化工课程设计-正戊烷、环戊烷生产流程设计

1、第1章总论1.1 原料及产品 原料：序号原料成分摩尔分数，mol%1异丁烷0.593正丁烷0.703异戊烷13.814正戊烷50.595环戊烷15.7162-甲基戊烷14.247正己烷4.36合计100 产品及规格： 正戊烷脱附剂：nC5纯度95%， iC5+nC599%, c-C5<0.5%; 环戊烷发泡剂：c-C5纯度91%。1.2 装置概况 生产规模：40万吨/年 年操作时间：8000小时 公用工程：水、电、汽循环冷却水：上水T=30 回水 T=40加热用低压蒸汽：P=0.4Mpa(G) 1.3 产品性能及用途1.3.1 产品性能、用途以及生产方法 正戊烷为五色带汽油味的液体，挥发

2、性很大与醚、烃类任意互溶，易燃可用做分子筛脱蜡工艺的脱附剂，聚苯乙烯的发泡剂，用途广泛。它是碳五馏分加氢后的主要成分，开发它的分离和应用技术有重要意义，它可以由1.5-二溴戊烷与锌作用或氢化环戊二烯制得，正戊烷由石油裂解产物分离而得以乙烯裂解副产品C5为原料，经过解聚、加氢等工艺可以获得高纯度环戊烷，本套装置主要生产正戊烷和环戊烷两种产品，同时副产正丁烷、异丁烷、异戊烷的混合物以及异己烷和正己烷的混合物。1.3.2 市场需求及其它目前国内高纯度异戊烷、正戊烷、环戊烷及混合戊烷发泡剂生产厂有36家，生产能力150kt/a左右。其中原料供应稳定、工艺先进、产品质量好、生产规模较大的生产厂家有5家，

3、总生产能力为106kt/a，占全国生产能力的71%，这5家企业主要集中在经济相对发达的东南沿海地区。戊烷消费量的增长与氟利昂禁用有直接关系，根据1992年各国通过的蒙特利尔议定书，要求各国在2000年停止使用臭氧层消耗物质氟利昂，戊烷作为最终替代产品，未来几年其发展潜力巨大。目前，我国戊烷的年消费量近66h，其中，EPS（发泡聚苯乙烯）戊烷发泡剂的消费量约30kta，约占总消费量的45%；聚氨酯的发泡剂消费戊烷33kta，约占总消费量的50%；线性低密度聚乙烯戊烷载溶剂消费量3kta，约占总消费量的5%。   目前，国内戊烷的供大于求，但产品质量、产品品种、售后服务与国外比

4、有一定差距；预计2010年现有的生产装置规模小、原料不稳定、工艺落后、生产成本高的生产厂家将逐步退出市场。戊烷的供需平衡尚有一定缺口，但高档产品供应不足，同时布局不合理的问题也将更加突出，东北地区存在明显缺口。（中国戊烷及戊烷发泡剂产业研究分析报告- 经纬万方信息网）1.4 设计进度安排 讲课（1.5天）了解课题、确定工艺方案 (0.5天)三塔物料平衡(3.5天)三塔能量平衡(1.5天)三个精馏塔设备工艺设计计算(3天)所有换热器、容器、泵的工艺计算及选型(3天)前面计算结果汇总、细节问题、小结等(1天)绘制板式塔条件图、PID、设备布置图(6天)整理工艺设计计算书(4天) 计算书装

5、订、复习考试(1天)第2章 工艺流程设计2.1 工艺流程介绍由产品要求将原料分为四组：A：异丁烷、正丁烷、异戊烷 B：正戊烷 C：环戊烷 D：2-甲基戊烷、正己烷确定三种产品共需三个塔，有五种塔序：表2-1：工艺流程设计方案对比表序号方案特点第一种各组分是按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离的，各产品的沸点依次升高，第二种含量高的组分没有提前分出第三种分离很高回收率的组分的塔放在塔序的最后，但含量高的组分没有提前分出第四种此种方案和第三种基本相似第五种含量高的组分提前分出工艺流程选择的原则1：按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离出个组分。2：最困难的分离应放在塔序的最后。3：应使各个塔的馏出液

6、的摩尔数与釜液的摩尔数尽量一致。4：分离很高回收率的组分的塔放在塔序的最后。5：进料中含量高的组分尽量提前分出。选择第三种方案，工艺流程图如下图： ABCDDABCDDBCBC图2-1工艺流程图2.2生产流程简述 对图2-1分析流程：原料，经换热器E-101换热后进入精馏塔T-101，塔顶馏出物A组分经冷凝器E-102，进入回流罐D-103，小部分回流至塔T-101，大部分进入A的产品储罐D-102，T-101底部馏出物B、C、D组分经换热后进入精馏塔T-201;B、C、D组分在T-201分馏后塔顶得到B、C组分，小部分回流至T-201，大部分进入第三个塔T-301，塔底馏出物D组分经冷却器E

7、-204后进入副产品罐D-202；B、C组分经分馏后塔顶得到产品B，小部分回流，大部分进入产品罐D-302，塔底产品为组分C，经冷却后，进入产品储罐D-303。2.3 典型设备自控流程说明提馏段温度控制 用提馏段塔板温度控制加热蒸汽量，从而控制VS,并保持LR恒定，D和W都按物料平衡关系，由液位调节器控制。这是目前应用最多的蒸馏塔控制方案，它比较简单，调节迅速，在一般情况下也比较可靠。当对塔釜的成分要求较之对馏出液为高时或对塔顶和塔釜产品要求相近时，又是液相进料，也往往采用此方案。T-101、T-301选择提馏段控制。精馏段温度控制 用精馏段塔板温度控制D，并保持VS流量恒定，它适于馏出液的纯

8、度要求较之釜液高的情况。T-201的温度控制采用此方案。 第3章 物料衡算戊烷油分离装置年处理量 为4万吨，生产时间取8000小时，则每小时处理量为 5000kg/h。本章对3个塔进行物料衡算，确定塔的类型。原料物性如下：表3-1原料各组分性质数据汇总表2原料成分分子量常压沸点质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol/h摩尔分数%异丁烷58.12-11.2723.090.460.400.59正丁烷58.12-0.5027.390.550.470.70异戊烷72.1527.85670.8813.429.3013.81正戊烷72.1536.072457.6349.1534.0650.59环戊烷7

9、0.1349.26741.8114.8410.5815.572-甲基戊烷86.1760.27826.1916.529.5914.24正己烷86.1768.74252.965.062.944.36合计74.26500010067.341003.1 T-101的物料衡算3.1.1塔-101清晰分割物平表取轻关键组分为异戊烷，回收率为87%；重关键组分为正戊烷，回收率为84%。做物料衡算，结果见表3-1-1。合计正己烷异己烷环戊烷正戊烷异戊烷正丁烷异丁烷组分表3-2塔-101清晰分割物平表1004.3614.2415.7150.5913.810.700.59摩尔分数%进料67.342.949.591

10、0.5834.069.300.470.40摩尔流率kmol/h1005.0616.5214.8449.1513.420.550.46质量分数%5000252.96826.19741.812457.63670.8827.3923.09质量流率kg/h10000037.8256.153.272.76摩尔分数%塔顶馏出液14.410005.458.090.470.40摩尔流率kmol/h10000038.2756.822.672.25质量分数%1027.37000393.27583.6727.3923.09质量流率kg/h1005.5518.1119.9854.062.2900摩尔分数%塔釜液52.

11、932.949.5910.5028.611.2100摩尔流率kmol/h1006.3720.7918.6751.962.2000质量分数%3972.58252.96826.19741.812064.4187.2100质量流率kg/h3.1.2 确定回流罐压力水做冷却剂，因塔顶出料，故取回流罐温度为45 由泡点方程Ki*Xi=1试差求压力。初始设Pb =1.75 atm，得表3-1-2。表3-1-2 回流罐压力试差表组分异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷Ki*XiXi(mol%)0.02670.03270.56150.3782Ki3.12.40.970.770.99991所以回流罐压力为1.75atm。3

12、.1.3塔内其他压力估算及温度的确定选取填料塔，取PDL=0.15atm 则PD=1.9atmPFD=0.07atm 则PF=1.976atmPWF=0.07atm 则PW=2.04atm 3.1.3.1塔顶温度确定初始设TD=50 由露点方程Yi/Ki=1确定塔定温度表3-1-3 塔顶温度试差表组分异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷Yi/KiYi0.02760.03270.56150.3782-Ki（50）3.22.51.020.821.03Ki（52）3.32.551.10.860.97Ki（51）3.22.561.060.841.0011所以塔顶温度为51。3.1.3.2塔底温度确定初始设TW=1

13、20，由泡点方程Ki*Xi=1确定塔底温度 表3-1-4 塔底温度试差表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷正己烷Ki*XiXi0.02290.54060.19980.18110.0555Ki(67)1.501.210.8610.620.99941.0405所以试差结果，塔底为温度为67.3.1.4验证T-101清晰分割是否成立以重关键组分正戊烷为基准，=Ki/KH表3-1-5 各组分相对挥发度数据表组分异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷环戊烷异己烷正己烷塔顶(51)3.813.051.2610.670.460.37塔底(67)3.472.811.2410.710.510.40平均值3.642.931.2510

14、.690.480.38对轻重关键组分：由上表知平均=（1.26*1.24）1/2=1.25Nm= = =15.94验证T-101清晰分割是否成立：以计算釜液中正丁烷的摩尔分率为例：同理可计算出异丁烷、环戊烷、异己烷、正己烷的摩尔分率：表3-1-6 非关键组分部分摩尔分率组 分异丁烷正丁烷环戊烷异己烷正己烷摩尔分率3.78×10111.68×1090.00041.05×1067.77×109可见，只有环戊烷按清晰分割有误差，应再试差重新计算物平。3.1.5非清晰分割物平计算将求得的环戊烷塔顶液浓度0.0054Kmol/h作为初值重新作物料衡算，见表3-1-

15、7。合计正己烷异己烷环戊烷正戊烷异戊烷正丁烷异丁烷组分塔-101非清晰分割物平表1004.3614.2415.7150.5913.810.700590摩尔分数%进料67.342.949.5910.5834.069.300.470.40摩尔流率kmol/h1005.0616.5214.8449.1513.420.550.46质量分数%5000252.96826.19741.812457.63670.8827.3923.09质量流率kg/h100000.03837.8156.133.272.76摩尔分数%塔顶馏出液14.415000.0055.458.090.470.40摩尔流率kmol/h100

16、000.03438.2656.792.672.25质量分数%1027.74000.35393.22583.6927.3923.09质量流率kg/h1005.5518.1219.9854.072.2900摩尔分数%塔釜液52.9252.949.5410.57528.611.2100摩尔流率kmol/h1006.3720.8018.6751.972.1900质量分数%3972.21252.96826.19741.462064.4187.1900质量流率kg/h校核环戊烷，若第二次计算结果与第一次相差不多，则满足要求。重新试差计算温度压力，与清晰分割的计算结果基本一致，塔顶温度为51，塔釜温度为67

17、。Nm=15.94块与第一次试差结果相差在允许误差范围内，所以满足要求，表3-1-7的物料分配是合理的。3.1.6确定最小回流比Rm计算最小回流比由Underwood公式：取饱和液相进料q=1，由（3-2）式：试差得到=1.2135，代入得Rm+1=2.169，则Rm=1.169。表3-1-8 Rm计算数据组分ixi,Fxi,D异丁烷3.640.00590.0276正丁烷2.930.00700.0327异戊烷1.250.13810.5613正戊烷10.50590.3781环戊烷0.690.15710.00038异己烷0.480.14240正己烷0.380.04360试差得=1.1916，得Rm

18、=9.18.3.1.7确定最适宜的回流比R及理论塔板数已知Nm=11.9 Rm=1.169表3-1-9 T-101 实际回流比及理论塔板数据表 R/Rm1.10 1.20 1.30 1.35 1.38 1.40 1.50 R10.0980 11.0160 11.9340 12.3930 12.6684 12.8520 13.7700 X0.0827 0.1528 0.2129 0.2399 0.2552 0.2651 0.3108 Y0.5674 0.4914 0.4379 0.4161 0.4041 0.3966 0.3633 N38.0640 32.2289 29.0655 27.9415

19、 27.3625 27.0090 25.5432 N(R+1)422.4345 387.2630 375.9330 374.2206 374.0015 374.1287 377.2731 由图取R/Rm=1.38可得12.67 N=27.3628块3.1.8 确定进料位置采用柯克布莱德经验公式： 即NR=9.57 NS=17.793.1.9确定进料温度初始设T=60，由泡点方程Ki*Xi=1确定进料温度，试差过程见表3-1-10： 表3-1-10 进料温度试差表异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷环戊烷异己烷正己烷Ki*XiZi0.00590.00700.13810.50590.15710.14240.0

20、436Ki(60)3.802.981.271.00.720.510.4050.908Ki(61)3.923.11.311.050.750.530.430.969Ki(61.5)4.03.11.351.10.760.530.431.0011 所以试差得进料处温度为61.5。3.2 T-201的物料衡算3.2.1塔-201清晰分割物平表假设为清晰分割，取环戊烷为轻关键组分，异己烷为重关键组分，回收率均为99%，做物料衡算见表3-2-1。 3.2.2 确定回流罐压力水做冷却剂，取回流罐温度为45, 由泡点方程Ki*Xi=1试差求回流罐压力，初始设P回=1.2atm：表3-2-2 T-201试差求回流

21、罐压力表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷Ki*XXi0.030.70830.25920.0025Ki(1.2atm)1.401.080.730.510.997Ki(1.15atm)1.471.10.770.531.02Ki(1.18atm)1.41.080.7460.5171.0011所以回流罐温度为1.18atm.18原料组分分子量 M进料 塔顶馏出液塔釜馏出液质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol/h摩尔分数%质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol/h摩尔分数%质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol/h摩尔分数%异戊烷72.1587.192.191.212.2987.303.021

22、.213.000000正戊烷72.152064.4151.9728.6154.072064.2171.3228.6170.830000环戊烷70.13741.4618.6710.5819.98734.2625.3710.4725.927.710.720.110.88异己烷86.17826.1920.809.5918.128.620.300.100.25817.7575.809.4975.68正己烷86.17252.966.372.945.550000253.3423.482.9423.44合计3972.2110052.931002894.3910040.391001078.810012.541

23、00表3-2-1 T-201清晰分割物料平衡表3.2.3塔内其他压力估算及温度的确定选取填料塔，取PDL=0.15atm 则PD=1.33atmPFD=0.07atm 则PF=1.40atmPWF=0.07atm 则PW=1.47atm 3.2.3.1塔顶温度确定初始设TD=49 由露点方程Yi/Ki=1确定塔定温度。表3-2-3 T-201试差求塔顶温度表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷Yi/KiY0.030.70830.25920.0025Ki(49)1.431.10.760.521.011Ki(49.5)1.451.110.7680.5341.00091所以塔顶温度为49.5。3.2.3.2

24、塔底温度确定初始设TW=74，由泡点方程Ki*Xi=1确定塔底温度 表3-2-4 T-201试差求塔底温度表组分环戊烷异己烷正己烷Ki*XiXi0.00880.75680.2344Ki(74)1.4551.050.780.9903Ki(74.5)1.481.060.791.00041所以试差结果，塔釜为温度为74.5.3.2.4验证T-201清晰分割是否成立以重关键组分异己烷为基准，=Ki/KH，列表如下所示：表3-2-5 T-201各组分相对挥发度数据表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷正己烷塔顶(49.5)2.722.081.4410.79塔底(74.5)2.311.821.4010.75平均值

25、2.511.951.4210.77对轻关键组分：由上表知平均=（1.44*1.40）1/2=1.42Nm=25.94验证T-201清晰分割是否成立：以计算釜液中异戊烷的摩尔分率为例： 同理可计算出塔釜液中正戊烷摩尔分率为塔顶馏出液中正己烷摩尔分率为 均满足清晰分割。由此可见，物料衡算按清晰分割处理是成立的。3.2.5 确定最小回流比Rm计算最小回流比由Underwood公式：取饱和液相进料q=1，由（3-2）式：由Excel试差见下表3-2-6：(以为变量代入（3-2）式进行试差求解)表3-2-6 Rm计算数据组分ixi,Fxi,D异戊烷2.510.02290.03正戊烷1.950.54070

26、.7083环戊烷1.420.19980.2592异己烷10.18120.0025正己烷0.770.05550试差得=1.0875，得Rm=1.853.2.6确定最适宜的回流比R及理论塔板数已知Nm=25.94 Rm=1.85表3-2-7 T-201 实际回流比及理论塔板R/Rm1.11.21.31.41.51.521.541.61.7R2.04 2.22 2.41 2.59 2.78 2.81 2.85 2.96 3.15 X0.06 0.11 0.16 0.21 0.25 0.25 0.26 0.28 0.31 Y0.60 0.53 0.48 0.44 0.41 0.41 0.40 0.39

27、 0.36 N65.75 56.32 50.98 47.42 44.82 44.38 43.96 42.82 41.23 N(R+1)199.55 181.34 173.60 170.23 169.19 169.18 169.21 169.58 170.92 由图取R/Rm=1.52 可得R=2.81 N=44.3844.4块3.2.7 确定进料位置采用柯克布莱德经验公式： 得 。3.2.8 确定进料温度初始设T=54，由泡点方程Ki*Xi=1确定进料温度，试差过程见下表3-2-8：表3-2-8 进料温度试差表异戊烷正戊烷环戊烷异己烷正己烷Ki*XiZi0.02290.54070.19980.

28、18120.0555Ki(54)1.521.220.840.590.460.995Ki(54.2)1.521.230.8490.5940.471.0021 所以试差得进料处温度为54.2。3.3 T-301的物料衡算3.3.1塔-301清晰分割物平表取重关键组分为正己烷，轻关键组分为正戊烷，做物料衡算见清晰分割物平表见表3-3-1。 3.3.2 确定回流罐压力水做冷却剂，因塔顶出料，故取回流罐温度为45 由泡点方程Ki*Xi=1试差求压力初始设P回 =1.3atm表3-3-2 T-301试差求回流罐压力表组分异戊烷正戊烷环戊烷Ki* XiXi0.04160.95490.0034Ki(1.3at

29、m)1.270.980.680.991Ki(1.28atm)1.301.00.691.011Ki(1.29atm)1.290.990.681.0011所以，回流罐压力为1.29atm。3.3.3塔内其他压力估算及温度的确定选取板式塔，取PDL=0.16atm 则PD=1.45atmPDW=0.24atm 则PW=1.69atm (注：此处压降PDW为假设值，要在后面求出实际塔板数后进行校验。) 26原料组分分子量 M进料 塔顶馏出液塔釜馏出液质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol/h摩尔分数%质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol/h摩尔分数%质量流率kg/h质量分数%摩尔流率kmol

30、/h摩尔分数%异戊烷72.1587.303.021.213.0087.304.161.214.160000正戊烷72.152064.2171.3228.6170.832002.1695.9027.7595.4962.057.780.867.59环戊烷70.13734.2625.3710.4725.927.010.340.100.34727.2591.1410.3791.53异己烷86.178.620.300.100.2500009.621.080.100.88合计2894.3910040.391002096.4710029.06100797.9210011.33100表3-3-1 T-301清

31、晰分割物料平衡表 3.3.3.1塔顶温度确定初始设TD=48 由露点方程Yi/Ki=1确定塔定温度，试差结果见下表：组分异戊烷正戊烷环戊烷Yi/KiY0.04160.95490.0034Ki(48)1.250.980.671.013Ki(48.5)1.280.990.681.0011表3-3-3 T-301试差求塔顶温度表所以塔顶温度为48.5。3.3.3.2塔底温度确定初始设TW=66，由泡点方程Ki*Xi=1确定塔底温度，试差结果见下表：表3-3-4 T-301试差求塔底温度表组分正戊烷环戊烷异己烷Ki*XiXi0.07590.91530.0088Ki(66)1.381.010.721.0

32、33Ki(65.5)1.380.990.711.019Ki(65)1.340.980.701.0031所以试差结果，塔底为温度为65.3.3.4验证T-301清晰分割是否成立以重关键组分环戊烷为基准，=Ki/KH对轻重关键组分，可知表3-3-5 T-301各组分相对挥发度数据表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷塔顶(48.5)1.881.4610.69塔底(65)1.761.3710.71平均值1.821.4110.70Nm=验证T-301清晰分割是否成立：先计算釜液中异戊烷的摩尔分率：再计算塔顶馏出液中异己烷的摩尔分率：由此可见，T-301物料衡算按清晰分割处理是成立的。3.3.5 确定最小回流比

33、Rm计算最小回流比由Underwood公式：取饱和液相进料q=1，由（3-2）式；试差见表3-3-6：表3-3-6 Rm计算数据组分ixi,Fxi,D异戊烷1.820.030.0416正戊烷1.410.70830.9549环戊烷10.25920.0034异己烷0.700.00250试差得=1.082，得Rm=3.173.3.6确定最适宜的回流比R及理论塔板数已知Nm=23.66 Rm=3.17表3-3-7 T-301 实际回流比及理论塔板数据表R/Rm1.11.21.31.41.431.441.51.6R3.487 3.804 4.121 4.438 4.533 4.565 4.755 5.0

34、72 X0.071 0.132 0.186 0.233 0.246 0.251 0.275 0.313 Y0.583 0.512 0.461 0.421 0.411 0.408 0.389 0.362 N58.136 49.534 44.766 41.620 40.868 40.632 39.353 37.625 N(R+1)260.86 237.96 229.25 226.33 226.13 226.11 226.47 228.46 由图取R/Rm=1.44 可得R=4.56 N=40.63块3.3.7 确定进料位置采用柯克布莱德经验公式： 即NR=28.72 NS=11.913.3.8 确

35、定全塔效率及实际塔板数NP根据奥康奈尔关联曲线表达式：式中： T(平均)=（48.5+65）/2=56.75uLXi,F*ui (ui为各组分在56.75下的粘度)由化工物性数据手册查得各组分在56.75的粘度：表3-3-8 进料各组分在80的粘度数据表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷Xi0.030.70830.25920.00251粘度ui/厘泊0.1660.1780.3000.21x*u0.004980.12610.077760.0005250.21uLXi,F*ui=0.21mPa*s将和uL代入式（33）得ET0.49×（1.415×0.21）0.24566%所以，实际

36、板数NP(40.63-1)/ 66%=60.0561块实际单板压降为P（1.69-1.45）/61*760=3.04mmHg在经验范围内，可以认为结果基本成立，假设比较合理。3.3.9 确定进料温度 初始设T=54，由泡点方程Ki*Xi=1确定进料温度，试差过程见下表3-3-9：表3-3-9 T-301试差求进料温度表组分异戊烷正戊烷环戊烷异己烷Ki*Xi进料Zi0.030.70830.25920.00251K(54)1.391.080.740.520.99981所以试差得进料处温度为79.5。小结：校核产品是否合格： 正戊烷脱附剂纯度：95.49%>95%: 95.49%+4.16%=

37、99.65%>99%纯度： 0.34%<0.5%符合产品要求。 环戊烷发泡剂纯度：91.53%>91%符合产品要求。由上述校核可知：根据各塔物料衡算所得结果，符合产品规格要求，前面所做各假设计算是合理的。第4章 能量衡算4.1 T-101能量衡算 T-101能量衡算表见表4-1-1 热负荷的计算过程：4.1.1 计算冷凝器热负荷QC对图中方框做热量衡算冷凝器为泡点回流，由物料平衡得：QC=(L+D)(HV1HLD)=(R+1)D(HV1HLD)=(12.671)×1027.74×(174.38-88.33)=1.21×106 (kcal/h)4.

38、1.2 计算再沸器热负荷QB 计算思路：用全塔热平衡计算再沸器热负荷QB由全塔热量衡算式：QF+QB=QC+QD+QL+QW 即：FHF+QB=DHD+QC+WHW+QL , 其中QL=5%max(QB,QC)假设 QL=0.05QB 则：QB= (DHD+QC+WHWFHF)/0.95 =( 1027.74×174.381.21×1063972.21×93.965000×82.62)/0.95 =1.42×106(kcal/h)由于QB>QC，所以假设成立。4.1.3 计算传热剂用量（1）冷却水用量mC 取循环上水为30，循环下水为40

39、，则t=40-30=10 查得水的CP=0.9989 Kcal/(Kg·) mc= (2)蒸汽用量mB由蒸汽压力0.4MPa（143.6），查得气化潜热rB=2133.8(KJ/Kg) 6mB=4.2 T-201能量衡算 T-201能量衡算表见表4-2-1 热负荷的计算过程：4.2.1 计算冷凝器热负荷QC对图中方框做热量衡算冷凝器为泡点回流，由物料平衡得：QC=(L+D)(HV1HLD)=(R+1)D(HV1HLD)=(2.811)×2894.39×(169.65-80.91)=9.79×105 (kcal/h)4.2.2 计算再沸器热负荷QB 计算思

40、路：用全塔热平衡计算再沸器热负荷QB由全塔热量衡算式：QF+QB=QC+QD+QL+QW 即： FHF+QB=DHD+QC+WHW+QL , 其中QL=5%max(QB,QC)假设 QL=0.05QB 则：QB= (DHD+QC+WHWFHF)/0.95 =( 2894.39×169.659.79×1051078.8×105.333972.21×87.16)/0.95 =1.30×106(kcal/h)由于QB>QC，所以假设成立。4.2.3 计算传热剂用量（1）冷却水用量mC 取循环上水为30，循环下水为40，则t=40-30=10 查

41、得水的CP=0.9989 Kcal/(Kg·) mc= (2)蒸汽用量mB由蒸汽压力0.4MPa（143.6），查得气化潜热rB=2133.8(KJ/Kg) 6mB=4.3 T-301能量衡算 T-301能量衡算表见表4-3-1 热负荷的计算过程：4.3.1 计算冷凝器热负荷QC对图中方框做热量衡算:冷凝器为泡点回流，由物料平衡得：QC=(L+D)(HV1HLD)=(R+1)D(HV1HLD)=(4.561)×2096.47×(175.22-88.38)=1.01×106 (kcal/h)4.3.2 计算再沸器热负荷QB 计算思路：用全塔热平衡计算再沸器

42、热负荷QB由全塔热量衡算式：QF+QB=QC+QD+QL+QW 即： FHF+QB=DHD+QC+WHW+QL , 其中QL=5%max(QB,QC)假设 QL=0.05QB 则：QB= (DHD+QC+WHWFHF)/0.95 =(2096.47×175.221.01×106797.92×71.672894.39×84.32)/0.95 =1.25×106(kcal/h)经计算，有QB>QC，所以假设成立。4.3.3 计算传热剂用量（1）冷却水用量mC 取循环上水为30，循环下水为40，则t=40-30=10 查得水的CP=0.9989

43、 Kcal/(Kg·) mc= (2)蒸汽用量mB由蒸汽压力0.4MPa（143.6），查得气化潜热rB=2133.8(KJ/Kg) 6mB=4.4 三塔能量衡算汇总项目质量流率/kg/h能量/kal/hT-101进塔进料50004.13×105再沸器1.42×106小计1.83×106出塔冷凝器14049.211.21×106塔顶出料1027.741.79×105塔釜出料3972.213.72×105损失7.1×104小计1.83×106项目质量流率/kg/h能量/kal/hT-201进塔进料3972.

44、213.46×105再沸器1.30×106小计1.65×106出塔冷凝器11027.639.79×105塔顶出料2894.394.91×105塔釜出料1078.81.14×105损失6.5×104小计1.65×106项目质量流率/kg/h能量/kal/hT-301进塔进料2894.392.44×105再沸器1.25×106小计1.49×106出塔冷凝器11656.371.01×106塔顶出料2096.473.67×105塔釜出料797.925.72×104

45、损失6.25×104小计1.49×106表4-4-1 T-101、T-201、T-301能量汇总表39表4-1-1 T-101能量衡算表组分异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷环戊烷异己烷正己烷混合焓回流罐（45）焓值H（kcal/kg）92918888.558.6188.33塔顶（51）焓值H（kcal/kg）167175173175.5154.27174.38进料（61.5）焓值H（kcal/kg）1021029796.567.3595.699782.62塔底（67）焓值H（kcal/kg）10099.57099.1610093.96热负荷的计算塔顶冷凝器的热负荷Qc1.21×106kcal/h冷却水用量1.21×