1、- - -1全裝置工藝數(shù)據(jù)：生產(chǎn)規(guī)模：年產(chǎn)45萬(wàn)噸焦化汽油加氫；生產(chǎn)時(shí)間、年工作時(shí)：8000小時(shí)氫氣用量、加氫反應(yīng)：加氫僅h2,冷H2，循環(huán)h2,改質(zhì)焦化汽油加氫改質(zhì)基礎(chǔ)油C5、C9；1)焦化汽油油的進(jìn)料量：H2,h2s,nh3，損失掉的其中加氫處理段體積空速為：O.5h-1；而精制段加氫段體積空速為lh-1；加入脫水去雜質(zhì)的焦化汽油料的量為：M=31.98x0.5x726二11608.74kg/h油由文獻(xiàn)查知，實(shí)際參加反應(yīng)的h2的量為:M=綣二H25011608.7450二232.17kg/h又因?yàn)樵诜磻?yīng)器R-102內(nèi)的氫油體積比為：1000：1，則進(jìn)入反應(yīng)裝置的氫氣的量為：V=31.98x

2、0.5x1000=15900m3/h(標(biāo)況H2下)在標(biāo)準(zhǔn)況態(tài)下氫氣的密度為：PM101.3x103x2x10-3P=0.103kg/m3H2RT8.315x(232.17-0)故加入反應(yīng)器內(nèi)循環(huán)氫(不參加反應(yīng)的氫氣)的量為：M=15900 x0.103-232.17=1405.55kg/h循環(huán)氫氣出反應(yīng)器的各物質(zhì)的量：此反應(yīng)器內(nèi)氫氣參加反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率為：80%，參加反應(yīng)的基礎(chǔ)原料油的反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為：93%；由此可知：未參加加氫反應(yīng)的反應(yīng)H2的量：232.17x(1-0.8)=46.434kg/h；加氫改質(zhì)油的量：(11608.74x0.93+232.17x0.8)x(1-0.02%)=10979.

3、66kg/h；損失的改質(zhì)油的量為：10979.66x0.02二219.59kg/h;未參加反應(yīng)的基礎(chǔ)油料的量為：11608.74x(1-0.93)x(1-0.02%)二812.45kg/h;其中基礎(chǔ)原油料損失的量為：11608.74x(1-0.93)x0.02%二0.16kg/h;故混合油料的總損失為：219.59+0.16二219.75kg/h；生成H2S的量為：(0.35X10-6X11608.74X0.93X34)/32=4.01X10-3kg/h生成NH的量為：(350+250)X10-6X11608.74X0.93X17)/14=7.9kg/h。3令此反應(yīng)器內(nèi)所有H2的損失量為：0.

4、1%，剩余的反應(yīng)H2的量為：32232.17x(1-0.8)x0.999-7.9x-4.01x10-3x二45.0kg/h;1734故損失的反應(yīng)H2的量為：45.0 x0.1%二0.045kg/h；計(jì)算進(jìn)入加氫改質(zhì)反應(yīng)器內(nèi)作為降溫的冷氫的量：氫氣的比熱容是：Cp=a+bT+cT2,其中，a=13.44KJ/(kg*K),b=2.174X10-3kJ/(kg*K),c=-0.163X10-6kJ/(kg*K)故不同溫度下氫氣的Cp=13.44+2.174X10-3T-0.163X10-6T2，其中T=273.15+1在加氫改質(zhì)反應(yīng)器內(nèi)潤(rùn)滑油原料油和循環(huán)氫氣的進(jìn)口溫度為：t1=3600C，其出口溫

5、度為：t2=376OC淇中用來(lái)加氫的原料油的量為：14151.15Kg/h，循環(huán)氫氣中預(yù)參加反應(yīng)的氫氣的量為：283.02kg/h,而參加加氫反應(yīng)的氫氣的量為：228.17kg/h，進(jìn)入下個(gè)反應(yīng)的氫氣的量為：54.85kg/h；循環(huán)氫氣中有1132.08kg/h，的氫氣作為PH氫分壓。在此反應(yīng)器內(nèi)將要打入冷的氫氣作為降溫原料,冷氫進(jìn)口的溫度為t1=40OC,它將與原料油一起進(jìn)入下個(gè)反應(yīng)器故冷氫的出口溫度為：t2=376OC。加氫改質(zhì)反應(yīng)器：因?yàn)椴恢览錃涞倪M(jìn)入量，也不知道加氫反應(yīng)中氫氣釋放的能量為多少，故假設(shè)參加反應(yīng)的氫氣釋放的能量為：Q,打入用以降溫的冷氫的量為：M。對(duì)加氫反應(yīng)器和加氫改質(zhì)反

6、應(yīng)器進(jìn)行熱量恒算，先假設(shè)兩個(gè)反應(yīng)塔的熱損失令其忽略不計(jì)；(1)計(jì)算各個(gè)溫度下氫氣的比熱容；當(dāng)t=40OC時(shí)；Cp1=13.44+2.174x(273.15+40)-0.163x(273.15+40)x(273.15+40)=14.11kJ/(kg*K)當(dāng)t=360oC時(shí)；Cp2=13.44+2.174x(273.15+360)-0.163x(273.15+360)x(273.15+360)=14.75kJ/(kg*K)當(dāng)t=376oC時(shí)；Cp3=13.44+2.174x(273.15+376)-0.163x(273.15+376)x(273.15+376)=14.79kJ/(kg*K)(2)計(jì)

7、算各個(gè)溫度下潤(rùn)滑油混合油的比熱容；由煉油單元過(guò)程與設(shè)備中的圖石油餾分的液體比熱容圖知；當(dāng)t=360OC時(shí)；Cp1=3.14kJ/(kg*K),油當(dāng)t=376OC時(shí)；Cp2=3.31kJ/(kg*K)；油B加氫精制反應(yīng)器：在加氫精制反應(yīng)器內(nèi)由已知的資料可以設(shè)計(jì)混合油料進(jìn)入反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為：t1=295OC，經(jīng)過(guò)反應(yīng)器后它們的出口溫度為：t2=303OC,經(jīng)過(guò)論證此種假設(shè)是成立的。在此反應(yīng)器內(nèi)混合油與氫氣進(jìn)行的是烯烴與芳烴的再飽和加氫反應(yīng)，其中參加反應(yīng)的氫氣的量為：21.98kg/h,不參加反應(yīng)的混合氫氣的量為：(1132.08+32.87+M)kg/h。由前面的物料衡算可知：進(jìn)入此反應(yīng)器的混和

8、油的一些數(shù)據(jù)：進(jìn)入此反應(yīng)器的混合油料的量為：812.45+10979.66=11792.11kg/h，從此反應(yīng)器出來(lái)的混合油料的量為：11792.11+21.98=11814.09kg/h.混合油料進(jìn)入此反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為：t1=295OC,加氫精制后的混合油出此反應(yīng)器的出口溫度為：t2=303OC。計(jì)算各個(gè)溫度下潤(rùn)滑油混合油的比熱容；當(dāng)t=303OC時(shí)；Cp2=3.01油kJ/(kg*K)；由煉油單元過(guò)程與設(shè)備中的圖石油餾分的液體比熱容圖知；當(dāng)t=295OC時(shí)；Cp1=3.00kJ/(kg*K)，油進(jìn)入此反應(yīng)器的混氫的一些數(shù)據(jù)：進(jìn)入此反應(yīng)器內(nèi)的氫氣的量為：1132.08+54.85+M=(1

9、186.93+M)kg/h。- - - -參加加氫反應(yīng)的氫氣的量為：21.98kg/h，從此反應(yīng)器出來(lái)的混合氫的量為：(1132.08+32.87+M)kg/h,混合氫進(jìn)入此反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為：t1=295OC，加氫精制后的混合氫出此反應(yīng)器的出口溫度為：t2=303OC。計(jì)算各個(gè)溫度下氫氣的比熱容；當(dāng)t=2950C時(shí)；Cp2=13.44+2.174x(273.15+295)-0.163x(273.15+295)x(273.15+295)=14.62kJ/(kg*K)當(dāng)t=303OC時(shí)；Cp3=13.44+2.174x(273.15+303)-0.163x(273.15+303)x(273.15

10、+303)=14.64kJ/(kg*K)由以上的數(shù)據(jù)對(duì)加氫改制反應(yīng)器和加氫精制反應(yīng)器進(jìn)行熱量衡算,令加氫改質(zhì)反應(yīng)塔內(nèi)的熱損失為進(jìn)入全塔熱量的5%,加氫精制反應(yīng)塔的熱損失令其忽略不計(jì)；在化工生產(chǎn)過(guò)程中,熱量衡算可以用以下熱平衡方程：Q+Q+Q=Q+Q+Q123456式中Q1所處理各股物料帶入設(shè)備的熱量，千焦Q2由加熱劑或冷卻劑傳給設(shè)備和物料的熱量,千焦Q3各種熱效應(yīng)如化學(xué)反應(yīng)熱效應(yīng)溶解熱等，千焦Q4離開(kāi)設(shè)備各股物料帶走的熱量，千焦Q5消耗在加熱設(shè)備上的熱量，千焦Q6設(shè)備向外界環(huán)境散失的熱量，千焦進(jìn)行計(jì)算。先對(duì)加氫改質(zhì)反應(yīng)器內(nèi)的物料列熱平衡方程：(11608.74x3.14x633.15x1160

11、.8x633.15+228.17Q+Mx14.11x313.15)x0.95=(11608.74+228.17)x3.31x649.15+(1132.08+54.85+M)x14.79x649.15將此方程化簡(jiǎn)可得：Q三13888.21+25M而后對(duì)加氫精制反應(yīng)器內(nèi)的物料列熱平衡方程14366.78x3.00 x568.15+(1186.93+M)x568.15x14.62+21.98三(14366.78+21.98)x3.01x576.15+(1132.08+32.87+M)x14.64x576.15將此方程化簡(jiǎn)可得：Q二19690-50+5.85M由方程(2)與(4)可知：M=303kg/

12、h,Q=21463KJ/h。損失掉的氫氣總量為：0.055+(303+1132.08)x0.1%二1.78Kg/h14(4)改質(zhì)油的量：10797.66-7.9x二13376.40kg/h17計(jì)算結(jié)果如下：表（w-1）加氫改質(zhì)反應(yīng)器內(nèi)的物料衡算表物料名稱(chēng)進(jìn)料量kg/h出料量kg/h潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油11608.74812.45加氫改質(zhì)基礎(chǔ)油13376.40預(yù)參加反應(yīng)的H2232.1745.0降溫的冷H2303302.70循環(huán)氫氣中不反應(yīng)的H214055.0514050.03損失的混合油219.75泄漏的總的H20.0045生成的H2S4.01x10-3生成的NH37.9合計(jì)26198.9616213

13、.5單元設(shè)備的熱量衡算：在化工生產(chǎn)過(guò)程中，熱量衡算可以用一下熱平衡方程表示：工Q=工H+SH12其中丫Q表示設(shè)備或系統(tǒng)與外界各種交換熱量之和，其中包括熱損失（低溫時(shí)傳入的熱量），千焦H1表示離開(kāi)設(shè)備或系統(tǒng)各股物料的焓和，千焦EH2表示進(jìn)入設(shè)備或系統(tǒng)各股物料的焓和，千焦在解決實(shí)際問(wèn)題中，熱平衡方程還可以寫(xiě)成一下形式：Ql+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6式中Q1所處理各股物料帶入設(shè)備的熱量，千焦Q2由加熱劑或冷卻劑傳給設(shè)備和物料的熱量，千焦Q3各種熱效應(yīng)如化學(xué)反應(yīng)熱效應(yīng)溶解熱等，千焦Q4離開(kāi)設(shè)備各股物料帶走的熱量，千焦Q5消耗在加熱設(shè)備上的熱量，千焦Q6設(shè)備向外界環(huán)境散失的熱量，千焦上述公式是通用的

14、，但在具體應(yīng)用時(shí)應(yīng)加以具體分析。加氫改質(zhì)與加氫精制反應(yīng)器的熱量衡算：1分析物料的走向及變化，列出熱平衡方程式：脫水除雜的潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油和循環(huán)氫自反應(yīng)器的頂部進(jìn)入催化反應(yīng)塔。在加氫反應(yīng)塔內(nèi)為了保證反應(yīng)的穩(wěn)定進(jìn)行，要在三個(gè)反應(yīng)床層的底部打入降溫的冷氫，則改質(zhì)塔內(nèi)還有冷氫的進(jìn)入。在改質(zhì)塔內(nèi)發(fā)生的是部分潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油加氫飽和，脫硫，脫氮，脫水的復(fù)雜反應(yīng)。改質(zhì)后的混合油和未反應(yīng)的氫氣自改質(zhì)塔的底部進(jìn)入精制塔的頂部，進(jìn)行潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油內(nèi)的烯烴與芳烴的再飽和反應(yīng)。而后流入高低分離器進(jìn)行氣液分離。對(duì)此過(guò)程進(jìn)行分析可知，因是連續(xù)操作Q5可以不計(jì)，計(jì)算基準(zhǔn)取KJ/h。在加氫飽和時(shí)放出熱量，故Q3為正值。此塔內(nèi)沒(méi)有加熱劑

15、則Q2可以忽略不計(jì)。于是熱量平衡方程為：Q1+Q3=Q4+Q5,或工Q入=工Q出2收集有關(guān)數(shù)據(jù)：熱量衡算時(shí)，已知物料量，工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)。此過(guò)程的物料衡算可以見(jiàn)前面的設(shè)備物料衡算。整理計(jì)算結(jié)果，將R-101和R-102的進(jìn)，出物料量及工藝條件列于下表：表（Q-1）反應(yīng)塔物料平衡表物料名稱(chēng)進(jìn)料量kg/h出料量kg/h潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油11608.74812.45加氫改質(zhì)基礎(chǔ)油13376.40預(yù)參加反應(yīng)的H2232.1745.0降溫的冷H2303302.70循環(huán)氫氣中不反應(yīng)的H214055.0514050.03損失的混合油219.75泄漏的總的H20.0045生成的H2S4.01x10-3生成的N

16、H37.9合計(jì)26198.9616213.5反應(yīng)塔內(nèi)各種物料只有溫度變化，沒(méi)有相變化屬于顯熱，可用比熱計(jì)算。比熱和加氫反應(yīng)熱可以從手冊(cè)中查到，也可以由試驗(yàn)測(cè)定。而且在進(jìn)行物料衡算時(shí)已經(jīng)把各物料的比熱計(jì)算出來(lái)了。確定各種物性數(shù)據(jù)的基準(zhǔn)態(tài)為0OC飽和液體。結(jié)果如下表：表(Q-2)數(shù)據(jù)表潤(rùn)滑油基礎(chǔ)混合油比熱，kJ/(kg*K)氫氣的比熱，kJ/(kg*K)溫度，OC14.11403.0014.622953.0114.643033.1414.753603.3114.79376加氫反應(yīng)時(shí)放出的反應(yīng)熱，kJ/kg250982計(jì)算熱量(對(duì)R-101與R-102分別計(jì)算)(1)輸入R-101內(nèi)的熱量：原料油輸

17、入的熱量：Q1=Mxcx(tl+273.15)=14151.15水3.14水633.15=2.81水10?KJ/h油油物料中循環(huán)氫氣帶入的熱量：Q2=MxCx(tl+273.15)=(283.02+1132.08)x14.75x633.15氫氣氫氣=1.322x107KJ/h用于降溫用的冷氫帶入的熱量：Q3=MxCx(t2+273.15)=303.00 x14.11x(273.15+40)=0.134x107KJ/h冷氫冷氫加氫反應(yīng)釋放出的熱量：Q4=Mx加氫反應(yīng)熱=(283.02-54.85)x21463=0.49x107KJ/h反應(yīng)氫輸入的總熱量：Q=Q1+Q2+Q3+Q4=2.81+1.

18、32+0.134+0.49=4.756x107KJ/h入(2)輸出R-101內(nèi)的熱量：混合油料帶走的熱量：Q1=MxCx(t3+273.15)油油=(990.38+13376.40)x3.31x649.15=3.09x107KJ/h混合氫氣帶出的熱量：Q2=MxCx(t3+273.15)氫氣氫氣=(1130.95+302.70+54.85)x14.79x649.15=1.43x107KJ/h熱損失約占總輸入量的5.0%，其中包括混合油，混合氫氣等的泄露而損失的熱量和設(shè)備自身的保溫不足所損失的熱量：Q3=Qx5.0%=5.114x107x0.05=0.237x107KJ/h.入Q=Q1+Q2+Q

19、3=3.09+1.43+0.237=4.756x107KJ/h出3計(jì)算熱量(對(duì)R-102進(jìn)行計(jì)算)：輸入R-102內(nèi)的熱量：原料油輸入的熱量：Q1=MxCx(t3+273.15)=(990.38+13376.40)x3.00 x568.15=2.45x107KJ/h油油物料中循環(huán)氫氣帶入的熱量：Q2=MxCx(t3+273.15)氫氣氫氣=(283.02+1132.08+302.70)x14.62x568.15=1.24x107KJ/h加氫反應(yīng)釋放出的熱量：Q3=Mx加氫反應(yīng)熱=(54.85-32.87)x21463=0.047x107KJ/h反應(yīng)氫輸入的總熱量：Q=Q1+Q2+Q3=2.45

20、+1.24+0.047=3.74x107KJ/h入輸出R-102內(nèi)的熱量：A,混合油料帶走的熱量：Q1=MxCx(t4+273.15)=(990.38+13376.40)x3.01x576.15=2.49x107KJ/h油油混合氫氣帶出的熱量：Q2=MXCx(t4+273.15)氫氣氫氣=(1130.95+302.40+54.85)x14.64x576.15=1.24x107KJ/h熱損失約占總輸入量的0.27%，其中包括混合油，混合氫氣等的泄露而損失的熱量和設(shè)備自身的保溫不足所損失的熱量：Q3=Qx0.27%=3.74x107x0.0027=0.0101x107KJ/h.入因此：Q=Q1+Q

21、2+Q3=2.49+1.24+0.01=3.74x107KJ/h表(Q-3)反應(yīng)塔的熱量衡算表項(xiàng)目加氫改質(zhì)塔-R-101加氫精制塔-R-102107XkJ/h,Q入107XkJ/h,Q岀107XkJ/h,Q入107XkJ/h,Q岀Q1:物料帶入熱量4.2663.69Q2：加氫放出的熱量0.490.047Q4:物料帶出的熱量4.523.73Q5：設(shè)備損失的熱量0.2370.01合計(jì)4.7564.7573.743.74設(shè)備的選型計(jì)算：2.4.1設(shè)備選型及設(shè)計(jì)的原則：化工設(shè)備是進(jìn)行化工生產(chǎn)過(guò)程的物質(zhì)基礎(chǔ)，它對(duì)裝置的生產(chǎn)能力，操作過(guò)程的穩(wěn)定性和可靠性、產(chǎn)品的質(zhì)量有一定的影響。因此設(shè)備的選型工藝計(jì)算是工

22、藝設(shè)計(jì)中一個(gè)很重要的環(huán)節(jié)。設(shè)備的選型計(jì)算應(yīng)遵循以下原則：合理性。設(shè)備必須滿(mǎn)足工藝設(shè)計(jì)的一般要求，設(shè)備要與工藝流程、生產(chǎn)規(guī)模、操作條件、控制水平等相適應(yīng)，同時(shí)又能發(fā)揮每個(gè)設(shè)備的生產(chǎn)能力。先進(jìn)性。設(shè)備的運(yùn)轉(zhuǎn)可靠性、自控水平、生產(chǎn)能力、生產(chǎn)效率要盡可能達(dá)到先進(jìn)水平。安全性。生產(chǎn)過(guò)程穩(wěn)定，有一定的彈性。工人在操作時(shí)勞動(dòng)強(qiáng)度小，便于操作。安全可靠，無(wú)事故隱患。經(jīng)濟(jì)性。設(shè)備投資費(fèi)用和操作費(fèi)用要低。設(shè)備易于加工、維修及更新，且沒(méi)有特殊的維護(hù)要求，對(duì)建筑地基和廠房等無(wú)苛刻要求。主要設(shè)備的選型計(jì)算：焦化汽油基礎(chǔ)原料油常壓分餾塔的設(shè)計(jì)及選型：基礎(chǔ)數(shù)據(jù)及計(jì)算步驟在進(jìn)行工藝計(jì)算時(shí)要充分利用已知的原油的性質(zhì)數(shù)據(jù)，借助經(jīng)

23、驗(yàn)圖表與公式，通過(guò)物料恒算和熱量衡算進(jìn)行。計(jì)算時(shí)要著重考慮如何使塔內(nèi)氣液相負(fù)荷分布均勻，有較好的分餾效率，在保證產(chǎn)品質(zhì)量和收率的前提下，節(jié)約投資，降低能耗，減少環(huán)境污染。（1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)如原料油的性質(zhì)，及實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)。處理量幾年開(kāi)工時(shí)間。加工方案及產(chǎn)品質(zhì)量。氣提蒸汽的溫度和壓力等。（2）設(shè)計(jì)計(jì)算步驟塔板數(shù)，回流比與油品分餾精確度原料油是復(fù)雜的混合物，原料油分餾過(guò)程中的回流比，最少塔板數(shù)的計(jì)算目前還只是限于經(jīng)驗(yàn)方法。下表列舉了文獻(xiàn)推薦選用的塔板數(shù)。表（X-1）推薦的塔板數(shù)塔板位置典型板數(shù)范圍效率，%輕石腦油重石腦油4100.60.8重石腦油輕煤油4100.60.8輕煤油輕柴油280.50.7

24、輕柴油重柴油280.50.7閃蒸段160.5分餾塔的操作壓力原油常壓分餾塔通常在稍高于大氣壓力下操作，壓力的大小與下述因素有關(guān)。如塔頂產(chǎn)品的冷凝量，回流油罐的壓力要在103245KPa下操作等。原油常壓分餾塔的操作壓力可以增加到196294KPa,但不應(yīng)太高。根據(jù)下表的塔板的壓降數(shù)據(jù)，就能計(jì)算出分餾塔各處壓力。表（X-3）塔板壓降值表壓力降,kPa塔板型式常壓操作減壓操作0.530.800.330.400.40.670.230.270.270.530.20.270.530.170.20浮動(dòng)噴射0.270.530.200.27金屬破沫網(wǎng)0.130.270.130.27確定分餾塔各點(diǎn)溫度1）汽化段

25、溫度汽化段油氣分壓按下式計(jì)算：P油=卩X式中：P汽化段壓力；n油油氣摩爾流速；n油+n氣n汽水蒸氣摩爾流速。（2）塔底溫度進(jìn)料油中未汽化的重質(zhì)油與精餾段流下的回流液在汽提段中被水蒸氣汽提,當(dāng)其中輕組分汽化時(shí)油料溫度降低,因此塔底溫度比汽化段溫度低。原油分餾塔塔底溫度一般可取低于汽化段517OC溫度。（3）側(cè)線溫度嚴(yán)格的說(shuō),油品分餾塔側(cè)線溫度應(yīng)該是未經(jīng)汽提的側(cè)線產(chǎn)品在該側(cè)線處油氣分壓下平衡汽化泡點(diǎn)溫度。它比汽提后的側(cè)線產(chǎn)品平衡汽化泡點(diǎn)溫度略低,但是為了簡(jiǎn)化,可按汽提后產(chǎn)品計(jì)算。以煤油側(cè)線為例,其油氣分壓用下式計(jì)算.P煤油=P*n水汽+n汽油+n內(nèi)式中：n內(nèi),n水汽,n汽油分別為該抽出板處內(nèi)回流,

26、水蒸汽,汽油蒸汽的摩爾流速。P煤油抽出板處壓力。（4）塔頂溫度應(yīng)為塔頂產(chǎn)品在該處油氣分壓下平衡汽化的露點(diǎn)溫度。塔頂油氣分壓按下式P汽油=P*n汽油汽油回流流水汽式中：P塔頂壓力；n回流塔頂回流摩爾流速。確定塔徑與塔高塔徑通常，塔徑大小主要取決于塔內(nèi)蒸汽負(fù)荷。在不發(fā)生過(guò)多的霧末夾帶或出現(xiàn)液泛的條件下，確定其最大允許空他線速度。根據(jù)蒸汽負(fù)荷和允許空塔線速度，即可求得所需的塔徑。采用不同類(lèi)型的塔板，有不同的計(jì)算方法，現(xiàn)以浮閥塔為例進(jìn)行簡(jiǎn)介。(a)選定塔板間距對(duì)霧末夾帶，物料的起泡性，塔的操作彈性及安裝，檢修的要求幾個(gè)因素綜合考慮，參考下表選定塔板間距。表(X-4)浮閥塔板板間距Ht與塔徑D的關(guān)系塔板

27、直徑D,mm塔板間距Ht,mm6007003003504508001000350*45050060012001400350*450500600800*16003000450*50060080032004200600800(b)計(jì)算最大允許氣體速度Wmax0.055JgHt:rlrvWmax=1丄2Vlr八rvVV帀式中：Wmax塔板氣相空間截面積上最大允許氣體速度，m/s；g重力加速度，9.81m/s2；rv氣相重度，kg/m3;rl液相重度，kg/m3;Ht塔板間距，m;Vv氣體體積流速，m3/s;VI液體體積流速，m3/s.(c)計(jì)算適宜的氣體操作速度WaWa=K*Ka*Wmax(1)式中

28、：Wa塔板氣相空間截面上的適宜氣體速度，m/s;K安全系數(shù)，對(duì)直徑大于0.9m,Ht0.5m的常壓或加壓操作的塔,K=0.82;對(duì)直徑小于0.9m,或塔板間距HtW0.5m，以及真空操作的塔，K=0.550.65(Ht大時(shí)K取大值)。Ka系統(tǒng)因素，按下表取值。系統(tǒng)因素Ks表系統(tǒng)名稱(chēng)系統(tǒng)因素Ks用于式(1)用于式(2)(3)(4)煉油裝置較輕組分的分餾系統(tǒng)，如原油常壓塔，氣體分餾塔等0.951.00.951.0煉油裝置重黏油品分餾系統(tǒng)，如常減壓的減壓塔等0.850.90.850.9無(wú)泡沫的正常系統(tǒng)11氟化物系統(tǒng)，如BF，氟利昂30.90.9中等氣泡系統(tǒng)，如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔0.850.8

29、5重度起泡沫，如胺及乙一醇吸收塔0.730.73嚴(yán)重起泡沫，如甲乙基酮，一乙醇胺裝置0.60.6泡沫穩(wěn)定系統(tǒng)，如堿再生塔0.150.3計(jì)算氣相空間截面積Fa：Fa=Vv/Wa計(jì)算降液管內(nèi)液體流速Vd液體在降液管內(nèi)的流速可按式(2)，式(3)計(jì)算，選兩個(gè)計(jì)算結(jié)果中較小TOC o 1-5 h z的V=0.17XKXKs(2)d(1)當(dāng)Ht0.75米時(shí)采用式(4)：V=6.97X10-3XKXKsXdrv(4)d(2)式中：Vd降液管內(nèi)液體流速，m/s。計(jì)算降液管面積Fa降液管面積可按下面兩式進(jìn)行計(jì)算，取結(jié)果較大的值。TOC o 1-5 h zFd=V-FV(5)ldFd=0.11Fa(6)(2)式

30、中：Fd計(jì)算的降液管面積，皿鶴I計(jì)算塔徑De：De二；式中：De塔徑，m。0.785最后根據(jù)計(jì)算所得塔徑Dc再按國(guó)內(nèi)標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔系列進(jìn)行圓整，確定采取的塔徑尺寸。然后再校核空塔線速是否適宜，并按式(5)，(6)復(fù)算降液管面積Fd,再根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)參考復(fù)算的Fd選用合適的降液管面積。F=()XF；式中：Ft,F分別為計(jì)算的和圓整后的塔截面積，m?dFtdF、F分別為計(jì)算的和圓整后的降液管面積，m?。dd2，確定它的高度(不包括裙座)H；H=Hd(n2)XHtHbHf式中：H塔高(切線到切線)，m;Hd塔頂部空間高度，m；Hb塔底部空間高度，m；Ht塔板間距，m；Hf進(jìn)料段高度，m；其中n實(shí)際塔板數(shù)。確定

31、塔板型式和塔板數(shù)選用浮閥塔板。參照上述所推薦數(shù)值選定塔板數(shù)如下：汽油煤油段9層煤油輕柴油6層輕柴油重柴油6層重柴油汽化段3層塔底汽提段4層考慮采用兩個(gè)中段回流，每個(gè)用3層換熱塔板，共6層。全塔塔板數(shù)總計(jì)為34層。常壓塔計(jì)算草圖將所要計(jì)算的常壓塔塔體，塔板，進(jìn)料及產(chǎn)品進(jìn)出口，中段循環(huán)回流，汽提返塔，側(cè)線及塔底汽提點(diǎn)等數(shù)據(jù)和位置繪制成草圖如下圖所示，然后陸續(xù)填入物料流量及操作條件。計(jì)算草圖使設(shè)計(jì)一目了然，便于分析和避免差錯(cuò)。汽油997.52kg/h蒸汽288.73k/h159KPa170C60C塔頂冷回流5257k/h163KPa180C第一中段回流913420C煤油汽提蒸汽22.8k/h煤油14

32、2.5k/h172KPa168Kpa第二中段回流進(jìn)料油的量14250.20k/h256C182022315C2730353C3134420C輕柴油汽提蒸汽量8.55k/h輕柴油285k/h420C重柴油汽提蒸汽量3.98k/h:重柴油142.5k/h174KPa420C塔底汽提蒸汽253.4k/h346C塔底重油12670k/h圖A常壓塔的計(jì)算草圖確定操作壓力：取塔頂產(chǎn)品罐壓力為130KPa。塔頂采用二級(jí)冷凝冷卻流程，取塔頂空冷器壓力降為10KPa，后冷卻殼程壓力降取17KPa。塔頂壓力=130+10+17=157KPa（絕）取每層浮閥塔板壓力降為0.53kPa,推算常壓塔各關(guān)鍵部位壓力（kP

33、a）。TOC o 1-5 h z塔頂壓力159一線抽出板（第9層）上壓力163二線抽出板（第18層）上壓力168三線抽出板（第27層）上壓力172汽化段壓力（第30層下）壓力174取轉(zhuǎn)油線壓力降為35kPa,則加熱爐出口壓力=174+35=209kPa確定汽化段溫度：（1）汽化段進(jìn)料的汽化率與過(guò)氣化度取進(jìn)料的3%（重）或3.03%（體）為汽化度，即過(guò)汽化量為14250.20X0.03=427.51kg/h，進(jìn)料在汽化段中的汽化率：e=（7+1+2+2+1+3.03）%=14.03%1（2）汽化段的油氣分壓汽化段的各物料的流量如下：Kmol/h；汽油10.52煤油0.94輕柴油1.31重柴油0.

34、49過(guò)汽化油1.43（分子量取300）油氣量合計(jì)14.69塔底汽提蒸汽14.05汽化段分壓為：174X14.69（14.69+14.05）=89kPa。確定塔底的溫度：取塔底溫度比汽化段溫度低于7oC，即；塔底的溫度=353.5-7=346.5oC全塔的熱平衡及回流熱的分配1）假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度塔頂溫度107OC煤油抽出板（第9層）的溫度180OC輕柴油抽出板（第18層）的溫度256OC重柴油抽出板（第27層）的溫度315OC按所假設(shè)的溫度條件作全塔熱平衡，匯總數(shù)據(jù)列于表（e-3）,由此求出全塔回流熱Q。表(e-3)全塔熱平衡數(shù)據(jù)物料流率，kg/h密度，p操作條件焓，kJ/kg熱量，GJ/h

35、壓力,kPa溫度，C汽相液相進(jìn)料14250.20.885174353.543.1313.62汽提蒸汽288.73294420141.570.96入方合計(jì)14538.9314.58汽油997.520.779115910754.910.61煤油142.50.79941631803.010.063輕柴油2850.82651682568.430.184重柴油142.50.84841723153.840.117重油12255.170.9416177346.545.4510.52水蒸氣288.73159107115.270.78出方合計(jì)14538.9312.27回流熱：Q=(14.58-12.27)X10

36、6=2.31GJ/h回流方式及回流熱分配塔頂采用二級(jí)冷凝冷卻流程，塔頂回流溫度定為60oC。采用兩個(gè)中段回流,第一個(gè)位于煤油側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間（第1113層），第二個(gè)位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間（第2022層）?；亓鳠岱峙淙缦拢核敾亓魅?0%Q0=11.155GJ/h第一中段回流取熱20%Qc1=0.462GJ/h第二中段回流取熱30%Qc2=0.693GJ/h側(cè)線及塔頂溫度的校核：（1）重柴油抽出板（第27層）的溫度作第27層以下塔板段的熱平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)下表（e-4）.表（e-4）第27層以下塔段的熱平衡操作條件焓，kJ/kg物料流率,kg/h密度，p壓力，kPa溫度，C汽相液相熱量，G

37、J/h45.4510.47水蒸氣257.38170282142.60.781內(nèi)回流L0.836170282942出方合計(jì)142507.58+L12.761+942L進(jìn)料14250.243.1313.62汽提蒸汽253.4294420181.60.84內(nèi)回流L0.846172308入方合計(jì)14503.6+L14.46+795L- - - -汽油997.52煤油142.5輕柴油285重柴油142.5重油12255.17水蒸氣253.4內(nèi)回流出方合計(jì)14503.6+L0.77910.79940.82650.84840.9411172172172172177315315315315346.597.06

38、7.1513.52795795L3.8445.451.080.150.2950.11710.470.846172172315315170.160.7910261026L12.90+1026L所以，內(nèi)回流：L=(14.46-12.90)X106/(1026-795)=6753.25kg/h或L=6753.25/282=23.95kmol/h重柴油抽出板上方汽相總量為：12.01+1.31+0.49+23.95+14.05=51.81kmol/h油氣分壓為：172X(23.95/51.81)=79.51kPa由重柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算為79.51kPa下平衡汽化0%點(diǎn)溫度。餾出，%0103050

39、恩氏蒸餾溫度，C289316328341平衡汽化溫差，C271213常壓下平衡汽化溫度，C359減壓下平衡汽化溫度，C315.5338由以上過(guò)程求得在79.51kPa下重柴油的泡點(diǎn)溫度為315.5C，與原假設(shè)的315C很接近，所以認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。輕柴油和煤油抽出板溫度用以上的方法可以得到的校核結(jié)果證明所假設(shè)的溫度是正確的，故輕柴油抽出板的溫度為256C，煤油抽出板的溫度為180C。塔頂?shù)臏囟人斃浠亓鳒囟萾=60C,其焓值h為163.3kJ/kg,塔頂溫度t=107C,回流0t01(汽油)蒸汽的焓為h=611kJ/kg。故塔頂冷回流量為：t1L=Q/(h-h)=2.35X106/(61

40、1163.3)=5257.11kg/h00t0t1塔頂?shù)挠蜌饬繛椋?257.11+997.52)/95=65.84kmol/h塔頂水蒸氣量為：288.73/18=16.04kmol/h塔頂油氣分壓為：159X(65.84/(65.84+16.04)=127.85kPa汽油的焦點(diǎn)溫度為328.5C,焦點(diǎn)壓力為5.9Mpa,常壓下的露點(diǎn)為108.9C,據(jù)此可以在平衡汽化坐標(biāo)紙上求得在油氣分壓為105kPa下平衡汽化100%點(diǎn)溫度為110.2C考慮不凝氣的存在，則塔頂溫度應(yīng)為：110.2X0.97=106.9C與原來(lái)假設(shè)的溫度107C很接近，最后校核在塔頂條件下，水蒸氣是否會(huì)冷凝,塔頂水蒸氣分壓為：159-105=54kPa與此壓力相應(yīng)的飽和水蒸氣溫度為83C,遠(yuǎn)低于塔頂溫度107C,故水蒸氣處于過(guò)熱狀態(tài)而不會(huì)冷凝。計(jì)算塔徑和塔高：(1)塔徑從全塔汽，液負(fù)荷分布可以看出，為了提高熱回收率，加大第二中段回流取熱比，使二中段回流抽出板處負(fù)荷最大。按照前述原則，應(yīng)以此處氣相負(fù)荷為基準(zhǔn)計(jì)算塔徑。二中抽出板下塔段熱平衡見(jiàn)表(e-5)。物料進(jìn)料汽提蒸汽內(nèi)回流入方合計(jì)汽油煤油輕柴油重柴油流速,kg/h14250.2257.38表(e-5)二中抽出板下塔段熱平衡密度,kg/m