580萬(wàn)年原油常減壓蒸餾裝置工藝設(shè)計(jì)

1、580萬(wàn)/年原油常減壓蒸餾裝置工藝設(shè)計(jì)（年處理量250+33*10=580萬(wàn)噸/年）一總論1.1概述石油加工是國(guó)民經(jīng)濟(jì)的主要產(chǎn)業(yè)以及國(guó)民經(jīng)濟(jì)的支柱產(chǎn)業(yè)之一，在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中有著重要的地位。石油產(chǎn)品應(yīng)用在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中的各行各業(yè)，涉及到民用以及軍用。石油已是一個(gè)國(guó)家懶以生存產(chǎn)品，是一個(gè)國(guó)家能否興旺發(fā)達(dá)的有力支柱。目前，國(guó)際原油供不應(yīng)求，價(jià)格高居不下，原油供應(yīng)緊張，并由原油所引發(fā)起不少主要產(chǎn)油地區(qū)的不穩(wěn)定。我國(guó)是一個(gè)人口大國(guó)，石油的需求在近年來(lái)尤其緊張，并隨著經(jīng)濟(jì)的發(fā)展，市場(chǎng)需求越來(lái)越大，石油產(chǎn)品利潤(rùn)很高。本設(shè)計(jì)是以大港原油為加工原油，采用常減壓蒸餾裝置蒸餾加工（580萬(wàn)噸/年）原油，而分離出以汽油，煤油

2、，輕柴油，重柴油以及重油為主要產(chǎn)品的各種油產(chǎn)品。本方法簡(jiǎn)單實(shí)用，處理量大，技術(shù)成熟，是目前國(guó)內(nèi)外處理原油最主要的方法。1.2文獻(xiàn)綜述本設(shè)計(jì)是以課程設(shè)計(jì)、化工設(shè)計(jì)為基礎(chǔ)，以課程中指導(dǎo)老師給出的數(shù)據(jù)為依據(jù)，參考化工原理、化工設(shè)計(jì)、石油練制工藝學(xué)、石油化工工藝計(jì)算圖表工程制圖等資料。采用原油常減壓蒸餾裝置工藝設(shè)計(jì)以生產(chǎn)重整原油，煤油，輕柴油，重柴油，重油等產(chǎn)品。所采用的方法是目前國(guó)內(nèi)外最實(shí)用，最普遍，最成熟的原油加工方法。適用國(guó)內(nèi)大中小企業(yè)等使用。1.3設(shè)計(jì)任務(wù)依據(jù)所設(shè)計(jì)任務(wù)是以指導(dǎo)老師給出的原油數(shù)據(jù)為依據(jù)。所設(shè)計(jì)的設(shè)備參數(shù)是以一些權(quán)威書(shū)籍為參考。1.4主要原材料本設(shè)計(jì)主要的原材料主要有大港原油、水

3、、電1.5其它本設(shè)計(jì)應(yīng)設(shè)計(jì)應(yīng)用在一些交通運(yùn)輸方便，市場(chǎng)需求大的附近。同時(shí)，生產(chǎn)過(guò)程中應(yīng)與環(huán)境相給合，注重“三廢”的處理，堅(jiān)持國(guó)家可持續(xù)發(fā)展的戰(zhàn)略，堅(jiān)持和諧發(fā)展的道路，與時(shí)俱進(jìn)。同時(shí)應(yīng)注意到，廢品只是一種放在待定時(shí)間與空間中的原材料，在另一些場(chǎng)所，它們又是一種原材料，因而，在生產(chǎn)過(guò)程中，應(yīng)把“三廢”綜合利用。2、1工藝參數(shù)計(jì)算2、1、1原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)的計(jì)算以下的轉(zhuǎn)換計(jì)算均以重整原料為例，其它產(chǎn)品僅寫(xiě)出計(jì)算結(jié)果。1)根據(jù)提供的原油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)，常壓下的平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)作出實(shí)沸點(diǎn)曲線和常壓下的原油平衡蒸發(fā)曲線，見(jiàn)圖2-1(2)體積平均沸點(diǎn)，tv879399106118重整原料(3)恩氏蒸餾90%

4、-10%斜率t二二100.6v5k二11887二0.3875重整原料：90-10(4) 立方平均沸點(diǎn)tcc由工藝計(jì)算圖表圖21查得體積平均沸點(diǎn)校正值為：-1.8°C重整原料t=100.6-1.8=98.8Cc(5) 中平均沸點(diǎn),t(中)：由圖表集圖2-1-1查得體積平均沸點(diǎn)校正值為-2.2C,故:汽油,t(中)=t(體)-2.2C=98.8-2.2=98.4°C(6) 特性因數(shù)K：由圖表集圖2-1-2查得：汽油K=11.58。(7) 分子量M：由圖表集圖2-1-2查得：汽油M=96.(8) 平衡蒸發(fā)溫度由圖表集圖2-2-3及圖2-2-4計(jì)算出汽油平衡蒸發(fā)100溫度為109C

5、(9) 臨界溫度,tkp：由圖表集圖2-3-7和圖2-3-8查得：汽油tkp=275C。(10) 臨界壓力,Pkp：由圖表集圖2-3-9查得：汽油Pkp=3.26MPa。(11) 焦點(diǎn)溫度,tF由圖表集圖2-2-19查得，汽焦點(diǎn)溫度為307°C。(12) 焦點(diǎn)壓力,PF由圖表集圖2-2-18查得，汽焦點(diǎn)壓力為4.52MPa。表2油品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計(jì)算匯總油品名稱(chēng)密度比重指數(shù)特性因數(shù)分子量平衡蒸發(fā)溫度C臨界參數(shù)焦點(diǎn)參數(shù)溫度C溫度C汽油0.7342煤油0.790947.211.9158164371輕柴0.840642.312.12219247442重柴0.845041.812.62305

6、340.8497重油0.920021.212.1原油0.73422、1、2產(chǎn)品收率及物料平衡物料平衡可參考同一原油丶同一產(chǎn)品方案的生產(chǎn)數(shù)據(jù)確定。確定后列出物料平衡表。如不能取得實(shí)標(biāo)生產(chǎn)數(shù)據(jù),可根據(jù)實(shí)沸點(diǎn)數(shù)據(jù)來(lái)確定。如表1所示，相鄰兩個(gè)產(chǎn)品是互相重疊的，即實(shí)沸點(diǎn)蒸餾（tH-tL）是負(fù)值。通常相鄰兩個(gè)產(chǎn)品的實(shí)沸點(diǎn)就在這一重疊值的一半處，因此可取tH和tL之間的中點(diǎn)溫度作為這兩個(gè)餾分的切割溫度，按切割溫度，可以從原油的實(shí)沸點(diǎn)曲線得出各產(chǎn)品的收率。決定年開(kāi)工天數(shù)后，即可作出常壓塔的物料平衡表，如表3所示。表3中沒(méi)有考慮到損失，在實(shí)標(biāo)生產(chǎn)中通常取（氣體+損失）約占原油的0.5。注:tH為相鄰兩餾分重餾分

7、實(shí)沸點(diǎn)的0%點(diǎn)溫度；tL為相鄰兩餾分輕餾分實(shí)沸點(diǎn)的100%點(diǎn)溫度。表3物料平衡表（按每年開(kāi)工33天0計(jì)油品產(chǎn)率，處理量或產(chǎn)量體積丿頁(yè)量原油產(chǎn)品汽油4.2煤油9.4輕柴油13.5重柴油5.7重油67.22、1、3.汽提蒸汽用量側(cè)線產(chǎn)品及塔底重油都用過(guò)熱水蒸汽汽提，使用的是溫度420°C,壓力0.3MPa的過(guò)熱水蒸汽。汽提水蒸汽用量與需要汽提出來(lái)的輕組分含量有關(guān)。在設(shè)計(jì)中可參考經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)選擇汽提蒸汽用量。表4汽提水蒸氣用量油品質(zhì)量分?jǐn)?shù)一線煤油二線輕柴油三線重柴油塔底重油合計(jì)2、2操作條件的確定2、2、1決定塔板數(shù)、塔頂壓力和塔板壓力降1）根據(jù)塔的工藝計(jì)算表1-3決定塔板數(shù)如下汽油煤油段煤油

8、一輕柴油段輕柴油一重柴油段重柴油一汽化段塔底汽提段9層（考慮一線生產(chǎn)航煤）6層6層3層4層全塔用兩個(gè)中段回流,每個(gè)用3層換熱塔板,共6層,全塔塔板總數(shù)為34層。汽油14T0kg/h7h159kPa塔頂冷回流163kPa取熱第二中段回流翠172kPa第一中段回流輕柴油重柴油-E竺塔底汽提蒸汽4T（Mk£/h2）分餾塔計(jì)算草圖（3）操作壓力取塔頂產(chǎn)品罐壓力為：0.131MPa。塔頂采用兩級(jí)冷凝冷卻流程圖。取塔頂空冷器壓力降為0.01MPa,使用一個(gè)管殼式后冷器,殼程壓力降取0.0171MPa,故塔頂壓力=0.13+0.01+0.017=0.1571MPa（絕）。取每層浮閥塔板壓力降為0.

9、00051MPa（4mmHg）,則推算常壓塔各關(guān)鍵部位的壓力如下：（單位為MPa）塔頂壓力0.157一線抽出板（第9層）上壓力0.161二線抽出板（第18層）上壓力0.166三線抽出板（第27層）上壓力0.170汽化段壓力（第30層下）0.172取轉(zhuǎn)油線壓力降為0.0351MPa,則加熱爐出口壓力=0.172+0.035=0.2071MPa（4）汽化段溫度 汽化段中進(jìn)料的汽化率與過(guò)汽化率取過(guò)汽化率為進(jìn)料的2（質(zhì)）（經(jīng)驗(yàn)值為24）或2.06（體）,則過(guò)汽化油量為7000kg/h,要求進(jìn)料在汽化段的汽化率為:eF=（5.0+10.4+14+5.9+2.06）%=37.29%（體） 汽化段油氣分壓汽

10、化段中各物料的流量如下:汽油153kmol/h煤油20832kmol/h輕柴油215.8kmol/h重柴油65.4kmol/h過(guò)汽化油23.3kmol/h油氣量合計(jì)665.5kmol/h其中過(guò)汽化油的分子量取300,水蒸汽261kmol/h（塔底汽提）。由此計(jì)算得過(guò)汽化段的油氣分壓為:0.172X665.5/（665.5+261）=0.124MPa 汽化段溫度的初步求定汽化段溫度應(yīng)該是在汽化段油氣分壓0.124MPa之下汽化37.29%（體）的溫度,為此需要作出在0.124MPa下的原油平衡汽化曲線，見(jiàn)圖1中的曲線4。在不具備原油的臨界參數(shù)與焦點(diǎn)參數(shù)而無(wú)法作出原油的P-T-e相圖的情況下，曲線

11、4可用簡(jiǎn)化法求定:由圖1可得到原油在常壓下的實(shí)沸點(diǎn)曲線與平衡汽化曲線的交點(diǎn)為310°C。將此交點(diǎn)溫度換算成在0.124MPa壓力下的溫度為315°C。過(guò)該交點(diǎn)作垂直于橫座標(biāo)的直線A,在A線上找到315C之點(diǎn)，過(guò)此點(diǎn)作平行于原油常壓平衡汽化曲線2的線4,即為原油在0.124MPa下的平衡汽化曲線。由曲線4可查得當(dāng)eF為37.29%（體）時(shí)的溫度為350C，此即欲求的汽化段溫度*。此tF是由相平衡關(guān)系求得，還需對(duì)它進(jìn)行校核。的校核校核的目的是看tF要求下的加熱爐出口溫度是否合理。校核的方法是作絕熱閃蒸過(guò)程的熱平衡計(jì)算以求得爐出口溫度。當(dāng)汽化率eF=37.29%（體）,tF=35

12、0C,進(jìn)料在汽化段中的焓hF計(jì)算如表8所示。表進(jìn)料帶入汽化段的熱量P物料焓，熱量，汽相液相汽油4X煤油4X輕柴油3X重柴油2X過(guò)汽化油XX重油XX合計(jì)XhF=343.7X106/350000=982.12kJ/kg再求出原油在加熱爐出口條件下的熱焓ho,按前述方法作出原油在爐出口壓力0.207MPa壓力之下平衡汽化曲線（即圖1中的曲線3）。此處忽略了水分，若原油中含有水分,則應(yīng)按爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線計(jì)算。因考慮生產(chǎn)航空煤油，限定爐出口溫度不超過(guò)360°C,由曲線3可讀出在360°C時(shí)的汽化率eo為31%（體）。顯然eoveF,即在爐出口條件下，過(guò)汽化油和部分重柴

13、油處于液相。表進(jìn)料在爐出口處攜帶的熱量P物料焓熱量液相汽相汽油12010X煤油1164XX輕柴油1151XX重柴油1143XX重柴油X=重油XX合計(jì)X根此可算出進(jìn)料在爐出口條件下的焓值ho。h°=344.68X106/350000=984.786kJ/kg核算結(jié)果表明ho略高于hF,所以在設(shè)計(jì)的汽化段溫度350C之下，能保證所需的拔出率（37.29%體）。爐出口溫度也不致超過(guò)充許限度。（5）塔底溫度取塔底溫度比汽化段低7C,即：350-7=343C（6）塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配 假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度參考同類(lèi)裝置的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù),假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度如下：塔頂溫度107C煤油抽出板

14、（第9層）170C輕柴油抽出板（第18層）240C重柴油抽出板（第27層）315C則列出全塔熱平衡如表10所示。表全塔熱平衡物料流率，密度操作條件焓，熱量，C汽相液相入進(jìn)料3500000.87170.172350982.12X汽提蒸汽76670.34203316X方合計(jì)357667X汽油147000.73420.157107611XlU煤油329000.79090.161180X出輕柴油472500.84060.166256X重柴油199500.8450.17315X重油2352000.920.175343X方水蒸汽76670.1571072700X方合計(jì)357667X 全塔回流熱全塔回流熱Q

15、=(343.74-292.93)X106=76.24X106kJ/h 回流方式及回流熱分配塔頂采用二級(jí)冷凝冷卻流程，塔頂回流溫度為60°C。采用兩個(gè)中段循環(huán)回流,一中在煤油側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間（第1113層）,二中位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間（第2022層）?；亓鳠岱峙錈崃?kJ/h塔頂5038.12X106一中2010.48X106二中3015.70X1067）側(cè)線及塔頂溫度的校核校核應(yīng)自下而上進(jìn)行。重柴油抽出板（第27層）按圖3中的隔離體系I作第27層以下塔段的熱平衡如圖4及表11所示。廣汽油:1"DOkg/h煤油kg/hp=l73kPa輕800kg/ht=173t：

16、逶汽：462了kgfh/¥4：315700kg/h帶人熱量：汽扌昱蒸汽：46冇kg/h卩=294kPa圖4重柴油抽出板以下塔段的熱平衡表11第27層以下塔段的熱平衡物料流率，密度操作條件焓，熱量，C汽相液相進(jìn)料3500000.87170.172350982.12350000X入汽提蒸汽47040.342033164704X內(nèi)回流L0.846170308.5795L方合計(jì)X汽油147000.73420.17315108014700X出煤油329000.79090.17315105532900X輕柴油472500.84060.17315103447250X重柴油199500.8450.1

17、731582019950X重油2352000.920.175343858235200X水蒸汽47040.1731531074704X內(nèi)回流0.8460.173151026方合計(jì)X由熱平衡得：359.34X106+795L=332.22X106+1026L所以,內(nèi)回流L=117413.58kg/h或117413.58/282=416.36kmol/h重柴油抽出板上方汽相總量為：153+282+215.8+261+416.36=1328.16kmol/h重柴油蒸汽（即內(nèi)回流）分壓為：0.170X416.36/1328.36=0.0533MPa由重柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在0.05333MPa壓力下

18、平衡汽化0點(diǎn)溫度為314°C,與原假設(shè)315°C很接近，可以認(rèn)為原假設(shè)是正確的。輕柴油抽出板表12第18層以下塔段的熱平衡物料流率密度操作條件焓，熱量，C汽相液相進(jìn)料3500000.87170.172350982.12X入汽提蒸汽5262.60.34203316X內(nèi)回流L0.8235166232576方合計(jì)汽油X出煤油147000.73420.166240881X輕柴油329000.79090.166240863X重柴油472500.84060.166240599X重油199500.8450.17315816X水蒸汽5262.60.920.175343867X內(nèi)回流0.82

19、350.166240848方中回流X合計(jì)由熱平衡得：343.74X106+576L=328.26X106+848L所以,內(nèi)回流L=121093.3kg/h或1210193.3/208=582.18kmol/h輕柴油抽出板上方汽相總量為：153+208+582.18+292.37=1235.55kmol/h輕柴油蒸汽(即內(nèi)回流)分壓為:0.170X582.18/1235.55=0.0782MPa由輕柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在0.0782MPa壓力下平衡汽化0%點(diǎn)溫度為239與原假設(shè)240°C很接近，可以認(rèn)為原假設(shè)是正確的。表13第9層以下塔段的熱平衡物料流率，密度操作條件焓，熱量，C汽

20、相液相進(jìn)料3500000.87170.172350982.12X入汽提蒸汽6680.10.34203316X內(nèi)回流L0.7958161162402方合計(jì)X汽油0.73420.161170723XLU煤油147000.79090.161170423X出輕柴油329000.84060.166170599X重柴油472500.8450.17315816X重油199500.920.175343867X水蒸汽6680.10.1611702812X內(nèi)回流0.79580.161170699方中回流X合計(jì)由熱平衡得：365.89X106+402L=329.95X106+699L所以，內(nèi)回流L=121026.8

21、kg/h或121026.8/145=834.67kmol/h煤油抽出板上方汽相總量為：153+371+834.67=1358.78kmol/h煤油蒸汽(即內(nèi)回流)分壓為：0.170X834.67/1358.78=0.1MPa由煤油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在0.1MPa壓力下平衡汽化0%點(diǎn)溫度為168C,與原假設(shè)170很接近，可以認(rèn)為原假設(shè)是正確的。塔頂溫度塔頂冷回流溫度to=60Ch°=163.3kJ/kg塔頂溫度t1=107Ch1=611kJ/kg故塔頂冷回流量Lo為：Lo=Q/(ht1-hto)=38.12X106/(611-163.3)=85143kg/h塔頂油氣量(汽油+內(nèi)回流蒸

22、汽)為(85143+14700)/96=1040kmol/h塔頂水蒸汽流量為1667/18=426kmol/h塔頂油氣分壓為0.157X1040/(1040+426)=0.1114MPa塔頂溫度應(yīng)該是汽油在其油氣分壓下的露點(diǎn)溫度,由恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算得汽油常壓露點(diǎn)溫度為104.4C。已知其焦點(diǎn)溫度和壓力依次為307C和4.52MPa。在平衡汽化座標(biāo)紙上作出汽油平衡汽化100%點(diǎn)的p-t線，如圖5所示。得出在0.1114MPa壓力下露點(diǎn)溫度為110°C?？紤]到不凝氣的存在，該溫度乘以系數(shù)0.97,則塔頂溫度為:110X0.97=106.8C與假設(shè)的107C很接近，故原假設(shè)溫度正確。驗(yàn)證在

23、塔頂溫度下水蒸汽是否會(huì)冷凝。塔頂水蒸汽分壓為0.157-0.1114=0.0456MPa，在此壓力下飽和水蒸汽溫度為83C，故水汽不會(huì)冷凝。（8）全塔汽丶液負(fù)荷分布圖選擇塔內(nèi)幾個(gè)有代表性的部位（如塔頂丶第一層板下方丶各側(cè)線抽出板上下方丶中段回流進(jìn)出口處丶汽化段及塔底汽提段等），求出該各處的汽丶液負(fù)荷，就可以作出全塔汽丶液相負(fù)荷分布圖。2層塔段以下的熱平衡物料流率密度操作條件焓kJ/kg熱量壓力MPa溫度C方進(jìn)料3500000.87170.172350982.12343.74X106氣提蒸汽76670.3420331625.42X106內(nèi)回流L0.73420.157107268268L合計(jì)369

24、.17X106+268L出方汽油147000.73420.1571156159.04X106煤油329000.79090.16117042313.92X106輕柴油472500.84060.16624059928.30X106重柴油199500.8450.1731581616.28X106重油2352000.920.175343867203.92X106水蒸氣76670.157115270620.75X106內(nèi)回流0.73420.157115615615L中回流38.12X106合計(jì)330.32X106+615L由熱平衡得:369.17X106+268L=330.32X106+615L所以，內(nèi)

25、回流L=111938.5kg/h或111938.5/98=1142.23kmol/h汽相總量為:153+1142.23+425.9=1721.2kmol/h汽相負(fù)荷：V=nRTV=(1721.2X8.314X(115+273)/157=35364.4m3/hss液相負(fù)荷：L/n=111938.5/651=171.9m3/h10層塔段以下的熱平衡物料流率密度操作條件焓kJ/kg熱量壓力MPa溫度。C進(jìn)料3500000.8717172350982.12343.74X106氣提蒸汽6680300420331622.15X106內(nèi)回流L0.7909162170419419L合計(jì)365.89X106+4

26、19L汽油147000.734216217873910.86X106煤油329000.790916217872423.82X106輕柴油472500.840616624059928.30X106重柴油199500.84517031581616.28X106重油2352000.92175343867203.92X106水蒸氣6680162178282818.89X106汽油147000.7342162178739739L中回流38.12X106合計(jì)340X106+739L由熱平衡得:365.89X106+419L=340X106+739L所以,內(nèi)回流L=84262.1kg/h或84262.1/1

27、55=543.6kmol/h汽相總量為:153+208+543.6+371=1275.9kmol/h汽相負(fù)荷：V=nRTV=(1275.9X8.314X(178+273)/162=29532.5m3/hss液相負(fù)荷：L/n=84262.1/665=126.7m3/h13層塔段以下的熱平衡物料流率密度操作條件焓kJ/kg熱量壓力MPa溫度C進(jìn)料X氣提蒸汽6680X內(nèi)回流0.8235163合計(jì)X汽油X煤油X輕柴油599X重柴油816X重油867水蒸氣X內(nèi)回流中回流X合計(jì)X由熱平衡得:365.89X106+473L=319.84X106+766L所以,內(nèi)回流L=157172.4kg/h或157172

28、.4/172=913.8kmol/h汽相總量為:153+913.8+208.2+371.1=1646.6kmol/h汽相負(fù)荷：V=nRTV=(1646.6X8.314X(200+273)/163=39684.5m3/hss液相負(fù)荷：L/n=157172.4/651=241.4m3/h19層塔段以下的熱平衡物料流率密度操作條件焓熱量溫度。C壓力MPa進(jìn)料X氣提蒸汽5262.5X內(nèi)回流0.8406合計(jì)X汽油X煤油X輕柴油X重柴油816X重油867X水蒸氣X內(nèi)回流中回流X合計(jì)由熱平衡得:361.19X106+586L=341.80X106+862L所以,內(nèi)回流L=70274.1kg/h或70274.

29、1/206=341.3kmol/h汽相總量為:153+341.3+208+215.8+292.3=1210.5kmol/h汽相負(fù)荷：V=nRTV=(1210.5X8.314X(248+273)/166=31552.4m3/hss液相負(fù)荷：L/n=70274.1/675=104.1m3/h22層塔段以下的熱平衡物料流率密度操作條件焓熱量溫度C壓力MPa進(jìn)料X氣提蒸汽X內(nèi)回流合計(jì)X合計(jì)汽油X煤油輕柴油重柴油X重油X水蒸氣內(nèi)回流X由熱平衡得：361.19X106+657L=324.75X106+913L所以,內(nèi)回流L=142352.4kg/h或142352.4/134=608.3kmol/h汽相總量

30、為:153+608.3+208.2+215.8+292.4=1491.7kmol/h汽相負(fù)荷：V=nRTV=(1491.7X8.314X(272+273)/168=40303.2m3/hss液相負(fù)荷：L/n=142352.4/651=218.7m3/h30層塔段以下的熱平衡物料流率密度操作條件焓熱量溫度。C壓力MPa進(jìn)料X氣提蒸汽X內(nèi)回流合計(jì)X合計(jì)汽油X煤油X輕柴油X重柴油X重油X水蒸氣X內(nèi)回流X由熱平衡得:359.34X106+873L=345.89X106+1091L所以,內(nèi)回流L=61687.8kg/h或61687.8/300=205.6kmol/h汽相總量為:153+205.6+208

31、.2+65.4+215.8+261.3=1109.4kmol/h汽相負(fù)荷：V=nRTV=(1109.4X8.314X(336+273)/172=32696.4m3/hss液相負(fù)荷：L/n=6168.7/635=97.15m3/h圖6就是通過(guò)計(jì)算2、9、10、13、18、19、22、27、30、31、34各層及塔底汽提段的汽丶液負(fù)荷繪制而成。汽負(fù)荷液負(fù)荷2、2、2.塔的直徑的計(jì)算（1）塔徑的初算Q從圖可看出，為了提高熱回收率，加大第二中段回流取熱比，使二中回流抽出板處負(fù)荷最大，應(yīng)從此處汽液負(fù)荷為基準(zhǔn)計(jì)算塔徑。Wmax0.55gHtLV0.55,9.81,0.6V11.2675,0.0626.02

32、675-6.026.021.26m/s式中g(shù)重力加速度,9.81m/sW允許的最大氣體速度,m/s;maxpv氣相密度,kg/m3;pL液相密度,kg/m3;Ht塔板間距,m;VL液體體積流率,m3;Vv一氣體體積流率,m3;塔板間距Ht按塔徑選定。表浮閥塔板間距與塔徑的關(guān)系塔板直徑板間距，計(jì)算出W后，再計(jì)算適宜的氣速WamaxX8式中W一塔板上氣相空間截面上的適宜氣速,m/s;aK一安全系數(shù)，塔徑0.9m、Ht0.5m時(shí)的常壓和加壓操作的塔,K=0.82;對(duì)于直徑0.9m或HtW0.5m,以及真空操作的塔，K=0.550.65m（Ht大時(shí)K取大值）。Ks系統(tǒng)因數(shù)，可取0.951.0。 計(jì)算氣

33、相空間截面積Fa=Vv/Wa=11.2/1=11.2m2avaFa計(jì)算的塔的空間截面積,m2; 降液管內(nèi)流體流速,VdVd=0.17KK=0.17X0.82X0.97=0.14m/sds當(dāng)HtW0.75m時(shí)V，7.9810-3KKH（p-p，7.9810-30.820.970.6（675602）=0.13m/sdStLV按以上兩式計(jì)算后,選用較小值。式中Vd降液管內(nèi)液體流速,m/s。 計(jì)算降液管面積F'd=VL/Vd=11.2/0.13=0.49m2dLdF'd=0.11Fa=0.11X0.49=1.23m2da按以上兩式計(jì)算取較大值。 塔橫截面積Ft的計(jì)算Ft=Fa+F

34、9;d=11.2+1.23=12.4m2tad12.4D，F(xiàn)，*，3.98mC0.7850.785式中Ft計(jì)算的塔橫截面積,m2; 采用的塔徑D及空塔氣速W根據(jù)計(jì)算的塔徑,按國(guó)內(nèi)標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔板系列進(jìn)行園整,得出采用的塔徑D,按以下兩式計(jì)算采用的塔截面積及空塔氣速。F=0.785D2=0.785X3.982=12.56W=Vv/F=11.2/12.56=0.891v式中F采用的塔橫截面積,m2;D采用的塔直徑,m;W采用的空塔氣速,m/s。塔徑園整后其降液管面積按下式計(jì)算Fd=（F/Ft）XF'd=（12.56/12.4）X1.23=1.24式中Fd采用的降液管面積,m2。采用的降液管面積

35、占采用的塔截面積的百分?jǐn)?shù)Fd/F=9.9d2、2、3塔高的計(jì)算H=Hd+（n-2）Ht+Hb+Hf=1.5+2+1.5+0.X6（34-2）=24.2式中H塔高（截線到切線）,m;Hd塔頂空間高（不包括頭蓋）,m;Hb塔底空間高（不包括頭蓋）,m;Ht塔板間距,m;H進(jìn)料段高,m;n實(shí)際塔板數(shù)，塊。Hd一般取1.21.5,Hf與Hb按液體停留時(shí)間35分鐘計(jì)。裙座高度與型式,可以查閱有關(guān)手冊(cè)。2、2、4塔板布置,浮閥丶溢流堰及降液管的計(jì)算參照塔的工藝計(jì)算P131137.1)型式：十字架型浮閥24克2)排列：采用十字架型浮閥(文丘里口)3)4)臨界閥孔流速：Wh=5.34-W-0875開(kāi)孔率：叫-

36、534=016閥孔面積:Fn=F=°56，°164二2°6浮閥數(shù)：N=F0.785d=2.060.785,0.0372=1916(個(gè))(5)溢流堰與降液管的決定a、，液體在塔板上的流動(dòng)型式，根據(jù)塔的工藝計(jì)算表5-3，因?yàn)镈=4m,根據(jù)有經(jīng)驗(yàn)，要有溢流塔板b、降液管：采用弓形降液管c、溢流堰：Fd/F=9.9%查得L/D=0.71L=0.71X4=2.8m,Wd/D=0.14,Wd=0.14X4=0.56md堰上液層高度how,由于本分餾系統(tǒng)是液膜控制的，為了保證有較高的塔板傳ow質(zhì)效率，同時(shí)考慮到塔板壓力降及泄漏情況。取堰高為35mm.由塔的工藝計(jì)算圖5-5查得堰

37、上液層高度為how=0.0065m則塔板上清液層高度為：owh1=hw+how=0.035+0.0065=0.0415m。1wow(6) 進(jìn)口受液盤(pán)：在浮閥塔盤(pán)CJB1206-73中，從800-4200mm的塔板均為凹受液盤(pán)(7) 進(jìn)口堰h(yuǎn)w：采用凹槽受液盤(pán)的塔板不設(shè)進(jìn)口堰h(yuǎn)w=45mmw(8) 降液管停留時(shí)間t:t=FdXHt/Vf=1.24X0.6/0.032=12.09>5s降液管流速Vd:Vd=Vl/Fd=0.062/1.24=0.05(9) 降液管底緣距塔板的高度hb取降液管出口處流速為0.3m/s計(jì)算hb得hb=Vl/LXWb=0.062/(2.8X0.3)=0.074m2、

38、2、5塔的水力學(xué)計(jì)算浮閥塔板的水力學(xué)計(jì)算主要包括塔板壓力降丶霧沫夾帶丶泄漏丶降液管超負(fù)荷及淹塔等部分。(1)塔板總壓力降包括干板壓力降丶?xì)怏w克服鼓泡層表面張力的壓力降及氣體通過(guò)塔板上液層的壓力降。a、干板壓力降A(chǔ)Pd對(duì)2632克V-1型浮閥塔板：0.7忍C245.34Qi75閥全開(kāi)前按:hL=0052.1x675式中Gv一個(gè)浮閥的重量，公斤；Wh閥孔氣速,m/s;Fh個(gè)閥孔的面積,m2;g重力加速度(9.81m/s2);Pd干板壓力降,m液柱。b、氣體克服鼓泡表面張力的壓力降A(chǔ)P。值很小，可忽略不計(jì)。c、氣體通過(guò)塔板上液層的壓力降A(chǔ)PLP二0.4h+2.35x10-3(3600V/L)2-3二

39、0.4x0.045+2.35x10-3(3600x0.062/2.8)2-3二0.057LwL式中h出口堰高度,m;wL溢流堰長(zhǎng)度,m;PL氣體通過(guò)塔板上液層的壓力降,m液柱。d氣體通過(guò)一塊塔板的總壓力降厶Pt(m液柱)PtAP.+AP,=0.053+0.057=0.11tdVL(2) 霧沫夾帶過(guò)量的霧沫夾帶會(huì)使塔板效率降低很多,所以應(yīng)限制塔板的霧沫夾帶,一般情況下,霧沫夾帶可限制在每公斤上升氣體所夾帶的液體小于或等于0.1公斤。可按下式近似地計(jì)算霧沫夾帶量:A(0.052h1.72)0.159x(0.052x0.04151.72)r0.60.950.1672e=LW3.69=0.8913.6

40、9=0.946x10-3<10%Hn<2t式中e霧沫夾帶量,kg(l)/kg(g);£除去降液管面積后的塔板面積與塔橫截面積之比，£=(F-2Fd)/F中系數(shù)，取0.60.8;當(dāng)W=0.5Wmax時(shí)取小值；當(dāng)W=Wmax時(shí)取大值;W采用的空塔氣速,m/s;m參數(shù)，按下式計(jì)算m=5.63X10-5(0L/pv)0.295(pL-pv)/pv0.425|Jv氣體粘度，公斤秒/m2;A丶n系數(shù)；當(dāng)Ht<350毫m時(shí),A=9.48X10-7,n=4.36;Ht$350毫m時(shí),A=0.159,n=0.950L液體表面張力，10-5N/mm;Ht塔板間距,mm;hL塔

41、板上液層高度,mm。(3) 泄漏浮閥塔板上的泄漏量一般是隨閥重和閥孔速度的增加而減少,隨塔板上液層高度的增加而增加。在氣體達(dá)到閥孔臨界速度以前,塔板上的泄漏量是較大的。在一定空塔速度下,閥孔速度可用塔板開(kāi)孔率來(lái)調(diào)節(jié),使塔板上全部浮閥在剛?cè)_(kāi)時(shí)操作，閥重則成為塔板泄漏影響的主要因素。取泄漏時(shí)閥孔動(dòng)能因數(shù)為Fo=5小于設(shè)計(jì)的閥孔動(dòng)能因素13.06泄漏影響塔板效率，泄漏量控制在該塔板液體負(fù)荷的10以下。對(duì)3033克的Fl型浮閥，塔板開(kāi)孔率在911%時(shí)，可按下式計(jì)算泄漏量。hw=50mm時(shí)，NwX104=2.09(Wpv1.2)-5.95(Lpl/3600)1-43hw=30mm時(shí)，wNwX104=1.26(Wpvi2)-5.95(Lpl/3600)1-43式中h出口堰高度，毫m;wN泄漏量，%;wL堰上液流強(qiáng)度,m3/mh(堰長(zhǎng))。(4) 淹塔當(dāng)降液管中清液高度超過(guò)一定高度后，就可能因液體所攜帶的泡沫完全充滿(mǎn)整個(gè)降液管而產(chǎn)生淹塔現(xiàn)象，使操作破壞。所以應(yīng)使降液管內(nèi)的清液維持在一定高度下。降液管內(nèi)清液高度取決于液相流過(guò)塔板的壓力降。這個(gè)壓力降為氣相通過(guò)該板的壓力降丶塔板上液層高度產(chǎn)生的壓力降以及液體流經(jīng)降液管所產(chǎn)生的壓