【正文】 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 = ㏒ [（ ?） （ ?） ]/㏒ = 飽合液體進料時， xq= xF RMIN = ]1 )1([11 F DFD xxxx ???? ?? 。o = m/s 這里取 u39。ow SulL? （ 35）u39。 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： 10 ????? s fTH fT L AAL AA? 停留時間 ? ﹥ 5 s 故降液管可用。 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。 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。 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。 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。 （ 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)。 設水為關鍵組分 表 23進出料參數(shù) 溫度 ℃ 壓力 流量 kg/h 塔進料 160 38 065 塔頂氣 104 4 120 塔出料 117 37 500 表 24進出料參數(shù) 塔 進料 塔頂氣 塔底出料 Kg/h ％（ wt） Kg/h ％（ wt） Kg/h ％（ wt） 水 2 663 420 — 0 汽油 35 386 — — — — 合計 38 065 100 — — — — 塔頂物料衡算 F=D+W （ 21） FXF=DXD+WXW （ 22） 式中 F——原料液流量， kg/h； D——塔頂產品（餾出液）流量， kg/h； W——塔低產品（釜殘液）流量， kg/h； XF——原料液中易揮發(fā)組分的質量分數(shù)； XD——餾出液中易揮發(fā)組分的質量分數(shù)； XW——釜殘液中易揮發(fā)組分的質量分數(shù) F= =369kmol/h D= ＝ 齊齊哈爾大學畢業(yè)設計（論文） 15 W=F－ D=XD= XF= 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= 13 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= 18 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) 。 預加氫分離罐（容 201/1）內的液體作為重整原料靠自壓進入脫水塔（塔 201），經脫水塔的 分離，將重整原料中水含量降至 5ppm 以下?；亓鞴迌鹊牟荒龤饪孔詨喝ピ头€(wěn)定的輕烴分離裝置，或作為燃料瓦斯去低壓瓦斯管網(wǎng)。 工藝流程簡述 初頂直餾石腦油自罐區(qū) (輸轉 87 單元 47 罐區(qū) 54＃ 、 55＃ 、 56＃ 罐 )來，經預分餾進料泵（泵 10 102）升壓后進入預分餾進料換熱器（換 102）加熱，然后進入預分餾塔（塔101），塔頂分出不適宜重整進料的輕餾分，塔底餾出物去預加氫。催化劑在每兩個反應器之間是用氫氣提升至下一個反應器的頂部 ,從末端反應器出來的待生劑則用氮氣提升到再生器的頂部。催化劑依靠重力自上而下依次流過各個反應器，從最后一個反應器出來的待生催化劑用氮氣提升至再生器的頂部。 這兩種技術都是先進和成熟的。 連續(xù)再生式重整工藝流程 美國環(huán)球油公司（ UOP）連續(xù)再生式重整 法國石油研究院（ IFP）連續(xù)再生式重整 主要特征是設有專門的再生器，催化劑在反應器和再生器內進行移動，并且在兩器之間不斷地進行循環(huán)反應和再 生，一般每 3～ 7 天催化劑全部再生一遍。缺點：由于催化劑活性變化，要求不斷變更運轉條件 (主要是反應溫度 )，到了運轉末期，反應溫度相當高，導致重整油收率下降，氫純度降低，氣體產率增加，而且停工再生影響全廠生產，裝置開工率較低。國內的固定床半再生式重整裝置多采用此種工藝流程，也稱作分段混氫流程。后面的 1 個或 2 個反應器則采用低空速、高反應溫度及高氫油比，這樣有利于烷烴脫氫環(huán)化反應。例如：將循環(huán)氫分為兩路，一路從第一反應器進入，另一路則從第三反應器