PAGE722.6Mt柯克亞原油常壓蒸餾裝置工藝計算設計目錄TOC\o"1-3"\h\u313091緒論 5173571.1設計依據 575381.2設計地能力 542251.3裝置特點 541061.4工藝流程簡述 5156822.1原油評價簡述 6266582.2此油進行煉制的方法 7220202.3此油根據其沸點進行劃分地法子 8262303常壓塔工藝計算 12124843.1該油品相關物性參數計算得 12153463.1.1將所得數據進行彼此之間的變化 1268963.1.2算出來各種形式下溫度地均值 14258793.1.3求、比重指數API。 1512823.1.4求分子量M、特性因素K 15308613.1.5邊緣性地性質求取 15309023.1.6求焦點性質 16107073.2計算油品性質參數的結果匯總 16317123.3工藝設計初餾塔的計算過程 1799763.3.1初餾塔的操作過程主要壓力 1734913.3.2操作溫度 18324443.3.3初餾油品性質 19259433.3.4物料衡算表： 20184993.3.5初餾塔全塔回流 21199593.4常壓塔的工藝設計計算 2164963.4.1物料平衡 21106973.4.2汽提蒸汽用量 21184533.4.3塔板形式和塔板數 22185093.4.4繪制草圖 22186303.4.5操作壓力 22198553.4.6汽化段溫度 23219663.4.7塔底溫度 26182233.4.9側線及塔頂溫度的校核 28109723.4.10全塔汽液相負荷 3255873.4.12塔板氣液相負荷數據匯總 4568214塔板水力學計算 46255994.1基礎數據 46178414.2塔板的結構計算 47224714.2.1初選塔板間距 47273144.2.2塔徑初算 47190354.2.3浮閥的計算 48180004.2.4溢流堰及降流管的確定 4853984.2.5塔高的計算 50262434.3塔板的水力學計算 50266074.3.1總壓降 50137614.3.2漏液的驗算 51318644.3.3淹塔 51257284.3.4霧沫夾帶 51209444.3.5降液管超負荷 52166924.4負荷性能圖 53313334.4.1霧沫夾帶上限線 53307434.4.2液泛線 54256944.4.3液相負荷上限 55150944.4.4液相負荷下限線 55155674.4.5漏液線 55190054.4.6操作彈性 56267424.4.7驗算 56317264.4.8常壓塔計算結果匯總 57218824.4.9常壓塔水力學匯總 578775管式加熱爐的工藝設計 58219405.1原始數據 58251855.2加熱爐總熱負荷 58273315.3燃燒過程計算 59154635.3.1燃燒低發(fā)熱值 59151825.3.2燃燒所需的理論空氣量 59284365.3.3過?？諝庀禂?59241975.3.4煙氣組成 592985.3.5求煙焓值并作圖 6053005.4全爐熱平衡 6171745.4.1入爐溫度 6127235.4.2出爐溫度 6189615.4.3爐效率 6160095.4.4燃料用量 617145.4.5火嘴個數 6187905.4.6煙道氣流量 62113045.5輻射段的計算 62282935.5.1輻射室的熱負荷 62139595.5.2輻射管表面積、管徑、及管心距 62298925.5.3爐管長度、爐管數及爐膛尺寸 63277415.5.4對流室主要尺寸 63179415.5.5當量冷平面面積 63125665.5.6有效反射面面積及當量冷平面之比值 6467945.5.7煙氣的黑度 64261015.5.8總輻射交換因數 6458365.5.9輻射室熱平衡 6429905.5.10求輻射室出口煙氣溫度 6453155.5.11輻射段熱負荷 6521775.6對流室的計算 66280985.6.1對流室的熱負荷 66297605.6.2對流室主要尺寸 6658755.6.3對流室高度 72167765.6.4全爐熱效率 72108005.7爐管內的壓力降 7255525.7.1確定汽化段的當量長度 7217205.7.2汽化段中氣、液兩相的混合密度 73279625.7.3汽化段中氣、液兩相的混合流速 73205655.7.4汽化段的壓力降 73227345.7.5汽化點處的壓力 7422925.7.6重復計算 74161315.7.7用作圖法求解汽化段的壓力 7581265.7.8加熱段的壓力降 75126795.8煙囪的設計計算 76271825.8.1煙囪的直徑 7662405.8.2煙囪和對流室產生的抽力 76242605.8.3總壓力降 77261665.8.4煙囪的最低高度 80168826.可行性分析 82325987結論 84摘要：柯克亞的原油是一種含硫石蠟中間基的原油。確定的油品生產加工技術類型為燃油化學類。本設計主要是針對初餾塔、常壓塔及加熱爐的大批量工藝設計與測試。根據各種原油的性質相似度和裝置生產數據,常壓塔32板允許一次油和底部的空氣進入;常壓塔高度為35層雙塔,直徑4.4米,高度27.6米。假設有三條邊線,即噴氣燃料邊線,-10?柴油機側線和0?柴油機側線。此外,中國燃料化工行業(yè)也有市場需求。確定了各單元的工作條件。中間汽油設備位于初餾塔頂,全爐地熱效率最高可達87%,根據氣、液相負荷,對塔德進行了水力計算;然后使用繪制出完整的工藝流程圖。常壓爐是一種獨立的圓筒爐,結構緊湊,金屬消耗少,并聯使用。關鍵詞：柯克亞原油;初餾法的塔;常壓下進行蒸餾;加熱鍋爐;的工藝量來計算1緒論1.1設計依據本次布魯特常壓蒸餾工藝裝置的設計是在以下的基礎之上：（1）按HS大學化學化工學院化工系頒布的畢業(yè)設計任務證明。（2）評估KEYABruteOil報告。1.2設計地能力1.3裝置特點（1）這個裝置的設計,主要是有的產品就是汽油,航煤,-10號柴油的餾分,,不僅有這些還有一些常壓渣油。比如說初餾塔,常壓塔也就是這個常壓式的加熱爐,這個常壓塔所采用的就是呢高效地懸浮閥塔盤。（2）常二、三線還有這個塔底采用地都是那個水蒸汽地汽提，常一線呢采用地技術就是重沸器地汽提。1.4工藝流程簡述原油是從這個罐區(qū)泵給裝置里面走的。這再個地電脫鹽也還有一個地脫水之后(<3mg/l)再經過地電換熱然后到231℃就已經可以直接到這個初餾塔,給泵中的溶液注入這個地電脫鹽水和破乳劑再次放置到出口處然后經過地電換熱到120℃左右再繼續(xù)進行這個一、二級的地電脫鹽罐,開展初餾。在經過換熱器之后達到了285℃,然后呢有輻射室升溫到365℃緊接著呢,開展下一步地分餾板(t=357.7℃,)進入這個常壓塔第32層之后,初底油進如這個常壓爐地對流室下段升溫到303℃。油氣塔頂這個（t=145℃，）另外地油氣就以這個重整料地方式出去了，還有是進一步冷卻了經過了二級冷卻器，再回到塔頂然后，一直一直地進行這個冷回流呢（63℃）。側線踩出地是有三個于常壓塔：后進行換熱后在經過精制的再出裝置中采用的是以航空煤油地的形式,先是由這個航空煤地一線吸入(,p=0.162mpa)第9層。后進行換熱后再經過精制處理出裝置以這個-20號柴油的形式，先是由這個二線抽出（t=210℃，）第19層。再經過這個換熱之后經精致輸送的出裝置以-10號柴油地的形式,先是由這個三條直線向第27層抽出(t=272℃,)。第二中段式由23層板抽出返回21層板進行回流，第一中段式由13層板抽出返回11層板進行回流。塔底地重油式（t=344℃，）先換熱了一部分后再進入減壓塔進行分餾，另一部分直接進入催化裂化。2原油加工方案和切割方案2.1原油評價簡述該原油有著偏低的蠟還有膠質還有瀝青質，不低地硫含量，不太高的粘度、偏低地酸值、還有偏低地凝點和氮含量，不高地還有釩與鎳地含量，不低地收率都分別是輕質油還有總地拔出率，柯克亞原油式歸含硫石蠟—中間基地原油。此原油有挺不錯地總拔出率對該原油來進行加工，不因為有著低地輕質油收率。是不錯的重整原料精制后，IBP～188℃有高的砷含量，，46.4的芳烴收率指數，不低的為14.2m﹪的重整餾分收率。、240~360℃就是柴油地餾分，大大地酸度收率都是較高，偏低地凝點，就必須要經過一定地精制才可以做為-10#兩餾分地很高地硫含量，不低地十六烷值，。有偏低地氮含量，不低地特性因數，所以可以做為催化裂化地原料，收率就是27.3m%，都比較低地殘?zhí)窟€有金屬地含量，高地硫地含量。渣油有著不大的密度,不高地粘度,較高地硫含量,,不低地氮氧化物含量以及不高地氮氧化物含量,而且渣油則被歸屬于二類,故而主要做為重油地催化摻煉的原料,由于較大地殘?zhí)恐羞€有飽和烴的含量偏低,且其中還有不低地鎳、釩的含量,較高地氮氧化物含量的膠質、瀝青等物質,那就更容易了解。進一步地通過脫除金屬還有通過脫碳地方法來加工,是不能直接利用它來做催化裂變原料地。2.2此油進行煉制的方法依據原油地評價報告可以得出，柯克亞原油地分類地根據就是按照原油地含量硫還有兩個關鍵地餾分地比重來進行地，顯著特點就是是收率輕質油偏高地，原油就屬含硫—中間基原油。汽油中砷能達到一定地指數的芳烴吸收率,且其中所含砷在空氣中的濃度比較不低地,精制出來的原材料就是良好地再次重整。就會開始生產出除了汽油還有其他的芳烴,經過了一定的重整之后。噴氣飛機燃料不低地的導熱密度不低,低地的密度結晶高熔點,高凈熱值,不高地的密度含量芳香烴地,不高地含量硫的密度含量,市場需求是必要得,3#大型噴氣飛機燃料遂工廠可以直接考慮加工生產。但須經過大量精制工藝才能完全達到產品規(guī)格上的要求,其氧化吸收率相對較高。分別代號是54.5和56●2的新型柴油機其餾出成分為高的十六烷值,但高的含有二氧化硫和氮含量,大量的酸度,不高的低凝點,須經過高溫加熱蒸餾精制后方可廣泛用于柴油燃燒,。作為減壓器的主要原材料是從塔底常壓渣油經過減壓器后得到。綜上，故采用燃料-化工型加工方案。圖2-1此油進行進一步處理地流程2.3此油根據其沸點進行劃分地法子2.3.1將此油的部分物性通過式子進行相互間的變換例如：體積分數的的計算為。其它體積分數的各沸點范圍計算如下，于展示計算結果。運算后的此油的相關物性運算后的此油的相關物性將運算得出的數字進行整合作出原油的實沸點、，，。此油的相關物性此油地相關物性確定原油常壓切割方案匯總于依據于原油實沸點數據。根據此油的沸程展開劃分并整合3常壓塔工藝計算3.1該油品相關物性參數計算得3.1.1將所得數據進行彼此之間的變化（1）我們將下表中地數據先進行第一步轉化。表3-1汽油餾分油實沸點蒸餾數據我們得知第一步蒸餾（恩式）其50%時113.9℃，而我們將所轉換得到的蒸餾數據（實沸點）111.4℃，與其進行對比發(fā)現，甚是相似。(b)我們參考石油加工工藝課本中的例圖，進行數據與數據的坐標軸轉換，故而可以得到下表：表3-2恩式蒸餾曲線各段溫差（c）由已經得知的數據去推算其他的數據。我們將得到的數據在進行一下統(tǒng)共。(a)所謂的汽油餾分呢就是我們第一步所到的地數據。我們由查詢課本上的例圖得知兩次數據之間的差距為-14.6℃。（b）緊接著我們將第二步得到的數據，再查詢書上的例圖進行再一次的轉化得到第三部的數據：表3-3第一次查圖轉換得到的數據（恩是）

表3-4第二次查圖轉換得到的數據差由已經得知的數據去推算其他的數據。。我們將推算出來的數據結果進行再一次的統(tǒng)整。表3-5第三次查圖轉換得到的數據（平衡）3.1.2算出來各種形式下溫度地均值（1）tv各溫度相加除個數地值（2）S1=（3）tcu我們查詢書上的例圖可以得知（4）我們查詢書上的例圖可以得知==（5）我們查詢書上的例圖可以得知==231.62℉（6）中平均沸點我們查詢書上的例圖可以得知tMe=再表3-7進行其他產品計算地結果匯總。3.1.3求、比重指數API。我們查詢得知=，再由進一步查詢得知3.1.4求分子量M、特性因素K由課本例圖查詢得知、得：3.1.5邊緣性地性質求?。?）真實的邊緣性溫度度tc、非真實性的邊緣性溫度tc’（2）非真實性的壓力于邊緣性由、查文獻[1]頁圖得：（3）求真臨界壓力PC查文獻[1]P130頁圖4-2-3得：再表中將其他產品地計算地結果進行匯總。3.1.6求焦點性質（1）求焦點溫度t0、由tv=116.7℃、S=0.6℃/％查文獻[1]P114頁圖3-5-3得：（2）求焦點壓力P03.2計算油品性質參數的結果匯總表3-6油品性質參數（1）表3-7油品性質參數（2）表3-8油品性質參數（3）表3-93.3工藝設計初餾塔的計算過程3.3.1初餾塔的操作過程主要壓力塔頂壓力=將每層懸浮閥塔的壓力下降值選取為,參考文獻[2]表和表7-8于p239頁,得出的塔板個數分別為20塊,進料于第16塊板，則有塔頂壓力汽化段壓力（第層下）塔底壓力為3.3.2操作溫度（1）汽化段溫度過程的汽化度函數可以直接取為一個料的進料體積地(料的質量體積分數)亦或者說也可以直接取得其為(進料體積質量分數),為了能夠使一個重整的進料在兩種常壓塔的吸收達到之間,要求在一種初餾塔中作為一個進料取決于重整的進料的汽化吸收率,要求一個新的進料在一種常壓塔的吸收汽化每個階段有其中的一個吸收汽化度,eef分別為:求定于汽化段溫度：由此為此原油的焦點溫度和平衡汽化段的壓力,而且還有一個焦點溫度可以做出這種油地p-t-e的圖式,故而當平衡汽化溫度大于20.75%時應為此汽化段的溫度、0.165mpa為此汽化段的壓力,在此我們查得從下表3-10中所有原油的平衡汽化壓力和溫度便為此油地p-t-e圖上為0.165mpa下:3-10汽化段壓力下原油的平衡汽化數據圖3-1在汽化階段的大氣壓力下原油均衡汽化的曲線、圖3-1在汽化段壓力下的原油平衡汽化曲線由圖看出汽化段溫度tF所求地即為溫度為119.2℃時是eF為20.75%時，故而133℃是換熱終溫。(2)所謂的塔頂溫度即是那個露點溫度之于塔頂產品在它的油氣中被分壓的地方。由此計算可知,露點溫度于初頂油氣的壓力是119℃,于相關文獻[1]p215頁識圖6-1-17可知,露點溫度于初頂油氣的分壓系數是93.0℃再下。因有一種不凝氣體存在,故以此作為塔樓頂部的溫度。應用于此塔的地那一級有空氣的冷凝和水分的冷卻流程,塔頂的回流溫度將設置為35℃。圖3-2將顯示所計算地初餾塔地草圖。88.488.4℃16100.152MPa115℃0.163MPa初頂油56364.0kg/h進料309524kg/h初底油253160kg/h20圖3-2初餾塔計算草圖3.3.3初餾油品性質油品性質計算方法同上，并列至下表：表3-11物性參數于油品（5）表3-12物性參數于油品（6）表3-13物性參數于油品（7）表3-14物性參數于油品（8）3.3.4物料衡算表：表3-15各物料的衡算表3.3.5初餾塔全塔回流表3-16全塔的回流熱所以， Q為全塔地回流熱，全部回流熱將于此塔頂地回流處被帶走。L=3.4常壓塔的工藝設計計算3.4.1物料平衡表3-17物料平衡（按每年開工350天計）3.4.2汽提蒸汽用量于塔底的兩層重油和兩條側重軸線上的重油產品均已經廣泛使用了一次過熱的油脂水蒸氣以油汽為前提,而過熱的重油水蒸氣則為一次的重油壓力0.3mpa,溫度420℃被廣泛用于使用的重油產品,也就是。表3-18汽提蒸汽用量3.4.3塔板形式和塔板數于表7-7和文獻[2]P239頁還有表7-8中進行參照，從而選用此塔地浮閥塔板，如下則為選用地塔板數。表3-19汽提蒸汽用量中段的換氣回流兩層在被首次考慮時的設計采納中,換氣發(fā)熱塔板三層統(tǒng)共為每個層所使用的,3層統(tǒng)共,35層總共統(tǒng)一用作為通過函數計算所綜合得出的換熱塔板數量并總計于整個全換熱塔的回流換氣發(fā)熱量。3.4.4繪制草圖繪制塔體等位置成草圖，塔板進料，氣體返塔位置還有塔底汽提點以及產品進出口。（如圖3-3）3.4.5操作壓力定0.52KPa（4mmHg）每層浮閥為塔板壓力降，得出常壓塔各關鍵部位的壓力如下（單位為MPa）壓力是是于下汽化段（第31層）壓力為于三線上抽出層（第27層）壓力是于二線上抽出層（第19層）壓力是于一線上抽出層（第9層）塔頂壓力0.164MPa于是壓力于加熱爐出口=被取為壓力降于轉油線3.4.6汽化段溫度（1）汽化段中進料的汽化率與過汽化度過氣化度則是汽化率進于料在汽化段中被要求為3.55%（質量分數）于進料的抑或是3.40%（體積分數）eF（體積分數）=下如則是流量于汽化段中地各物料還有油氣分壓于汽化段表3-20汽化段中各物料的流量并且水蒸汽于209kmol/h（塔底氣提）還有302于相對分子質量將被定位是過汽化油的。故而油氣分壓之于汽化段被計算得出初步所求定溫度于汽化段地求出焦點溫度于汽化油氣中的分布均壓點在汽化0.162mpa下的和64.12%(等于體積汽化分數)時,平衡點在汽化的焦點溫度和初底焦點油地壓力溫度還有一個終底焦點的油地溫度都有但是可以通過依據此值與初底焦點油地溫度p-t-e相圖時就可以直接做出,在平衡汽化段的焦點壓力溫度下于初底焦點油地上的平衡點在汽化的焦點溫度如圖為數據<br>表3-21初于終底油地焦點壓力下的平衡點在汽化段的溫度為數據表3-21初底油在汽化段壓力下的平衡汽化數據得到平衡汽化率的曲線于所做出地0.115mpa之下的初底油,查得其汽化速度比依照圖3-4,為64.12%時圖3-4初底油平衡汽化曲線圖3-3常壓塔計算草圖（4）tF的校核油初底油得p-t-e相圖可以查得初底由在加熱爐出口溫度和壓力下的體積平衡值,這個數據是表3-22,當汽化率ef(體積分數)=64.12%,是,求得在h0初底油再加熱爐的出口條件下表3-24中計算,于表3-23中計算hf進料再加熱段中的汽化率為hf因此，：表3-22初底油再爐出口壓力下的平衡汽化數據為了使即能夠有效地保證材料拔出速率(42.73%地體積積分),又不使材料拔出速率超過規(guī)定的允許值限度地鍋爐進出口的溫度,因此351℃之下于鍋爐汽化段的溫度,hf略低于h校正,該研究結果顯示為0。表3-23帶入汽化段的進料地熱量QF（P=0.162MPa，t=398℃）3.4.7塔底溫度塔底溫度則是，取比塔底溫度高9℃地汽化段溫度3.4.8塔頂和側面天線之間的熱量溫度分配假設和塔頂回流槽內熱量的溫度分配（1）假定塔頂及各側線地溫度塔頂上還有一個側線的溫度被假設如下,參考于其他數據于同一種類型的裝置的經驗,:溫度于塔頂145℃溫度于（第9層）航煤抽出板195℃247℃324℃表3-24進料再爐出口處攜帶地熱量Q0（P=0.210MPa，t=402℃）（2）全塔回流熱溫度條件為假定時做回流熱于全塔表3-25全塔地回流熱所以，全塔回流熱Q=。（3）分配地回流熱還有具體方式塔頂的最高回流冷凝溫度被精確定位63℃,中段的最高回流溫度有兩個,將二級地下機車柴油側的冷凝和地下水的快速冷卻兩個流程適當地組合應用于此塔,一個回流為(板21~23)-10#地下柴油側的軸線與0#地下柴油側的軸線之間,另一個是（板11~13）煤油側線與-10#柴油側線之間。如下展示分配的回流熱：表3-26全塔回流熱分配3.4.9側線及塔頂溫度的校核進行地校核是由下往上進行地。（板27）溫度于0#柴油抽出板27層以下塔段的熱平衡按圖3-5中的隔震系統(tǒng)Ⅰ進行表3-27第27層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：所以則-10#柴油抽出板上方氣相總量為：-10#柴油蒸汽分壓為：表3-28-10#柴油常壓下的平衡汽化數據可以明確認為原始中所假設的額定溫度通常是正卻,由于-10#平衡柴油在353mmhg額定壓力下柴油鼓脹氣泡點的額定溫度非常接近于原始中的假設273.0℃,將0#平衡柴油置于常壓下的柴油鼓脹氣泡點額定溫度可以轉化成作為353mmhg額定壓力下的平衡柴油汽化點的溫度于等于平衡柴油汽化的額定溫度。，圖3-50#柴油抽出板以下塔段的熱平衡（2）-10#柴油抽出板（第19層）溫度在表3-29進行19塔層以下地熱平衡于塔段，根據地隔離體系于圖3-6的由熱平衡得：所以表3-29第19層以下塔段的熱平衡表3-30-10#柴油常壓下的平衡汽化數據與原來的假設275℃很容易接近地變成-化的泡點汽化溫度于10#蒸汽柴油溫度是為272℃,在穩(wěn)定壓力于275mmhg下,把常壓汽化泡點溫度轉變成壓力平衡穩(wěn)定氣泡溫度汽化的泡點溫度于275mmhg下在壓力平衡下地變成平衡穩(wěn)定氣泡溫度汽化的泡點溫度于-10#蒸汽柴油是在常壓下。因此是正確地溫度于原假設。（3）溫度于（第9層）地航煤抽出板在表3-31做熱平衡于塔段9層以下，依照隔離體系于圖3-7由熱平衡得：表3-31噴氣燃料常壓下的平衡汽化數據為了認定假設的溫度于正確,航煤地175℃于原假設與174.5℃溫度于泡點相似度很高,故可為假設。將在額定常壓下平衡煤的汽化額定溫度于390mmhg下把航煤煤轉變成平衡煤的汽化額定溫度于390mmhg的額定壓力下。圖3-6-10#柴油抽出板以下塔段的熱平衡塔頂溫度故塔頂冷回流量為：=塔頂油氣量（重整料+內回流蒸氣）為：=塔頂水蒸汽流量：=塔頂油氣分壓：P==存在考慮到有不凝氣地,0.95于該系數的溫度乘以,近似于145℃所假設地,而145℃于汽油常壓中所露點的溫度,故所猜定地的溫度于正確,,于圖6-1-17于相關文獻[1]p215頁得152.0℃為該系數的油氣分壓下的。溫度于塔上的公式是:=148.5℃。驗證冷凝會是否是水蒸汽得狀態(tài)。塔的145°C于頂部溫度高于這個壓力飽和水蒸氣對應的的溫度是72℃，過熱狀態(tài)因此為頂部于塔得狀態(tài)，水蒸氣處于此，冷凝是不會得。表3-31第9層以下塔段的熱平衡3.4.10全塔汽液相負荷3.4.10.1中段回流量表3-32中段回流流率3.4.10.2需要計算的塔板需要計算的塔板為1，2，8，9，10，11，13，18，19，20，21，23，26，27，28，31，333.4.10.3塔板氣液相負荷計算（1）負荷于氣液相于33塊板92150kg/h于流量常壓重油接近于液相負荷，而3356kg/h流量于常壓重油水蒸汽汽提相近于氣相負荷。圖3-7噴氣燃料抽出板以下塔段的熱平衡液相=0.8611g/cm3t=389℃查文獻[3]=0.00073。=-氣相（2）作第31塊板的氣液相負荷如表3-33ρ20=0.8121g/cm3t=342℃M=250由熱平衡得：液相氣相表3-33第30層以下塔段的熱平衡（3）作第28塊板的氣液相負荷ρ20=0.8121g/cm3t=295℃M=255由熱平衡得：液相氣相（4）作第27塊板的氣液相負荷液相氣相表3-34第27層以下塔段的熱平衡作第26塊板的氣液相負荷表3-35第25層以下塔段的熱平衡由熱平衡液相ρ20=0.8435g/cm3t=271℃查文獻[3]r=0.00065氣相作第23塊板的氣液相負荷表3-36第22層以下塔段的熱平衡由熱平衡得：液相ρ20=0.8389g/cm3t=235℃查文獻[3]r=0.00067氣相作第21塊板的氣液相負荷如表3-37由熱平衡得：液相ρ20=0.8325t=224.5℃查文獻[3]r=0.00069氣相表3-37第21層以下塔段的熱平衡作第20塊板的氣液相負荷如表3-38由熱平衡得：液相氣相（9）作第19塊板的氣液相負荷液相氣相表3-38第19層以下塔段的熱平衡（10）作第18塊板的氣液相負荷如表3-39ρ20=0.8261g/cm3t=206.4℃M=199由熱平衡得：液相氣相（11）作第13塊板的氣液相負荷如表3-40ρ20=0.8150g/cm3t=189.0℃M=178由熱平衡得：液相氣相表3-39第17層以下塔段的熱平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量kJ/h壓力MPa溫度℃氣相液相入方初底油2531600.81060.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106內回流L0.79910.1685203.5—498498L合計257935+L—————234.1×106+498L出方汽油655430.71010.1685206.5695—45.6×106航煤371390.74000.1685206.5678—25.2×106-10#柴油322530.77530.169215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1685206.52030—9.7×106內回流L0.79910.1685206.5661—661L二中取熱——————18.5×106合計257935+L—————205.3×106+661L（12）作第11塊板的氣液相負荷如表3-41ρ20=0.8053g/cm3t=178.0℃M=165由熱平衡得

液相氣相（13）作第10塊板的氣液相負荷如表3-42ρ20=0.8089g/cm3t=182.5℃M=170由熱平衡得：液相氣相表3-40第12層以下塔段的熱平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量kJ/h壓力MPa溫度℃氣相液相入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106內回流L0.79380.1645186.8—448448L一中回流600530.79680.1645186.8—43926.4×106合計317988+L—————286×106+448L出方汽油655430.71010.1645190.4651—42.7×106航煤371390.74000.1645190.4640—23.8×106-10#柴油322530.77530.1655215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1645190.42010—9.6×106內回流L0.79380.1645190.4632—632L一中回流600530.79680.1645190.4—43426.1×106二中取熱——————18.5×106合計317988+L—————227×106+632L（14）作第9塊板的氣液相負荷液相氣相（15）作第8塊板的氣液相負荷如表3-43ρ20=0.7978g/cm3t=173℃M=158由熱平衡得：液相氣相表3-41第10層以下塔段的熱平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量kJ/h壓力MPa溫度℃氣相液相入方初底油2531600.86600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106內回流L0.78650.163176—426426L合計257935+L—————286×106+426L出方汽油655430.71010.163179.2628—41.2×106航煤371390.74000.163179.2615—22.8×106-10#柴油322530.77530.166215—50516.3×1060#柴油260750.79020.172257—67317.5×106重油921500.86110.180287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.163179.21879—9.0×106內回流L0.78650.163179.2615—615L一中取熱——————11.3×106二中取熱——————18.5×106合計257935+L—————209.1×106+615L（16）作第2塊板的氣液相負荷如表3-44ρ20=0.7765g/cm3t=150℃M=122由熱平衡得：液相氣相表3-42第9層以下塔段的熱平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量壓力MPa溫度℃氣相液相kJ/kg入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106內回流L0.78900.1635179.6—432432L合計257935+L—————286+432L出方汽油655430.71010.1635183.2632—41.4×106航煤371390.74000.1635183.2624—23.2×106-10#柴油322530.77530.1655215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1635183.21980—9.5×106內回流L0.78900.1635183.2620—620L一中取熱——————11.3×106二中取熱——————18.5×106合計257935+L—————210.2×106+620L（17）作第1塊板的氣液相負荷如表3-44L=56823kg/h=56823/110=517kmol/h液相氣相表3-43第7層以下塔段的熱平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量壓力MPa溫度℃氣相液相kJ/h入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106內回流L0.78610.1625169—415415L合計257935+L—————286×106+415L出方汽油655430.71010.1625176611—40.0×106航煤371390.74000.1630180—43516.2×106-10#柴油322530.77530.1670215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.16251761867—8.9×106內回流L0.78610.1625176599—599L一中取熱——————11.3×106二中取熱——————18.5×106合計257935+L—————201.2×106+599L表3-44第1層以下塔段的熱平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量壓力MPa溫度℃氣相液相kJ/h入方初底油2531600.81600.180389——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106內回流L0.78610.159153—365365L合計257935+L—————286×106+365L出方汽油655430.71010.159158589—38.6×106航煤371390.74000.163175—41315.3×106-10#柴油322530.77530.167215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1591581863—8.9×106內回流L0.78610.159158575—575L一中取熱——————11.3×106二中取熱——————18.5×106合計257935+L—————208.9×106+575L3.4.12塔板氣液相負荷數據匯總表3-45全塔氣液相負荷050100150200250300350400450050100150200250300350400450圖3-8氣液相負荷圖4塔板水力學計算4.1基礎數據最大于全塔第氣、液相負荷地23層板上由氣液相負荷圖可知，所以，進行計算常壓塔塔板設計用該層板上的氣液相物性等數據。數據如下物性等第23層板上的氣液相：液相流率氣相流率液相密度氣相密度4.2塔板的結構計算4.2.1初選塔板間距綜合分析考慮水泥霧沫的夾帶、物料的起泡特性、操縱彈性和安裝、檢修等多種影響,初步確定了塔板之間的空隙ht為0.70m。4.2.2塔徑初算（1）最大允許氣體速度WmaxWmax=（2）適宜的氣體操作速度Wa系統(tǒng)輕微起泡，取板間距則（3）Fa截面積于氣相地空間（4）Vd液體流速于管內降液a.b.參考文獻[4]當P135頁，當Ht=0.70m時，=0.140m/s取Vd=0.140m/s（5）面積之于降液管a.=b.=取=0.967m2（6）Dc于塔徑還有Ft橫截面積于塔==3.53m塔截面積于采用地：==流速于空塔于采用地：=面積降液管于采用：2.10m2面積減少了降液管在地站所需要采用的塔截面積f的百分數公式為:4.2.3浮閥的計算（2）計算地浮閥數還有開孔率（a）（Wh）c速度地臨界于閥孔=4.18m/s（b）率于開孔塔之計算要求符合因為這個值于范圍經驗內存在，。（c）浮閥個數閥孔總面積==個4.2.4溢流堰及降流管的確定（2）確定溢流堰（a）液降于兩旁：查文獻[6]p108頁當lw1=3.068m當=0.504m（b）中間降液：根據降液管面積Fd，求溢流堰長，經計算得：堰長于中：=，堰寬于中：==2.84×10-3式中E=1.0降液于兩旁：m降液中于：how2=m分別高度上為塔板于清液層hl=+how=+==（4）液體在降液管中停留時間及流速a.時間之于停留b.流速之于降液管m/s（5）進口受液盤盤受液采用凹槽。（6）底隙于流速還有高度于降液管底隙高度于底隙降液管hb=0.04m，則流速于底隙降液管為降液于兩旁：<0.4m/s降液于中：<0.4m/s范圍內兩值在經驗，要求符合。4.2.5塔高的計算1.19m為1.21m（3）汽化段高度H1取經驗值根據故而高塔那么31.3m就是塔地高。4.3塔板的水力學計算4.3.1總壓降（1）壓降于干板通過氣體m（液柱）（2）壓降氣體液層的通過塔上降液于兩旁：m（液柱）降液于中： =（液柱）壓降通過氣體于塔板的，忽略壓降液層于造成的表面張力m（液柱）m（液柱）4.3.2漏液的驗算5被取為下限地孔速動能因子，孔速則最小就是故>5，在內范圍。4.3.3淹塔其中，氣體總壓力降塔板的通過一塊—，m液柱。壓力降于降液管液相通過在進口堰時不設—，m液柱。===（液柱）===（液柱）==m（液柱）==m（液柱）==m（液柱）因而淹塔是發(fā)生于不會地。4.3.4霧沫夾帶當時，，， 其中（1）的求取已知，查文獻[1]P74頁圖2-2-1得，氣相內回流曲線斜率取重整料與航煤的平均值為0.681，設查文獻[1]P67頁圖2-1-1得，則，則正確。查再查文獻[1]P127頁圖4-2-2得臨界溫度由=，查文獻[1]P570圖14-3-1，達因/厘米達因/厘米（2）的求取氣相分子量Mv=氣相粘度查文獻[1]P448圖11-2-5,=代入霧沫夾帶量,得同理：有霧沫夾帶量存在因此于范圍內限定。4.3.5降液管超負荷流速最大于允許地降液管內===0.17m/s4.4負荷性能圖4.4.1霧沫夾帶上限線上限于霧沫夾帶就是e=10%式中：式中：E=1.0即得數據被代入數據如下可得，在取到不同的：

表4-1塔板上的清液層高度整理得：有表4-2氣，速空塔將不同的不同的值帶入得：表4-2空塔氣速4.4.2液泛線忽略，較小張力表面由于，0.5（+hW）設降液管內控制液面高度在。==其中降液于兩側：=降液于中間：=整理得代入把已知數據不同地Vl帶入不同空塔氣速是值得的：表4-3液泛界限線數據淹塔線根據著數據于雙層板來進行。4.4.3液相負荷上限4.4.4液相負荷下限線下限液體達到，hOW=6mm時高度于堰上液頭，由得：降液于兩旁：液相負荷下限V1：=（）2/3降液于中：液相負荷下限Vl：=×（）2/34.4.5漏液線取為下限，由有即m/s4.4.6操作彈性4.4.7驗算塔板水力學性質于汽化段以上地適宜操作區(qū)內均在，均在圖中經驗算地塔氣液相負荷其他關鍵數據。圖4-1負荷性能圖4.4.8常壓塔計算結果匯總表4-4常壓塔計算結果匯總4.4.9常壓塔水力學匯總表4-5常壓塔水力學匯總5管式加熱爐的工藝設計5.1原始數據5.1.1被加熱介質（1）冷原油（20％之于原始油的）溫度進爐溫度出爐（2）飽和水蒸氣進口壓力出口壓力（3）初底油5.2加熱爐總熱負荷5.2.1各個介質相應溫度下的比焓（1）全爐熱負荷（2）冷進料吸熱，查文獻[2]熱焓圖3-17得查文獻[2]熱焓圖3-17得則（3）水蒸汽吸熱為溫度入爐水蒸汽，入爐壓力為查文獻[2]熱焓圖得為溫度水蒸汽出爐，出爐壓力為查文獻[2]熱焓圖得則（4）初底油吸熱溫度于初底油入爐，于溫度初底油出爐，又由混合焓前得爐出口處則（5）全爐熱負荷5.3燃燒過程計算5.3.1燃燒低發(fā)熱值如下其組成，加熱燃料為渣油減壓于柯克亞原油：5.3.2燃燒所需的理論空氣量空氣/kg燃料5.3.3過?？諝庀禂禐槿∶芏扔诳諝猓饺∠禂涤谶^?？?，L0=L0=5.3.4煙氣組成（1）含量于煙氣（2）分率摩爾于煙氣地各個組分占（3）質量煙氣于燃料產生于每千克求煙焓值并作圖所示于表5-1熱焓值于常用氣體有文獻[表3可以得。表5-1煙氣焓值由此作煙氣焓值圖，見圖5-1。圖5-1煙氣焓值圖5.4全爐熱平衡5.4.1入爐溫度（1），包括燃料的顯熱的低發(fā)熱量，燃料，空氣和霧化蒸氣帶入爐內。即kcal/kg（2），其中kcal/kg℃℃取燃料進爐溫度則kcal/kg（3）取空氣入爐溫度℃則查得kcal/kgkcal/kg（4）kcal/kgkcal/kg=kJ/kg5.4.2出爐溫度℃,查煙焓圖得kcal/kg（2）kcal/kg（3）kcal/kg5.4.3爐效率假設對流段出口溫度比最低進料高100℃，則：℃查煙焓圖5-1得：當為230℃時，煙氣帶走的熱量為kcal/kg煙氣=kJ/kg煙氣，則煙氣帶走的熱損失系數為9.95%取決于全爐的熱損失3%所以，加熱爐的效率=1--=5.4.4燃料用量B==kg/h5.4.5火嘴個數假設所選的標準點火嘴是因此,其實際燃油的使用量小于總額規(guī)定的噴油容器的使用能力?；鹱靹t需=≈12個5.4.6煙道氣流量，kg/h=9.08kg/s5.5輻射段的計算5.5.1輻射室的熱負荷加熱爐的爐室總熱荷載負荷量為mw,現在采取整個輻射全爐室總熱荷載負荷q,qr為整個輻射全爐總熱荷載負荷的80%,則輻射管管壁平均溫度=℃=℃5.5.2輻射管表面積、管徑、及管心距選用輻射管表面熱強度kw/m2m2同時選管內初底油流速，管程數為，則所需爐管內徑為di為：選ф1278爐管，則管心距Sc為：5.5.3爐管長度、爐管數及爐膛尺寸高徑比取輻射管直管長度及爐膛直徑L=m選取長度Lef=16m加熱爐管爐管數根所以取爐管數為112根節(jié)圓直徑：m爐膛直徑：爐膛高度：.5.5.4對流室主要尺寸（1）對流室長（2）對流室寬b＝（3）煙氣質量流速假設Lc=4.87m，則代入上式2.26因為2<<4，滿足條件，則Lc，b合理。5.5.5當量冷平面面積輻射管冷平面=查文獻[7]P53圖8-4＝0.88（單排單面）5.5.6有效反射面面積及當量冷平面之比值爐膛總面積有效反射面積＝－Acp＝有效反射面積與當量冷平面積之比比值：0.3555.5.7煙氣的黑度＝1.2，由文獻[7]P56圖8-6查得由文獻[7]P56表8-1知煙氣平均輻射長度為查文獻[7]P57圖8-7，假定輻射室出口煙氣溫度，則煙氣的黑度為＝0.6555.5.8總輻射交換因數根據＝0.355及＝0.655，查文獻[12]P55圖8-5得F=0.6765.5.9輻射室熱平衡查文獻[2]圖2-2得5.5.10求輻射室出口煙氣溫度當根據公式作吸收曲線如圖5-2，假設不同的Tg求出不同的，列表如下：表5-2煙氣吸收曲線列表查文獻[7]P19圖2-2700℃時，；900℃時，由得煙氣黑度查文獻[7]P55圖8-5得：時，時，代入以上公式：時，＝A點時，=B點圖5-2作圖法求煙氣出口溫度5.5.11輻射段熱負荷（1）當tp=775℃查煙焓圖5-1得，=0.343占加熱爐總熱負荷的（2）輻射管表面熱強度==（3）輻射室油品入口溫度tw輻射室出口處油品的總熱焓量為：輻射室入口每千克油品的比焓＝查油品熱焓圖得溫度為313℃（4）管壁平均溫度TwTw=與假設的402℃相近，不必重算。5.6對流室的計算5.6.1對流室的熱負荷5.6.2對流室主要尺寸5.6.2.1對流室下段（初底油）計算傳熱（1）熱量于初底油吸收：為其比焓值，溫度于煙氣出輻射段，假設煙氣出口溫度為t2，Ht2為其比焓，有根據熱平衡解得，查煙焓圖5-1得T=煙氣平均溫度Tg=（2）管內膜傳熱系數管徑di=0.109m，管內介質質量流速=1.5=1.5(3)外膜當對熱導流段無法使用時在釘頭或鋼管的加熱情況下外膜的對流傳熱系數a.釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂蛋ńY垢熱阻在內的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?b.釘頭效率包括結垢熱阻在內的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂礵.釘頭外膜傳熱系數每米管長光管的表面面積：=每米管長釘頭部分表面面積：每米管長釘頭外的光管部分表面面積：（4）總傳熱系數Kc1=（5）對流管表面積及管排數＝（排），取5排（6）對流管表面熱強度kJ/m2h=73.74kw/m25.6.2.2對流室中段（過熱水蒸汽）對流傳熱計算（采用1管程）（1）傳熱溫差及熱負荷過熱水蒸氣的吸收量：解得查煙焓圖得傳熱溫差：煙氣平均溫度Tg=（2）管內膜傳熱系數b＝假設Lc=6.5m則0.985校核：3.87因為2<<4滿足條件Lc，b合理。管內介質質量流速GF===5＝(3)外膜當對熱導流段無法使用時在釘頭或鋼管的加熱情況下外膜的對流傳熱系數a.釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂蛋ńY垢熱阻在內的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂礲.確保了釘頭的效率,所需要采用的是以127為標準的釘頭,其中最大釘頭高0.025m當時，有包括結垢熱阻在內的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂礵.釘頭外膜傳熱系數每米管長光管的表面面積：每米管長釘頭部分表面面積：每米管長釘頭外的光管部分表面面積：

=（4）總傳熱系數Kc2（5）對流管表面積及管排數＝=2.5（排），取3排（6）對流管表面熱強度地=5.6.2.3對流室上段（冷原油）對流傳熱計算（采用4管程）解得，查煙焓圖得T=煙氣平均溫度（2）管內膜傳熱系數b＝=（0.127+1000/16×0.012×0.025×2）Lc假設則0.985校核：3.87因為2<<4滿足條件Lc，b合理。管內介質質量流速GF==kg/（m2s）=1.5＝1.5kcal/（m2h℃）(3)外膜當對熱導流段無法使用時在釘頭或鋼管的加熱情況下外膜的對流傳熱系數（a）釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂担桨ńY垢熱阻在內的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?（b）釘頭效率所需要采用的木板釘頭均為12個標準木板的釘頭,木板高0.025m，當＝63.35kcal/（m2h℃）時，有(c)釘頭管發(fā)射式光管各部件之間的對流傳熱系數＝包括結垢熱阻在內的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?（d）釘頭外膜傳熱系數每米管長光管的表面面積：=每米管長釘頭部分表面面積：每米管長釘頭外的光管部分表面面積：（4）總傳熱系數Kc1=（5）對流管表面積及管排數＝（排），取14排（6）對流管表面熱強度5.6.3對流室高度對流室設置一排遮蔽管（127×8）總排數為排HL=m對流室爐管總根數＝24×6＝144根5.6.4全爐熱效率查煙焓圖5-1，在煙氣出口溫度為295℃5.7爐管內的壓力降5.7.1確定汽化段的當量長度假設Pe=0.3Mpa，由附錄B初底油的p-T-e相圖查得此時汽化點溫度為361℃，液相比焓為。輻射管的當量長度：取=60，則：==489.18m汽化段當量長度m5.7.2汽化段中氣、液兩相的混合密度K0.254MPa假設汽化段氣相摩爾質量，則汽化段氣相密度：=10.1kg/m3在汽化段平均條件下可得液相密度：汽化段平均氣化率：汽化段氣液相混合密度：5.7.3汽化段中氣、液兩相的