【正文】 油 —頂回流 — — — — — —中段回流 — — — — — —水蒸氣— —內(nèi)回流L～ ～356 —合 計—————+…由熱平衡，107+=107+ 所以，L=（kg/h） ：液相負(fù)荷 L= +（kmol/h）氣相負(fù)荷V=++++=（kmol/h） 各段氣液相負(fù)荷列表各段氣液相負(fù)荷見表48表48 各段氣液相負(fù)荷序 號 位 置 液相負(fù)荷，kmol/h 氣相負(fù)荷，kmol/h 1 塔頂 2 第一層板下方 3 常一線抽出口下方 4 常一線抽出板上方 5 中段循環(huán)入口板上方 6 中段循環(huán)抽出板下方 7 常二線抽出板下方 8 汽化段 畢業(yè)論文 第五章 常壓塔和塔板主要工藝尺寸計算五、常壓塔和塔板主要工藝尺寸計算 塔徑的初算：塔徑計算應(yīng)以氣液相負(fù)荷最大的部位進(jìn)行計算，由上表（48）可知，常二線抽出板下方氣液相負(fù)荷最大，即Lmax= （ρL）的計算：ρ0=8072kg/m3查[石油煉制]71頁式327：ρ0/ρ=—p/BT （51） 式中，BT=mx+BI x=（）/ log B138=103（）++ m=++104107p3 BI=+p2+106p3 由上述計算式可求得，ρL =（V）的計算: （1）氣體個組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)汽油%=（+++）=%煤油%=(++++)=%水汽%=（+++）=%內(nèi)回流%=（+++）=%（2）室溫下的密度與操作溫度的換算：=由此： 汽油= 煤油=水=內(nèi)回流=V=1/（）由上式可求得，V== 氣相體積流率Vv=板間距的數(shù)值應(yīng)按照規(guī)定選取整數(shù)。 浮閥數(shù)及開孔率的計算 閥孔臨界速度（Wh）C按式（514） (514) 相應(yīng)的閥孔動能因數(shù)為： F0= (515)==（kg/m3） 塔板上浮閥的開孔率Ф按式 Ф (516)=100%=% 由式（517）得閥孔總面積： Fh=FФ% (517) =%=(㎡) 由式（518）得浮閥數(shù)N： (dh一般取39103m)[塔的工藝計算] （518）= =3451（個） 溢流堰及降液管的決定 決定液體在塔板上的流動型式根據(jù)[塔的工藝計算]表53,雙溢流塔對本操作是最適合的。，—。 V==所以破沫網(wǎng)直徑D= 進(jìn)口進(jìn)口包括頂回流、中段回流、蒸汽以及原料進(jìn)口、原料進(jìn)料段的高度。為保證氣提蒸汽均勻分布，在塔內(nèi)設(shè)有蒸汽分配管。對塔底產(chǎn)品量大的塔，停留時間一般取3～5分鐘。由此可見，換熱裝置的設(shè)計對煉廠節(jié)能有很重要的意義。 中段回流作為熱源 T1 235℃ 165℃ T2t2 146℃ t1 =Q1= Wc, 中段回流（）Q2= Wc, 原油（h2 –h1 ）由，Wc，中段回流(HT1HT2)=W原/2(h2h1)()=()所以，h2=℃[石油煉制工程 圖317]求得，ΔTm=℃設(shè)K=175J/㎡s℃A==(㎡)A=(㎡) (串聯(lián)二個換熱器) 根據(jù)上述估算的傳熱面積，選用的換熱器型號為：FB100041016/252/（4）B=200 重油作熱源 T1 ℃ 210℃ T2t2 200℃ t1 =Q1= Wc, 重流（）Q2= Wc, 原油（h2 –h1 ）由，Wc，重流(HT1HT2)=W原(h2h1)()=()所以，h2=℃[石油煉制工程 圖317]求得，ΔTm=℃設(shè)K=170J/㎡s℃A=(㎡)A/4=(㎡) 換熱器選用：FB120060016 B=200 冷后重油作為作熱源 T1 210℃ 110℃ T2t2 105℃ t1 =Q1= Wc, 重流（）Q2= Wc, 原油（h2 –h1 ）由，Wc，重流(HT1HT2)=W原(h2h1)()=()所以，h2=℃[石油煉制工程 圖317]求得，ΔTm=℃設(shè)K=170J/㎡s℃A=(㎡)換熱器選用：FB120060016 B=480 柴油作為熱源T1 ℃ 165℃ T2t2 146℃ t1 =Q1= Wc, 柴流（）Q2= Wc, 原油（h2 –h1 ）由，Wc，柴流(HT1HT2)=W原(h2h1)()=()所以，h2=℃[石油煉制工程 圖317]求得，ΔTm=℃設(shè)K=170J/㎡s℃A=(㎡)換熱器選用： F110050016 B=300 塔頂冷凝器的計算%（℃）T1 ℃ ℃ T2t2 40 25℃ t1 =Q1= ()=（KJ/s）求得，ΔTm=℃設(shè)K=700J/㎡s℃A==(㎡) 換熱器選用：F900325 B=200 熱損失為1%（第二級冷卻到40℃）T1 ℃ 40℃ T2t2 35 25℃ t1 =Q1= ()=986（KJ/s）求得，ΔTm=℃設(shè)K=700J/㎡s℃A=(㎡)換熱器選用：選擇換熱器F900325 B=200 中段回流冷卻T1 165℃ 60℃ T2t2 40 25℃ t1 =Q1= ()=(KJ/s)求得，ΔTm=℃設(shè)K=700J/㎡s℃A=(㎡)換熱器選用：選擇換熱器F700135254 B=150 表71 換熱器型號 各段名稱 換熱器型號第Ⅰ回路的第1次換熱FB100041016/252/（4）（B=200）第Ⅰ回路的第2次換熱FB60013025/402/2（4）（B=300）第Ⅰ回路的第3次換。=℃, 其焓為H1=。設(shè)塔底空間為Hb則 π/4（D塔）2Hb=t故 Hb==直徑一般取與工藝管線直徑相同?！? 抽出盤及出口 再降液管下面加以凹陷作為抽出斗，抽出嘴子裝在斗底或斗側(cè)；。一般進(jìn)料管大小均采用與工藝管線相同的直徑。，以提高產(chǎn)品的質(zhì)量，改善塔頂氣體壓縮機(jī)的操作。 塔板的負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線 取e=10%為霧沫夾帶線，即 整理上式可得， 而， 又， [塔的工藝計算] (525) 所以， 故， 而， 所以， 所以，V （526）在操作范圍內(nèi)任取若干個值，依528式算出相應(yīng)的值見表51表51 值與值的對應(yīng)關(guān)系，m3/s ，m3/s 液泛線（），按下式計算 （+）=（527）， 所以， 而， 所以， 把已知數(shù)據(jù)，及，代入，計算液泛線，整理得到： =++ 在操作范圍內(nèi)任取若干個值，依529式算出相應(yīng)的值見表52表52 值與值的對應(yīng)關(guān)系，m3/s，m3/s 液相負(fù)荷上限線 m3/s，所以，求出的上線流體流量值為常數(shù)，在圖上液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。按式（52）（《塔的工藝計算》）計算Wmax， (52) 適宜的氣體操作速度Wa按式（53）計算：Wa=KKsWmax （53）Ks—系統(tǒng)參數(shù)，～。表38 露點(diǎn)溫度的換算項 目 50 70 90 100%恩氏蒸餾溫度，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡汽化溫差，℃常壓平衡汽化溫度，℃ 131 150 19 32 9 17 117 126182 19412 — —143 由上表可求得汽油常壓露點(diǎn)溫度為：℃：381℃， 根據(jù)以上數(shù)據(jù)在平衡汽化坐標(biāo)紙上作出汽油平衡汽化100%點(diǎn)的p—t線；由 述作出的汽油露點(diǎn)線相圖，見圖33。 表35 柴油蒸汽分壓下的溫度換算項 目 0 10% 30% 50%恩氏蒸餾溫度，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡汽化溫差，℃常壓平衡汽化溫度，℃，℃217 23114 26 — —257 257 27316 — —— 280 281℃，℃很接近，可認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。 %時，側(cè)線抽出板溫度大致相當(dāng)于與該油品恩氏蒸餾50%點(diǎn)的溫度。 精餾塔計算草圖：將塔體、塔板、進(jìn)料及產(chǎn)品進(jìn)出口、汽體返塔位置、塔底汽提點(diǎn)等匯成草圖，見圖21。以上數(shù)據(jù)見下表114。校正后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)見表110。 表11 大慶原油性質(zhì)大慶原油采樣時間 年 月餾程v％密度（20℃）