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化工工艺计算说明书

81
2020年6月23日
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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 副 教 授

二零一四年一月
目 录
文献综述 .1
1. 物料衡算 2
1.1 物料流程简图 2
1.2 物料衡算 3
2. 热量衡算 4
2.1 原料预热器(E-101)热量衡算 4
2.2 初馏塔塔顶冷凝器热量衡算 4
2.3 初馏塔塔釜再沸器热量衡算 5
2.4 初馏塔塔底冷却器热量衡算 6
2.5 脱C5塔塔顶冷凝器热量衡算 6
2.6 脱C5塔塔釜再沸器热量衡算 7
2.7 脱C5塔塔顶冷却器热量衡算 7
2.8 脱C6塔塔顶冷凝器热量衡算 7
2.9 脱C6塔塔釜再沸器热量衡算 8
2.10 脱C6塔塔底冷却器热量衡算 8
2.11 异己烷塔塔顶冷凝器热量衡算 9
2.12 异己烷塔塔釜再沸器热量衡算 9
2.13 异己烷塔塔顶冷却器热量衡算 9
2.14 异己烷塔侧线冷凝器热量衡算 10
2.15 异己烷塔侧线冷却器热量衡算 10
2.16 正己烷塔塔顶冷凝器热量衡算 10
2.17 正己烷塔塔底再沸器热量衡算 11
2.18 正己烷塔塔顶冷却器热量衡算 11
2.19 正己烷塔塔底冷却器热量衡算 11
2.20 系统热量衡算 12
3. 精馏塔的设计 12
3.1 精馏塔的工艺计算 12
3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 13
3.3 塔板主要工艺尺寸 14
3.4 筛板的流体力学验算 16
3.5 塔板负荷性能图 17
4. 设备选型 19
4.1 罐体选型 19
4.2 换热设备 21
4.3 泵的选型 29
5. 管径计算与选型( 摘自GB8163-88) 32
5.1 物料管道的计算和选型 32
5.2 换热器接管 40
6. 环境保护与安全管理 44
6.1 三废排放量及有害物质含量表 44
6.2 三废处理意见 45
6.3 安全技术 45
6.4 建筑措施及设备布置 45
6.5 工艺控制措施 46
6.6 其它管理措施及通风设施等 47
7. 投资估算及经济分析 47
7.1 工程费用 47
7.1.1工艺设备费用 47
7.1.2 电气仪表费用 49
7.1.3 安装工程费 49
7.1.4 建筑工程费 49
7.1.5 给排水消防 49
7.1.6 总图 49
7.2 其它费用 49
7.2.1生产职工培训费 49
7.2.2办公生活家居费 50
7.2.3技术转让费 50
7.2.4工程设计费 50
7.3 预备费用 50
7.3.1基本预备费 50
7.3.2涨价预备费 50
7.4 专项费用 50
7.4.1建设期贷款利息 50
7.4.2关于产品单位成本表 50
7.4.3关于流动资金 51
7.4.4关于所得税 52
7.4.5关于投资回收期 52
参考文献 53

文献综述
由于中国有生产环境友好的清洁燃料的要求, 对车用汽油、 柴油、 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, 能够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, 经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％。中国已在 实现了汽油无铅化, 汽油辛烷值在90(RON) 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％。而当前中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中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。
炼油工业中, 重整装置抽余油中含有12%左右的正己烷和1%左右的甲基环戊烷,由于重整抽余油量大,正己烷和甲基环戊烷是重要的化工溶剂, 重整油的芳香烃含量为30%～50%, 经抽提分离后可得苯、 甲苯、 二甲苯等产品。重整油是高辛烷值汽油的掺和料, 也是石油芳烃的主要来源。重整油是以C6～C11石脑油馏分为原料, 在催化重整装置中, 在一定的操作条件和催化剂的作用下, 烃分子发生重新排列, 使环烷烃和烷烃转化成芳烃或异构烷烃的一种油品。
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; 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°C~80°C的馏分从T105塔塔釜采出进入产品罐。

1.2 物料衡算

1
2
3
4
序号
组成
沸点
kg/h
wt/%
kg/h
wt/%
kg/h
wt/%
kg/h
wt/%
1
2-甲基丁烷
27.80
19.75
0.00
0.00
0.00
7.98
0.11
0.00
0.00
2
戊烷
36.10
46.75
0.00
0.00
0.00
11.07
0.15
0.00
0.00
3
2,2-二甲基丁烷
50.00
273.25
0.02
0.00
0.00
19.30
0.26
0.00
0.00
4
2-甲基戊烷
60.00
1350.50
0.11
0.00
0.00
28.47
0.38
0.00
0.00
5
3-甲基戊烷
63.30
873.25
0.07
0.00
0.00
7.37
0.10
0.00
0.00
6
己烷
69.00
1100.75
0.09
0.00
0.00
1.27
0.02
0.00
0.00
7
2,2-二甲基戊烷
79.20
164.00
0.01
0.00
0.00
0.00
0.00
2.23
0.00
8
甲基环戊烷
71.80
342.38
0.03
0.00
0.00
0.11
0.00
0.00
0.00
9
3,3-二甲基戊烷
86.00
792.75
0.06
0.00
0.00
0.00
0.00
784.07
0.20
10
2-甲基己烷
90.00
792.75
0.06
0.01
0.00
0.00
0.00
792.67
0.20
11
2,3-二甲基戊烷
89.80
281.25
0.02
0.00
0.00
0.00
0.00
281.22
0.07
12
3-甲基己烷
92.00
964.38
0.08
0.42
0.00
0.00
0.00
963.95
0.25
13
3-乙基戊烷
93.50
1087.50
0.09
15.87
0.00
0.00
0.00
1071.63
0.27
14
庚烷
98.50
749.25
0.06
736.57
0.17
0.00
0.00
12.68
0.00

1
2
3
4
序号
组成
沸点
kg/h
wt/%
kg/h
wt/%
kg/h
wt/%
kg/h
wt/%
1
2-甲基丁烷
27.80
11.23
0.02
0.54
0.00
　0
　0
　0
　0
2
戊烷
36.10
31.98
0.06
3.70
0.00
　0
　0
　0
　0
3
2,2-二甲基丁烷
50.00
131.50
0.25
122.45
0.06
0.00
0.00
0.00
0.00
4
2-甲基戊烷
60.00
250.99
0.47
1070.91
0.55
0.14
0.00
0.00
0.00
5
3-甲基戊烷
63.30
104.21
0.20
735.49
0.38
26.18
0.02
0.00
0.00
6
己烷
69.00
0.30
0.00
5.06
0.00
1069.55
0.97
24.57
0.05
7
2,2-二甲基戊烷
79.20
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
161.76
0.30
8
甲基环戊烷
71.80
0.00
0.00
0.01
0.00
2.83
0.00
339.43
0.63
9
3,3-二甲基戊烷
86.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
8.68
0.02
10
2-甲基己烷
90.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.06
0.00
11
2,3-二甲基戊烷
89.80
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.02
0.00
12
3-甲基己烷
92.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.01
0.00
13
3-乙基戊烷
93.50
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
14
庚烷
98.50
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
0.00
物料衡算
原料处理量: 10万吨/年, 年操作8000小时, 连续、 3班4倒
F = =12500 kg/h
总物料衡算 F = D + W
12500kg/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/kmol
kmol/h
2-甲基丁烷
184.185
0.274
戊烷
183.531
0.648
2,2-二甲基丁烷
208.523
3.171
2-甲基戊烷
211.766
15.671
3-甲基戊烷
209.553
10.133
己烷
211.284
12.773
2,2-二甲基戊烷
243.837
1.637
甲基环戊烷
174.794
4.068
3,3-二甲基戊烷
239.527
7.911
2-甲基己烷
238.377
7.911
2,3-二甲基戊烷
236.094
2.807
3-甲基己烷
239.099
9.624
3-乙基戊烷
236.838
10.853
庚烷
239.736
7.477
3-甲基-3-己烯
270.996
0.317
3-甲基-2-己烯
270.518
0.387
1,1,2,2-四甲基环丙烷
274.648
0.672
2,2-二甲基己烷
274.994
0.388
2,5-二甲基己烷
266.545
0.341
2,4-二甲基己烷
268.774
1.521
3,3-二甲基己烷
269.802
0.765
2,3-二甲基己烷
267.824
2.358
2-甲基庚烷
268.029
1.778
4-甲基庚烷
196.071
0.386
3-甲基庚烷
300.243
0.275
辛烷
196.783
2.152
乙苯
192.112
2.598
2-甲基辛烷
296.568
0.185
邻二苯
221.853
0.240
间二苯
225.457
0.956
壬烷
225.109
4.015
异丙苯
225.459
1.693
丙苯
216.227
1.801
邻乙基甲苯
217.950
7.147
1,2,3-三甲基苯
222.028
1.324
间乙基苯
203.442
0.155
Q1 =
=567.874 kW
2.2 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/kmol
kmol/h
2-甲基丁烷
22355.509
0.274
戊烷
23773.432
0.648
2,2-二甲基丁烷
25215.773
3.171
2-甲基戊烷
27182.741
15.671
3-甲基戊烷
27724.189
10.133
己烷
28548.940
12.773
2,2-二甲基戊烷
29714.896
1.637
甲基环戊烷
29127.633
4.068
3,3-二甲基戊烷
30458.354
7.911
2-甲基己烷
31748.819
7.911
2,3-二甲基戊烷
31434.903
2.807
3-甲基己烷
32163.050
9.620
3-乙基戊烷
32179.593
10.694
庚烷
33434.732
0.127
由上述数据得出:
Q2 =
=716.204kW
2.3 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/kmol
kmol/h
3-甲基己烷
27939.688
0.004
3-乙基戊烷
28189.455
0.158
庚烷
29014.873
7.351
3-甲基-3-己烯
29909.515
0.317
3-甲基-2-己烯
30513.428
0.387
1,1,2,2-四甲基环丙烷
30431.986
0.672
2,2-二甲基己烷
30733.521
0.388
2,5-二甲基己烷
31552.265
0.341
2,4-二甲基己烷
32042.577
1.521
3,3-二甲基己烷
32117.023
0.765
2,3-二甲基己烷
32324.665
2.358
2-甲基庚烷
33590.258
1.778
4-甲基庚烷
35344.116
0.386
3-甲基庚烷
36500.616
0.275
辛烷
36927.358
2.152
乙苯
36079.085
2.598
2-甲基辛烷
38001.364
0.185
邻二苯
37922.180
0.240
间二苯
39177.734
0.956
壬烷
40285.318
4.015
异丙苯
42124.301
1.693
丙苯
39546.332
1.801
邻乙基甲苯
40588.001
7.147
1,2,3-三甲基苯
40981.674
1.324
间乙基苯
41805.865
0.155
Q3 =
=388.122 kW
2.4 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/h
3-乙基戊烷
216.383
0.16
庚烷
220.798
7.35
3-甲基-3-己烯
243.379
0.32
3-甲基-2-己烯
242.394
0.39
1,1,2,2-四甲基环丙烷
245.718
0.67
2,2-二甲基己烷
245.151
0.39
2,5-二甲基己烷
236.196
0.34
2,4-二甲基己烷
241.933
1.52
3,3-二甲基己烷
241.959
0.76
2,3-二甲基己烷
240.756
2.36
2-甲基庚烷
244.155
1.78
4-甲基庚烷
178.062
0.39
3-甲基庚烷
269.764
0.27
辛烷
180.641
2.15
乙苯
174.342
2.60
2-甲基辛烷
267.781
0.19
邻二苯
200.684196
0.24
间二苯
203.148372
0.96
壬烷
205.482616
4.02
异丙苯
204.927057
1.69
丙苯
192.87119
1.80
邻乙基甲苯
195.925794
7.15
1,2,3-三甲基苯
201.202193
1.32
间乙基苯
182.412214
0.16
Q4 =
= 266.576 kW
2.5 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/kmol
kmol/h
2-甲基丁烷
21681.494
0.111
戊烷
23078.566
0.153
2,2-二甲基丁烷
24483.559
0.224
2-甲基戊烷
26395.572
0.330
3-甲基戊烷
26930.164
0.086
己烷
27718.897
0.015
2,2-二甲基戊烷
28808.507
0.000
甲基环戊烷
28391.513
0.001
Q5 =
=6.359kW
2.6 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/kmol
kmol/h
2-甲基丁烷
19706.258
0.163
戊烷
21105.707
0.495
2,2-二甲基丁烷
22698.547
2.947
2-甲基戊烷
24483.182
15.341
3-甲基戊烷
25013.139
10.048
己烷
25726.286
12.758
2,2-二甲基戊烷
26853.007
1.637
甲基环戊烷
26666.256
4.067
3,3-二甲基戊烷
27790.731
7.911
2-甲基己烷
28924.244
7.911
2,3-二甲基戊烷
28699.790
2.807
3-甲基己烷
29278.068
9.620
3-乙基戊烷
29426.388
10.694
庚烷
30411.684
0.127
Q6 =
=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/h
2-甲基丁烷
171.359
0.111
戊烷
173.160
0.153
2,2-二甲基丁烷
189.817
0.224
2-甲基戊烷
194.200
0.330
3-甲基戊烷
192.725
0.086
己烷
196.954
0.015
2,2-二甲基戊烷
219.914
0.000
甲基环戊烷
158.442
0.001

=352.7-296.1=56.6K
Q7 =
= 2.701kW
2.8 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/kmol
kmol/h
2-甲基丁烷
21348.664
0.000
戊烷
22750.032
0.000
2,2-二甲基丁烷
24220.291
2.947
2-甲基戊烷
26113.129
15.341
3-甲基戊烷
26648.033
10.048
己烷
27428.062
12.758
2,2-二甲基戊烷
28556.763
1.614
甲基环戊烷
28140.603
4.067
3,3-二甲基戊烷
29365.870
0.087
2-甲基己烷
30595.541
0.001
Q8 =
=347.992kW
2.9 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/kmol
kmol/h
2-甲基戊烷
23979.184
0.000
3-甲基戊烷
24512.499
0.000
己烷
25208.299
0.000
2,2-二甲基戊烷
26380.624
0.022
甲基环戊烷
26233.891
0.000
3,3-二甲基戊烷
27381.168
7.825
2-甲基己烷
28484.954
7.911
2,3-二甲基戊烷
28278.932
2.807
3-甲基己烷
28824.426
9.620
3-乙基戊烷
29007.656
10.694
庚烷
29938.740
0.127
Q9 =
= 308.565 kW
2.10 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/h
3-甲基戊烷
194.205
0.000
己烷
192.730
0.000
2,2-二甲基戊烷
196.960
0.000
甲基环戊烷
219.919
0.022
3,3-二甲基戊烷
158.446
0.000
2-甲基己烷
214.716
7.825
2,3-二甲基戊烷
216.139
7.911
3-甲基己烷
210.898
2.807
3-乙基戊烷
216.696
9.620
庚烷
216.360
10.694
3-甲基-3-己烯
220.776
0.127
= 394.7- 296.1=98.6K
Q10 =
= 230.424kW
2.11 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/kmol
kmol/h
2-甲基丁烷
22114.314
0.156
戊烷
23522.076
0.443
2,2-二甲基丁烷
24934.585
1.526
2-甲基戊烷
26880.867
2.912
3-甲基戊烷
27419.262
1.209
己烷
28229.655
0.003
Q11 =
= 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396.2K的汽化潜热及摩尔流率如下:
组分
r/kJ/kmol
kmol/h
2,2-二甲基丁烷
23706.923
0.000
2-甲基戊烷
25562.366
0.002
3-甲基戊烷
26095.475
0.304
己烷
26853.489
12.696
2,2-二甲基戊烷
27989.493
1.614
甲基环戊烷
27641.183
4.067
3,3-二甲基戊烷
28845.797
0.087
2-甲基己烷
30044.395
0.001
2,3-二甲基戊烷
29782.569
0.000
3-甲基己烷
30421.926
0.000
3-乙基戊烷
30516.490
0.000
Q12=
=141.395kW
2.13 异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/h
2-甲基丁烷
171.383
0.156
戊烷
173.182
0.443
2,2-二甲基丁烷
189.838
1.526
2-甲基戊烷
194.220
2.912
3-甲基戊烷
192.742
1.209
己烷
196.972
0.003
= 347.4- 296.1=51.3K
Q13 =
= 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/kmol
kmol/h
21744.582
0.008
163.163
23149.691
0.051
1187.683
24594.393
1.421
34947.784
26515.075
12.427
329496.817
27051.891
8.535
230879.482
27848.208
0.059
1632.584
28508.433
0.000
3.983
Q14=
=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/h
2-甲基丁烷
171.382
0.008
戊烷
173.181
0.051
2,2-二甲基丁烷
189.837
1.421
2-甲基戊烷
194.219
12.427
3-甲基戊烷
192.742
8.535
己烷
196.972
0.059
= 353.8- 296.1=57.7K
Q15 =
= 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/kmol
kmol/h
2,2-二甲基丁烷
25434.414
0.000
2-甲基戊烷
27417.986
0.002
3-甲基戊烷
27960.541
0.304
己烷
28794.201
12.411
2,2-二甲基戊烷
29956.807
0.000
甲基环戊烷
29343.282
0.034
Q16=
=101.914kW
2.17 正己烷塔塔底再沸器热量衡算
查Aspen物性数据库各组分在355.6K的汽化潜热及摩尔流率如下:
组分
r/kJ/kmol
kmol/h
己烷
27889.544
0.285
2,2-二甲基戊烷
29049.352
1.614
甲基环戊烷
28548.064
4.033
3,3-二甲基戊烷
29839.304
0.087
2-甲基己烷
31095.246
0.001
Q17=
=47.943kW
2.18 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/h
2,2-二甲基丁烷
189.862
0.000
2-甲基戊烷
194.242
0.002
3-甲基戊烷
192.762
0.304
己烷
196.993
12.411
2,2-二甲基戊烷
219.952
0.000
甲基环戊烷
158.469
0.034
= 341.7- 296.1=45.6K
Q18 =
= 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
196.985
0.285
2,2-二甲基戊烷
219.945
1.614
甲基环戊烷
158.464
4.033
3,3-二甲基戊烷
214.740
0.087
2-甲基己烷
216.163
0.001
2,3-二甲基戊烷
210.918
0.000
3-甲基己烷
216.717
0.000
= 355.6- 296.1=59.5K
Q19 =
= 17.670kW
2.20 系统热量衡算
Q加 = Q移 + Q损
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 = Q1 + Q3 + Q6 + Q9+ Q12+Q17
=567.874+388.122+643.755+308.565+141.395+47.943
= 2097.654kW
Q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+69.721+101.914+31.782+17.670
= – .940 kW
Q损 = Q加 + Q移
= 2097.654– .940
= 77.714 kW
3. 精馏塔的设计
3.1 精馏塔的工艺计算
（1） 塔板数NT
① 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 = 63
T-102塔 总理论板数 NT = 34(包括再沸器)
NF = 18
T-103塔 总理论板数 NT = 104(包括再沸器)
NF = 52
T-104塔 总理论板数 NT = 88(包括再沸器)
NF = 44
T-105塔 总理论板数 NT = 140(包括再沸器)
NF = 75
② 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 = 62/0.65 = 96
提馏段实际板数 N提 = 69/0.65 = 107
T-102塔 精馏段实际板数 N精 = 17/0.65 = 27
提馏段实际板数 N提 = 17/0.65 = 27
T-103塔 精馏段实际板数 N精 = 51/0.65 = 79
提馏段实际板数 N提 = 53/0.65 = 82
T-103塔 精馏段实际板数 N精 = 43/0.65 = 67
提馏段实际板数 N提 = 45/0.65 = 70
T-103塔 精馏段实际板数 N精 = 74/0.65 = 114
提馏段实际板数 N提 = 66/0.65 = 102
3.2 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=