 4 5 6 7 8 9 10 11 12
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
2.4402 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塔板数的确定
由方程()∑
-=+θ
i m D i i m a x a R ,1和∑
-=-θ
i F i i a x a q ,1用试差法可计算在上述条件下的
最小回流比为53.4min =R ，取154.88.1min ==R R
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：
198.1835
.01,===
H L av LH a a a 由Fenske 方程可得最少理论塔板数为：
79.40198
.1log )00644.02410.00137.05808.0log(log )log(,min =⨯=•=
av LH LB HB
HD LD a x x x x N 因
396.01154.853.4154.81min =+-=+-R R R ,则可由Gilliland 图查得27.01
min =+-N N N ，即270.01
79
.40=+-N N ,解得N=56
1.3适宜进料位置
用Kirkbride 公式可求得适宜进料位置：
56
9308.003112.0)0137.000644.0(84.13596.378158.0181.0log 206.0log
2=+=-=⎥⎦⎤
⎢⎣⎡⨯⨯=S R S R S R N N N N
N N 又因即
解得 29=S N 27=R N 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、液相负荷：
h
kmol D R V h
kmol RD L /479.124384.135)1154.8()1(/639.110784.135154.8=⨯+=+==⨯==
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：
序号 组分 摩尔流率
气体密度
3/m kg 液体密度
3/m kg
1 2 3 4 5
异丁烷 正丁烷
2，2-二甲基丁烷
异戊烷 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
塔顶气相平均密度为：
∑=⨯+⨯==5
1
20.271732.008.190652.0i i i Vm x ρρ
85.140137.067.155808.083.131670.0⨯+⨯+⨯+
3/57.17m kg =
塔顶液相平均密度为：
98
.5640137.028.5585808.022.5931670.034.4761732.064.5050652.05
1⨯+⨯+⨯+⨯+⨯==∑=i i i Lm x ρρ 3/53.546m kg =
塔顶各组分的平均摩尔质量为：
∑=⨯+⨯+⨯+⨯+⨯==5
172
0137.0725808.0861670.0581732.0580652.0i i i m M x M kmol kg /99.70= 精馏段的气、液相体积流率为：
s m VM V Vm m s /396.157.17360099
.70479.124336003=⨯⨯==
ρ
s m LM L Lm m s /040.053
.546360099
.70639.110736003=⨯⨯==
ρ
3）塔径的计算 由V
V
L C
u ρρρ-=max 可算得m ax u ，式中C 可近似等于 20C ， 其中的20C 可由 《化工原理》下册图3-5查取。

图的横坐标为
1598.057.1753.5463600396.13600040.02
12
1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛V L h
h V L ρρ 取板间距m H T 50.0=，板上液层高度m h L 05.0=,则
m h H L T 45.005.050.0=-=-
查图3-5得083.020==C C
s m u /455.057
.1757
.1753.546083.0max =-⨯
=
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
s m u u /3185.0455.07.07.0max =⨯==
m u V D s 36.23185
.0396
.144=⨯⨯==
ππ 按标准塔径圆整后为m D 4.2= 塔截面积：22252.44.24
4
m D A T =⨯=
=
π
π
实际空塔气速：s m A V u T s /3088.052
.4396
.1===
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w l ：取堰长D l w 8.0=，即
m l w 92.14.28.0=⨯=
（2）出口堰高w h ： ow L w h h h -=
采用平直堰，堰上液层高度ow h 可依下式计算，即
3
2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
w h
ow l L E h 近似取1=E ，则可由《化工原理》下册的列线图3-9查出ow h 值。

因m l w 92.1=，h m L h /1443600040.03=⨯=，由该图查得m h ow 047.0=，则
m h w 003.0=
（3）弓形降液管宽度d W 和面积f A ：用《化工原理》下册图3-10求取d W 及f A ，因为
8.0=D
l w
由该图查得：
140.0=T
f A A ，
2.0=D
W d
，则
m
W m A d f 48.04.22.06328.052.4140.02=⨯==⨯=
依下式验算液体在降液管中停留时间，即
s L H A L H A s
T f h
T
f 91.7040
.05
.06328.03600=⨯=
=
=
θ
停留时间θ〉5s ，故降液管尺寸可用。

（4）降液管底隙高度o h '
'3600o
w s
o w h o u l L u l L h ==
取降液管底隙处液体流速s m u o
/20.0'
=，则 104.020
.092.1040
.0=⨯=
o h 取m h o 10.0=
5）塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因子10=o F ，则 s m F u v
o
o /38.257
.1710==
=
ρ
每层塔板上的浮阀数为： 49138
.2)039.0(4
396
.14
22=⨯=
=
π
π
o
o s
u d V N
取边缘区宽度m W c 06.0=，破沫区宽度m W s 10.0=。

则可计算塔板上的鼓泡区面积，即
()()2
22222268.214.162.0arcsin 14.118062.014.162.0262.010.048.02
4.2214.106.02
4.22arcsin 1802m
A m
W W D x m
W D R R x R x R x A a s d C a =⎥⎦
⎤⎢⎣⎡⨯+-==+-=+-==-=-=⎥
⎦⎤⎢⎣
⎡
+-=ππ
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。

取同一横排的孔心距m mm t 075.075==，则可按下式估算排间距't ，即 mm Nt A t a 73073.0075
.049168
.2'==⨯==
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
m mm t 065.065'==。

按mm t 75=，mm t 65'=以等腰三角形叉排方式排得的阀数为500个。

按500=N 重新核算孔速及阀孔动能因数：
()81
.957.1734.2/34.2500039.04
396
.12
=⨯==⨯=
o o F s
m u π
阀孔动能因数o F 变化不大，仍在9～12范围内。

塔板开孔率%6.13%10034
.23185.0=⨯==
o u u 6）塔板流体力学验算
（1）气相通过浮阀塔板的压强降 p c l h h h h σ=++ ①干板阻力： 1.82573.1
2.18/17.57
oc u m s == 因o oc u u <，故干板阻力
0.1750.175
(2.38)19.9
19.90.0424546.53
o
c L
u h m ρ==⨯=液柱
②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o 0.3ε=。

则 o 0.30.050.015l L h h m ε==⨯=液柱
③液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液住高度为
0.04240.0150.0574p h m =+=液柱
则 单板压降0.0574546.539.81308p p L p h g Pa ρ∆==⨯⨯=
（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，
()d T w H H h φ≤+。

而 d p L d H h h h =++
①与气体通过塔板的压强降所相当的液住高度p h ：前已算出
0.0574p h m =液柱
②液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故有
22
0.040.153(
)0.153()0.006641.920.1
S d w o L h m l h ===⨯液柱 ③板上液层高度：前已选定板上液层高度为
=0.050L h m
则 0.05740.0500.006640.114d H m =++= 则=0.5φ，又已选定0.5T H m = 0.003w h m =。

则
()0.5(0.50.003)0.2515T w H h m φ+=+= 可见()d T w H H h φ<+，符合防止淹塔的要求。

（3）雾沫夹带 计算泛点率
1.36100%V S
S L
L V
F b
V L Z ρρρ+-泛点率
及 100%V S
L V
F T
V ρρρ-泛点率
板上液体流径长度 2 2.420.48 1.44L d Z D W m =-=-⨯= 板上液流面积 22 4.5220.6328 3.2544b T f A A A m =-=-⨯=
按表3-5取物性系数 1.0K =，又由图3-13查得泛点负荷系数0.128F C =，将以上数值入上两式，得
17.57
1.396
1.360.040 1.44
546.5317.57100%79.8%+⨯⨯-=泛点率
17.57
1.396
546.5317.57100%57.3%-=泛点率 计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足
0.1(/(V e kg kg <液）气）的要求。

7）塔板负荷性能图 （1）雾沫夹带线
1.36V S
S L
L V
F b
V L Z ρρρ+-泛点率按泛点率为80%计算如下：
17.57
1.36 1.44
546.5317.57S
S V L +⨯-
整理得 0.1822V 1.95840.3332S S L +=
或 1.82880.1701S S V L =- （1）
由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个S L 值，依式（1）算出相应的S V 值列于附表1中。

据此，可做出雾沫夹带（1）。

3/(/)S L m s 0.002 0.010 3/(/)S V m s
1.8284 1.8271
（2）液泛线 联立以上的式，得
()T w p L d c l o L d H h h h h h h h h h φ+=++=++++
由上式确定液泛线。

忽略式中h σ，将相应的公式代入上式，得
222/3
36002.84() 5.340.153()(1)[()]21000V o S S T w o W L W o W
u L L H h h E g l h l ρφερ+=++++
因物系一定，塔板结构尺寸一定，则T H 、w h 、o h 、W l 、V ρ、L ρ、o ε及φ等均为定值，而o u 与S V 又有如下关系，即
24
S o o V u d N
π
=
式中阀孔数N 与孔径o d 亦为定值，因此可将上式简化成S V 与S L 的如下关系式：
3222s
s
s dL cL b aV --=
即 32225614.01504.42476.002452.0s
S
s
L L V --=
或 32
228956.222659.1690979.10s
s s L L V --= （2） 在操作范围内任取若干个s L 值，依式（2）算出相应的s V 值列于本例附表2中。

()
s m L s //3 0.001 0.005 0.009 0.013 ()
s m V s //3s V
3.14 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
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s 。

液体在降液管内停留时间为
s L H A h
T
f 5~33600==
θ
以s 5=θ作为液体在降液管中停留时间的下限，则
()s m H A L T
f S /06328.05
50
.06328.05
2max =⨯=
=
（3）
求出上限液体流量s L 值（常数）。

在s V —s L 图上液相负荷上限线为与气体流量
s V 无关的竖直线（3）。

（4）漏夜线
对于F1型重阀，依500==v u F ρ计算，则v
u ρ5
0=。

又知
0204
Nu d V s π
=
则得 v
s N
d V ρπ
5
4
2
0=
以50=F 作为规定气体最小负荷的标准，则
()s m F N
d Nu d V v
s /7125.057
.175
500039.044
4
220
20020min =⨯⨯⨯=
==πρππ （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m h ow 006.0=作为液相负荷下限条件，以ow h 的计算式计算出s L 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）。

()006.03600100084.23
2
min =⎥⎦⎤
⎢⎣⎡w s l L E 取1=E ，则
()s m l L w s /001638.03600
92.184.21000006.03600184.21000006.032
323
min =⨯
⎪⎭⎫
⎝⎛⨯=⎪
⎭⎫
⎝
⎛⨯⨯= （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）共五条线，见附图1.
由塔板负荷性能图可以看出：
①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。

②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。

③按照固定的液气比，由附图1查出塔板的气相负荷上限()s m V s /8284.13max =，气相负荷下限()s m V s /7125.03min =，所以
57.27125
.08284
.1==
操作弹性
01234
1020304050607080
L s *103(m 3
/s)
V s /(m 3/s )
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m D /
板间距/m H T 塔板形式
空塔气速)//(s m u 堰长m l w / 堰高m h w / 板上液层高度m h L / 降液管底隙高度m h /0 浮阀数个/N 阀孔气速)//(0s m u 阀孔动能因数0F 临界阀孔气速)//(s m u oc 孔心距m t /
排间距m t /'
单板压降Pa p p /∆ 液体在降液管内停留时间s /θ
降液管内清液层高度m H d / 泛点率/%
气相负荷上限()()s m V s //3
m ax 气相负荷下限()()s m V s //3min 操作弹性
2.4
0.50 单溢流弓形降液管 0.3088 1.92 0.003 0.05 0.10 500 2.34 9.81 2.5 0.075 0.065 308 7.91 0.114 13.6 1.8284 0.7125 2.57
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m H T 50.0=，则脱异戊烷塔精馏段的有效高度为：
m H N H T S 00.1450.0)129(1=⨯-=-=）（精
脱异戊烷塔提馏段的有效高度为：
m H N H T R 00.1350.0)127(1=⨯-=-=）（提
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0.5m 3) 塔的总高度
m H 90.3335.01.81.81.813.0014.00=⨯+++++=总。