安塞原油常壓蒸餾裝置工藝設(shè)計目錄TOC\o"1-3"\h\u157951.1課題的意義 4210111.2工藝設(shè)計概述 4227351.2.1設(shè)計依據(jù) 474811.2.2設(shè)計加工能力 465441.2.3裝置特點 434501.2.4工藝流程簡述 4260792.1原油評價簡述 5131732.2安塞原油加工方案 6114732.3原油切割方案及油品性質(zhì) 9100102.3.1體積分?jǐn)?shù)與質(zhì)量分?jǐn)?shù)的轉(zhuǎn)換 979572.3.2切割方案 11299043.1油品性質(zhì)參數(shù)的計算 1292283.1.1蒸餾數(shù)據(jù)的相互轉(zhuǎn)化 1222403.1.2平均溫度的計算 14144273.1.3求，比重指數(shù)API° 15126953.1.4求分子量M、特性因素K 1526043.1.5臨界性質(zhì) 15241263.1.6求焦點性質(zhì) 1621863.1.7油品性質(zhì)參數(shù)匯總 1657123.2閃蒸塔的工藝設(shè)計計算 1816493.2.1操作條件計算 18274883.2.2閃底、閃頂油性質(zhì)的計算 18224123.2.3熱平衡計算 20208113.2.4閃蒸塔塔徑的計算 21152883.2.5將閃蒸塔綜合· 21322904.1產(chǎn)品收率和物料平衡 22224664.1.1物料守恒計算 22139464.1.2汽提蒸汽用量 22115174.2常壓塔操作條件確定 23207684.2.1塔板形式和塔板數(shù) 23201314.2.2繪制草圖 23218904.2.3操作壓力、 23192304.2.4汽化段溫度 24292624.2.5塔底溫度 28124544.2.6塔頂及側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配 28138424.2.7側(cè)線及塔頂溫度的校核 3040654.2.7.1常三線抽出板(第25層)溫度 304894.2.7.2常二線抽出板(第17層)溫度 31134104.2.7.3常一線抽出板(第9層)溫度 33118924.2.7.4塔頂溫度（用=0.7155g/cm3查焓圖3-14[2]） 35190014.3全塔氣液相負(fù)荷 36239824.3.1中段回流量 3684364.3.2需要計算的塔板 3621464.3.3全塔各板氣液分布 37327094.3.4塔板汽液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯總 5431454.3.5塔板汽液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯總 55234584.3.6氣液相負(fù)荷分布 56266504.4塔板水力學(xué)計算 5619464.4.1塔板基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 56320164.4.2進行塔板尺寸結(jié)構(gòu)定型 57309104.4.3塔板的水力學(xué)計算 61106774.4.4塔板上適宜操作區(qū)和負(fù)荷上下限 64169625.1概述 70286575.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 70214525.2.1被加熱介質(zhì) 70104205.3加熱爐總熱負(fù)荷的相關(guān)計算 7048685.3.1介質(zhì)熱負(fù)荷 7065695.4燃燒過程計算 71294155.4.1燃燒低發(fā)熱值的確定 7196925.4.2煙氣完全燃燒后燃需要的空氣量 72323585.4.3過剩空氣系數(shù) 72225835.4.4煙氣組成 72146885.4.5求煙氣溫焓值并作圖 73161965.5全爐熱平衡 7445935.5.1供給熱量 7429615.5.2支出熱量 75116895.5.3爐效率 75119485.5.4燃料用量 75310285.5.5火嘴個數(shù) 76262615.5.6煙道氣流量 76221295.6輻射段計算 76169125.6.1輻射室的熱負(fù)荷 76195225.6.2輻射管管壁的平均溫度 76294575.6.3輻射管加熱表面積、管徑及管程數(shù)的確定 76170215.6.4輻射段爐膛尺寸 7787385.6.5對流室主要尺寸（圓筒爐） 7733685.6.6當(dāng)量冷平面面積 7849035.6.7有效反射面積與當(dāng)量冷平面之比值 78156525.6.8煙氣的黑度 7860685.6.9總輻射交換因數(shù)wq 7864295.6.10輻射室熱平衡 79208645.6.11求輻射室出口煙氣溫度 79252615.6.12校核 80285695.7對流室計算 81310265.7.1對流室的熱負(fù)荷 81138845.7.2對流室的傳熱計算 81288775.7.3對流室高度 87119035.7.4全爐熱效率 8797025.8爐管內(nèi)壓力降 8810685.8.1確定汽化段的當(dāng)量長度 88230675.8.2汽化段中氣、液兩相的混合密度 8829365.8.3汽化段中氣、液兩相的混合流速 8834815.8.4汽化段的壓力降 89300795.8.5汽化點處的壓力 8982235.8.6重復(fù)計算 89127255.8.7加熱段的壓力降 90243875.9煙囪的設(shè)計計算 91111665.9.1煙囪的直徑 9150365.9.2煙囪和對流室產(chǎn)生的抽力 91203685.9.3總壓力降 92280056.1建設(shè)投資構(gòu)成 96221006.2成本估算 96285286.3效益分析 9758407.1生產(chǎn)過程中存在的安全隱患 99156807.2安全管理的風(fēng)險識別與管控 99220668.1生產(chǎn)過程中的環(huán)保問題 1002028.2污染治理措施 100摘要根據(jù)安塞原油評價報告顯示，該混合原油具有密度小，比重指數(shù)大，粘度、瀝青質(zhì)、硅膠膠質(zhì)、酸值均較小，重金屬含量很低的特點。其基屬分類為低硫中間石蠟基，是優(yōu)質(zhì)的輕質(zhì)原油。綜合市場需求及經(jīng)濟效益，安塞混合原油的加工方案采用燃料-熱爐進行工藝設(shè)計計算。閃蒸塔塔徑為1.8m；常壓塔設(shè)有一個常壓塔頂油汽二級冷凝冷卻和兩個中段循環(huán)回流，采用32層F1型雙溢流浮閥塔盤，塔高28.1m，塔徑5.2m；加熱爐設(shè)計形式為對立式圓筒爐，經(jīng)設(shè)計計算得相關(guān)工藝結(jié)構(gòu)尺寸。最后針對設(shè)計進行經(jīng)濟核算與安全環(huán)保評價并用AutoCAD繪制工藝原理流程圖。關(guān)鍵詞：安塞原油；閃蒸塔；常壓塔；加熱爐；工藝計算1緒論課題的意義常壓蒸餾裝置是是煉油行業(yè)中原油進行初加工的重要裝置。裝置的處理量即原油一次加工能力，對煉油行業(yè)的發(fā)展起著至關(guān)重要的作用，同時也常被視作衡量企業(yè)發(fā)展進程的標(biāo)志。而裝置在生產(chǎn)運行的過程中存在的問題也不容小覷，這一類問題的解決將直接有利于提高整個行業(yè)的經(jīng)濟效益。因此，要正確了解此裝置，確保裝置的合理有效運行，其操作操作性能的優(yōu)劣將直接對產(chǎn)品質(zhì)量、收率及其有效利用產(chǎn)生巨大的影響，對促進我國經(jīng)濟發(fā)展也舉足輕重。工藝設(shè)計概述1.2.1設(shè)計依據(jù) 此次工藝設(shè)計的依據(jù)為：（1）西安石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院化工教研室下發(fā)的畢業(yè)設(shè)計任務(wù)書。（2）安塞原油評價報告。（3）（4）1.2.2設(shè)計加工能力（1）處理量為：。（2）年開工時長：。1.2.3裝置特點此次畢業(yè)設(shè)計主要包括閃蒸塔、常壓塔以及加熱爐的工藝設(shè)計計算，該工藝流防止帶水，常二線常三線采用水蒸氣氣提后作為柴油餾分輸出，塔底同樣采用水蒸氣氣提技術(shù)得到常壓渣油。1.2.4工藝流程簡述（1）原油換熱和脫鹽原料油罐內(nèi)約57℃的安塞混合原油經(jīng)泵的加壓而輸入裝置，再經(jīng)換熱至一定溫度后與泵口注入的新鮮水和破乳劑并流進入脫鹽罐。一、二級電脫鹽罐對其脫水脫鹽段換熱后在進入閃蒸塔。（2）閃蒸塔系統(tǒng)原油（210℃,0.2MPa）輸送至閃蒸塔進行閃蒸。其中，閃頂油（204℃,0.2MPa）與閃底油（206℃,0.2MPa）分別進入常壓塔的第15層塔板和第28層塔板。（3）常壓蒸餾速冷凝降溫，在分為兩股，一股作為熱回流從塔頂回流，而另一股冷卻后生產(chǎn)重整原料輸出。汽提塔，輕組分返回第16層上，常二線油品處理后可作為-20#柴油從裝置輸出。常三線從第25層抽出進入汽提塔，汽提油氣返回第24層上，換熱精制得到0#柴油。經(jīng)換熱后的常壓渣油進入催化裂化進行加工。常壓塔第一中段回流是在常壓塔內(nèi)的第13層塔板抽出，換熱后再打回第11層（4）常壓加熱爐考慮到處理量較大，且熱負(fù)荷較高，為了有效的避免爐膛較空、路管沿長度方可被綜合利用，對流室選擇采用三段換熱。2原油加工方案和切割方案2.1原油評價簡述除新疆塔南柯克亞原油（0.7932）以外，安塞混合原油是目前所知各原油中最小的，即在溫度20℃下密度為0.8351g/cm3。其次，該原油具有比重指數(shù)大，粘度、瀝青質(zhì)、硅膠膠質(zhì)、酸值均較小的特點，它的重金屬含量很低，硫含量在0.1%以下屬于低硫，含蠟為22.73%。因為安塞原油的開口閃點低于30℃，所以在它的儲存與運輸過程中應(yīng)多加注意。該原油的基屬分類為低硫中間石蠟基。參考總體分析結(jié)果可見，安塞混合原油是優(yōu)質(zhì)的輕質(zhì)原油。同時，該原油實沸點蒸餾在300℃前的餾分約占原油的37.2m%，300-500℃的潤滑油餾分收率為39.6m%，500℃前餾分油總拔出率高達(dá)76.8m%，減壓渣油僅占原油的23.2m%?；旌显彤a(chǎn)品的性質(zhì)特點如下所示：切取IBP-130℃、IBP-140℃兩段餾分作為生產(chǎn)化工原料，即苯類產(chǎn)品的重整原料組分，餾分占原油收率分別為10.7m%和12.0m%。密度值與折光值小，烴組成中環(huán)烷烴含量較高，烴含量計算值均在41m%以上，因此，生產(chǎn)時芳烴轉(zhuǎn)化率較高。該兩餾分中金屬含量很低，對催化劑活性影響較小，是優(yōu)質(zhì)的重整原料。但I(xiàn)BP-140℃餾分的砷含量為2ppb，考慮到這一因素進重整裝置前應(yīng)經(jīng)加氫處理，予以脫砷。切取IBP-180℃、IBP-200℃兩段餾分作為普通汽油組分，分別占原油收率的17.7m%和20.5m%。同時，馬達(dá)法辛烷值最高也只有48.7，離目前國家規(guī)定的GB484-88指標(biāo)相差甚遠(yuǎn)，欲生產(chǎn)符合國標(biāo)的汽油產(chǎn)品，需進行加氫重整，以提高辛烷值，或與催化裂化等二次加工油調(diào)和方能生產(chǎn)合格的汽油。IBP-180℃餾分也可作為寬餾分重整料，除辛烷值，其他理化項均符合國標(biāo)要求。切取180-230℃餾分作為燈用煤油組分，該餾分質(zhì)量收率為19.5%，并且硫含量較低，閃點（閉口）為85℃，無煙火焰高度為26.7mm。與國標(biāo)GB253-81中煤油指標(biāo)相比可見，各項理化性能均符合國標(biāo)中的2號燈用煤油指標(biāo)。切取180~340℃，200~350℃兩段餾分作為直餾柴油餾分，根據(jù)調(diào)和結(jié)果，確定兩餾分可作為0號和-10號輕柴油餾分，并且組分性能完全符合國標(biāo)柴油指標(biāo)。但兩個餾分的水溶性酸或堿不合格需要進一步精制。切取四段餾分作為潤滑油原料。這幾段餾分都具有密度粘度小、凝固點高、CP%值大的石蠟基特性；酸值、殘?zhí)肌⒘?、氮含量均很低，宜選取淺度精制，深度脫蠟工藝，可生產(chǎn)60~700號區(qū)間的中性油。切取350~500℃餾分作為催化裂化原料，占原油收率約30.7m%，該段餾分的密度小，殘?zhí)?、酸值、硫氮含量低，飽和烴含量高，重金屬含量很低，但同時該段餾分的相關(guān)指數(shù)很低，是優(yōu)質(zhì)的催化裂化原料。安塞原油大于500℃減壓渣油收率為23.2m﹪，20℃下密度為0.940g/cm3，其硫含量、重金屬含量、膠質(zhì)均不高，飽和烴含量較高，瀝青質(zhì)很少，發(fā)熱量大，也可直接用作重油催化裂化原料。2.2安塞原油加工方案重整原料餾分在原油的總收率中占比較大，且其芳烴含量計算值較高，其可作為優(yōu)質(zhì)的重整原料。該餾分經(jīng)催化重整后生產(chǎn)汽油和芳烴。燈用煤油餾分密度大，結(jié)晶點低，各項理化性能均符合國標(biāo)中的2號燈用煤油指標(biāo)，可直接生產(chǎn)2#燈用煤油。-10#柴油。經(jīng)過淺度精制以及深度脫蠟工藝處理潤滑油餾分，可以生產(chǎn)粘度指數(shù)不高的中性潤滑油基礎(chǔ)油。常壓渣油可以作為理想的重油催化裂化原料通往催化裂化裝置。綜合評價結(jié)果并結(jié)合市場需求等，安塞混合原油的加工方案確定為燃料-潤滑油型。圖2-1燃料—潤滑油型加工方案2.3原油切割方案及油品性質(zhì)2.3.1體積分?jǐn)?shù)與質(zhì)量分?jǐn)?shù)的轉(zhuǎn)換參考公式：V%=，計算出其體積分?jǐn)?shù)，匯總于油品性質(zhì)表2-1。表2-1安塞原油的實沸點蒸餾與窄餾分性質(zhì)圖2-2體積石費點蒸餾曲線圖2-3質(zhì)量石費點蒸餾曲線圖2-4安塞原油的密度中比曲線2.3.2切割方案綜合數(shù)據(jù)確定其常壓切割方案，而后查圖得到相應(yīng)的實沸點溫度，并匯總于表。例如，常壓渣油密度的計算：表2-2常壓切割方案以及產(chǎn)品性質(zhì)3油品性質(zhì)參數(shù)及閃蒸塔工藝計算3.1油品性質(zhì)參數(shù)的計算以常一線餾分為例，其他餾分結(jié)果同理。3.1.1蒸餾數(shù)據(jù)的相互轉(zhuǎn)化參考圖2-2可得各餾分的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)，匯總于表3-1中：表3-1實沸點蒸餾數(shù)據(jù)（1）常一線餾分?jǐn)?shù)據(jù)如上表3-1所示：，則實沸點蒸餾50%點，因此假設(shè)正確。即恩氏蒸餾50%點為182.5℃。根據(jù)圖3-2-1[1]查得恩氏蒸餾曲線各段溫差，并匯總于下表3-2：表3-2恩氏蒸餾曲線各段溫差其余餾分計算結(jié)果匯總于表3-3。表3-3各餾分恩氏蒸餾數(shù)據(jù)（2）將表3-1中的實沸點蒸餾溫度轉(zhuǎn)化成平衡汽化溫度。那我們應(yīng)該如何完成轉(zhuǎn)換呢，首先參考常壓實沸點蒸餾數(shù)據(jù)表3-1可知常一線餾分的實沸點蒸餾50%點溫度為187.3℃因此，平衡汽化50%點由圖3-2-5[1]查得平衡汽化曲線各段溫差如表3-4：表3-4平衡汽化曲線各段溫差由平衡汽化50%點（188.8℃）推算得其他平衡汽化點溫度。表3-5各餾分平衡汽化數(shù)據(jù)3.1.2平均溫度的計算常一線餾分計算如下：（1）體積平均沸點tv（2）恩氏蒸餾曲線10％~90％斜率（3）立方平均沸點tcu查圖2-1-1[1]可得（4）重量平均沸點查圖2-1-1[1]可得Δw=3.8℃=183.22+3.8=187.02℃=460.17K代入式得tw=(187.02×)+32=368.64℉（5）實分子平均沸點查圖2-1-1[1]可得代入式得（5）中平均沸點查圖2-1-1[1]可得Δme=-3.0℃=183.22-3.0=180.22℃=453.37K代入式得其余餾分計算結(jié)果均匯總于表3-7。3.1.3求，比重指數(shù)API°，查表1-2-28[1]得：=3.1.4求分子量M、特性因素K由、：3.1.5臨界性質(zhì)（1）求真臨界溫度tc、假臨界溫度tc′由，查圖4-2-2[1]得：（2）求假臨界壓力由，得：磅/吋2（絕）（3）求真臨界壓力PC3.1.6求焦點性質(zhì)（1）求焦點溫度t0（2）求焦點壓力P0、3.1.7油品性質(zhì)參數(shù)匯總表3-6油品性質(zhì)參數(shù)（1）表3-7油品性質(zhì)參數(shù)（2）表3-8油品性質(zhì)參數(shù)（3）表3-9油品性質(zhì)參數(shù)（4）3.2閃蒸塔的工藝設(shè)計計算3.2.1操作條件計算比重指數(shù)為37.05，查圖3-6-3[1]得：閃蒸塔塔頂氣體：。閃蒸塔塔底液體：圖3-1原油的P-T-e相圖3.2.2閃底、閃頂油性質(zhì)的計算（1）恩氏餾程在0.2MPa、210℃時，，由原油恩式蒸餾數(shù)據(jù)可得，曲線10％—70％點的斜率由圖3-6-1[1]、3-6-2[1]，首先我們通過前面可以嘗試著求出來閃頂油和閃低油常壓狀態(tài)下與原油的恩氏蒸餾溫差，然后呢我們因該根據(jù)我們所得到的已知量呢進一步求解他們的的恩氏蒸餾溫度，結(jié)果如下表3-10、3-11、3-12所示：表3-10產(chǎn)品恩氏蒸餾溫度匯總表（2）進而求得體積平均沸點tv、立方平均沸點tcu、重量平均沸點tw、實分子平均沸點tm、中平均沸點tMe。表3-11平均溫度匯總表（3）平衡汽化溫度表3-12平衡汽化溫度匯總表（4）求分子量M、特性因素K閃頂油與閃低油的分子量分別為107和275，特性因素分別為12.42和11.78。（5）求真臨界溫度tc、假臨界溫度tc′閃頂油的真臨界溫度為296.6℃，假臨界溫度則為266.6℃。閃低油的真臨界溫度為543.3℃，假臨界溫度則為483.3℃。（6）求假臨界壓力與之前方法相同，得到閃頂油的假臨界壓力為402磅/吋2閃底油則為226磅/吋2（7）求真臨界壓力Pc（8）求焦點溫度t0、焦點壓力P0閃頂油：，閃底油：，3.2.3熱平衡計算如圖3-2所示，設(shè)原油在閃蒸塔有1.0%能量損失圖3-2閃蒸塔的計算草圖將氣化率轉(zhuǎn)化為質(zhì)量分?jǐn)?shù)已知進料量為：閃頂油流量為閃底油流量為在時，原油的焓值在時，閃底油的焓值得3.2.4閃蒸塔塔徑的計算閃頂油，閃頂溫度密度=PMRT=2×10體積流率為=F2ρ2=取D==圓整到1.8m。校核空塔氣速：==3.2.5將閃蒸塔綜合·表3-13閃蒸塔計算結(jié)果匯總4常壓塔工藝設(shè)計4.1產(chǎn)品收率和物料平衡4.1.1物料守恒計算表4-1物料平衡(按每年開工8000小時計)4.1.2汽提蒸汽用量常二線、常三線以及常壓渣油都采用過熱水蒸汽（420℃，0.3MPa）汽提。表4-2汽提水蒸氣用量4.2常壓塔操作條件確定4.2.1塔板形式和塔板數(shù)已知這次設(shè)計中的常壓塔塔板選型，然后我們可以參考表6-10[2]和表6-11[2]從而計算踏板數(shù)，匯總。表4-3塔板數(shù)塔板數(shù)總計為：層4.2.2繪制草圖綜上塔的相關(guān)信息如塔板層數(shù)、餾分抽出位置等等從而繪制出草圖（如圖4-1）。4.2.3操作壓力、塔頂壓力表4-4常壓塔各關(guān)鍵部位壓力加熱爐出口壓力4.2.4汽化段溫度（1）汽化段中進料的氣化率與過汽化度我們因該對塔中物料得狀態(tài)進行判斷。針對氣化率指標(biāo)，重整原料要小于原油，由此可知，在閃蒸塔中的重整原料應(yīng)處于完全汽化狀態(tài)，而航空煤油則為部分汽化狀態(tài)。所以未汽化的航煤在閃底油中的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)為：未汽化的航煤的量為（2）汽化段油氣分壓表4-4氣化段流量塔底所需的汽提水蒸汽的量為221.05kmol/h。：（3）汽化段溫度的初步求定根據(jù)閃底油的相關(guān)性質(zhì)參數(shù)繪制P-T-e相圖（如圖4-2）。在圖中讀出油氣分壓參考圖4-3可得壓力0.121MPa，氣化率eF為43.02%時的溫度tF為344.4℃。圖4-1常壓塔計算草圖圖4-2閃底油的P-T-e圖圖4-3閃底油汽化段的平衡汽化曲線（4）tF的校核a.當(dāng)tF=344.4℃時，進料在汽化段中的焓hF及帶入的總熱量（表4-5）。表4-5進料帶入汽化段的熱量QF(P=0.120MPa,t=344.4℃）所以。圖4-4閃底油爐出口的平衡汽化曲線因為常一線產(chǎn)品為航煤餾分，規(guī)定爐出口溫度不超過360℃。壓力為查圖得，因為，所以在下，過汽化油和部分柴油仍處于液相。b.爐出口對于閃低油限制的最高溫度值（360℃）下的焓值h0見表4-6。表4-6閃底油在爐出口處攜帶的熱量Q0(P=0.2045MPa,t=360℃)因此4.2.5塔底溫度取塔底溫度比汽化段溫度7℃，即塔底溫度為。4.2.6塔頂及側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配（1）設(shè)塔頂及側(cè)線溫度表4-7塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)（2）全塔回流熱根據(jù)上述假設(shè)條件作全塔熱平衡衡算，由此求出全塔回流熱并列于表4-8。表4-8全塔回流熱因此，全塔回流熱。塔頂采用二級冷凝冷卻，取塔頂熱回流溫度為60℃，塔側(cè)共設(shè)有兩個中段回流，于第19層至第21層，即常二線與常三線之間。(3)熱回流方式及回流熱分配回流熱分配如下：表4-9回流熱分配4.2.7側(cè)線及塔頂溫度的校核自下而上進行校核。4.2.7.1常三線抽出板(第25層)溫度按圖4-5所示的隔離體系Ⅰ作第24層以下塔段的熱平衡，見表4-10。表4-10第24層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：所以則該抽出版上方氣相總量為：常三線蒸汽分壓為：圖4-5第24塊板以下塔段的熱平衡表4-110.0717MPa下常三線平衡汽化我們根據(jù)表格可查詢一下常壓平衡汽化50%處得溫度為329℃，然后我們可查圖泡點溫度為291℃，可見于我們最初的加設(shè)置是極為相近的，因此我們可以根據(jù)以上得出原假設(shè)的溫度很合理4.2.7.2常二線抽出板(第17層)溫度按圖4-6的隔離體系作第16層以下塔段的熱平衡，見表4-12。表4-12第16層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：所以L=72446.15kg/h=72446.15/193=375.37kmol/h則常二線抽出板上方氣相總量為：V=196.4+54.34+221.05+375.37=847.16kmol/h常二線蒸汽分壓為：P=0.165×375.4/847.16=0.0731MPa圖4-6第16塊塔板以下塔段的熱平衡為238.2可見于我們最初的加設(shè)置是極為相近的，因此我們可以根據(jù)以上得出原假設(shè)的溫度很合理表4-130.0731MPa下常二線平衡汽化4.2.7.3常一線抽出板(第9層)溫度按圖4-7的隔離體系作第8層以下塔段的熱平衡，見表4-14。表4-14第8層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：所以L=148500.00kg/h=148500.00/141=1053.19kmol/h則常一線抽出板上方氣相總量為：V=196.4+160.0+313.09+1053.19=1722.68kmol/h常一線蒸汽分壓為：P=0.161×1053.19/1722.68=0.0984MPa表4-150.0984MPa下常一線的平衡汽化圖4-7第8塊塔板以下塔段的熱平衡由表4-15可知，在常壓平衡汽化50%點溫度為188.8℃，查圖3-5-5[1]查得：與原假設(shè)非常接近，即可認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。4.2.7.4塔頂溫度（用=0.7155g/cm3查焓圖3-14[2]）塔頂油氣量為：塔頂油氣分壓：塔頂溫度應(yīng)該是重整原料在其油氣分壓下的露點溫度。圖4-8重整原料的露點圖4.3全塔氣液相負(fù)荷4.3.1中段回流量表4-16中段回流流率4.3.2需要計算的塔板第層塔板4.3.3全塔各板氣液分布各塊板內(nèi)回流密度需用校正后的值，校正密度查GB1885-83密度校正公式：=-γ(t-20)（1）塔底段氣液相負(fù)荷（32塊塔板）氣相溫度壓力氣相負(fù)荷為塔底汽提蒸汽用量：氣相負(fù)荷:=221.05×8.314×(337.4+273.15)1733（2）作第28塊板的氣液相負(fù)荷過汽化油的用量或茶溫縣液相氣相壓力=753.45×8.314×(344.4+273.15)171（3）作第26塊板的氣液相負(fù)荷表4-17第25層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：液相查文獻(xiàn)[7]液相負(fù)荷：氣相溫度t=297℃壓力P=0.1695MPan=196.4+160.0+157.5+484.39+221.05=1219.34kmol/h氣相負(fù)荷：=1219.34×8.314×(297+273.15)169.5=34100.0m3/h氣相密度:29068.4+32312.5+42531.3+3978.9+130784.3134100.0=7.00kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+42531.3+3978.9+130784.311219.34（4）作第25塊板的氣液相負(fù)荷液相負(fù)荷L=127333.33kg/h=127333.33/261=487.87kmol/h氣相溫度t=289℃壓力P=0.169MPan=196.4+160.0+221.05+487.87=1065.3kmol/h氣相負(fù)荷：==1065.3×8.314×（289+273.15）169=29461.0m/h氣相密度:29068.4+32312.5+3978.9+127333.3329461.0=6.54kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+3978.9+127333.331065.3=180.88（5）作第24塊板的氣液相負(fù)荷表4-18第23層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：L=131724.1kg/h=131724.1/257=512.5kmol/h氣相溫度t=283℃壓力P=0.1685MPan=196.4+160.0+54.34+221.05+512.5=1144.3kmol/h氣相負(fù)荷:==1144.3×8.314×（283+273.15）168.5=31400.9m/h氣相密度:29068.4+32312.5+4957.1+131724.131400.9=6.31kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+4957.1+131724.11144.3（6）作第22塊板的氣液相負(fù)荷表4-19第21層以下塔段的熱平衡合計——————57.92+217L由熱平衡得：66.27×106+161L=57.92×106+217L所以L=149107.14kg/h=149107.14/243=506.84kmol/h氣相溫度t=265℃壓力P=0.1675MPan=196.4+160.0+506.84+275.39=1138.18kmol/h氣相負(fù)荷：==1138.18×8.314×（265+273.15）167.5=30402.5m/h氣相密度:29068.4+32312.5+4957.1+149107.1430402.5=7.09kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+4957.1+149107.141138.18=189.29（7）作第21塊板的氣液相負(fù)荷表4-20第20層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：80.45×106+155L=72.08×106+213L所以L=144310.34kg/h=149107.14/238=606.35kmol/h液相：氣相溫度t=259℃壓力P=0.167MPan=196.4+160.0+606.35+275.39=1238.14kmol/h氣相負(fù)荷：==1238.14×8.314×（259+273.15）167=32801.8m/h氣相密度:29068.4+32312.5+4957.1+144310.3432801.8=6.42kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+4957.1+144310.341238.14（8）作第19塊板的氣液相負(fù)荷表4-21第18層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：66.27×106+143L=64.151×106+209L所以L=32106.06kg/h=32106.06/219.9=146.00kmol/h氣相溫度t=249℃壓力P=0.166MPan=196.4+160.0+146.0+275.39=777.79kmol/h氣相負(fù)荷：==777.79×8.314×（249+273.15）166=20340.4m/h氣相密度:29068.4+32312.5+4957.1+32106.0620340.4=4.84kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+4957.1+32106.06777.79=126.57（9）作第18塊板的氣液相負(fù)荷表4-22第17層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：66.27×106+145L=63.891×106+211L所以L=36045.45kg/h=36045.45/209=172.47kmol/h液相ρt=ρ20-r(t-20)液相：氣相溫度t=244℃壓力P=0.1655MPan=196.4+160.0+172.47+275.39=804.26kmol/h氣相負(fù)荷：==804.26×8.314×（244+273.15）165.5=20894.2m/h氣相密度:29068.4+32312.5+4957.1+36045.4520894.2=4.90kg/m3氣相分子量:29068.4+32312.5+4957.1+36045.45804.26=127.30（10）作第17塊板的氣液相負(fù)荷由熱平衡得：66.27×106+137L=61.561×106+202L所以L=72446.15kg/h=72446.15/193=375.37kmol/h氣相溫度t=238℃壓力P=0.165MPan=196.4+375.37+275.39=847.16kmol/h氣相負(fù)荷：==847.16×8.314×（238+273.15）165氣相密度:29068.4+4957.1+72446.1521819.3=4.88kg/m3氣相分子量:29068.4+4957.1+72446.15847.16=125.68（11）作第16塊板的氣液相負(fù)荷表4-23第15層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：66.81×106+133L=62.011×106+197L所以L=74984.38kg/h=74984.38/188=398.85kmol/h液像液響負(fù)荷：氣相溫度壓力P=0.1645MPan=196.4+313.09+398.85=908.34kmol/h氣相負(fù)荷：==908.34×8.314×（228.6+273.15）164.5=23034.56m/h氣相密度:29068.4+5635.7+74984.3823034.56=4.76kg/m3氣相分子量:29068.4+5635.7+74984.38908.34=120.76（12）作第15塊板的氣液相負(fù)荷表4-24第14層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：76.35×106+127L=71.691×106+192L所以L=71676.92kg/h=71676.92/180.7=396.66kmol/h液響：氣相溫度t=219.2℃壓力P=0.164MPan=359.2+280.4+396.66+313.09=1349.35kmol/h氣相負(fù)荷：==1349.35×8.314×（219.2+273.15）164=33679.4m/h氣相密度:37000+41500.0+5635.7+71676.9233679.4=4.63kg/m3氣相分子量:37000+41500.0+5635.7+71676.921349.35（13）作第14塊板的氣液相負(fù)荷表4-25第13層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：76.35×106+121L=71.251×106+187L所以L=77257.58kg/h=77257.58/173.5=445.29kmol/h氣相溫度t=209.7℃壓力P=0.1635MPan=359.2+280.4+445.29+313.09=1397.98kmol/h氣相負(fù)荷：==1397.98×8.314×（209.7+273.15）163.5=34324.6m/h氣相密度:37000+41500.0+5635.7+77257.5834324.6=4.70kg/m3氣相分子量:37000+41500.0+5635.7+77257.581397.98=115.45（14）作第13塊板的氣液相負(fù)荷表4-26第12層以下塔段的熱平衡入方閃頂進料49437.50.70290.164204.0193—9.54閃底進料263062.50.8679—344.4——62.34汽提蒸氣5635.7—0.3420.0792.5—4.47一中回流73774.20.80760.1625194—1158.48內(nèi)回流L0.80760.1625194—115115L合計——————84.83+115L出方重整原料37000.00.71550.163200.5190—7.03常一線41500.00.78930.163200.5184—7.64常二線32312.50.82550.165238—1424.59常三線42531.30.82720.1690305—1797.61常壓渣油159156.30.87170.173337.4—20933.26汽提蒸氣5635.7—0.163200.5685—3.86內(nèi)回流L0.80640.163200.5176—176L一中回流——————4.574二中取熱——————6.861合計——————75.425+176L由熱平衡得：84.83×106+115L=75.425×106+176L所以L=154180.33kg/h=154180.33/166.7=924.90kmol/h液響：氣像溫度t=200.5℃壓力P=0.163MPan=359.2+280.4+924.90+313.09=1877.59kmol/h氣相負(fù)荷：==1877.59×8.314×（200.5+273.15）163=45360.8m/h氣相密度:37000+41500.0+5635.7+154180.3345360.8=5.25kg/m3氣相分子量:37000+41500.0+5635.7+154180.331877.59（15）作第11塊板的氣液相負(fù)荷表4-27第10層以下塔段的熱平衡入方閃頂進料49437.50.70290.164204.0193—9.54閃底進料263062.50.8679—344.4——62.34汽提蒸氣5635.7—0.3420.0792.5—4.47內(nèi)回流L0.79900.1615175.5—103103L合計——————76.35+103L出方重整原料37000.00.71550.162182.5178—6.59常一線41500.00.78930.162182.5173—7.18常二線32312.50.82550.165238—1424.59常三線42531.30.82720.1690305—1797.61常壓渣油159156.30.87170.173337.4—20933.26汽提蒸氣5635.7—0.162182.5676—3.81內(nèi)回流L0.79860.162182.5177—178L一中取熱——————4.574二中取熱——————6.861合計——————74.475+178L由熱平衡得：76.35×106+103L=74.475×106+178L所以L=25000kg/h=25000/152.4=164.0kmol/h液相溫度t=175.5℃ρ20=0.7990g/cm3n=359.2+280.4+164.0+313.09=1116.69kmol/h氣相負(fù)荷：==1102.66×8.314×（182.5+273.15）162=26113.13m/h氣相密度:37000+41500.0+5635.7+2500025785.1=4.23kg/m3氣相分子量:37000+41500.0+5635.7+250001102.66（16）作第10塊板的氣液相負(fù)荷表4-28第9層以下塔段的熱平衡入方閃頂進料49437.50.70290.164204.0193—9.54閃底進料263062.50.8679—344.4——62.34汽提蒸氣5635.7—0.3420.0792.5—4.47內(nèi)回流L0.79510.1610166—9898L合計——————76.35+98L出方重整原料37000.00.71550.1615174.8175—6.48常一線41500.00.78930.1615174.8170—7.06常二線32312.50.82550.165238—1424.59常三線42531.30.82720.1690305—1797.61常壓渣油159156.30.87170.173337.4—20933.26汽提蒸氣5635.7—0.1615174.8673—3.79內(nèi)回流L0.79510.1615174.8169—169L一中取熱——————4.574二中取熱——————6.861合計——————74.225+169L由熱平衡得：76.35×106+98L=74.225×106+169L所以L=29929.58kg/h=29929.58/145.4=205.84kmol/h椰像溫度液相負(fù)荷：氣相溫度n=359.2+280.4+205.84+313.09=1158.53kmol/h氣相負(fù)荷：==1158.53×8.314×（174.8+273.15）161.5=27175.38m/h氣相密度:37000+41500.0+5635.7+29929.5826748.7=4.26kg/m3氣相分子量:37000+41500.0+5635.7+29929.581140.34（17）作第9塊板的氣液相負(fù)荷由熱平衡得：81.35×106+97L=70.955×106+167L所以L=148500.00kg/h=148500.00/141=1053.19kmol/h夜像溫度液相負(fù)荷：氣相溫度n=359.2+1053.197+313.09=1725.49kmol/h氣相負(fù)荷：==1725.49×8.314×（182.5+273.15）161=39040.8m/h氣相密度:37000+5635.7+148500.0039040.8=4.90kg/m3氣相分子量:37000+5635.7+148500.001725.49=110.77（18）作第8塊板的氣液相負(fù)荷表4-29第7層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：76.5×106+90L=70.725×106+163L所以L=79109.59kg/h=79109.59/135.8=582.54kmol/h氣相溫度t=159℃壓力P=0.1605MPan=359.2+582.54+313.09=1254.83kmol/h氣相負(fù)荷：==1254.83×8.314×（159+273.15）160.5=28090.2m/h氣相密度:37000+5635.7+79109.5928090.2=4.33kg/m3氣相分子量:37000+5635.7+79109.591254.83（19）作第2塊板的氣液相負(fù)荷表4-30第1層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：76.5×106+81L=70.02×106+151L所以L=92571.43kg/h=92571.43/103.5=894.41kmol/h液相溫度液相負(fù)荷：=92571.43/641.2=144.4m3/h氣相溫度t=125.8℃壓力P=0.1575MPan=359.2+894.41+313.09=1566.7kmol/h氣相負(fù)荷：==1566.7×8.314×（125.8+273.15）157.5=32993.9m/h氣相密度:37000+5635.7+92571.4332993.9=4.10kg/m3氣相分子量:37000+5635.7+92571.431566.7（20）作塔頂（第1塊）板的氣液相負(fù)荷L=98577.59kg/h=98577.59/103=957.06kmol/h液相溫度t=121℃ρ20=0.7155g/cm3查文獻(xiàn)[3]得r=0.00086ρt=ρ20-r(t-20)=0.7155-0.00086×(121-20)=0.6286g/cm3液相負(fù)荷：=98577.59/628.6=156.8m3/h氣相溫度t=121℃壓力P=0.157MPan=359.2+957.06+313.09=1629.35kmol/h氣相負(fù)荷：==1629.35×8.314×（121+273.15）157=34008.4m/h氣相密度:37000+5635.7+98577.5934008.4=4.15kg/m3氣相分子量:37000+5635.7+98577.591629.354.3.4塔板汽液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯總（1）作第21塊板的液相負(fù)荷L1=144310.34g/h二中L0=91480.0kg/hL=L1+L0=235790.34kg/h=235790.34/654.3=360.4m3/h（2）作第19塊板的液相負(fù)荷L1=32106.06kg/h二中L0=91480.0kg/hL=L1+L0=123586.06kg/h=123586.06/659.6=187.4m3/h（3）作第15塊板的液相負(fù)荷L1=74984.38kg/h一中L0=73774.2kg/hL=L1+L0=148758.58kg/h=148758.58/671.4=221.6m3/h（4）作第13塊板的汽液相負(fù)荷L1=29929.58kg/h二中L0=73774.2kg/hL=L1+L0=103703.78kg/h=103703.78/683.9=151，6m3/h4.3.5塔板汽液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯總表4-31全塔氣液相負(fù)荷數(shù)據(jù)匯總4.3.6氣液相負(fù)荷分布圖4-9氣液相負(fù)荷分布圖4.4塔板水力學(xué)計算4.4.1塔板基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)第13塊板上的氣液相物性數(shù)據(jù)如下：4.4.2進行塔板尺寸結(jié)構(gòu)定型4.4.2.1初選塔板間距4.4.2.2塔徑的初算（1）Wmax式中g(shù)—重力加速度，9.81m/s2。Ht—塔板間距，m。代入數(shù)據(jù)：（2）式中KS—系統(tǒng)因數(shù)；K—安全系數(shù)，由于其直徑>0.9m，所選板間距Ht=0.8m，且塔處于常壓和加壓操條件下，因此取K=0.82則（3）汽相空間截面積Fa（4）a.b.當(dāng)Ht<0.75m時，因此，取Vd=0.125m/s（5）降液管面積Fd’(取以下兩式最大值)a.b.因此，?。?）塔橫截面積Ft及塔徑Dc（7）采用的塔徑D及相應(yīng)的設(shè)計空塔氣速W塔徑D=5.2m塔截面積選擇為空塔器氣速為=0.5935m/s選擇的降液管面積4.4.2.3浮閥的計算（1）浮閥的選取面落差不明顯，霧沫夾帶也較小，鼓泡明顯。（2）浮閥數(shù)及開孔率φ的計算(Wh)ca.閥孔的臨界速度(Wh)cb.相應(yīng)的閥動能因數(shù)c.計算塔的開孔率d.浮閥個數(shù)N閥孔總面積=21.23×13.54%=2.87m2N==式中dh—閥孔直徑，m。4.4.2.4溢流堰及降流管尺寸的確定（1）明確塔板上液體的流動形式降液，雙號板為中間降液。由于塔徑D=5.2m＞2.2m，故采用平直溢流堰，弓形降液管。（2）確定溢流堰參數(shù)a.兩側(cè)降液：因為：（兩側(cè)降液的單側(cè)），查圖5-8[4]，選取、因此，兩側(cè)堰長兩側(cè)堰寬b.θθθθθD圖4-10中間降液管計算示意圖試差，可得中間堰長中間堰寬（3）溢流堰高及板上清液層高度較高，取。堰上液層高度：兩側(cè)堰上液層高度：中間堰上液層高度：塔板上的清液層高度為：兩側(cè)降液高度：中間降液高度：（4）液體在降液管中停留時間及流速a.停留時間τb.降液管流速（5）降液管底緣距塔板高度hb取降液管底緣出口流速:兩側(cè)降液：中間降液：0.036m/s兩值均在經(jīng)驗范圍內(nèi)，符合要求。（6）進口受液盤采用凹槽受液盤。4.4.2.5塔高的計算（1）塔頂部高（2）塔底部高=0.89m因此，?。?）取汽化段高度為1.5m。（4）人孔個數(shù)的設(shè)計：分別在第7、14、21、28、35塊板處每隔七塊板開一個人孔，其直徑為0.8，合計共五個。（5）設(shè)計裙座高度為3m。（6）塔頂封頭的高度選為1.5m。（7）由以上各個部分相加得到塔體高度4.4.3塔板的水力學(xué)計算4.4.3.1塔板壓力降（1）氣體通過干板壓降0.0376m(液柱)（2）氣體通過塔上液層的壓降兩側(cè)降液=0.0470m(液柱)(單號記為1)中間降液=0.0384m(液柱)(雙號記為2)忽略液層表面張力造成的壓降，則氣體通過塔板的壓降為：a.兩側(cè)降液：(液柱)b.中間降液：(液柱)4.4.3.2漏液的驗算＞5.0故不會發(fā)生漏夜。4.4.3.3淹塔(液柱)a.兩側(cè)降液：(液柱)b.中間降液：(液柱)(液柱)通過上述計算可知，在上述情形下不會發(fā)生淹塔事故。4.4.3.4霧沫夾帶式中—霧沫夾帶量，kg液體/kg氣體；—；—系數(shù)，取=0.6；hl—塔板上液層高度，mm。當(dāng)時，，；其中0.8018式中—液體表面張力，達(dá)因/厘米。（1）的求取已知則查圖2-1-2[1]得，℃根據(jù)式3-22[2]：代入數(shù)據(jù)得℃,則假設(shè)正確。根據(jù)式3-19[2]：代入數(shù)據(jù)得℃查圖4-2-2[1]得臨界溫度由=0.295查文獻(xiàn)[5]圖14-3-1,達(dá)因/厘米13.28達(dá)因/厘米（2）得求取氣體平均分子量汽相粘度查圖11-2-5[5]將有關(guān)數(shù)據(jù)代入霧沫夾帶量得(kg液體/kg氣體)(kg液體/kg氣體)4.4.3.5降液管的負(fù)荷降液管內(nèi)允許最大流速==0.153m/s取Vd=0.153m/s為降液管內(nèi)最大流速與降液管內(nèi)的設(shè)計流速相比，降液管內(nèi)最大流速較大，因此可知降液管不會超負(fù)荷。4.4.4塔板上適宜操作區(qū)和負(fù)荷上下限4.4.4.1霧沫夾帶線取為霧沫夾帶上限線其中：，，，，，，hw=0.1=整理上式可得：（1）降液管在兩側(cè)：由則：（mm）代入上式得（2）降液管在中間：（mm）因此，將結(jié)果匯總于表4-32表4-32不同的液相流量下的空塔氣速在液體流量一定時，我們來定量分析兩側(cè)降液與中間降液的情況，根據(jù)表格數(shù)據(jù)我們可以看到中間降液板的空塔氣速要比兩側(cè)降液板的大。因此選取W作圖，取不同液相流量下的空塔氣速W4.4.4.2液泛線設(shè)降液管液面高度其中(液柱)由得因此，計算結(jié)果并匯總于表4-33。表4-33不同的液相流量下的空塔氣速4.4.4.3液相負(fù)荷上限線由m/s,且兩側(cè)降液中間降液4.4.4.4液相負(fù)荷下限線取堰上液頭時液體達(dá)到下限由式代入數(shù)據(jù)得：，，以17.88m3/h作出液相負(fù)荷下限線。4.4.4.5漏液線取為下限，由得：有，則：4.4.4.6塔板水力學(xué)圖圖4-11塔板水力學(xué)圖4.4.4.7操作彈性得到一條操作線OP。該操作線與霧沫夾帶線的交點為負(fù)荷上限即點A，與漏液線交點為負(fù)荷下限即點B。因此操作彈性為。4.4.4.7驗算最終通過塔板水力學(xué)性能圖可以看出，液泛線和霧沫距離較遠(yuǎn)夾帶線，分析這樣會使液體在降液管中的停留時間遠(yuǎn)大于規(guī)定停留時間，因此我們的設(shè)計過程是較為安全的。4.4.4.9常壓塔計算結(jié)果匯總表4-34常壓塔計算結(jié)果總匯4.4.4.10常壓塔水力學(xué)匯總表4-35常壓塔計算結(jié)果總匯

5管式加熱爐的工藝設(shè)計5.1概述 為了更好的設(shè)計加熱爐，我們應(yīng)當(dāng)對其有一定的熟悉與了解。因此在設(shè)計之前，我們對加熱爐進行簡單的概述。首先管式加熱爐作為石化行業(yè)中用火焰直接加熱管內(nèi)作用就是可以將爐管中高速流動的介質(zhì)進行升溫，從而達(dá)到工藝所需溫度?？紤]到此5.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)5.2.1被加熱介質(zhì)（1）冷原油(冷原油的)（2）飽和水蒸汽（3）閃底油5.3加熱爐總熱負(fù)荷的相關(guān)計算5.3.1介質(zhì)熱負(fù)荷（1）全爐熱負(fù)荷（2）冷進料吸熱（3）水蒸氣吸熱t(yī)1=180℃，1.0MPa下，水蒸汽的焓值I1=677.0kcal/kg（4）閃底油吸熱閃底油入爐溫度為280℃,查圖3-14[2]得（5）加熱爐總熱負(fù)荷5.4燃燒過程計算5.4.1燃燒低發(fā)熱值的確定原料：催化干氣相對密度：1.159kg/m3表5-1催化干氣組成表5-2煉廠氣的低發(fā)熱值5.4.2煙氣完全燃燒后燃需要的空氣量空氣/Nm3燃料空氣/Nm3燃料氣5.4.3過?？諝庀禂?shù)燃料密度則空氣/Nm3燃料氣空氣/kg燃料氣5.4.4煙氣組成（1）煙氣含量3燃料氣=3燃料氣燃料氣燃料氣3燃料氣（2）總煙氣量燃料氣（3）各個組分占煙氣的體積分率（4）燃料產(chǎn)物的密度（5）煙氣燃燒后得到的產(chǎn)物質(zhì)量為燃料氣5.4.5求煙氣溫焓值并作圖查LY-100[8]表3得下表，列出不同溫度下言煙氣的組成氣體的熱焓值，繪制溫焓圖5-1。表5-3煙氣焓值圖5-1煙氣溫焓圖5.5全爐熱平衡根據(jù)能量守恒而言，針對全爐整體分析供給的熱量應(yīng)該與支出熱量一致，即。供給熱量與支出熱量相等，即。5.5.1供給熱量（1）低發(fā)熱值Ql燃料氣（2）被燃料所帶來進入爐的顯熱QfQf=Cftf其中，取則燃料氣（3）空氣帶入爐內(nèi)的顯熱Qa取空氣入爐溫度25℃則查表3[8]得空氣燃料氣（4）入爐的熱量Qin5.5.2支出熱量=煙氣帶出的熱量為了計算煙氣需要帶出的熱量為多少呢，我們需要首先需要對其出對流室的溫度進行假設(shè)，因為這個溫度會高于最低進料溫度，我們假設(shè)為90的話，那么，我們再次通過查圖可得：則燃料氣（2）燃料氣（3）有效利用熱量燃料氣5.5.3爐效率5.5.4燃料用量=5.5.5火嘴個數(shù)根據(jù)設(shè)定計算火嘴使用數(shù)量個，故取7個。5.5.6煙道氣流量5.6輻射段計算5.6.1輻射室的熱負(fù)荷如何計算輻射室得熱負(fù)荷呢？首先我們根據(jù)前面的計算知道加熱爐得總負(fù)荷是，然后我們現(xiàn)在假設(shè)輻射室為其70%。5.6.2輻射管管壁的平均溫度5.6.3輻射管加熱表面積、管徑及管程數(shù)的確定（1）輻射管加熱表面積（2）確定管徑及管程數(shù)參照表5[5]，取0.1102m查附錄一[6]查看管徑的相關(guān)系列從而進行選管，選127×8爐管(光管)，管心距為5.6.4輻射段爐膛尺寸（1）高徑比（2）爐膛直徑以及蝮蛇管直觀長度得計算=5.57m服設(shè)管的有效長度查附錄一[6]國產(chǎn)爐管規(guī)格，選取長度Lef=12m的加熱爐管。（3）爐管數(shù)n==64.00（根)輻設(shè)管實際取數(shù)為n=4×16=64根，4管程。（4）爐膛直徑和爐膛高度實際節(jié)圓直徑：爐膛直徑：爐膛高度：5.6.5對流室主要尺寸（圓筒爐）（1）對流室長（2）對流室寬對流室采用127×6釘頭管，管心距為Sc=2dc，每排8根爐管，采用三角形排列。則對流室寬度為：（3）煙氣質(zhì)量流速如何確定對流室的長度呢？首先我們需要選取在最小截面處煙氣的質(zhì)量流蘇，依據(jù)經(jīng)驗值我們可以考慮為=2.2kg/m2s:故=得取則校核：因為2<<4滿足條件Lc，b合理。5.6.6當(dāng)量冷平面面積（1）輻射管冷平面（2）有效吸收因數(shù)查圖8-4[6]得a.b.遮蔽管當(dāng)量冷平面c.總當(dāng)量冷平面面積()總5.6.7有效反射面積與當(dāng)量冷平面之比值爐膛總面積＝比值5.6.8煙氣的黑度由，查圖8-6[6]得由表4-1[8]得煙氣平均輻射長度為假定附設(shè)延期出口溫度，查圖8-1[6]5.6.9總輻射交換因數(shù)wq及，查圖4-4[10]得5.6.10輻射室熱平衡由，蝮蛇出口厭棄溫度查圖4-7[７]得：設(shè)輻射室熱損失為2%，即=0.02所以5.6.11求輻射室出口煙氣溫度首先我們可以先對管壁的溫度進行一個簡單的預(yù)估。然后油料在進入對流段的溫度由前面內(nèi)容可知已知對流段油料進口溫度油料在蝮蛇段出口時溫度為則管壁tw=根據(jù)公式作吸收曲線（見圖5-2），假設(shè)不同的Tg，列表如下所示：表5-4吸收曲線數(shù)據(jù)時時由查圖8-1[6]得當(dāng)＝0.552，＝0.3321時，查圖8-5[6]得F=0.569代入公式得：=92.56kW/m2如下圖所示，A/B點連接而成一線，與吸收曲線兩線交于一點，定位其橫坐標(biāo)得到其溫度條件，該溫度意味這是煙氣出輻射式的溫度BABA圖5-2作圖法求煙氣出口溫度5.6.12校核（1）輻射段熱負(fù)荷，查煙焓圖2-2得：輻射管表面熱強度===（3）輻射室油品入口溫度τ’輻射室出口處油品的總熱焓量為：計算每千克油品在蝮蛇室入口處的比晗：查圖3-14[2]得溫度為290℃。（4）管壁平均溫度Tw=℃在此之前我們曾經(jīng)假設(shè)的溫度為378℃，可見結(jié)果極為相近因此不必再重新計算。5.7對流室計算5.7.1對流室的熱負(fù)荷5.7.2對流室的傳熱計算5.7.2.1對流式下段（閃底油）傳熱計算（采用8管程）（1）首先我們需要計算出閃底油在這一部分吸收的熱量：煙氣出輻射段溫度，煙氣得,（2）管內(nèi)膜傳熱系數(shù)選用標(biāo)準(zhǔn)釘頭管，，GF====（3）對流段采用釘頭管時外膜傳熱系數(shù)a.釘頭彪棉傳熱稀疏=包括解構(gòu)熱阻在內(nèi)的釘頭比奧棉傳熱系數(shù)b.釘頭效率根據(jù)我們選擇的管去查詢附錄可知其具體信息，我們采用的是12規(guī)格的標(biāo)準(zhǔn)釘頭，我們根據(jù)表格可以知道釘頭高0.025m。當(dāng)，查圖可知。c.釘頭管關(guān)關(guān)部分管外兌硫傳熱系數(shù)=包括結(jié)構(gòu)熱阻在內(nèi)的訂頭表皮傳熱系數(shù)d.釘頭外面表層的傳熱系數(shù)對于一米長或者每米長對應(yīng)的光管的表面積：對于一米長或者每米長對應(yīng)的管長釘頭部分表面積：對于一米長或者每米長對應(yīng)的釘頭外的光管部分表面積：（4）總傳熱系數(shù)KC1兌硫管表面積及管牌數(shù)4.48排，取5排對流管表面熱強度5.7.2.2對流室中段（飽和水蒸汽）對流傳熱計算（采用2管程）（1）傳熱溫差及熱負(fù)荷為了計算這一部分，首先我們需要計算出飽和水蒸氣在這一部分吸收的熱量：Qc2=0.33×106kcal/h根據(jù)之前的有效數(shù)據(jù)得到進入該段的煙氣溫度，其焓值為煙氣得，查煙焓圖5-1得℃Tg=(624-530)/㏑(624/530)=575.72℃=848.87K(2)管內(nèi)莫穿熱系數(shù)水蒸汽的適宜流速為30~50m/s,所以查附錄一[6]結(jié)合對流室中段的具體情況以及計算數(shù)據(jù)選用管爐管（釘頭管）x假設(shè)校核：2.14因為滿足條件Lc，b合理。=kg/(m2.s)=5＝（3）管外膜傳熱系數(shù)a.管外對流傳熱系數(shù)hs=b.根據(jù)我們選擇的管去查詢附錄可知其具體信息，我們采用的是12規(guī)格的標(biāo)準(zhǔn)釘頭，我們根據(jù)表格可以知道釘頭高0.025m。當(dāng)，查圖可知。c.釘頭管關(guān)關(guān)部分管外兌硫傳熱系數(shù)=包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=kcal/(m2·h·℃)釘頭外面表層的穿熱系數(shù)對于一米長或者每米長對應(yīng)的光管的表面積：對于一米長或者每米長對應(yīng)的管長釘頭部分表面積：對于一米長或者每米長對應(yīng)的釘頭外的光管部分表面積：（4）總傳熱系數(shù)Kc2(5)對流管管排數(shù)極其表面積=1.17，取2排（6）對流比奧棉強度==5.7.2.3對流室上段（冷原油）對流傳熱計算（采用4管程）（1）傳熱溫差及熱負(fù)荷為了計算這一部分，首先我們需要計算出冷原油在這一部分吸收的熱量：，進口120℃，出口200℃，進入該段處的煙氣溫度，其焓值為煙氣。得，查煙焓圖5-1得（2）管內(nèi)膜傳熱系數(shù)依舊選用，，管內(nèi)介質(zhì)質(zhì)量流速假設(shè)校核：因為滿足條件Lc，b合理。則管內(nèi)介質(zhì)質(zhì)量流速GF====（3）對流段采用頂貼管時外膜穿熱系數(shù)a.釘頭表面穿熱系數(shù)=包括結(jié)構(gòu)熱阻的釘頭表面穿熱系數(shù)=b.釘頭效率根據(jù)我們選擇的管去查詢附錄可知其具體信息，我們采用的是12規(guī)格的標(biāo)準(zhǔn)釘頭，我們根據(jù)表格可以知道釘頭高0.025m。當(dāng)，查圖可知。c.釘頭管關(guān)關(guān)部分管外對流穿熱系數(shù)=包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=d.釘頭外面表層的傳熱系數(shù)對于一米長或者每米長對應(yīng)的光管的表面積：對于一米長或者每米長對應(yīng)的管長釘頭部分表面積：對于一米長或者每米長對應(yīng)的釘頭外的光管部分表面積：（4）總傳熱系數(shù)Kc3（5）對流管表面積及管排數(shù)2，取20排（6）對流管表面熱強度=5.7.3對流室高度總排數(shù)為排Hc=對流室爐管總數(shù)根5.7.4全爐熱效率根據(jù)上面的東西我們可知在出口處煙氣的溫度214℃，煙氣,則=假設(shè)全爐熱損失為4%，則：=5.8爐管內(nèi)壓力降5.8.1確定汽化段的當(dāng)量長度根據(jù)前面的閃低油物性數(shù)據(jù)可知，焦點溫度544.56℃，焦點壓力6.139MPa假設(shè)，，我們可以根據(jù)前面得出的輻射管出口溫度查圖從而得汽化點，可以得出來溫度為318℃開始汽化時318℃輻射管入口溫度為296.0℃緊接著我們需要取一個適當(dāng)?shù)漠?dāng)量長度，根據(jù)表11[10]?。?0，則=m5.8.2汽化段中氣、液兩相的混合密度溫度壓力取，則=而汽化段平均汽化率為5.8.3汽化段中氣、液兩相的混合流速5.8.4汽化段的壓力降5.8.5汽化點處的壓力因為與我們上述假設(shè)不符，需重復(fù)以上計算。5.8.6重復(fù)計算（1）重新假設(shè)溫度，開始汽化時327℃輻射管入口溫度為296℃=（2）汽化段中氣、液兩相的混合密度溫度壓力取則=在汽化段取平均條件下液相密度（3）汽化段中氣、液兩相的混合流速（4）汽化段的壓力降=0.0195=5）汽化點處的壓力，與假定相符。5.8.7加熱段的壓力降（1）我們要想得到加熱端的壓力降我們應(yīng)該如何求解呢，首先我們可以通過之前的計算的得到幾個關(guān)鍵有效數(shù)據(jù)，汽化段的壓力降為時可以得到它所對應(yīng)的企劃點溫度為為327℃。該點液相比焓汽化段當(dāng)量長度輻射管加熱段的檔量長度然后我們可以參考這個公式去計算對流段的當(dāng)量長度，記得包括庇蔭管也算在內(nèi)：所以汽化點以前的平均當(dāng)量長度（2）那我們需要計算一下在汽化段以前它所對應(yīng)的溫度應(yīng)該是取，則=（3）汽化段的壓力降在我們知道了汽化段的壓力降后我們可以計算一下在此之前爐管內(nèi)得壓力將將上式相加求和我們可以得到一個總壓降5.9煙囪的設(shè)計計算5.9.1煙囪的直徑取,5.9.2煙囪和對流室產(chǎn)生的抽力首先在計算這一部分時我們需要預(yù)先準(zhǔn)備已知量，在前面的計算過程中我們可以知道爐膛高13m，對流室高6.07m，然后根據(jù)之前的兩線交點已經(jīng)確定出煙氣在輻射室出口時對應(yīng)的溫度為1105K因此對流室煙氣的平均溫度為，煙囪內(nèi)煙氣的平均溫度我們選取常溫環(huán)境下大氣溫度，也就是的總的抽力為=5.9.3總壓力降（1）煙氣由輻射室到達(dá)對流室中間過程中所產(chǎn)生的的壓力降由表4-10[7]查得煙氣在對流室入口的密度：（2）煙氣流過對流室的壓力降由之前我們可知在對流室上中下段選管時下段與上段選管是一樣的，只有中段不同。a.對流室下段的壓力降對流室的截面積為：每一排爐占地空間橫截面：每排釘頭所占截面積為：每一排管可以允許介質(zhì)自由流通的關(guān)節(jié)面：除去釘頭區(qū)域得話那爐管外部剩余得允許介質(zhì)流通得面積Aso=釘頭區(qū)域內(nèi)部的流通面積為：釘頭與釘頭之間的間隙為：兩論管釘頭的嫌隙為：∴當(dāng)，，=5=b.對流室中段的壓力降對流室的截面積為：每一排爐占地空間橫截面：每一排管可以允許介質(zhì)自由流通的關(guān)節(jié)面釘頭區(qū)域外部的流通面積為：釘頭區(qū)域內(nèi)部的流通面積為：釘頭與釘頭之間的間隙為：兩論管釘頭的嫌隙為：由式則∴當(dāng)=848.87K：，=c.對流室上段的壓力降我們?nèi)绾吻蠼馍隙说膲毫的兀覀兪紫纫酪恍?shù)據(jù)，當(dāng)溫度為621.59K時我們得到煙氣得黏度為0.0368cp，其中Nc我們之前取值為20=2＝＋＋＝（3）煙氣由對流室到煙囪的壓力降得煙氣的密度為==（4）煙囪的摩擦損失計算一下煙囪內(nèi)煙氣的平均溫度為多少呢由圖4-16[7]得煙氣粘度查圖6-2[7]，得煙氣的密度為（5）煙氣通過煙囪擋板的壓力降我們假設(shè)一個操作開度，若為百分之五十我們據(jù)此查表（6）我們計算煙囪出口煙氣的動能損失mmH2O（7）總壓力降5.9.4煙囪的最低高度＝∴吊起輻射管是具有一定的高度限制得，因此為了能夠?qū)⑺_切的吊起，煙囪必須規(guī)定一個最低高度：參考國標(biāo)其中對于二氧化硫得排放進行了詳細(xì)而具體的規(guī)定，因此依據(jù)其中的參考標(biāo)準(zhǔn)，煙囪的最低高度為15m。為了綜合滿足以上三個因素，其最低高度應(yīng)該取三者得最大值，即15m將加熱爐工藝計算結(jié)果列于表（見表5-5）表5-5加熱爐計算結(jié)果匯總

6經(jīng)濟核算6.1建設(shè)投資構(gòu)成投資往往作為衡量建設(shè)項目或技術(shù)方案投入的重要經(jīng)濟指標(biāo)。建設(shè)項目總投資，是指一座工廠或一套生產(chǎn)裝置從籌建開始到全部建成投產(chǎn)為止，全過程發(fā)生的費用總和。同時還有意將極為重要的投資指標(biāo)用來衡量一個煉油裝置，那便是單位能力建設(shè)投資。它的定義則是以裝置建設(shè)為全貌的角度其建設(shè)投資量除以他的加工能力，可得一次性初始投資在生產(chǎn)期轉(zhuǎn)化為項目的固定成本。除此之外，部分項目還包括固定資產(chǎn)投資方向調(diào)節(jié)稅。原有常壓裝置的建設(shè)投資