【正文】 從圖 71 可查 得上限： W=， 下限 W=， 塔板操作彈性是 / = 。座標(biāo)原點(diǎn) O 與設(shè)計(jì)點(diǎn) A的連線 OA 為在已知條件下設(shè)計(jì)出來的該塔板的操作線 ， 在此線上各點(diǎn)的氣液比是恒定的。 連接坐標(biāo)原點(diǎn) O(0， 0)及設(shè)計(jì)點(diǎn) A，為將 OA 線延長，自己增設(shè)一個(gè)點(diǎn)（ 1000， ），可得出操作線 6， 見圖 71。 操作線：設(shè)計(jì)點(diǎn) A 為計(jì)算的第 24 層塔板的點(diǎn) ，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(fù)荷界線 ： 降液管允許的最大流速為 Vb=； VL＝ VbFd＝ ＝＝ 。設(shè)液體負(fù)荷則由《塔的工藝計(jì)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≤ 時(shí)， 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(jì)算結(jié)果中 的較小值，所以 Vd＝。 降液管超負(fù)荷 當(dāng)液體在降液管內(nèi)流速太快時(shí) ， 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(jìn)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(yán)重的介質(zhì)應(yīng)取小值?？砂聪率接?jì)算 ： ΔPL = ΔPt + hl + ΔPdk 式中 ： ΔPL──液相流過一層塔板所需克服的壓力降 ， mH2O 柱 ； hl──塔板上液層高度 ， mH2O 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(jìn)口堰時(shí)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(gè)降液管而產(chǎn)生淹塔現(xiàn)象 , 使操作破壞。 因?yàn)槲锢硇再|(zhì)與水相近，所以 e 可以簡化 ) ( )(. )( ???? ??????? ）（ mWΦH he ntl ? 泄漏 設(shè)泄漏閥孔動(dòng)能因素 FO=6， 小于設(shè)計(jì)的閥孔動(dòng)能因素。 W──采用的空塔氣速 ， m/s；當(dāng) W= 時(shí)取小值 ； 當(dāng) W=Wmax 時(shí)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(huì)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(shí)間為： 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計(jì) 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(shí)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(jì)采用凹槽進(jìn)口受液盤，所以不設(shè)進(jìn)口堰。 進(jìn)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(shí)，可設(shè)進(jìn)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(shí)，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(jìn)口受液盤： 進(jìn)口受液盤有平板機(jī)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(gè) ； dh―― 閥孔直徑， m 由《塔的工藝計(jì)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(jì)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(jìn)料段高 ， m； n──實(shí)際塔板數(shù) ， 塊。 塔徑圓整后其降液管面積按下式計(jì)算 mFFF Fd 2。 所以， ??dF 塔 橫截面積 Ft 的計(jì)算 dat FFF ??? 8 8 ???tF tFCD ? ??cD 式中 ： Ft──計(jì)算的塔橫截面積 ,， m2； 采用的塔徑 D 及空塔氣速 W 根據(jù)計(jì)算的塔徑 , 按國內(nèi)標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔板系列進(jìn)行圓整 , 得出采用的塔徑 D=, 按以下兩式計(jì)算采用的塔截面積及空塔氣速。 計(jì)算氣相空間截面積 aa WVF v? Fa—計(jì)算的塔的空間截面積 , m2； 2v ??? aa WVF 降液管內(nèi)流體流速： m / s1 3 6 ?????? SKKV 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計(jì) 第 21 頁 當(dāng) Ht≤ ： )( 3 VLtSd HKKV ?? ???? ? m / s1 5 3 )4 7 4 ( 3 ??????? ?dV 按以上兩式計(jì)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(shí)的常壓和加壓操作的塔 ， K=； 對(duì)于直徑 或 Ht≤， 以及真空操作的塔 ， K=~(Ht 大時(shí) K 取大值 )。所以 ： Wa=K 表 512 汽液負(fù)荷匯總表 塔板層數(shù) 1 5 10 16 20 24 34 液相負(fù)荷 汽相負(fù)荷 年加工 250 萬噸原油生產(chǎn)工藝設(shè)計(jì) 第 20 頁 6 常壓蒸餾尺寸計(jì)算 塔的直徑的計(jì)算 塔徑的初算 以塔內(nèi)最大負(fù)荷來計(jì)算塔徑 ， 第 24 層塔板的汽相負(fù)荷最大 液相 VL=）（ 1621VVLVLVLtm ax ???? ? ????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(jì)算 1 2 34 各層及塔底汽提段的汽、液負(fù)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(jìn)料 293280 357 汽提 蒸汽 4330 370 3150 13639500 內(nèi)回流 L 合計(jì) + 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(jì) + 長江大學(xué)石油化工課程設(shè)計(jì) 第 19 頁 在此壓力下飽和水蒸汽溫度為 91℃, 故水汽不會(huì)冷凝。計(jì)算結(jié)果與假設(shè)值相符，故認(rèn)為假設(shè)是正確的?？傻迷? 下常四線的泡點(diǎn)溫度為℃ ，與原假設(shè)的 331℃ 很接近，可認(rèn)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(diǎn)溫度。采用兩個(gè)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(jìn)料在爐出口處攜帶的熱量 (P=, t=360℃ ) 進(jìn)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(jì) 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(jì) 核算結(jié)果表明 ho 略高于 hF, 所以在設(shè)計(jì)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(jìn)料帶入汽化段的熱量 QF(P=, t=357℃ ) 進(jìn)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(jì) 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(shí)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(jì) 第 13 頁 汽化段溫度 與過汽化率 取過汽化率為進(jìn)料的 2％ (質(zhì) )(經(jīng)驗(yàn)值為 2~4)或 ％ (體 )， 則過汽化油量為 3250002%=6500kg/h； 要求進(jìn)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(shí)計(jì) ) 物料平衡表 （按 8000 小時(shí) /年計(jì)） ? 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