【正文】 = kW3. 精餾塔的設計 精餾塔的工藝計算（1） 塔板數NT① 理論板數求取用Aspen工程軟件中的嚴格計算的模塊（RadFrac）建立分離碳六餾份精餾的連續(xù)流程，調整各塔的塔板數、進料板位置、塔壓、%。C的餾分，其余組分從T103塔的塔頂輸出進入T104塔進行分離，從T104異己烷塔的塔頂和側線采出異己烷，其余組分從T104塔塔釜采出進入T105正己烷塔，從T105塔的塔頂采出正己烷組分，其余溫度為69176。重整油是以C6～C11石腦油餾分為原料，在催化重整裝置中，在一定的操作條件和催化劑的作用下，烴分子發(fā)生重新排列，使環(huán)烷烴和烷烴轉化成芳烴或異構烷烴的一種油品。而目前我國汽油以催化裂化汽油組分為主，烯烴和硫含量較高。催化重整工藝是煉油及石化工業(yè)重要的組成部分，是以石腦油為原料，通過臨氫催化反應生產重整油做高辛烷值汽油組分或芳烴原料，同時副產氫氣的工藝。 學號:10401108 常 州 大 學化工工藝設計題 目 10萬噸/年重整抽提油分離碳六餾份工藝設計學 生 王惠茹 學 院 石油化工學院 專 業(yè) 班 級 化工101 校內指導教師 葉 青 專業(yè)技術職務 副 教 授 二零一四年一月目 錄文獻綜述 .11. 物料衡算 2 物料流程簡圖 2 物料衡算 32. 熱量衡算 4 原料預熱器(E101)熱量衡算 4 初餾塔塔頂冷凝器熱量衡算 4 初餾塔塔釜再沸器熱量衡算 5 初餾塔塔底冷卻器熱量衡算 6 脫C5塔塔頂冷凝器熱量衡算 6 脫C5塔塔釜再沸器熱量衡算 7 脫C5塔塔頂冷卻器熱量衡算 7 脫C6塔塔頂冷凝器熱量衡算 7 脫C6塔塔釜再沸器熱量衡算 8 脫C6塔塔底冷卻器熱量衡算 8 異己烷塔塔頂冷凝器熱量衡算 9 異己烷塔塔釜再沸器熱量衡算 9 異己烷塔塔頂冷卻器熱量衡算 9 異己烷塔側線冷凝器熱量衡算 10 異己烷塔側線冷卻器熱量衡算 10 正己烷塔塔頂冷凝器熱量衡算 10 正己烷塔塔底再沸器熱量衡算 11 正己烷塔塔頂冷卻器熱量衡算 11 正己烷塔塔底冷卻器熱量衡算 11 系統(tǒng)熱量衡算 123. 精餾塔的設計 12 精餾塔的工藝計算 12 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 13 塔板主要工藝尺寸 14 篩板的流體力學驗算 16 塔板負荷性能圖 174. 設備選型 19 罐體選型 19 換熱設備 21 泵的選型 295. 管徑計算與選型（摘自GB816388） 32 物料管道的計算和選型 32 換熱器接管 406. 環(huán)境保護與安全管理 44 三廢排放量及有害物質含量表 44 三廢處理意見 45 安全技術 45 建筑措施及設備布置 45 工藝控制措施 46 其他管理措施及通風設施等 477. 投資估算及經濟分析 47 工程費用 47 47 電氣儀表費用 49 安裝工程費 49 建筑工程費 49 給排水消防 49 總圖 49 其他費用 49 49 50 50 50 預備費用 50 50 50 專項費用 50 50 50 51 52 52參考文獻 5353 / 56文獻綜述 由于我國有生產環(huán)境友好的清潔燃料的要求，對車用汽油、柴油、煤油等的烯烴、芳烴、硫含量已經做出嚴格的規(guī)定，而且這些規(guī)格指標將繼續(xù)提高，逐漸與世界先進國家的規(guī)格標準接軌。由于環(huán)保和節(jié)能要求，世界范圍內對汽油總的要求趨勢是高辛烷值和清潔。降低烯烴和硫含量并保持較高的辛烷值是我國煉油廠生產清潔汽油所面臨的主要問題，在解決這個矛盾中催化重整將發(fā)揮重要作用。分離重整生成油的設備和方法，采用精餾塔將重整生成油中的CCC7和C8四種組分分離，自重整裝置來的重整生成油進入精餾塔，脫碳五塔塔頂C5組分，經冷凝器冷卻后進入回流罐，回流罐底液相一部分作為C5組分產品，塔釜產物輸送到下一個脫碳六精餾塔；脫碳六塔塔釜C6組分，經塔釜輸出，塔頂產物輸送到下一個異己烷精餾塔；異己烷組分自側線產品采出部分的精餾段、側線產品采出部分的提餾段中部進行側線采出，經冷凝冷卻后送至異己烷產品罐；異己烷塔塔底主要的組分為正己烷，輸送至正己烷精餾塔進行分離，經塔頂冷凝進入產品罐，其余塔釜產物輸送至另一產品罐。C~80176。并實現(xiàn)塔之間冷凝放熱與再沸需熱的熱集成。篩孔按正三角形排列，取孔中心據t為：篩孔數目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為： 篩板的流體力學驗算（1） 干板阻力hC計算干板阻力hC由《化工原理課程設計》 式326計算= kg/m3= kg/m3由 查《化工原理》下冊 圖1045得C0= = m(液柱)（2） 氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由《化工原理課程設計》式331計算 = 查《化工原理》下冊 圖1046得（3） 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力由《化工原理課程設計》式334計算 = m氣體通過每層塔板的液柱高度hp = m氣體通過每層塔板的壓降為： 塔板負荷性能圖（1） 漏液線由《化工原理課程設計》式338 得： （2） 液沫夾帶線以為限，求關系如下：由《化工原理課程設計》式336 整理的：（3） 液相負荷下限線 取堰上液層高度，==得：（4） 液相負荷下限線以作為液體在降液管中停留時間的下限得:(5) 液泛線令 由 聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關系式帶入上式，并整理得：式中： 將相關的數據帶入整理，得：圖2 Ⅰ塔塔板負荷性能圖4. 設備選型 罐體選型（1） 原料罐原料罐以儲存5天的量計 則 鋼制圓筒形固定頂儲罐系列公稱容積 3000m3公稱直徑 18900mm公稱高度 11760mm（2） 異己烷塔頂產品罐產品以儲存1天的量計 則根據HG5157985 立式儲罐公稱容積 25 m3公稱直徑 2600mm公稱高度 3800mm（3） 異己烷塔側線產品罐儲存量以1天的量計 則根據HG5157985 立式儲罐公稱容積 100 m3公稱直徑 3000mm公稱長度 1320mm（4） 正己烷產品罐產品以儲存1天的量計 則根據HG5158085 臥式儲罐公稱容積 50 m3公稱直徑 2800mm公稱長度 7200mm（5） 初餾塔回流罐儲存量以1小時的量計 則根據HG5158085 臥式儲罐公稱容積 50 m3公稱直徑 2600mm公稱長度 8400mm（6） 脫C5塔回流罐儲存量以1小時的量計 則根據HG5158085 臥式儲罐公稱容積 16m3公稱直徑 1800mm公稱長度 5600mm（7） 脫C6塔回流罐儲存量以1小時的量計 則根據HG5158085 臥式儲罐公稱容積 32 m3公稱直徑 2200mm公稱長度 7600mm（8） 異己烷塔回流罐儲存量以10min的量計 則根據HG5158085 臥式儲罐公稱容積 25m3公稱直徑 2200mm公稱長度 5800mm（9） 初餾塔回流罐儲存量以10min的量計 則根據HG5158085 臥式儲罐公稱容積 20 m3公稱直徑 2000mm公稱長度 5800mm 換熱設備（1） 原料預熱器① 確定物性數據（物性數據查Aspen物性數據庫）原料液 飽和水蒸氣 平均傳熱溫度 蒸汽用量② 傳熱面積假設傳熱系數傳熱面積考慮15%的面積裕度 ③ 工藝結構尺寸的計算《化工原理》換熱器系列標準（JB/T 471492，JB/T 471592）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 273公稱壓力PN/MPa 管程數N 1管子根數n 65中心排管數 9管程流通面積/m2 換熱管長度L/mm 6000計算換熱面積/m2 （2） 初餾塔塔頂冷凝器熱流體 →冷凝水 35→55 設 考慮15%的裕度面積 《化工原理》換熱器系列標準（JB/T 471492，JB/T 471592）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 450公稱壓力PN/MPa 管程數N 1管子根數n 237中心排管數 17管程流通面積/m2 換熱管長度L/mm 3000計算換熱面積/m2 冷凝水流量（3） 初餾塔塔釜再沸器水蒸汽 155→157塔釜液 → 設 考慮15%的裕度面積 《化工原理》換熱器系列標準（JB/T 471492，JB/T 471592）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 450公稱壓力PN/MPa 管程數N 4管子根數n 200中心排管數 16管程流通面積/m2 換熱管長度L/mm 3000計算換熱面積/m2 蒸汽用量流量（4） 脫C5塔塔頂冷凝器熱流體 →冷凝水 45→60 設 考慮15%的裕度面積 《化工原理》換熱器系列標準（JB/T 471492，JB/T 471592）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 273公稱壓力PN/MPa 管程數N 2管子根數n 56中心排管數 8管程流通面積/m2 換熱管長度L/mm 2000計