己烷回收工段工艺设计---样本2010.doc

目 录
前言········································································1
第一部分 设计说明书······································3
第二部分 设计计算书······································9
第三部分 附录·················································49
第四部分 图纸···············································附后

第一部分 设计说明书
第一章 概述··························································3
第二章 原料与产品的性质··································3
2.1 原料规格································································3
2.2 产品规格······························································4
第三章 工艺流程叙述············································6
第四章 安全和工业卫生·········································7
第五章 三废排放及治理方案·································7
第六章 车间定员····················································8
第七章 主要设备（一览表）································8

第二部分 设计计算书
第一章 物料衡算··········································9
第二章 塔设备设计和选型·································20
2.1数据的整理····················································11
2.2确定蒸馏塔理论板数············································11
2.2.1初定塔顶和塔釜的操作压力··································11
2.2.2计算塔顶、塔釜温度····································11
2.2.3求解塔顶、塔釜各组份的平衡常数及其相对挥发度·················11
2.2.4计算理论塔板数····································11
2.3填料塔的结构计算····················································11
2.3.1混合组分的平均物性参数的计算··································11
2.3.2填料的选择····································11
2.3.3确定塔径···············································11
2.3.4计算填料层高度····································11
2.3.5塔的总高度计算··········································11
2.3.6塔的其他附件设计和选定····································11
第三章 其他设备计算·····································11
3.1换热器计算····················································46
3.1.1己烷塔进料加热器··································46
3.1.2 己烷塔顶冷凝器····································46
3.1.3 己烷塔底再沸器····································46
3.1.4反应器冷却器··············································································46
3.2反应器计算············································46
3.3储罐计算··············································46
3.3.1加氢反应器··············································46
3.3.2氢气缓冲罐··············································46
3.3.3分馏（或己烷或溶剂塔）回流罐··············································46
3.4管线计算·····························································································46
3.4.1原料加热器进出口管道··············································46
3.4.2塔顶进冷凝器管道··············································46
3.4.3塔顶回流管道··············································46
3.4.4塔顶出料管道··············································46
3.4.5塔釜进再沸器管道··············································46
3.4.6塔釜回流管道··············································46
3.4.7塔釜出料管道··············································46
3.5泵计算················································46
3.5.1 进料泵··············································46
3.5.2 回流泵·························································································46

第三部分 附录
一、参考文献··············································49
二、设计小结··············································49

第四部分 图纸
一、工艺流程图·········································图 1
二、设备平面布置图···································图2
三、设备立面布置图·····································图 5

前 言
要求：查90#溶剂油目前的生产现状，写前言。
要求每人的前言不同，相同的前言将退回重写。
《己烷回收工段工艺设计》的前言内容可包括90#溶剂油目前的生产现状，现有的改进方法，本次设计采用的方法及理由，本次设计采用的方法包括那些单元操作，每个单元操作的作用及选用理由，介绍主要的单元操作所用的设备—填料塔等。

设 计 说 明 书
第一章 概述
本次设计以扬子石化公司炼油厂重整抽余油为原料，生产90#溶剂油及副产加氢抽余油。根据抽余油的组成和性质，先经分馏塔脱除轻组分，再进行加氢脱除对产品有害的芳烃及烯烃。再通过己烷塔及溶剂塔分离出90#溶剂油和副产品加氢抽余油。
介绍主要设备填料精馏塔。
第二章 原料与产品的性质
2.1 原料规格
正己烷规格
表1-1正己烷规格
项目
单位
指标
5%馏出温度
℃
≥66
95%馏出温度
℃
≤70
正己烷含量
mol％
≥80
溴指数
mgBr/100g油
≤100
芳烃含量
ppm vol
≤100
铜片腐蚀
50℃ 3h
合格
反应

中性
水分
ppm wt
≤200
水溶性酸及碱

无
密度
（15℃）Kg /m3
673
外观

无色透明

2.2 产品规格
90#溶剂油规格
表1-2 90#溶剂油规格
项目
单位
指标
初馏点
℃
≥60
98%馏出温度
℃
≤90
溴值
mgBr/100g油
≤1.0
芳烃含量
%
≤1.5
硫含量
%
≤0.05
机械杂质及水分

无
水溶性酸及碱

无
密度
（20℃）Kg/m3
655~681
油渍实验

合格
外观

无色透明

第三章 工艺流程叙述
工艺流程: 重整抽余油经分馏塔T101分离后，塔底物料进入加氢反应器R102,脱除影响产品质量的芳烃和烯烃。从R102出来的混合气,经E104与分馏塔釜液换热后进入反应气冷却器E106,用水冷却至40℃,进入气液缓冲罐D101。D101出来的液相组分通过己烷塔排料泵P104A/B,去己烷塔进料加热器E108加热,然后送入己烷塔T102。
进入T102塔的液体,经分馏后,塔顶己烷经己烷塔顶冷凝器E101冷凝后,进入己烷塔回流罐D101,D101的液相通过己烷塔回流泵P105A/B,一部分回流至T102塔,另一部分作为己烷产品送出界区至己烷储罐,T102塔釜物料通过己烷塔釜液泵P106A/B,送至溶剂塔T103。
进入溶剂塔T103的液体经过精馏分离后,塔顶采出的90#溶剂油,经溶剂塔顶冷凝器E103冷凝后,进入溶剂塔回流罐D102,然后经溶剂塔回流泵P107A/B,一部分回流至T103,另一部分作为90#溶剂油产品送出界区至90#溶剂油储罐,T103塔底物料加氢抽余油通过己烷塔釜液泵P108A/B,送至加氢抽余油冷却器E105冷却后,送出界区至加氢抽余油储罐。
第四章 安全和工业卫生
产品90#溶剂油为有毒易燃易爆物质，爆炸极限1.3~6.0%，为中级防爆，工厂应注意加强通风排气，严禁明火，严禁用水扑灭，应用蒸汽或泡沫灭火器，管线应该有静电接地线，避雷系统等。
第五章 三废排放及治理方案
三废处理应该适当，防止污染。
供水和排水
规模比较大的工厂企业，可在河道或湖泊等水源地建立给水基地。当附近无河道，湖泊或水库时可凿深井取水，而规模比较小的工厂且又靠近城市时，也可直接使用城市自来水作为水源。
为了节约水源以及减少水处理的费用，大量使用冷却水的化工厂应该循环使用冷却水，即把经过换热器的热水送入冷却塔或喷水池降温。在冷却塔中热水自上向下喷淋，空气自下而上与水逆流接触，一部分水蒸发，其余水冷却。水在冷却塔中降温，经水质处理后再用做冷却水，如此循环。
非酸性废水理论上可采用共沸的方法去除杂质。碱性废水可采用沉降分离有机物料。要经过净化达到国家标准才能排入河道。
第六章 车间定员
采用五班三倒制，每班四人，每人工作8小时，共需20人。
第七章 主要设备
工段主要设备一览表：
表1-3 工段主要设备一览表
T-102
己烷塔
E-109
己烷塔外冷凝器
T-103
溶剂塔
E-110
己烷塔再沸器
D-101
汽液分离罐
E-111
溶剂塔顶冷凝器
D-102
氢气缓冲罐
E-112
溶剂塔再沸器
D-104
己烷塔回流罐
E-113
加氢抽余油冷却器
D-105
溶剂塔回流罐
MX-101
混合器
D-301
尾气凝液罐
E-115
过滤器
E-101
原料加热器
E-116
电加热器
E-104
预热器
P-104A/B
己烷塔进料泵
P-107A/B
溶剂塔回流泵
P-105A/B
己烷塔顶回流泵
P-108A/B
溶剂塔釜液泵
P-106A/B
己烷塔釜液泵
E-105
再沸器
R-102
加氢反应器
E-106
反应器冷却器
E-108
己烷塔进料加热器

设 计 计 算 书
第一章 物料衡算
（要求：对每个塔列物料衡算方程，必须列出计算过程，计算物流量及组成，设反应器前后物流量不变，填写表1，表1中的2-11股物流中的已知组成可作微小调整，使得所有物料的质量分率及摩尔分率之和分别等于1）
设计要求：（各人不同）
工作日：7400小时 设计：己烷塔
生产能力：处理抽余油15万吨/年
物料损失：8%
分
馏
塔
T10101
溶
剂
塔
T103
己
烷
塔
T102
反
应
器
H2
己烷
90#溶剂油
重残液
重整抽余油
1
2
3
4
5
6
8
7
9
汽液分离罐
H2
10
11
氢气：0.26万吨/年

图2-1 重整抽余油加氢工艺流程示意图
1）第一~三股物流：
W1=（处理量15万吨/工作日7400小时）*1.08物料损失
W1= W2+W3
W1*X51= W2*X52+W3*X53
W1*X61= W2*X62+W3*X63
W1*X71= W2*X72+W3*X73
W1*X81= W2*X82+W3*X83
W1*X甲苯1= W2*X甲苯2+W3*X甲苯3
计算W2/W3/ X52/ X62/ X83/ X甲苯3
计算W2/W3的mol流量
计算第一~三股物流组分的mol分率
2）第三~四股物流：
W4= W3+WH2
WH2=0.26万吨/工作日7400小时
计算W4的mol流量
X54= W3*X53/ W4
同理可计算第四股物流组分的质量分率和mol分率
3）第五股物流：
设反应为甲苯加氢生成n-C7
C7H8+ 4H2＝C7H16
设甲苯完全反应（反应掉的甲苯和氢气的量加入n-C7），则
W4= W5
XH25=(W4* XH24-反应掉的H2量)/W5
X75=( W4* X74+ 生成n-C7的质量)/ W5
可计算第五股物流组分的质量分率和mol分率
4）第五~七股物流：计算方法同第一~三股物流
5）第七~九股物流：计算方法同第一~三股物流
6）第九~十一股物流：计算方法同第一~三股物流
将物料衡算结果列于表2-1：
表2-1 物料衡算汇总表（2-11股物流中的已知组成可作微小调整）
组分
n-C5
n-C6
n-C7
n-C8
甲苯
氢气
总流量W
分子式
C5H12
C6H14
C7H16
C8H18
C7H8
H2

分子量
72
86
100
114
92
2

1（wt%）
0.0155
0.5479
0.2473
0.0889
0.1004
0
kg/h
mol%

kmol/h
2（wt%）

0.05
0
0.03863
0
kg/h
mol%

kmol/h
3（wt%）
0
0.2417
0.4297

0
kg/h
mol%

kmol/h
4（wt%）

kg/h
mol%

kmol/h
5（wt%）

0

kg/h
mol%

kmol/h
6（wt%）
0
0
0
0
0

kg/h
mol%

kmol/h
7（wt%）

0
0
kg/h
mol%

kmol/h
8（wt%）
0
0.6260

0
0

kg/h
mol%

kmol/h
9（wt%）
0

0.7217
0.2558
0
0
kg/h
mol%

kmol/h
10（wt%）
0
0.05

0.2496
0
0
kg/h
mol%

kmol/h
11（wt%）
0
0.00179
0.4502

0
0
kg/h
mol%

kmol/h

注意：通过己烷塔后出来的物料，应该都是塔顶增加c6降低c7和c8，塔底降低c6增加c7和c8，通过溶剂塔后出来的物料，应该都是塔顶增加c6和c7降低c8，塔底降低c6和c7增加c8，如果不是修改给出的组成！！
第二章 塔设备设计和选型
2.1. 数据的整理
搜集和整理原始物性数据，汇总工艺要求。
表2-2 Antoine常数
组分
A
B
C
C5
6.85221
1064.63
232.0
C6
6.87776
1171.53
224.366
甲苯
6.955
1345
219.5
C7
6.9024
1268.115
216.9
C8
7.372
1587.81
230.07
由Antoine方程logp=A-B/(C+T)(P:mmHg，T:℃)

2. 2 确定蒸馏塔理论板数
对多组元蒸馏 ，应先选择其中两个对产品质量影响较大的组分作为轻、重关键组分 ，通过物料衡算确定塔顶、塔釜产物的全部组成。（内容见物料衡算）
2.2.1.初定塔顶和塔釜的操作压力
表2-3 各塔顶、塔釜的操作压力

塔顶压力，MPa
塔釜压力，MPa
分馏塔
T-101
0.105
0.17
己烷塔
T-102
0.105
0.17
溶剂塔
T-103
0.105
0.135

2.2.2 . 计算塔顶、塔釜温度
根据气液相平衡关系，验算塔的操作压力和塔顶、塔釜温度。

根据上面三式，试差求解各温度。
表2-4 各塔的温度、压力

塔顶温度
，℃
塔釜温度
，℃
塔顶压力
，MPa
塔釜压力
，MPa
分馏塔
T-101

0.105
0.17
己烷塔
T-102

0.105
0.17
溶剂塔
T-103

0.105
0.135

表2-5 各物质的基本物理性质
组分
液相粘度
气体密度
液体密度
C5

C6

甲苯

C7

C8

定性温度：常温
2.2.3 求解塔顶、塔釜各组份的平衡常数及其相对挥发度
Ki=Yi/Xi

表2-6 塔顶、塔釜各组份的平衡常数及其相对挥发度
组分
塔顶
进料
塔底
αav
Ki
αi,h
Ki
αi,h
Ki
αi,h
C5

C6

甲苯

C7

C8

2.2.4计算理论塔板数
求算多组元蒸馏的理论板数的方法有简捷法和逐板计算法，下面介绍简捷法。
1 计算最小回流比：
用恩德伍特公式

先求出θ，再求出Rmin
LK>>HK，将值代入算得Rmin
2 用芬斯克求最小理论塔板数

3 据吉利兰图定出不同回流比下的理论塔板数
由Rmin选定适宜回流比R。由获得的Rmin，R，Nmin三参数运用吉利兰图确定所需的理论板数N。

图2-2 吉利兰图（此图不用画）
计算数据列表如下：
表2-7 不同回流比对理论塔板数的影响
R/Rmin
1.1
1.2
1.3
1.4
1.5
1.6
1.7
1.8
1.9
2

N

2.3 填料塔的结构计算
2.3.1混合组分的平均物性参数的计算
1平均分子量的计算
（1） 塔顶的平均分子量 （x1为与y1=XD平衡 的液相组成）

（2）进料板的平均分子量
近似用进料对应的组成Xn 和yn

（3）塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成）

（4）精馏段、提馏段的平均分子量
精馏段平均分子量 MLM=( MLDM+ MLFM)/2=
MVM=( MVDM+ MVFM)/2=
提馏段平均分子量 M’LM=( MLWM+ MLFM)/2=
M’VM=( MVWM+ MVFM)/2=

2 平均密度的计算
（1）液相平均密度
查物性数据：
列出各组分密度ρi＝ Kg/m3
列出塔顶各组分质量百分比a1i＝ （将XDi换算成质量分率）
列出进料各组分质量百分比a2i＝ （将Xni换算成质量分率）
列出塔底各组分质量百分比a3i＝ （将Xwi换算成质量分率）
塔顶液相密度：，ρLD＝ Kg/ m3
进料液相密度：，ρLF＝ Kg/ m3
塔底液相密度：，ρLW＝ Kg/ m3
精馏段的平均液相密度：ρLM＝(ρLD+ρLF)/2= Kg/ m3
提馏段的平均液相密度：ρ’LM＝(ρLF+ρLW)/2= Kg/ m3
（2）汽相平均密度
根据塔顶组成查平衡数据计算 塔顶温度TD= ℃
根据进料组成查平衡数据计算 进料板温度TF＝ ℃
根据塔底组成查平衡数据计算 塔底温度TW＝ ℃
精馏段：TM=（TF+TD）/2=
ρVM＝PMV/RTM= Kg/ m3
提馏段：T’M=（TF+TW）/2=
ρ’VM＝PM’V/RT’M= Kg/ m3
2.3.2填料的选择
填料类型和填料层的高度直接影响传质效果。
对填料进行简单描述，根据要求选择填料类型。
填料：（学生根据学号选择填料，列出填料性能）
散装填料：
DN50金属鲍尔环 （1-5号）
DN50金属环矩鞍 （6-10号）
规整填料：
125Y金属孔板波纹填料 （11-15号）
125X金属孔板波纹填料 （16-20号）
125Y塑料孔板波纹填料 （21-25号）
125X塑料孔板波纹填料 （26-35号）

表2-8 散装填料性能
填料类型
h
A
K
比表面积at，1/m
空隙率ε％
泛点填料因子，Φ
DN50金属鲍尔环
7.3781
0.1
1.75
71
96.1
160
DN50金属环矩鞍
7.2883
0.06225
1.75
74.9
96
135

表2-9 规整填料性能
填料类型
理论板数△N,，1/m
比表面积at，1/m
空隙率ε％
△P/Z,
Mpa/m
A
K
125Y金属孔板波纹填料
1.1
125
98.5
2.0*10－4
0.291
1.75
125X金属孔板波纹填料
0.85
125
98.5
1.3*10－4
0.291
1.75
125Y塑料孔板波纹填料
1.5
125
98.5
2.0*10－4
0.291
1.563
125X塑料孔板波纹填料
0.85
125
98.5
1.4*10－4
0.291
1.563

2.3.3确定塔径
1计算精馏段、提馏段气液相体积流量
(1) 根据表10，选择合适的回流比，并据R及表6物料衡算汇总表中相应数据计算塔内各段汽液相的体积流量
L=RD
V=(R+1)D
L’=L+qF
L’=V’-(1-q)F
(2)计算各段的体积流量
根据以上摩尔流量、平均分子量、平均密度得到体积流量，并汇总见表11
表2-10 塔内液相和气相的流量

精馏段汽相流量
精馏段液相流量
提馏段汽相流量
提馏段液相流量

kg/h
m3/s
kg/h
m3/s
kg/h
m3/s
kg/h
m3/s
分馏塔T-101

己烷塔T-102

溶剂塔T-103

2 塔径的计算

式中：V——气体的体积流量，m3/s
u——操作气速，m/s
u=(0.5~0.85)uf
适宜气速的选择应考虑物系的气泡性及填料类型，易起泡的物系应取较低的气速，不易产生气泡的物系可取较大值。
（1）泛点速度
精馏段塔径:
填料的液泛气速uF与填料特性、气液相流体的物性、液体的喷淋密度等因素有关，uf的计算方法如下：
Bain-Hougen关联

式中： uf：泛点气速，m/s g：重力加速度9.81m/s2
at：填料比表面积，1/m ε：孔隙率
ρVM、ρLM：气、液相密度，kg/m3 WL、WG ：液、气相质量流量，kg/h
μL：液体粘度，mPas A、K：常数（见上表）
计算得泛点气速uf= m/s
u＝(0.6-0.8)uf （任取）
计算泛点气速uf= m/s
u＝ m/s
D= m
提馏段塔径：（计算同上）

(2)塔径的圆整
计算出的D值，还应按压力容器公称直径标准进行圆整，以符合设备的加工要求及设备定型，便于设备的设计加工。根据国内压力容器公称直径标准（JB-1153-71）,直径在1m以下间隔为100mm（必要时D在700mm以下可用50mm为间隔）；直径在1m以上时间隔为200mm（必要时D在2m以下可用100mm为间隔）。
园整后D= m
(3)塔径的校核
圆整后的塔径还需作进一步的校核，具体步骤如下：
a核算气速 在新的塔径下算出空塔气速，其值必须符合u=(0.5~0.8)uf

b核算喷淋密度 在吸收剂用量及塔径确定以后，还要校核喷淋密度。填料塔的喷淋密度为单位时间内单位塔截面积上喷淋的液体体积[m3/(m2·s)]，为使填料能获得良好的润湿，应保证塔内液体的喷淋密度高于某一下限值。所以，算出塔径之后还应验算塔内的喷淋密度是否大于最小喷淋密度Umin。若喷淋密度过小，可增加吸收剂用量，或采用液体再循环以加大液体流量，或在许可范围内减小塔径，或适当增加填料层高度予以补偿。最小喷淋密度的计算式为：
Umin=(Lw)min
式中：——填料的比表面积，m2/m3；
Umin——最小喷淋密度，m3/（m2·s）；
(Lw)min——最小润湿率，m3/（m·s）。
润湿率是指在塔的横截面上，单位长度的填料周边上液体的体积流量。
(Lw)min的取值如下：

c核算径比D/L 为保证填料润湿均匀，还应注意使实际采用的塔径与填料直径之比在10以上。此值过小液体沿填料下流时常会出现“壁流”现象。对拉西环要求D/L>20；鲍尔环D/L>10；鞍型填料D/L>15。

3计算填料塔压降
以Eckert通用关联图计算填料塔压降，如果超出工艺要求时，应重新估算塔径：为使填料塔能在良好的工况下操作，每米填料层的压降不能太大，一般正常压降△P=147~490Pa，真空操作下△P≤78.45Pa。
散装填料：
精馏段:
查埃克特通用关联图得压降△P/Z＝ Pa/m
△P＝N精馏段*△P/Z＝ Pa
提馏段: 同上
规整填料：
精馏段△P＝N精馏段*△P/Z＝ Pa
提馏段△P‘＝N提馏段*△P/Z＝ Pa（N提馏段包括加料板）

2.3.4计算填料层高度
填料层高度的计算是填料塔设计中重要的一环。设计填料精馏塔的关键之一是确定全塔所需要的填料层高度。通常以理论板数乘以等板高度（用HETP表示，Height Equivalent of a Theoretical Plate）。
散装填料：
查：液体各组分表面张力σLi= N/m
液体各组分粘度μLi = Pas
液体表面张力 xi：摩尔分率
液体粘度 xi：摩尔分率
精馏段的高度:
HETP=exp(h-1.292lnσLm+1.47lnμLm)= mm
HETP：等板高度，mm
σL：液体表面张力，N/m
μL：液体粘度，Pas
h：常数（见上表）
Z1=N精馏段*HETP＝ m （N精馏段包括加料板）
提馏段的高度: 同上
规整填料：
精馏段的高度Z1＝N精馏段/ △N＝ m
提馏段的高度Z2＝N提馏段/ △N＝ m （N提馏段包括加料板）
总填料层高度 Z= m
△N：见上表
提馏段的高度: 同上

2.3.5 塔的总高度计算
H=Hd+Z+(n-1)Hf+Hb
式中：
Hd——塔顶空间高度（不包括封头），m。取1.5 m。
Hf——液体再分布器的空间高度，m。取0.8 m。
Hb——塔底空间高度，m。取1.5 m。
n——填料层分层数。

2.3.6塔的其他附件设计和选定
1. 支撑板：要求满足两个条件——自由截面积不小于填料的空隙率，支撑板强度足以支撑填料重量
2. 液体喷淋装置：直接影响塔内填料的有效利用率，填料塔操作要求液体沿同一塔截面均匀分布。为使液流分布均匀。经验表明，对塔径在0.75m以下的塔，喷淋点密集度至少应为160个/m2塔截面。常见的液体喷淋装置有多孔管式、槽式及挡板式等。由于管式分布器不易堵塞，布液较均匀，故本设计采用槽式分布器。但安装时需注意，其对水平度有较高要求。
3. 液体再分布装置：为防止液相沿壁运行，每隔一定高度要有液体再分布装置。常见的有截锥式和升气管式分布器。
4. 气体分布器：对于500mm以下的小塔，进气管可伸至塔中心，末端截成45°向下，使气体转折而上；对大塔，可制成向下的喇叭形扩大口，或制成盘管式。
5. 除雾器
第三章 其他设备计算
3.1 换热器计算
要求：计算传热面积和选型，反应器冷却器每人都要计算，算分馏塔的同学计算原料加热器、分馏塔顶冷凝器和分馏塔底再沸器。算己烷塔的同学计算己烷塔进料加热器、己烷塔顶冷凝器和己烷塔底再沸器。算溶剂塔的同学计算溶剂塔顶冷凝器、溶剂塔底再沸器和加氢抽余油冷却器。
《物化手册》中查C4、C5、C6、C7、C8、甲苯的比热cp和汽化潜热r。
平均 Xi：mol分率
平均 Xi：mol分率
换热器的冷、热介质见表，取总传热系数K（《化工原理》第四章），计算传热面积，选择列管式换热器类型（《化工原理》附录）。填写下汇总表。

3.1.1 原料加热器
查《化工原理》第四章传热表4-8（K值得大致范围）[ ]：取总传热系数K‘= W/m2℃
（列出各组分的）比热cpi＝ kJ/kgK
平均 Xi：mol分率
Q=FΔt = KJ/h
= ℃
换热器面积= m2
选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并给出所选择的换热器的参数。
换热器主要参数如下表3-1：
表3-1原料加热器主要参数
外壳直径
D/mm
公称压强
pg/(kgf/cm2)
公称面积
A/m2
管子排列
方法
管长
l/m
管子外径
d0/mm
管子总数
N/根
管程数
壳程数

Q吸=Q放=rG
通入蒸汽量G= m3/h
3.1.2 分馏塔顶冷凝器
查第四章传热表4-8（K值得大致范围）：取总传热系数K= W/m2℃
（列出各组分的）汽化潜热ri＝ kJ/kgK
平均 Xi：mol分率
Q=(R+1)DrD
= ℃
换热器面积= m2
选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并列出所选择的换热器的参数。
换热器主要参数如下表3-2：
表3-2分馏塔顶冷凝器主要参数
外壳直径
D/mm
公称压强
pg/(kgf/cm2)
公称面积
A/m2
管子排列
方法
管长
l/m
管子外径
d0/mm
管子总数
N/根
管程数
壳程数

通入冷却水的量G= m3/h
3.1.3 分馏塔底再沸器
查第四章传热表4-8（K值得大致范围）：取总传热系数K‘= W/m2℃
（列出各组分的）比热cpi＝ kJ/kgK 气体的比热查《化工设计手册》。
（列出各组分的）汽化潜热ri＝ kJ/kgK
平均 Xi：mol分率
平均 Xi：mol分率
Q=V’*rW+ V’Δt = KJ/h
= ℃
换热器面积= m2
选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并给出所选择的换热器的参数。
换热器主要参数如下表3-3：
表3-3分馏塔底再沸器主要参数
外壳直径
D/mm
公称压强
pg/(kgf/cm2)
公称面积
A/m2
管子排列
方法
管长
l/m
管子外径
d0/mm
管子总数
N/根
管程数
壳程数

通入蒸汽量G= m3/h

3.1.1己烷塔进料加热器（计算方法同原料加热器）

3.1.2 己烷塔顶冷凝器（计算方法同分馏塔顶冷凝器）

3.1.3 己烷塔底再沸器（计算方法同分馏塔底再沸器）

3.1.1溶剂塔顶冷凝器（计算方法同分馏塔顶冷凝器）

3.1.2溶剂塔底再沸器（计算方法同分馏塔底再沸器）

3.1.3加氢抽余油冷却器（计