【正文】 化氫及氨的氣味較大，輸送這種含硫廢水必須密閉，如有泄漏則毒害嚴(yán)重。減少措施是控制好塔頂注氨。管線閥門的泄漏率應(yīng)小于2％。①電脫鹽排水制電脫鹽過程所排的廢水，來自原油進(jìn)裝置時(shí)自身攜帶水和溶解原油中無機(jī)鹽所注入的水。由于這部分水與油品直接接觸，溶人的污染物較多，特別是電脫鹽罐油水分離效率不高時(shí)，這部分排水中石油類和COD均較高。篩選好的破乳劑、確定合適用量、提高電脫鹽效率都對(duì)提高油水分離效果有利；用含硫污水汽提后的凈化水回注電脫鹽可減少新鮮水用量，同時(shí)減少凈化水排放的揮發(fā)酚含量；增加油水鑭離時(shí)間，嚴(yán)格控制油水界面(必要時(shí)設(shè)二次收油設(shè)施)可減少油含量。這部水是由原油加工過程中的加熱爐注水，常壓塔和減壓塔底注汽產(chǎn)品汽提塔所用蒸汽冷凝水，大氣抽空器冷凝水，塔頂注水，緩蝕劑所含水分等組成。排水中帶隋況與油水分離器中油水分離時(shí)間、界面控制是否穩(wěn)定有關(guān)。③機(jī)泵冷卻水機(jī)泵冷卻水由兩部分構(gòu)成，一部分是冷卻泵體用水，全部使用循環(huán)冷卻后進(jìn)循環(huán)水回水管網(wǎng)循環(huán)使用。一般熱油泵需冷卻水較多，如端面漏油較多．則冷卻水帶油嚴(yán)重。④裝置其他排水 a．油品采樣。一般在油品采樣前，都要放掉部分油品，以便將采樣滯留在管線中的油置換掉。b．設(shè)備如拆卸油泵、換熱器等，需將設(shè)備內(nèi)的存油放掉進(jìn)入系統(tǒng)。 c．地面沖洗原油泵、熱油泵、控制閥等部位所在地面最易遭受污染。要設(shè)置計(jì)量井，并制定排水定額。在生產(chǎn)裝置，噪聲的主要來源是：①流體振動(dòng)所產(chǎn)生的噪聲。②機(jī)械噪聲。③電磁噪聲。加熱爐噪聲的防治一般有下列幾種方法，可根據(jù)不同情況選用。(2)噴嘴及風(fēng)門等進(jìn)風(fēng)口處采用消聲罩。(4)爐底設(shè)隔聲圍墻。一般應(yīng)選用低噪聲電機(jī)，若噪聲不符合要求時(shí)，可加設(shè)隔聲罩(安裝全部隔聲罩或局部隔聲罩。(3)大電機(jī)可拆除風(fēng)扇，用主風(fēng)機(jī)設(shè)置旁路引風(fēng)冷卻電機(jī)。(2)加吸聲屏，可設(shè)立式和橫式吸聲屏。(4)用新型低噪聲風(fēng)機(jī)。表31 產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)產(chǎn) 品沸點(diǎn)范圍產(chǎn) 率相對(duì)密度恩 氏 蒸 餾 數(shù) 據(jù), ℃名 稱℃%(重)初10%30%50%70%90%終初頂油627487104117132常頂油初~1303080108115127138147航空煤油130~230147167183200219244264輕 柴 油230~320228260278292306330349重 柴 油320~350244297333345356381402常四線350~420295313366398408434497重 油420表32 原油平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)累計(jì)餾出, ％(體)初餾點(diǎn)10203040506070平衡蒸發(fā)溫度, ℃ 計(jì)算時(shí)，所用到的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)未作裂化校正，工程上允許這樣做。臨界壓力Pkp，查《石油化工工藝計(jì)算圖表》中圖238可得假臨界壓力，再查圖239可得真臨界壓力，結(jié)果如下表所示。焦點(diǎn)壓力, PF由《石油化工工藝計(jì)算圖表》中圖2218查得, 匯總?cè)缦卤恚罕?—3 原油餾分的焦點(diǎn)溫度和焦點(diǎn)壓力匯總表 產(chǎn)品焦點(diǎn)溫度 ℃焦點(diǎn)壓力MPa初頂油312常頂油333航空煤油423輕 柴 油490重 柴 油530常四線566表3—4 油品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計(jì)算匯總油品名稱密 度 d204比重指數(shù)oAPI特性因 數(shù) K分子量 M平衡蒸發(fā)溫度℃臨界參數(shù)（假）焦點(diǎn)參數(shù)0 %100%溫度℃壓力MPa溫度℃MPa初頂油95256312常頂油109279333航空煤油152378423輕 柴 油11219269460490重 柴 油265502530常四線321536566重 油常壓塔物料平衡表設(shè)計(jì)處理量: 250+學(xué)號(hào)10萬(wàn)噸/年=250+1*10=260萬(wàn)噸/年物料平衡（按8000小時(shí)/年）表3—5 物料平衡表(260萬(wàn)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/Yt/hkg/hkmol/hm3/h原油100100260325325000　 產(chǎn)品初頂油 31720 常頂油 航空煤油 輕 柴 油 52325 重 柴 油 常四線 15340 重 油 　 側(cè)線產(chǎn)品及塔底重油都用過熱水蒸汽汽提, 使用的是溫度370℃, 。在設(shè)計(jì)中可參考經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)來選擇汽提蒸汽用量。表3—8丶表3—9是常壓塔塔板數(shù)的參考值。參照表3—8與表3—9選定的塔板數(shù)如下:分餾塔分餾塔塔板數(shù)50層常頂12層其中塔頂循環(huán)回流3塊常一線14層其中第一中段循環(huán)回流3塊常二線8層其中第二中段循環(huán)回流3塊常三線 6層常四線6層塔底4層圖3—1 常壓塔的計(jì)算草圖取塔頂產(chǎn)品罐壓力為: 。, =++= (絕)。℃。C， 進(jìn)料在汽化段中的焓hF計(jì)算如表8所示。此處忽略了水分, 若原油中含有水分, 則應(yīng)按爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線計(jì)算。算出進(jìn)料在爐出口條件下的焓值ho。取塔底溫度比汽化段低10℃, 即: 35710=347℃ 塔頂及各側(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:表3—14塔頂溫度107℃常一線167℃常二線253℃常三線317℃常四線331℃汽化進(jìn)料353℃塔底溫度347℃則列出全塔熱平衡如表315所示。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。按圖33中的隔離體系Ⅰ作第10層以下塔段的熱平衡如圖33及表17所示。所以, 內(nèi)回流 L=或 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:％點(diǎn)溫度?！妫c原假設(shè)的331℃很接近，可認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。計(jì)算結(jié)果與假設(shè)值相符, 故認(rèn)為假設(shè)是正確的。塔頂水蒸汽分壓為: =在此壓力下飽和水蒸汽溫度為91℃,故水汽不會(huì)冷凝。圖36就是通過計(jì)算1234各層及塔底汽提段的汽、液負(fù)荷繪制而成。汽液負(fù)荷匯總見表316：表316 汽液負(fù)荷匯總表塔板層數(shù)151016202434液相負(fù)荷汽相負(fù)荷根據(jù)表322可作出全塔的汽、液分布圖，如圖35圖35 全塔汽、液負(fù)荷分布圖第四章：常壓蒸餾尺寸計(jì)算 塔的直徑的計(jì)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V=式中： g─重力加速度, Wmax─允許的最大氣體速度, m/s。ρL─液相密度, kg/m3。VL─液體體積流率, m3/s。塔板間距Ht按塔徑選定。所以Wa=KWmax＝＝式中 Wa─塔板上氣相空間截面上的適宜氣速, m/s。 對(duì)于直徑≤, 以及真空操作的塔, K=~(Ht大時(shí)K取大值)。 計(jì)算氣相空間截面積Fa—計(jì)算的塔的空間截面積, m2。所以，按以上兩式計(jì)算取較大值。根據(jù)計(jì)算的塔徑, 按國(guó)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。 D──采用的塔直徑, m。塔徑圓整后其降液管面積按下式計(jì)算式中 Fd──采用的降液管面積, m2。 Hd──塔頂空間高(不包括頭蓋), m。 Ht──塔板間距, m。 n──實(shí)際塔板數(shù), 塊。裙座高度與型式,可以查閱有關(guān)手冊(cè)。 。 所以，塔高為： 塔板布置, 浮閥、溢流堰及降液管的計(jì)算, 參照《塔的工藝計(jì)算》P131~137：①型式： 十字架型浮閥30克 ②排列： 采用十字架型浮閥（文丘里口） 臨界閥孔流速 開孔率Φ＝W/Wh100%, 所以：Φ＝W/Wh100%＝ 浮閥數(shù)Fh=FΦ＝%＝N=Fh/(dh)2Fh――閥孔總面積，m2N――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）可以得所以：N＝()＝1694降液管有圓形及弓形等幾種型式，圓形降液管面積小，溢流效果不好，塔截面利用系數(shù)低。溢流堰長(zhǎng)度：（雙溢流）；出口堰長(zhǎng)度：堰上液層高度，查《塔的工藝計(jì)算》P136圖55。采用凹槽受液盤時(shí)，塔板進(jìn)口處浮閥的開啟情況較好，有利于鼓泡，增加了板效率及彈性。所以采用凹槽受液盤較平板受液盤好。因此本設(shè)計(jì)采用凹槽進(jìn)口受液盤。采用凹槽受液盤的塔板可不設(shè)進(jìn)口堰。 降液管停留時(shí)間 弓形降液管寬度與溢流堰長(zhǎng)可通過查《塔的工藝計(jì)算》圖58計(jì)算。弓形降液管的為：式中 —降液管底緣出口處流速，～ m/s（易發(fā)泡物料取小值）。故，第五章：常壓蒸餾塔水力計(jì)算浮閥塔板的水力學(xué)計(jì)算主要包括塔板壓力降丶霧沫夾帶丶泄漏丶降液管超負(fù)荷及淹塔等部分。 干板壓力降△Pd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。 氣體通過塔板上液層的壓力降△PL △Pvl = = 式中 hw──出口堰高度m； l──溢流堰長(zhǎng)度m； △Pvl──氣體通過塔板上液層的壓力降m液柱。可按下式近似地計(jì)算霧沫夾帶量:式中 e──霧沫夾帶量, kg(l)/kg(g)。當(dāng)W=。W──采用的空塔氣速, m/s。秒/m2。當(dāng)Ht350毫m時(shí), A=107, n=。Ht──塔板間距,mm。因?yàn)槲锢硇再|(zhì)與水相近，所以e可以簡(jiǎn)化 泄漏設(shè)泄漏閥孔動(dòng)能因素F=6,小于設(shè)計(jì)的閥孔動(dòng)能因素。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。降液管內(nèi)清液高度取決于液相流過塔板的壓力降?？砂聪率接?jì)算。hL──塔板上液層高度, m液柱?！鱌dk=(Wb)2△Pt──氣體通過一塊塔板的總壓力降, m液柱。為了防止淹塔，必須滿足下式要求:，發(fā)泡嚴(yán)重的介質(zhì)應(yīng)取小值。 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。 其中 則當(dāng)時(shí)，式中 Vd──降液管內(nèi)液體流速,m/s。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)： 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)V1,m3/hhow,mHl,mm,(m/s)W,m/s10079200943001024001186001418001601000190，可作出霧沫夾帶線1，見圖56。 淹塔界線數(shù)據(jù)Vl, m3/h1002003004006008001000Vv*Vv, m3/hVv, m3/hW, m/s 降液管允許的最大流速為Vb=。 降液管超負(fù)荷界線數(shù)據(jù)W, m/s0123Vl, m3/h，見圖56。. 液相負(fù)荷下限線其中 所以 液相負(fù)荷下限線數(shù)據(jù)Vlmin, m3/hW, m/s0123根據(jù)表55的數(shù)據(jù)可作出液相負(fù)荷下限線5，見圖51。A──設(shè)計(jì)點(diǎn)。 OA──操作線。 B──負(fù)荷上限, 圖中負(fù)荷上限為淹塔控制。從圖56可查得上限：, 下限，塔板操作彈性是。車間廠房布置必須滿足工藝要求，同時(shí)也應(yīng)符合國(guó)家的防火衛(wèi)生標(biāo)準(zhǔn)等各種規(guī)范和規(guī)定。外部管道可由管廊的一端或兩端進(jìn)出，工藝區(qū)與貯罐區(qū)用一根中心布置的管廊連接起來，流程暢通，且控制室與配電室相鄰。（3）組合型布置 組合型布置適合于復(fù)雜車間，其車間平面就是由直線形，T形和L形