【正文】 但也學(xué)到了許多東西，對 石油煉制工程以及 化工原理理論知識進。從圖 71 可查得上限： W=， 下限 W=， 塔板操作彈性是 / = 。座標(biāo)原點 O 與設(shè)計點 A的連線 OA為在已知條件下設(shè)計出來的該塔板的操作線 ， 在此線上各點的氣液比是恒定的。 連接坐標(biāo)原點 O(0， 0)及設(shè)計點 A，為將 OA線延長，自己增設(shè)一個點（ 1000， ），可得出操作線 6， 見圖 71。 操作線：設(shè)計點 A 為 計算的第 24 層塔板的點，即 Vv=， Vl=。 泄露線： 下線為 F0 =5，即 m / s4 6 5 0 1 ????? hWW ? = = 表 74 泄漏線數(shù)據(jù) W, m/s V1 m3/h 100 200 300 400 600 800 1000 由表 74 的數(shù)據(jù)可作出泄漏線 4，見圖 71。 表 72 淹塔界線數(shù)據(jù) Vl, m3/h 100 200 300 400 600 800 1000 Vv?Vv, m3/h Vv, m3/h W, m/s 降液管超負荷界線 ： 降液管允許的最大流速為 Vb=； VL＝ VbFd＝ ＝＝ 。設(shè)液體負荷則由《塔的工藝計算》圖 55 得到一系列數(shù)據(jù)： 表 71 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) V1,m3/h how,m Hl,mm ,(m/s) W,m/s 100 79 200 94 300 102 400 118 600 141 800 160 1000 190 根據(jù)表 71 的數(shù)據(jù)，可作出霧沫夾帶線 1，見圖 71。 Vd＝ ＝ ＝ ；其中， Ks 取 ； 當(dāng) Ht≤ ， smHKV vltsd/)0 4 7 4 ()(33?????????????? ?? 式中 ： Vd──降液管內(nèi)液體流速 ， m/s； 選兩式 計算結(jié)果中的較小值，所以 Vd＝。 降液管超負荷 當(dāng)液體在降液管內(nèi)流速太快時 ， 則從上層塔板攜帶到降液管內(nèi)的氣體將來不及在降液管中與液體分離而隨液體進入下層塔板 ， 降低了分離效率。 為了防止淹塔，必須滿足下式要求 ： ΔPL≤ （ ~）（ Ht＋ hw）， 式中系數(shù)一般取 ，發(fā)泡嚴重的介質(zhì)應(yīng)取小值。可按下式計算 ： ΔPL = ΔPt + hl + ΔPdk 式中 ： ΔPL──液相流過一層塔板所需克服的壓力降 ， mH 2O 柱 ； hl──塔板上液層高度 ， mH 2O 柱 ； Wb──降液管底緣出口處流速 ， m/s； ΔPt ──氣體通過一塊塔板的總壓力降 ， m液柱 ΔPdk──不設(shè)進口堰時液相通過降液管的壓力降 ， mH2O 柱 。降液管內(nèi)清液高度取決于液相流過塔板的壓力降。 淹塔 當(dāng)降液管中清液高度超過一定高度后 , 就可能因液體所攜帶的泡沫完全充滿整個降液管而產(chǎn)生淹塔現(xiàn)象 , 使操作破壞。 因為物理性質(zhì)與水相近，所以 e 可以簡化 ) ( )(. )( ???? ??????? ）（ mWΦH he ntl ? 泄漏 設(shè)泄漏閥孔動能因素 FO=6， 小于設(shè)計的閥孔動能因素。 W──采用的空塔氣速 ， m/s；當(dāng) W= 時取小值 ； 當(dāng) W=Wmax 時取大值 ； μv──氣體粘度 ， 公斤秒 /m2； σL──液體表面張力 ， 105N/mm； Ht──塔板間距 ， mm； hL──塔板上液層高度 ， mm。 霧沫夾帶 過量的霧沫夾帶會使塔板效率降低很多 ， 所以應(yīng)限制塔板的霧沫夾帶 ， 一般情況下 ， 霧沫夾帶可限制在每公斤上升氣體所夾帶的液體小于或等于 公斤。 氣體通過塔板上液層的壓力降 ΔPvl： ΔPvl = + 103 3600 ( Vl / l )= 柱； 式中 ： hw──出口堰高度 ， m； l──溢流堰長度 ， m； ΔPvl──氣體通過塔板上液 層的壓力降 mH2O 柱 。 塔板總壓力降 包 括干板壓力降、氣體克服鼓泡層表面張力的壓力降及氣體通過塔板上液層的壓力降。 故， hb=Vl/(l Wb)=( )=。液體在降液管中的停留時間為： 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計 第 23 頁 sV HF l td ?????? 降液管內(nèi)流體流速 ,Vd smFVV dld / ??? 降液管底緣距塔板的高度 ： 決定 bh 的因素是既要防止沉淀物堆積或堵塞降液管，使液體順利流入下層塔板；同時又要防止上升氣體有降液管通過形成短路而破壞塔板的正常操作。因本設(shè)計采用凹槽進口受液盤，所以不設(shè)進口堰。 進口堰： 為了在塔頂是回流分配均勻，或在高氣相流率和低液相流率 f 需保持降液管的正常液封時，可設(shè)進口堰。但凹槽受液盤制作較復(fù)雜，浮閥塔盤系列（ JB120673）中，塔徑從 800～ 4200 毫米的塔板均為凹槽受液盤。同時，將凹槽受液盤和斜的或階梯式降液管結(jié)合在一起使用，能在任一操作情況下形成正渡封。 得出 mhow ? ， 塔板上液層高度： mhhh owwl ????? 進口受液盤： 進口受液盤有平板機凹槽兩種。 所以一般推薦使用弓形降液管。 浮閥數(shù) Fh=FΦ＝ %＝ ； N=Fh/(dh)2 式中： Fh―― 閥孔總面積， m2； N―― 浮閥總數(shù)，個 ； dh―― 閥孔直徑， m 由《塔的工藝計算》 P133 的數(shù)據(jù) 且 采用十字架型浮閥（文丘里口） 可以得mdh ? ； 所以 ， N＝ ()＝ 1694。 mHf ? mH ?封頭 。 mHb ? 。裙座高度與型式 ,可以查閱有 關(guān)手冊。 塔高的計算 H=Hd + (n2) Ht + Hb + Hf 式中 ： H──塔高 (截線到切線 )， m； Hd──塔頂空間高 (不包括頭蓋 )， m； Hb──塔底空間高 (不包括頭蓋 )， m； Ht──塔板間距 ， m； Hf──進料段高 ， m； n──實際塔板數(shù) ， 塊。 塔徑圓整后其降液管面積按下式計算 mFFF Fd 2。 所以， ??dF 塔橫截面積 Ft 的計算 dat FFF ??? 8 8 ???tF tFCD ? ??cD 式中 ： Ft──計算的塔橫截面積 ,， m2； 采用的塔徑 D 及空塔氣速 W 根據(jù)計算的塔徑 , 按國內(nèi)標(biāo)準浮閥塔板系列進行圓整 , 得出采用的塔徑 D=, 按以下兩式計算采用的塔截面積及空塔氣速。 計算氣相空間截面積 aa WVF v? Fa—計算的塔的空間截面積 , m2； 2v ??? aa WVF 降液管內(nèi)流體流速： m / ?????? SKKV 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計 第 21 頁 當(dāng) Ht≤ ： )( 3 VLtSd HKKV ?? ???? ? m / s1 5 3 )4 7 4 ( 3 ??????? ?dV 按以上兩式計算后，選用較小值 ， 所以， m/?dV 。Wmax＝ ＝ 式中 ， Wa─塔板上氣相空間截面上的適宜氣速 ， m/s； K─安全系數(shù) ， 塔徑 、Ht 時的常壓和加壓操作的塔 ， K=； 對于直徑 或 Ht≤， 以及真空操作的塔 ， K=~(Ht 大時 K 取大值 )。所以 ： Wa=K 表 512 汽液負荷匯總表 塔板層數(shù) 1 5 10 16 20 24 34 液相負荷 汽相負荷 年加工 250 萬噸原油生產(chǎn)工藝設(shè)計 第 20 頁 6 常壓蒸餾尺寸計算 塔的直徑的計算 塔徑的初算 以塔內(nèi)最大負荷來計算塔徑 ， 第 24 層塔板的汽相負荷最大 液相 VL=）（ 1621VVLVLVLtmax ???? ? ????VVgHW 式中： g─重力加速度 ， ； Wmax─允許的最大氣體速度 ， m/s； ρV─氣相密度 ， kg/m3；ρL─液相密度 ， kg/m3； Ht─塔板間距 ， m； VL─液體體積流率 ， m3/s； Vv─氣體體積流率 ， m3/s。圖 36 就是通過計算 1 2 34 各層及塔底汽提段的汽、液負荷繪制而成。 塔頂水蒸汽分壓為 ： = 表 511 第 20 層以下塔段的熱平衡 物料 流率， kg/h 密 度 操作條件 焓， kJ/kg 熱量， kJ/h d204 MPa ℃ 汽相 液相 入方 進料 293280 357 汽提 蒸汽 4330 370 3150 13639500 內(nèi)回流 L 合計 + 出方 常頂油 292 航空 煤油 292 輕 柴 油 52325 292 51448033 重 柴 油 317 10361676 常四線（汽） 15340 331 重 油 157917 347 水蒸氣 4330 292 2751 11911830 內(nèi)回流 292 合計 + 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計 第 19 頁 在此壓力下飽和水蒸汽溫度為 91℃, 故水汽不會冷凝。計算結(jié)果與假設(shè)值相符，故認為假設(shè)是正確的?？傻迷? 下常四線的泡點溫度為℃ ，與原假設(shè)的 331℃ 很接近，可認為原假設(shè)溫度是正確的。 所以 ， 內(nèi)回流 L=汽提蒸汽流量 : 4080/18=常四線抽出板上方汽相總量為 ： 常四線蒸汽 (即內(nèi)回流 )分壓為 ： 由常四線常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在 壓力下平衡汽化 0％點溫度。采用兩個中段循環(huán)回流 , 一中在煤油側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間 , 二中位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間。 表 57 進料在爐出口處攜帶的熱量 (P=, t=360℃ ) 進料在爐出口處的熱量 Qo(P=,t=360℃ ） h0= KJ/Kg hf 物料 焓， kJ/kg 熱量， kJ/h 焓， kcal/kg 204d204d長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計 第 15 頁 汽相 液相 汽相 液相 常頂油 286 航空煤油 279 輕 柴 油 274 重 柴 油 269 常四線（汽） 269 常四線（液） 223 過汽化油 227 重 油 222 合計 核算結(jié)果表明 ho 略高于 hF, 所以在設(shè)計的汽化段溫度 357℃ 之下 , 能保證所需的拔出率 (體 ),爐出口溫度也不致超過充許限度。因考慮生產(chǎn)航空煤油 , 限定爐出口溫度不超過 360℃。 表 56 進料帶入汽化段的熱量 QF(P=, t=357℃ ) 進料帶入汽化段的熱量 QF(P=， t=357℃ ） hf= KJ/Kg 物料 焓， kJ/kg 熱量， kJ/h 焓， kcal/kg 汽相 液相 汽相 液相 常頂油 285 航空煤油 278 輕 柴 油 273 重 柴 油 268 常四線（汽） 268 常四線（液） 223 過汽化油 6067607 223 重 油 221 合計 再求出原油在加熱爐出口條件下的熱焓 H0按前述方法作出原油在爐出口壓力 力之下平衡汽化曲線。氣化率為 ％時由平衡汽化曲線可知平衡溫度為tF=357186。 取每層浮閥塔板壓力降為 (4mmHg)則推算常壓塔各關(guān)鍵部位的壓力如下 ： (單位為 MPa) 塔頂壓力 一線抽出板 (第 13 層 )上壓力 二線抽出板 (第 27 層 )上壓力 三線抽出板 (第 35 層 )上壓力 四線抽出板 (第 41 層 )上壓力 汽化段壓力 (第 47 層下 ) 取轉(zhuǎn)油線壓力降為 則加熱爐出口壓力 =+= 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計 第 13 頁 汽化段溫度 取過汽化率為進料的 2％ (質(zhì) )(經(jīng)驗值為 2~4)或 ％ (體 )， 則過汽化油量為 3250002%=6500kg/h； 要求進料在汽化段的汽化率為 ： eF = (++++)％ =％ 表 54 物料平衡表 (250 萬噸 /年，每年開工 8000 小時計 ) 物料平衡表 （按 8000 小時 /年計） ? 油 品 產(chǎn) 率， % 處 理 量 或 產(chǎn) 量 ? 質(zhì)量 體積 104t/Y t/h kg/h kmol/h m3/h 原油 100 100 260 325 325000 產(chǎn)品 初頂油 31720 常頂油