12.3万吨年轻烃分离装置工艺设计毕业设计.doc

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1、中国石油大学胜利学院本科毕业设计（论文） 本科生毕业设计（论文）题 目： 12.3万吨/年轻烃分离装置工艺设计学生姓名： 系 别： 化学化工系 专业年级： 2010级化学工程与工艺专业 指导教师： 2014年 6 月 1 日摘 要现代化工工业最常用的技术之一便是轻烃分离技术，因此研究轻烃分离技术是至关重要。而精馏又是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中具有广泛应用。本装置通过分离丙烷、异丁烷、正丁烷、异戊烷、异己烷、正己烷而得到液化气、异戊烷和正戊烷。混合戊烷在我国的储量与液化石油气产量相当，作为一次能源替代液化气、柴油、电等二次能源，对优化我国能源结构，提高能源

2、利用效率，作为天然气投入产出不经济市场的有益补充，具有重要的战略意义和现实意义。可以通过三个塔根据挥发度的不同以及产品的要求实现分离，设计包括精馏塔的工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、塔体设计、设备计算及选型。对板式塔，采用了F型浮阀塔板，并进行了塔板水力学的校核计算。得到了比较理想的工艺流程及设备选用。关键词：轻烃分离；混合戊烷；设计ABSTRACTTechnology of light hydrocarbon separation technology is one of the most commonly used is important now, separation of ligh

3、t hydrocarbon. Distillation separation is the most common unit operation in liquid mixtures,is widely used in chemical industry,oil refining, petrochemical and other industries. The device through the separation of propane, n-butane, isobutane, pentane, hexane, hexane and liquefied gas, i-Pentane an

4、d n-pentane. Pentane hydrocarbon mixture is in Chinas reserves and liquefied petroleum gas production, as an alternative energy of liquefied gas, diesel, electricity and other two energy, to optimize Chinas energy structure, improving energy efficiency, asa useful supplement to natural gas input and

5、 output is not the economic market, has important strategic and practical significance.According to the volatility and different product requirements can be met by threetowers to achieve separation, this design including distillation process design, materialbalance, heat balance calculation, design,

6、 calculation and selection of tower equipment.On the plate, the F type float valve tray, calculation and check of tower plate hydraulics. The process flow and equipment ideal selection.Keywords: Light hydrocarbon separation; Mixed pentane; Process design 目 录第一章 总 述11.1 前言11.2 主题11.2.1 轻烃的分离原理11.2.2

7、分离顺序的选择21.2.3 产品性能用途21.2.4 生产现状41.2.5 发展前景4第二章 工艺流程设计62.1 工艺流程设计62.1.1 工艺方案6第三章 物料衡算83.1 原始数据的获得83.2 塔T-101物料衡算103.2.1 T-101清晰分割物料衡算103.2.2 确定塔的操作压力及温度113.2.3 确定最小回流比133.2.4 确定最适宜的回流比143.2.5 全塔效率及确定实际塔板数153.2.6 进料温度及压力的确定163.3 塔T-201物料衡算163.3.1 塔T-201清晰分割物料衡算163.3.2 确定塔的操作压力及温度173.3.3 验证T-201清晰分割是否成

8、立193.3.4 确定最适宜的回流比193.3.5 全塔效率及确定实际塔板数203.3.6 进料温度及压力的确定213.4 塔T-301物料衡算223.4.1 清晰分割物料衡算223.4.2 确定塔的操作压力及温度233.4.3 验证T-301清晰分割是否成立243.4.4 确定最小回流比253.4.5 全塔效率及确定实际塔板数263.4.6 进料温度及压力的确定27第四章 能量衡算294.1 T-101能量衡算294.1.1 焓值计算294.1.2 热负荷的计算294.1.3 计算传热剂用量314.2 T-201 能量衡算314.2.1 焓值计算314.2.2 热负荷的计算314.2.3 计

9、算传热剂用量324.3 T-301 能量衡算324.3.1 焓值计算324.3.2 热负荷的计算324.3.3 计算传热剂用量334.4 三塔热量衡算表33第五章 设备工艺计算及选型355.1 T-101的设计与选型355.1.1 塔径的计算355.1.2 塔高的计算385.3.4 塔体设计395.2 T-201的设计与选型515.2.1 塔径的计算515.2.2 塔高的计算545.2.3 塔板的设计与布置545.3 T-301的设计与选型655.3.1 塔径的计算655.3.2 塔高的计算685.3.3 塔板的设计与布置68第六章 塔体设计806.1 T-101塔体初步设计806.1.1 初

10、步设计806.1.2 接管的设计806.2 T-201塔体初步设计826.2.1 初步设计826.2.2 接管的设计826.3 T-301塔体初步设计846.3.1 初步设计846.3.2 接管的设计84第七章 换热器的设计与选型867.1 T-101换热器的计算与选型867.1.1 进料换热器E-101的选用867.1.2 塔顶冷凝器E-102的选用867.1.3 再沸器E-103的选用877.2 T-201换热器的计算与选型877.2.1 进料换热器E-201的选用877.2.2 塔顶冷凝器E-202的选用877.2.3 再沸器E-203的选用887.3 T-301换热器的计算与选型887

11、.3.1 进料换热器E-301的选用887.3.2 塔顶冷凝器E-302的选用897.3.3 再沸器E-303的选用89第八章 设计结果汇总表90第九章 小 结969.1 设计陈述969.2 体会和收获96参考文献97致 谢98第一章 总 述1.1 前言“烃”就是碳、氢两种元素以不同的比例混合而成的一系列物质。其中较轻的部分，就叫做轻烃6。天然气的主要成份是C1，含少量的C2，液化石油气的主要成份是C3、C4，它们在常温常压下呈气态，叫气态轻烃。C5-C16的烃在常温常压下是液态，我们就叫它液态轻烃。液态轻烃中最轻的部分是C5、C6，饱和的C5 、C6是鼓泡制气的最好原料，再重一点的部分就是汽

12、油、煤油和柴油等。如果把石油按碳原子数排列起来分成段，第一段就是天然气，即碳一、碳二；第二段是液化石油气，即碳三、碳四，这两段在常温常压下呈气态，是气态轻烃；我们制气所用的原料主要是油气田开采过程中以碳五碳六为主的这段伴生副产品，在常温常压下呈液态。用其所制成的燃气在使用上和天然气、液化石油气是一样的。轻烃永远与石油、天然气共存。轻烃具有一系列优良的物理化学性质。轻烃燃气与天然气一样，都是清洁燃料。除了热值高、燃烧排放清洁外，与天然气和液化石油气相比，其运输、贮存、分销更为方便安全，不仅可作为居民饮食、洗浴、采暖等各种生活用燃气设施的气源，也是机关、学校、饭店等公用事业和玻璃、陶瓷、建材、食品

13、等工业企业烹饪、采暖、制冷和生产加热设施的理想气源。所以设计合理优化的轻烃分离装置，在化工生产中占有举足轻重的地位。1.2 主题 1.2.1 轻烃的分离原理轻烃分离技术是现在最常用的技术之一，研究轻烃分离技术至关重要。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中具有广泛应用。精馏按操作压力可分为以下三类6。常压精馏：精馏在常压下进行。减压精馏:用于常压下物系沸点较高，使用高温加热介质不经济或热敏性物质不能承受的情况。减压可降低操作温度。加压精馏:对常温常压下为气体的物系(如空气)进行精馏分离，可采用加压精馏以提高混合物的沸点。精馏过程中，传热、传质过程同时进行，属传

14、质过程控制。在精馏塔中，原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。在精馏段，气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获得轻组分产品。在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品。气、液相回流是精馏操作的重要特点。1.2.2 分离顺序的选择用经验法确定分离顺序。经验法又称启发法，它凭借在分离过程和工程领域长期积累的经验所归纳出来的经验规则，对具体的问题进行定性的分析而确定分离顺序的方法。使用该方法可免于对所用

15、可能的分离顺序进行考察，在不作设计和设备费估计的情况下很快地选出较好的分离顺序10。(1)按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离出各种组分。(2)最困难的分离应该放在塔序的最后。(3)应使各个塔的馏出液的摩尔数与釜液的摩尔数尽量接近。(4)分离很好回收率的组分的塔应放在塔序的最后。(5)进料中含量很高的组分尽量提前分出上述五条规则在实际应用中常常是相互矛盾的，根据某些规则导出一个塔序，而从另外 规则又导出不同的塔序。在实际设计中有必要评比若干不同的塔序方案，以明确在该具体条件下哪个因素是主要的。所以上述方法的真正作用是在于减少需要评比的不同方案的数目，因为有很多塔序，由经验法已可以确定是不可取的

16、，大大缩小了评比的范围。进一步评比的方法有调优合成法和算法合成技术。1.2.3 产品性能用途 (一)液化气产品高压或低温液化的石油气，是由丙烷、正丁烷、异丁烷及少量的乙烷、不饱和烃等组成；具有污染少、发热量高、压力稳定、储存设备简单、供应方式灵活等特点。 产品用途：炼油厂在进行原油催化裂解与热裂解时所得到的副产品；主要用作石油化工原料，用于烃类裂解制乙烯或蒸气转化制合成气，可作为工业、民用、内燃机燃料1。(二)异戊烷中文名称2，2-甲基丁烷。分子式：C5H12；熔点-159.4，沸点：27.8，相对密度(水=1) 1.02，相对蒸气密度(空气=1) 2.48，饱和蒸气压(kPa) 79.31(

17、22.9)， 燃烧热(kJ/mol) 3504.1，临界温度() 187.8，临界压力(MPa) 3.33；纯品为无色透明的易挥发液体，具有令人愉快的芳香气味，不溶于水，可混溶于乙醇、乙醚等多数有机溶剂；极易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热极易燃烧爆炸，且对人体具有麻醉及轻度的刺激作用，皮肤长期接触可发生轻度皮炎。生产方法：石油炼厂和石油化工厂的副产品。在炼厂铂重整拔头油的碳五馏分中含有异戊烷在催化裂化汽油的碳五馏分中也含有异戊烷(胜利原油中约含2%)工业级的异戊烷含杂质是沸点相近的烷烃、环烷不饱和烃及水分其不饱和烃用浓硫酸洗涤除去水分用无水氯化钙、五氧化二磷或金属钠等脱水剂脱

18、除工业生产可用分子筛脱水最后再分馏精制分馏液用高温活化的硅胶吸附柱除去微量的直链烃即得精制异戊烷产品。此外工戊烷在氯化铝或氯化氢存在下经异构化也可生成异戊烷1。产品用途：可以作聚乙烯生产中催化剂的溶剂、可发性聚苯乙烯的发泡剂、聚氨酯泡沫体系的发泡剂、脱沥青溶剂等；其辛烷值高，可用于汽车、飞机燃料。 (三)正戊烷无色液体，具有微弱的薄荷香味；极易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物；遇明火、高热极易燃烧爆炸。与氧化剂能发生强烈反应，甚至引起燃烧；液体比水轻，不溶于水，可随水漂流扩散到远处，遇明火即引起燃烧；属于低毒类，高浓度可引起眼与呼吸道粘膜轻度刺激症状和麻醉状态，甚至意识丧失，慢性作用为眼和呼

19、吸道的轻度刺激。生产方法：生产方法由石油裂解产物分离而得。例如在炼厂拔头油的碳五馏分中主要含有正戊烷和异戊烷。大庆原油的汽油馏分中正戊烷约占8%胜利原油的碳五馏分中正戊烷约占3%通过戊烷分离塔或分子筛分离可得正戊烷和异戊烷。南京栖霞山采用五塔精馏生产流程制得发泡戊烷不仅发泡率大(达到50%-60%)且稳定性好、沸点高、能耗小大大提高了发泡戊烷的附加值。产品用途：在三氯化铝存在下，经异构化可制备异戊烷；也用作萃取溶剂，聚苯乙烯理想的发泡剂，液态空气机的润滑剂；用于低温温度计，制人造冰，麻醉剂，以及合成戊醇等。(四)正己烷低毒、有微弱的特殊气味的无色液体，熔点-95.3，沸点68.74；具有一定的

20、毒性，会通过呼吸道、皮肤等途径进入人体，长期接触可导致人体出现头痛、头晕、乏力、四肢麻木等慢性中毒症状，严重的可导致晕倒、神志丧失、甚至死亡。极易挥发着火，极易燃易爆其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热极易燃烧爆炸。与氧化剂接触发生强烈反应甚至引起燃烧。在火场中受热的容器有爆炸危险其蒸气比空气重能在较低处扩散到相当远的地方遇明火会引着回燃。产品用途：正己烷的主要作溶剂、如丙烯等烯烃聚合时的溶剂、食用植物油的提取剂、橡胶和涂料的溶剂以及颜料液化气的使用涉及有色金属冶炼、窑炉培烧、汽车燃料、居民生活等领域。有色金属冶炼中要求燃料热质稳定无燃炉产物无污染而液化石油气都具备了这些条件。液化石油

21、气被加热气化后可以方便地引入冶炼炉燃烧。山东金升有色金属集团公司已将液化石油气成功地用于德国克虏伯熔炼炉的铜冶炼工艺代替了原煤气燃烧工艺减少了硫、磷等杂质的危害提高了铜材质量。1.2.4 生产现状正戊烷的生产现状：目前，国内戊烷生产技术主要来自于天津大学和北京化工研究院。1主要生产原料为油田轻烃、原油预处理装置的拔头油、加氢装置的轻石脑油、重整加氢后的混合烃、炼厂气分装置的C5及乙烯装置裂解副产的C5馏分，也可采用C5醚化后的混合C5分离精制处理得到，也可采用环戊二烯加氢制得。从直馏汽油、天然气凝析油、加氢裂化尾油、重整汽油中经分馏获得的C5馏分，以戊烷分离塔和异戊烷塔高效精馏分离而得到正戊烷

22、和异戊烷产品居主导地位。目前戊烷产品还没有国家统一标准，但生产企业有各自的企业标准，且与国外同类产品的标准相当。1.2.5 发展前景 戊烷混合烃在我国的储量与液化石油气产量相当，作为一次能源替代液化气、柴油、电等二次能源，对优化我国能源结构，提高能源利用效率，作为天然气投入产出不经济市场的有益补充，具有重要的战略意义和现实意义。我国的油田和炼厂的轻石脑油资源丰富，“碳五轻石脑油综合利用技术”利用廉价的原料生产较高附加值的产品，使石油资源得到合理利用，可给企业带来良好的经济效益。1 由于戊烷燃料成功地解决了汽化、管输、压力调配等技术问题，戊烷燃料可以罐装形式供用户使用，也可通过建立戊烷燃气供应站

23、。它具有建站灵活，占地少，可集群管网供气，储运安全便捷，价格适宜等优势，具备了向市场推广的条件。在天然气、液化气无法满足经济生活增长需求的情况下，戊烷燃料将是一些地区未来较长一段时间内的理想燃料。可以预见，其市场开发潜力较大。98第二章 工艺流程设计工艺流程设计是工艺设计的核心，在整个设计中，设备选型、工艺计算、设备布置等工作都与工艺流程有直接关系。只有流程确定后，其他各项工作才能展开，工艺流程设计影响各个方面，而各个方面的变化又反过来影响工艺流程的设计，设计使工艺流程发生较大的变化。2.1 工艺流程设计2.1.1 工艺方案 表1-1 原料组成表序号原料组分组成，m%1丙烷8.3452异丁烷6

24、.5653正丁烷7.3124异戊烷29.585正戊烷37.0386异己烷3.1247正己烷8.036合计 - -100.00（一）由产品要求将原料分为四组：A丙烷，异丁烷，正丁烷 B 异戊烷C 正戊烷，异己烷 D 正己烷根据以下原则，来选择最佳方案： a.分离回收率要求高的组分放在塔序的最后。 b.按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离出各组分。 c.最难分离的放在塔序的最后。 d.应使各个塔的馏出液的摩尔分数与釜液的摩尔分数尽量接近。(二)生产方案的确定图2-1 方案流程图优点：进料中含量多的组分提前分离，减少了后续塔的流率及再沸器的热负荷，节约能耗和设备费用，同时分离很高回收率的组分的塔放在

25、了塔序的最后，这时非关键组分减少了，使得塔径减小，进而减少了设备费用。缺点：A、B两组份相对挥发度较近，且放在第一个塔分离，增加了板间汽相流率，造成了塔直径增加，设备费用增加。第二个塔馏出液与塔釜液的摩尔数相差很大，塔顶的馏出物很多，需要的塔径相应增加，同样使得设备费用增加。 第三章 物料衡算简捷计算主要步骤：一假设满足清晰分割，进行初步物料衡算二确定塔的操作压力及温度三确定、四校核物料平衡五确定R、N六确定进料位置七板式塔还需计算全塔效率及实际板数3.1 原始数据的获得装置总进料量为3.5万吨/年，每年按开工7200小时计算，则流量为17083kg/h。各组分原始数据表如下：表3-1 原料各

26、组分性质及原料数据汇总编号组分M摩尔流量kmol/h摩尔分数mol%质量流量kg/h质量分数m%1丙烷44.095632.329212.77971425.57648.3452异丁烷58.122219.29557.62751121.49906.5653正丁烷58.122221.49118.49541249.10907.3124异戊烷72.148870.037927.68595053.151429.585正戊烷72.148887.696634.66636327.201537.0386异己烷86.17546.19292.4480533.67293.1247正己烷86.175415.93026.297

27、21372.78998.036合计-252.973410017083100先假设回收率，看回收率是否合格。T-101取轻关键组分为正丁烷，重关键组分为异戊烷，设回收率为99%，假设进料为100kmol/h，则可估算物料平衡表：表3-2 T-101清晰分割物料衡算汇总组分进料kmol/h塔顶kmol/h塔釜kmol/h丙烷12.779712.7797-异丁烷7.62757.6275-正丁烷8.49548.41040.08495异戊烷27.68590.276927.4090正戊烷34.6663-34.6663异己烷2.4480-2.4480正己烷6.2972-6.2972合计10029.09457

28、0.9055所以组分含量：0.2769/29.0945=0.00805053=0.9517%3%，所以合格。T-201取轻关键组分为异己烷，重关键组分为正己烷，回收率均为99%，设进料为100kmol/h。表3-3 T-201估算物料平衡表组分进料kmol/h塔顶kmol/h塔釜kmol/h正丁烷0.084950.08495-异戊烷27.409027.4090-正戊烷34.666334.6663-异己烷2.44802.42350.02448正己烷6.29720.062976.2342合计70.905564.64676.2587正己烷纯度：6.2342/6.2587=0.996089=99.60

29、89%98%，所以合格。T-301取轻关键组分为异戊烷，重关键组分为正戊烷，回收率为99%，设进料为100 kmol/h，则可估算物料平衡如下表：表3-4 T-301估算物料平衡表组分进料，kmol/h塔顶，kmol/h塔釜，kmol/h正丁烷0.084950.08495-异戊烷27.409027.13490.2741正戊烷34.66630.346734.3196异己烷2.4235-2.4235正己烷0.06297-0.06297合计64.646727.566637.0802异己烷的纯度：27.1439/27.5666=98.4340%98%，所以合格。3.2 塔T-101物料衡算3.2.1

30、T-101清晰分割物料衡算令正丁烷为轻关键组分，异戊烷为重关键组分，回收率均为99%，假设清晰分割，可得下表： 表3-5 T-101清晰分割物料衡算表组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷合计进料质量流量kg/h1425.57641121.49901249.10905053.15146327.2015533.67291372.789917083质量分数m%8.3456.5657.31229.5837.0383.1248.036100摩尔流量kmol/h32.329219.295521.491170.037987.69666.192915.9302252.9734摩尔分数mol%12.77

31、978.12558.495427.685934.66632.44806.2972100续表组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷合计塔顶馏出液质量流量kg/h1425.57641121.49901236.617950.5315-3834.1748质量分数m%37.180829.248832.25253.4179-100摩尔流量kmol/h32.329219.295521.27620.7004-73.6013摩尔分数mol%43.924826.216228.90740.9516-100塔釜馏出液质量流量kg/h-12.49115002.61996327.20150533.67291372.

32、789913248.7753质量分数m%-0.0942837.759147.75694.028110.3616100摩尔流量kmol/h-0.214969.337587.69666.192915.9302179.3451摩尔分数mol%-0.119838.661548.88323.45318.88241003.2.2 确定塔的操作压力及温度(一) 确定回流罐压力 取=40，塔顶采用冷凝器，查得40下，塔顶各组分的饱和蒸汽压，由=/P及泡点方程2 =1可得：=。表3-6 T-101回流罐各组分基本数据组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷Pi，atm13.59335.25473.75321.49260.43

33、920.26220.28910.009516,atm5.97023.47781.08510.01420所以，=8.4473atm1atm，所以采用加压操作。管线压力=0.15atm。则塔顶压力=+=8.4473+0.15=8.5973atm.，采用板式塔，设Np=26块，设单块塔板压降为P=0.005263atm,Pw=+NpP=8.5973+260.005263=8.7341atm.=0.1atm则=5.32atm。(二) 计算塔顶、塔底温度(1) 求塔顶温度由前面计算得知，塔顶压力等于8.4473个大气压，应用露点方程=1试差求得，其中，= /。由石油化工基础数据7查得，其中塔顶与回流罐中

34、的近似相同。表3-7 T-101塔顶温度基本数据温度组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷0.43920.26220.28910.0095165017.30016.92855.04542.09631.2515318.41217.43065.43312.27732.965所以，塔顶温度取53。(2)求塔底温度TW由前面计算可知，Pw=8.7341atm，用泡点方程进行验证。表3-8 T-101塔底各组分基本数据组分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷,atm0.0014530.37640.40470.0073770.1455-12323.321311.49419.49565.20224.22702.9369122

35、22.875611.25279.28925.07724.12142.9123所以，=122。(三) 验证T-101清晰分割是否成立以重关键组分异戊烷为基准，则有= /表3-9 T-101各组分相对挥发度表温度组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷538.08513.26292.38581.000.77920.35980.27171224.06522.58532.03291.000.82550.45120.3664-5.73302.90442.20231.000.80200.40290.3155由表3-9可知，轻关键组分正丁烷的=2.2023。由Fensk公式：Nm= （3-1）（上式中N

36、m包括再沸器）Nm = =11.6409以计算釜液中乙烷的摩尔分率为例，则 = 6.0310-4kmol/hx乙烷=W乙烷/W=1.599310-6同理， 釜液异丁烷x异丁烷=3.616710-4，塔顶正戊烷x正戊烷=9.465910-4塔顶异戊烷x异戊烷=6.823810-8，塔顶正己烷x正己烷=7.81410-9所以塔1-101清晰分割是合理的。3.2.3 确定最小回流比由Underwood3公式： (3-2) (3-3)取饱和液相进料q=1，由式（3-2）来试算的值，示例列于表3-11：表3-10 T-101确定基础数据表组分进料组成，mol%=1.7丙烷0.1277975.73300.

37、1816异丁烷0.0762752.90440.1839正丁烷0.0849542.20230.3725异戊烷0.2768591.00-0.3956正戊烷0.3466630.8020-0.3096异己烷0.024480.4029-0.007604正己烷0.0629720.3155-0.01435合计1.00-0.01由表3-11得到，当=1.7时，将=1.7代入式（3-3），计算得=1.5105。3.2.4 确定最适宜的回流比表3-11 T-101求适宜的R及N计算数据表R/Rm1.51.61.71.8R2.20172.15651.74482.4260X0.22300.25620.28670.31

38、47Y0.4180.3790.3420.33N20.719819.355718.211117.8670N（R+1）62.608961.095959.937461.2131以R/Rm为x轴，N（R+1）为y轴作图可得：图3-1 T-101最小回流比示意图由化工分离工程270-71页的吉利兰图，由图3-1得，当R/Rm=1.7时，R=1.7448, =59.9374。3.2.5 全塔效率及确定实际塔板数(一) 全塔效率平均温度T=(53+122)/2=87.5查石油化工基础数据手册得到各组分粘度4如下表：表3-12 T-201各组分粘度表组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷u,cP0.04

39、4750.0730.088250.12050.13830.16880.2869xif0.12780.07630.08500.27690.34670.02450.1000则：=ixi=0.1276正戊烷=2.2023，则全塔效率=1.0687(二) 实际塔板数的确定=/=18.2111/1.0687=27.23，即28块假设塔板数为N=26块塔板，所以在误差范围内，假设合理。(三) 确定进料位置根据芬斯克方程可得： （3-4）得到=15.9799，=12.0207。所以，=12，=16，进料位置在第17块板。3.2.6 进料温度及压力的确定=+=8.5973+170.005263=8.4573

40、atm。利用泡点方程试差法=，求。其中由化学化工物性手册查得5。表3-13 T-101进料温度基本数据组分丙烷异丁烷正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷合计，%0.12780.07630.08500.27690.34670.02450.0630-,atm (80)4.04241.08121.00352.97721.00600.091120.14068.5421所以，进料温度=80。3.3 塔T-201物料衡算3.3.1 塔T-201清晰分割物料衡算表3-14 T-201清晰分割物料平衡表组分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷合计进料质量流量kg/h12.49115002.619906327.201505

41、33.67291372.789913248.7753质量分数m%0.0942837.759147.75694.0281010.3616100摩尔流量kmol/h0.214970.037987.69666.192915.9302180.0725摩尔分数mol%0.119338.661548.70073.43918.8465100续表组分正丁烷异戊烷正戊烷异己烷正己烷合计塔顶馏出液质量流量kg/h12.49115002.619906327.20150528.336213.727911884.3766质量分数m%0.105142.094153.23974.44560.1155100摩尔流量kmol/h0.214970.03