【正文】 1 得原油在常壓下實(shí)沸點(diǎn)曲線與平衡汽化曲線的交點(diǎn)溫度 327℃ ，由圖將其核算為 下的溫度為 293℃ ，從 327℃ 帶來作垂直于橫坐標(biāo)軸的直線，在直線找到 293℃點(diǎn)，過此點(diǎn)作原油常壓下的平衡汽化曲線的平行線，此為原油在 下的平衡汽化曲線 1（ 5）。 26 由曲線 5 查得 e=%（ v）時(shí)，原油平衡汽化溫度為 220℃ ，即為汽化段進(jìn)料溫度。 取塔底溫度比汽化段低 6℃ ，則塔底溫度 =2206=214℃ (6) 塔頂溫度的計(jì)算 設(shè)初餾塔塔頂溫度為 95 186。C； 設(shè)塔頂回流為 40 186。C 冷回流 汽提水汽為 MPa， 420 186。C 過熱水汽。 根據(jù)初餾塔的物料平衡，進(jìn)行初餾塔的熱量衡算見表 2— 12。 由熱平衡得 10 6+238L = 10 6+590L L=23295（ kg/h）或 L= 23295/102 = 228（ kmol/h） 氣相總量為： 228++=（ kmol/h） 塔頂油氣分壓： p= （ 228+） /= 塔頂溫度為其油氣分壓下的露點(diǎn)溫度。由表 24查得汽油常壓露點(diǎn)溫度為 ，又知其焦點(diǎn)溫度和焦點(diǎn)壓力依次為 335186。C 和 MPa。拒此可在平衡汽化坐標(biāo)紙上做出汽油的平衡汽化 100%的 pt線，見附錄圖 2（ 1），查得 下的露點(diǎn)溫度為 98186。C，考慮不存在不凝氣，該溫度乘以系數(shù) 。 則， 98= （ 186。C） 與假設(shè)的 95186。C 很接近，故原假設(shè)正確。 塔頂水汽分壓為： =（ MPa） 相應(yīng)于此壓力下的飽和水蒸氣溫度為 80186。C，遠(yuǎn)低于塔頂溫度 95 186。C，故水蒸氣在塔頂處于過熱狀態(tài)，不會(huì)冷凝。 表 213 初餾塔的熱量衡算 油料 流率 密度 操作條件 焓 KJ/Kg 熱量 Kg/h g/m3 壓力 MPa 溫度 ℃ 汽相 液相 KJ/Kg 過汽化油 6000 220 812 106 27 液體原油 294000 220 552 106 汽提蒸汽 3501 420 3316 106 冷回流 L 90 238 238L 合計(jì) 303501+L 106+238L 初頂油 8250 95 595 106 拔頭原油 291750 214 536 106 水蒸氣 3501 95 2660 106 內(nèi)回流 L 95 590 590L 合計(jì) 303501+L 106+590L （ 1）塔徑計(jì)算： 原油進(jìn)入汽化段后，其汽相部分進(jìn)入精餾段。在自下而上 流動(dòng)過程中，由于溫度逐板下降，液相回流量（ kmol/h）逐漸增大，因而汽相負(fù)荷（ kmol/h）也不斷增加，到第一、二層板間，汽相負(fù)荷達(dá)到最大值，選取這一板計(jì)算塔徑。 由于初餾塔分離精度要求不高，因而采用 F1 型浮閥塔板，取塔板間距 Ht＝ 800mm，板間壓降為 ΔP＝ ＝ ① 計(jì)算最大允許氣體速度 Wmax: L1=23295kg/h， ρL＝ 685kg/cm3 所以 VL＝ 23295/685＝ ＝ m3/s P＝ ＋ ＝ ， t≈95℃ ， M＝ 96 ρV＝ RTPM = ??? ????)27395( VV=（ 23295＋ 25634） /＝ 10477m3/h=28 Wmax=VVLLLVLtVVgH??????? 2105 =685 ?????? =② 計(jì)算適宜的氣體操作速度 Wa: Wa＝ KKsW max 由于 Ht＝ ，所以安全系數(shù) K 取 ，系統(tǒng)因素 Ks 取 所以 Wa＝ ＝ ③ 計(jì)算汽相空間截面積： Fa=VV/Wa＝ ＝ ④ 計(jì)算降液管內(nèi)液體流速： Vd(2)＝ Ks== Vd(2)＝ 10－ 3KKs )(VLtH ?? ? ＝ 10－ 3 ? ? ?? ＝ 由于 Vd(2)Vd(2) 取 Vd＝ Vd(2)＝ ⑤ 計(jì)算降液管面積 39。dF ： 39。)1(dF ＝ VL/Vd＝ ＝ 39。)2(dF ＝ ＝ ＝ 由于 39。 )1(dF 39。 )2(dF 取 39。dF ＝ 39。 )2(dF ＝ ⑥ 計(jì)算塔槽截面積 Ft： Ft＝ Fa+ 39。dF ＝ ＋ ＝ ⑦ 計(jì)算塔徑 Dc: Dc= ?tF4 = ? = 29 按國內(nèi)標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔系列，圓整 Dc 為 ，此時(shí)空塔氣速 u為 u= FVV = ???錯(cuò)誤 !未找到引用源。 = Fd＝ ???dt FFF= 2?? = 即降液管面積取 (2)塔高的計(jì)算 設(shè) Hd = (考慮到塔頂回流 ) Ht = Hf = Hb=(相當(dāng)于塔底重油在塔底停留 3min) 所以， H = Hd +（ n2） Ht + Hb + Hf =+（ 202） ++= m 表 2－ 14：初餾塔計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng)目 結(jié)果 塔頂溫度， ℃ 95 塔頂壓力， atm 塔頂回流溫度， ℃ 40 進(jìn)料溫度， ℃ 220 進(jìn)料流量， kg/h 300000 塔板類型 F1 型浮閥 塔板間距， mm 800 塔板數(shù) 20 降液管面積， m2 直徑， m 塔高， m 30 常壓塔的工藝設(shè)計(jì) 進(jìn)料情況 由表 210 可知常壓塔的進(jìn)料情況。 汽提蒸汽用量 側(cè)線產(chǎn)品及塔底重油都用過熱水蒸氣，汽提蒸汽用量見表 215。 表 211 常壓塔的進(jìn)料情況 油品 產(chǎn)率 處理量或產(chǎn)量 體積分?jǐn)?shù)（ %） 質(zhì)量分?jǐn)?shù)（ %） 104t/a t/h kg/h kmol/h 進(jìn) 料 油 291750 — 汽 油 5520 化工原料 18360 輕 柴 油 30270 重 柴 油 20670 塔底重油 216930 — 表 215 汽提蒸汽用量 油品 質(zhì)量分?jǐn)?shù)（對(duì)油） % kg/h kmol/h 一線化工原料 3 551 二線輕柴油 3 908 三線重柴油 579 塔底重油 5426 合計(jì) — 7464 塔板型式和塔板數(shù)的確定 31 塔板數(shù)的確定 : 汽油 —化工原料段 9 層 化工原料 —輕柴油 6 層 輕柴油 —重柴油 6 層 重柴油 —汽化段 3 層 塔底氣提段 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。 精餾塔計(jì)算草圖 （ 見圖 22） 操作壓力的確定 取塔頂產(chǎn)品罐壓力為 。塔底采用兩級(jí)冷凝冷卻流程。取塔頂空冷器 壓力降為，使用一個(gè)管殼式后冷氣，殼層壓力降取 。 故，塔頂壓力 = + + = （絕壓） 取每層浮閥塔板壓力為 （ 4mmHg），則推算得常壓塔各關(guān)鍵部位的壓力如下（單位為 MPa）： 塔頂壓力 ； 一線抽出板（第 9層）上壓力 ； 二線抽出板（第 18層）上壓力 ； 三線抽出板（第 27層）上壓力 ； 汽化段壓力（第 30層下）壓力 ； 取轉(zhuǎn)油線壓 力降為 ，則 加熱爐出口壓力 = + = MPa 32 圖 22 精餾塔計(jì)算草圖 汽化段溫度 (1) 汽化段中進(jìn)料的汽化率和過汽化率 取過汽化度為進(jìn)料的 2%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）或 %（體積分?jǐn)?shù)），即過汽化量為 291756% = 6090kg/h。要求進(jìn)料在汽化段中的汽化率 ef 為： ef（體積分?jǐn)?shù)） = % + % + % + % + % = % (2) 汽化段油氣分壓 取過汽化油的相 對(duì)分子量為 300。 還有水蒸氣 。 汽化段中各物料的流量見表 32。 33 表 216 汽化段中各物料的流量 油品 油汽量 Kmol/h 汽油 kmol/h 化工原料 輕柴油 kmol/h 重柴油 過汽化油 油氣量合計(jì) 由此計(jì)算得汽化段的油氣分壓為 / （ + ） = MPa （ 3） 汽化段的溫度的初步求 定 汽化段溫度應(yīng)該是在汽化段油氣分壓 MPa 之下汽化 %（體積分?jǐn)?shù)）的溫度，為此作出在 MPa 下原油平衡汽化線，見曲線附錄圖 1（ 4）。 實(shí)沸點(diǎn)曲線與平衡汽化曲線的交點(diǎn)溫度為 327186。C，轉(zhuǎn)化為 MPa 下的溫 度為 335186。C。由曲線 4 可以查得 ef為 %（體積分?jǐn)?shù)）時(shí)的溫度為 352186。C， 此即欲求的汽化段溫度 tF。 （ 4） tF的校核 當(dāng)汽化率 ef = %（體）， tF = 352186。C 時(shí)，進(jìn)料在汽化段的焓計(jì)算見表 217，計(jì)算出 hF。再按上述方法作出原油 在爐出口壓力 MPa 下平衡汽化曲線（ 3）見附錄圖 1（ 3）。因考慮到一般爐出口溫度不超過 360 186。C。由曲線 3讀出 360 186。C 時(shí)的汽化率為 %（體），顯然， e0ef 即在爐出口條件下，過汽化油和部分重部分重柴油處于液相。根據(jù)進(jìn)料在爐出口條件下的焓值見表 218，計(jì)算 h0。 表 217 進(jìn)料帶入汽化段的熱量 QF （ P = MPa， t = 352186。C） 34 油料 焓 kJ/kg 熱量 kJ/h 氣相 液相 汽油 1172 — 1172? 5520=? 106 化工原料 1164 — 1164? 18360=? 106 輕柴油 1156 — 1156? 30270=? 106 重柴油 1145 — 1145? 20670=? 106 過汽化油 1128 — 1128? 6090=? 106 重油 — 939 939? 216930=? 106 合計(jì) — — QF = ? 106 則， hF=10 6 /291750=999kJ/kg 根據(jù)進(jìn)料在爐出口條件下的焓值見表 218，計(jì)算 h0 則， h0=10 6 /291750=1013kJ/kg 校核結(jié)果表明 h0略高于 hF 所以在設(shè)計(jì)的汽化段溫度 360℃ 下，既能保證所需的拔出率（ ％），爐出口溫度也不致于超過允許限度。 表 218 進(jìn)料在爐出口處攜帶的熱量 Q0 （ P = MPa， t = 360186。C） 油料 焓 kJ/kg 熱量 kJ/h 氣相 液相 汽油 1194 — 1194? 5520=? 106 化工原料 1179 — 1179? 18360=? 106 輕柴油 1164 — 1164? 30270=? 106 重柴油 氣相組成 1156 — 1156? 20670=? 106 液相組成 — 982 982? 6090=? 106 重油 — 951 951? 216930=? 106 35 合計(jì) — — ? 106 塔底溫度 取塔底溫度比汽化段溫度低 6186。C，即 3526 = 346 186。C 塔頂及側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配： (1) 假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度： 參考同類裝置的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度如下： 塔頂溫度： 110℃ 煤油抽出板（第 9層）溫度： 185℃ 輕柴油抽出板（第 18 層）溫度： 255℃ 重柴油抽出板（第 27 層）溫度： 330℃ (2) 全塔回流熱 按假設(shè)溫度計(jì)算全塔回流熱見表 219。 表 219 全塔回流熱 物料 流率 Kg/h 密度 ρ20 操作條件 焓 kJ/kg 熱量 kJ/h 壓力MPa 溫度 186。C 氣相 液相 入方 進(jìn)料 291750 352 — — ? 106 汽提蒸汽 746