【導讀】本設計是30萬噸/年催化重整車間脫水工段的初步設計。催化重整是石油加工和石油。重新排列成新分子結構的工藝過程?；w、橡膠、塑料和精細化工提供原料。石油煉制工業(yè)中占有舉足輕重的地位。其作用是對重整原料進行預處理，以使原料滿足重整反應的要求。設計質量和運行好壞將會直接影響的重整反應的進行。通過對大慶石化煉油廠的實地考。察以及通過在圖書館查閱大量的相關技術文獻，對脫水工段的脫水塔進行了初步設計，

　　

【正文】 D= ＝ 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 15 W=F－ D=XD= XF= 0 0 4 0 18 18?? W=FD=38 0654 120=33 953kg/h XW=≈0 塔頂 C3物料衡算 F=38 065 D=4 120 W=33 953 XF= ? ≈ XD= 4444?? XW=0 容 201/1預加氫油分離罐 輸入＝ 18 760＋ 20 300 ＝ 39 060 輸出＝ 38 065＋ 995 = 39 060 塔 201 物料衡算 輸入＝ 38 065＋ 3 575 輸出＝塔外排出物料 ＝ 41 640kg/h ＝ 3 710＋ 4 120＝ 41 630kg/h 輸入與輸出差 10kg/h→ 為損失 M 水 ＝ 4120％＝ X 水 = 0 2 18 18?? F=D+W FXF=DXD+WXW F1=3 8065kg/h=369kmol/h F2=3 575kg/h=齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 16 D=4 120kg/h=W=37 500kg/h=F 總 =F1+F2=41 640kg/h= XF= 0 818 18?? XD=X 水 ＝ 表 25 脫水塔物料衡算表 項目 塔進料 塔頂出料 塔底出料 Kg/h %(wt) Kg/h %(wt) Kg/h %(wt) 水 C1 C2 C3 C C5 C6 4 1 4 C7 5 2 5 C8 5 5 C9 3 3 C10 1 1 熱量衡算 塔 201 的熱量衡算 以 0℃ 為基準的溫度，對全塔進行熱量衡算 Q1進料熱量衡算 =38 065﹙ 160－ 0﹚ =17 290 Q2塔頂回流＝ 3 575（ 47－ 0）＝ 361 Q3為物料進入換熱器 206 后的熱量 Q4塔頂氣＝ 4 120106＝ 942 Q5塔底重整油＝ 37 500（ 98－ 0）＝ 104 664KJ/h Q6為物料進入換熱器 206 前 的熱量 Q3→Q 6為換熱器提供的熱量 Q 損 ＝ Q1＋ Q2+Q3－ Q4－ Q5－ Q6＝ 3 容 201/1的熱量衡算 Q1——塔頂 T201 經換熱器 202/2 后，進入容器 201/1 時的熱量 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 17 Q1 =cm(t2t1) = 20 300 (250) = kw Q2——加氫裂化重石腦油進入容器 201/1 的熱量 Q2 =cm(t2t1) = 18 760 (400) = kw Q3——容器 201/1 中分離出的 輕組分氣體 Q3 =cm(t2t1) = 995 (400) = kW Q4——容器 201/1 底部的油組分 Q4 =cm(t2t1) = 38 065 (370) = Q 損 = Q1 ＋ Q2 － Q3－ Q4 =＋ － － = kw 換熱器 H202/1的熱量衡算 表 26 換熱器 H202/1參數(shù) 項目 入口溫度 出口溫度 物料名稱 管程 40． 5 68． 5 汽油 殼程 146． 7 95． 5 汽油 溫度以 0℃ 為基準 Q=WHCP， H（ T1T2） =WCCP， C（ t2t1） 式中 Q——換熱器的熱負荷， KJ/h 或 kW WH——流體的質量流量， kg/h 或 kg/s CP——流體的平均比熱容， kJ/（ kg.℃ ） t ——冷流體的溫度， ℃ T——熱流體的溫度， ℃ 則： Q 熱 = WHCP， H（ T1T2） = 20 300 () = 1 kw Q 冷 = WCCP， C（ t2t1） 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 18 = 48 065 () = 1 kw Q 損 = Q 熱 － Q 冷 = 1 – 1 = kw Aspen 模擬 Aspen 模擬圖 利用化工過程模擬軟件 Aspen 對工藝流程進行模擬，模擬流程圖如圖 23 圖 23催化重整脫水工段 Aspen流程模擬圖 Aspen 模 擬圖 （ 1）選擇合適的泵模塊后，進行物料流股的鏈接 （ 2） 輸入各組分名稱： （ 3） 輸入進料流股信息及模塊參數(shù) 。 流股進料為烷烴的 C1C10組分 ,環(huán)烷烴的 C1C10組分，芳烴的 C1C10 組分和水，進料溫度為 25℃ ，操作壓力為 ,進料量為38049kg/h。 （ 4） 在反應器中輸入原料的各組分，選擇物性方法，活度系數(shù)法，在 stream 中輸入原料氣的壓力、溫度以及各組分的摩爾分率，點擊運行之后，即可得到以上模擬數(shù)據(jù)。 （ 5） 根據(jù)簡單模擬的結果進行詳細模擬，最小回流比為 ，實際塔板數(shù)為 12，進料板位置為 7，蒸餾物進料比為 . （ 6）把上述數(shù)據(jù)代入詳細模塊中進行下一步模擬 （ 7）在模塊中輸入所需吸收劑的量，吸收劑的溫度，以及反應的壓力，點擊運行之后，即可得到模擬數(shù)據(jù)。 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 19 Aspen 模擬圖 脫水塔 Aspen 模擬題及數(shù)據(jù)如下： 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 20 Aspen 模擬圖 換熱器 Aspen 模擬圖及數(shù)據(jù)如下： 全流程的模擬結果與實際的物料出方的結果有所出入，但在實際物料衡算出方中的組分量和 Aspen 全流程模擬的結果有很大不同，參考價值不大。 造成這種現(xiàn)象可能主要有以下兩個原因引起的：一是可能由于實際物料衡算中對出料量記算的不夠準確：二是可能由于在 Aspen 模擬脫水塔對物料中的關鍵組分的選取不太恰當。 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 21 全流程的 Aspen 模擬數(shù)據(jù)見表 27 表 27 全流程的 Aspen模擬數(shù)據(jù) 進料 kg/h 出料 kg/h CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 C6H14 4 C7H16 5 C8H18 5 0 C9H20 3 0 C10H2 1 0 C5H10 C6H12 2 0 2 C7H14 4 0 4 C8H16 4 0 4 C9H18 3 0 3 C10H2O 0 C6H6 C7H8 0 C8H10 0 C9H12 0 H2O 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 22 第 3章 設備選型 在塔設備中能進行的單元操作過程有：精餾、吸收、解析、萃取、增濕及干燥等。盡管塔設備中進行的工藝過程各不相同，結構類型有多種形式，但仍可按塔的內件結構分為兩大類：板式塔和填料塔 [17]。 板式塔是依靠塔盤進行工藝操作，對于氣液兩相介質而言，液體在塔盤上作橫向流動，上升的氣體通過塔盤的孔隙，與液體呈錯流鼓泡接觸，進行傳質和傳熱。 填料塔是以塔內堆放的填料作為傳熱元件，操作時，液體自塔頂沿頂沿填料表面向下流動，氣相自塔底向上流動，兩相間相互逆流接觸 ，從而進行傳質和傳熱過程 [18]。 進料汽相流量 Vs = m3/s， 液相流量 Ls = m3/s 氣相密度 v? = kg/ m3, 液相密度 l? = 832 kg/ m3 物系的表面張力 ? = mN/m 空塔氣速 u= (安全系數(shù) ) umax （ 31） umax = C ???????? ???? V VL 1/2 = ?????? ? 1/2 = m/s 安全系數(shù)為 0. 6，則空塔氣速為 u = umax （ 32） = = m/s 塔徑 D =（ uVs?4 ） 1/2 （ 33） = ?????? ?? ? 1/2 = m 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 23 按標準塔徑圓整為 D= 1 m 則塔截面積 AT = 24D? = m2 實際的空塔氣速 u = 溢流裝置 選用單溢流弓形降液管，不設進口堰。 堰長 lw 取堰長 lw = mD 即 lw = m 出口堰高 hw hw= hL how 采用平直堰，堰上液層高度 how: how = 31 ????????whlLE （ 34） 取 E = 1 ，則可由列線圖查得 how值。 因 lw = m Lh = 3 600 = m3/h 查表得 how = ；則 hw = 弓形降液管的寬度 Wd 面積 Af: 由于 ?Dlw ，據(jù)化工原理下冊查得 ?TfAA ， ?DWd 則 Af = = m2 Wd = = m 驗算液體在降液管中的停留時間，即： 10000 0 ????? s fTH fT L AAL AA? 停留時間 ? ﹥ 5 s 故降液管可用。 降液管底細高度 ho = 39。ow SulL? （ 35）u39。o 是液 體通過降液管時的流速，一般取 u39。o = m/s 這里取 u39。o = m/s,則 H0 = 0 2 0 0 0 2 ?? 取 h0 = m 塔板布置及浮閥數(shù)目：取閥孔動能因子 F0 =10，那么 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 24 u0 = 10)( 21210 ??VF? m/s 每層塔板上 的浮閥數(shù) N = 1 5 4)0 3 (40 9 4 2020???? ?? udV S 計算結果見表 31： 表 31 計算結果 項目 數(shù)值 備注 塔徑 m — 板間距 m — 塔板形式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 m/s — 堰長 m — 堰高 m — 浮閥數(shù) 個 154 — 浮閥氣速 m/s — 浮閥動能因子 10 — 停留時間 s 10 — 塔頂： aD = 55103 ?? = （ 36） 進料： aF = 55103 109?? = 3 塔底： aW = 5 ?? = （ 37） 全塔的平均揮發(fā)度為： am=（ aDaW） 1/2= 精餾段相對平均揮發(fā)度： a39。m =（ aDaF） 1/2= 由芬斯克方程式 NMIN= ㏒ [WWDD x xxx )1()1( ?? ]/㏒ m? 1 （ 38） 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計 （論文） 25 = ㏒ [（ ?）