160万吨延迟焦化工艺分馏工段进行设计

Ⅰ摘要延迟焦化的目的是将残碳量高的重质油转化为轻质油，是本设计主要涉及的工艺流程，工艺设计原料采用煤焦油。因石油资源是不可再生资源且日渐枯竭。对此，各个国家纷纷寻找应对方法，以降低石油的使用需求。而煤焦油，即为原油的替代品之一，该物质由煤提炼岀来，内部含有大比例的燃料油馏分，因此是一种极其重要的有机化工原料，但因该物质残炭值高，且含有大量杂质，因此目前不能采用对原料要求较高的加工方法。而延迟焦化工艺却可以满足这一前提条件。故在此对年处理量160万吨煤焦油的延迟焦化分馏工段进行设计，通过对工艺中分馏塔部分进行物料衡算和热量衡算，最终确定塔体直径D=3.6m，塔高H=27.3m。除此，还对延迟焦化工艺中的加热炉和焦炭塔的主要工艺尺寸进行了工艺计算，最终选用D=3.6m,H=18m的加热炉，D=9.4m,H=37.6m的焦炭塔，最后绘制了延迟焦化分馏塔及延迟焦化工艺流程图。关键词：延迟焦化；热裂化工艺；物料衡算；热量衡算AbstractThepurposeofdelayedcokingistoconverttheheavyoilwithhighresidualcarboncontentintolightoil,whichistheprocessflowmainlyinvolvedinthisdesign.Therawmaterialofprocessdesigniscoaltar.Becauseoilresourcesarenon-renewableresourcesandgraduallyexhausted.Inresponse,countriesarelookingforwaystoreducetheuseofoildemand.Andcoaltar,itisoneofthesubstitutesofcrudeoil,thismaterialisextractedfromcoal,containsalargeproportionoffueloilfractioninternally,soitisanextremelyimportantorganicchemicalrawmaterial,butbecauseofthematerialresiduecarbonvalueishigh,andcontainsalotofimpurities,soitcannotbeusedatpresenttothehigherrequirementsofrawmaterialprocessingmethod.However,thedelayedcokingprocesscansatisfythisprecondition.Therefore,thedelayedcokingfractionationsectionwithanannualprocessingcapacityof1.6milliontonsofcoaltarwasdesignedhere.ThecolumndiameterD=3.6mandthetowerheightH=27.3mwerefinallydeterminedthroughmaterialbalancecalculationandheatbalancecalculationofthefractionationtowerpartintheprocess.Inaddition,themainprocesssizesofheatingfurnaceandcoketowerinthedelayedcokingprocesswerecalculated,andthecoketowerwithD=3.6m,H=18m,D=9.4m,H=37.6mwerefinallyselected.Finally,theprocessflowchartofdelayedcokingfractionatingtoweranddelayedcokingprocesswasdrawn.Keywords:delayedcoking;hot-crackingprocess;materialbalance;heatbalance目录TOC\o"1-2"\h\z\u第1章概述 第2章工艺方法确定及延迟焦化工艺简介2.1方法确定2.1.1渣油裂解的常见方法工艺上采用一炉二塔、有井架水力除焦，无堵焦阀的先进工艺。装置工艺主体包括焦化、分馏、吸收稳定、气体脱硫四大部分。（1）一炉双塔全面辐射裂解法油流经加热炉炉管里时，外面瓦斯点燃全面加热，受热均匀使反应充分。（2）一炉双塔单面辐射裂解法油流经加热炉炉管里时，从炉管底部进行加热，使渣油发生裂解。考虑到经济性，因一炉双塔全面辐射裂解法对设备的要求不高，且技术先进，原料利用率高，反应充分，因此工艺流程最终采用一炉双塔全面辐射裂解法。2.2焦化原理延迟焦化工艺是将加热炉管内的渣油加热到焦化反应所需的温度，缩短物料在炉管内停留时间，采取注水或注汽等措施，提高流量的工艺，延迟焦化反应到焦炭塔。它是目前最重要的渣油热处理工艺，也是加工轻质重油的重要手段。焦化过程中的化学反应包括裂化、缩合、脱氢和环合反应。微观条件下的结焦反应机理是烃分子的断链反应生成小烃，链裂再生活性分子生成大分子，其中断链反应为吸热反应，而活性分子的缩合反应为放热反应。这是关系到真空残基的硫含量的。焦化气体中含有一定量的烯烃。焦化气体被分离成光分量的恢复过程中焦化干气和液化气。焦化干气被送至燃料气体管网作为燃料;液化气可以用作成品。焦化气体的产率约为73F的焦化的能力。焦化气体的化学利用率主要是基于单体烯烃作为化工原料的分离。延迟焦化生产能力大，炼焦制气的化工利用是有希望的。2.2.1延迟焦化反应机理延迟焦化反应机理：煤焦油的热转换在三个阶段，煤焦油通常进行，但在炉向上的炉管在时刻被快速加热至450到510℃，仅有轻度轻度裂化将有发生。它进入焦炭塔，继续分解是用轻轻分解石油和天然气的蒸汽混合。此时，重质烃液体在焦炭塔，直至蒸汽和焦炭烃生产的，它被连续地分解，并浓缩。链的引发分解成自由基的烃分子，而不是C-H键被C-C键引起的。这个大后者的结合能，因为主要是破坏了碳链的中间，如：链的增长：这就是自由基转化成自由基和其他自由价持续的过程。自由基是更大更积极的和不稳定的，只能存在片刻，使自由基会继续分裂成小的烯烃和自由基。这个小自由基会继续攻击其他烃类分子，产生自由基，保持新的分裂，产生一系列的反应越来越大。链不会停止增长，直到反应产物离开系统。自由基的夺氢反应其通式为：断裂规律，如：并非所有碳氢化合物的裂解反应都是自由基链式反应。一些碳氢化合物，如环己烷，在反应中会从环上脱落，产生自由基，然后分解成稳定的产物，而不发生连锁反应。因此，当环己烷单独热解时，反应速度很慢，约为正己烷的八分之一。2.2.2渣油热反应的特征残余的油是多的烃化合物组成的混合物，其组成是极其复杂的。虽然热反应如下烃的各种基团的热反应法中，作为极其复杂的混合物，残留的油的热反应行为不会不各种烃的热反应行为之间的简单的加法，它有自己的特点，且内部成分组成比例不同，反应特点也会改变。1.平行-顺序反应特征热反应的渣油是明显比平移的烃单体共聚的热反应。下面的图表显示该功能。由上图可见，反应物随着反应深度的不断加深，反应产物分布曲线也在不断变化。汽油和中间的馏出物作为反应的中间产物，反应深度在一定的情况下产率最大，而汽油和焦炭的最终产物在一定的反应深度下产率最大，并且随着反应深度的增加而单调增加。2.生胶倾向性高的特征渣油热反应时易生焦，过程大致可以描述如下:3.相分离特征重质油加热过程中的相分离在实际生产中也具有重要意义。例如，在余油的热处理过程中，余油应通过加热炉管。由于加热和反应，相分离可能发生在炉管的一段，导致焦炭的生产。相方法，以避免分离现象或如何降低的残余油的停留时间在炉管，降低了焦化炉管，是为了延长炉管的开始周期非常重要的。例如，在为降低燃料油粘度而进行的增粘裂化过程中，如果反应深度控制不当，就不能生产合格的燃料油，导致相分离和分层的结果。4.渣油在热反应中的问题除了胶体和沥青质，通过各种烃的相互作用，残余油的焦化，可能会发生。沥青质在残余物中，胶体，和芳族烃通过以下两种机制生成。沥青质和胶体的胶体悬浮液被改变，形成交联程度较低的结晶焦炭。芳烃热稳定性高。单独反应时，裂解反应速度和结焦速度都较低。生油中含有大量的胶体，如果不是胶体而热很稳定的稀释了油，可以减少焦炭的用量。在剩余油加热过程中，相分离是非常重要的。例如，在剩余油热处理过程中，剩余油通过加热炉管，因为加热的内部反应，导致炉管中的某一段可能出现相分离，生成焦炭。因此，在生产过程中如何避免相分离，如何缩短残余油在炉管中的停留时间，对于减少炉管结焦，延长启动周期具有十分重要的意义。其次，在增粘裂化过程中降低燃料油的粘度，如果反应深度控制不当，造成相分离和分层现象，这些条件都无法生产出合格的燃料油。2.3原料及产品2.3.1煤焦油表2-1煤焦油的特点特点1煤焦油轻馏分含量高，但氢气含量低，芳烃含量高，胶质、沥青质含量高，因此其裂解性能较差。2在常规延迟焦化条件下，转化深度低，焦炭收率极低，轻质油收率提高不大。3高压运行下，转化率高，但轻油收率明显下降，煤气和焦炭收率大幅度提高。在高压条件下操作时，汽油馏分中芳烃含量损失较大，造成辛烷值大幅下降，其它各项指标相差不大（与常规延迟焦化相比）；柴油馏分性质均较差，不能直接作为商品出售。因此为生产燃料油，对煤焦油进行延迟焦化处理。全馏分作为焦化原料，可提高焦化装置的加工能力和能耗。全馏分的焦化处理并没有显著改善汽油和柴油馏分的性质，但会导致一些较轻的原料进一步裂解成煤气和焦炭。另一方面，如果考虑到传统的石油原料，只使用温度大于350℃的馏分作为焦化原料更为合理。但从油的性质来看，单独作为焦化料是不合适的。因此，建议将某些原料与其他性能良好的原料混合使用。2.3.2产品表2-2延迟焦化产物及特点焦化产物特点焦化汽油焦化蜡油具有烯烃含量高、稳定性差、发动机辛烷值低（约50-60）等优点。汽油中硫、氮、氧含量较高（具有原油性质）。精制焦化汽油只能作为半成品使用。从那时起，净化、脱除硫化氢和硫醇，就需要混合成品汽油的成分。加氢后催化重整可进一步提高焦化重汽油的质量。焦化柴油焦化柴油较高的十六烷值，但含有一定量的硫、氮和金属杂质。其含量与焦化原料类型有关。柴油中含有一定量的烯烃，性质不稳定。因此，必须对其进行精制（加氢精制或电化学精制）以提高其稳定性，使其能作为烯烃含量一定、淮河品质不稳定的柴油和柴油的调合组分。焦化蜡油焦化蜡油（CGO）一般指350-500焦化馏出油，在我国俗称焦化蜡油。CGO的性质不稳定，这与焦化原料油的性质和焦化装置的操作条件有关。为了增加催化裂化原料量，有时需要改变焦化装置，以改善焦化蜡油的操作条件。而焦化蜡油与直馏蜡油的混合物可作为催化裂化或加氢裂化的原料。是否需要加氢精制取决于柴油的质量和催化裂化装置的状况。但焦化蜡油的质量也相应下降。焦炭焦炭的质量与原料油的性质和该设备的操作条件而变化。由于中国的原油大多是石蜡基原油，将残渣中的沥青质和硫含量低，所以焦炭的质量是好的。焦化气体焦化气体中含有一定量的硫化氢气体，这是关系到真空残基的硫含量的。焦化气体中含有一定量的烯烃。焦化气体被分离成光分量的恢复过程中焦化干气和液化气。焦化干气被送至燃料气体管网作为燃料;液化气可以用作成品。焦化气体的产率约为73F的焦化的能力。焦化气体的化学利用率主要是基于单体烯烃作为化工原料的分离。延迟焦化生产能力大，炼焦制气的化工利用是有希望的。2.4主要设备2.4.1分馏塔延迟焦化装置中分馏焦化产品的设备，但为了提高工艺处理效果，在设计中又考虑了原料油的焕然及循环油的调整功能。塔上部主要起分馏作用，使用中有时也会出现结焦现象，这是因为焦炭塔出料温度太高及油气中带有少量杂质所引起。2.4.2焦炭塔焦炭塔是锅炉厚板的空塔，是进行焦化反应的场所。一般情况下，一般焦炭塔高度30米以下为宜。如果太高，在运行过程中可能会发生振动或塔壁损坏。石油和天然气的泡沫不采取塔出来。焦炭和泡沫层的高度是2/3和3/4之间。阀门被安全地打开和关闭。封面是防漏，以及顶盖和底盖紧紧拧紧，以确保除焦是干净的。定期检查和消除在煤气管上的结焦。经常检查塔裙焊缝和变化，出现问题的基本条件。2.4.3加热炉在焦化炉，该装置的中心，以加热所述残余油的流动在炉迅速至约500℃，然后加热至高温约500℃的..因此，这就要求在炉内高温。因此，短的时间内这样的热足够的油的同时被供给需要在炉中的较高的热传递速率，焦化炉管是均匀的，以便不产生局部过热有必要提供一个热场。2.5工艺原则流程简图图2-1延迟焦化流程简图焦化原料（煤焦油）进入原料缓冲罐，再由泵送入加热炉中升温至340-350℃左右；预热后的原油进入分馏塔底，与焦炭塔产岀的油气在分馏塔内部（塔底温度不超过400℃换热；原料油与循环油一起从分馏塔底抽出，用泵打进加热炉内，加热至焦化反应所需的温度（500℃左右）后通过下部进入焦炭塔，进行焦化反应。进入焦炭塔的高压渣油，需在塔内停留足够时间，以便进行充分反应。原料在焦炭塔内反应生成焦炭聚积在焦炭塔内，而后油气从焦炭塔顶逸出进入分馏塔，与原料油换热后，经过分馏得到气体、汽油、柴油和蜡油。塔底循环油和原料一起再进行焦化反应。焦化生成的焦炭留在焦炭塔内，通过水力除焦从塔内排出。延迟焦化装置所产气体、汽油，分别用气体压缩机和泵送去吸收稳定部分进行分离得到干气及液化气，并使汽油的蒸汽压合格；柴油需要加氢精制；蜡油可作为催化裂化原料或燃料油。

第3章设备选型延迟焦化年处理量为160×104t/a煤焦油，年开工时间8000小时。3.1焦化分馏塔的设计3.1.1油品的性质参数表3-1煤焦油常减压切割产品性质实沸点沸程℃收率%（m/m）密度（20℃）kg/m3馏程℃0%10%30%50%70%90%100%HK～28019.30.9677204210214224241278307280～36020.70.9787262274293311330360＞36053.2＞1表3-2延迟焦化液体产物分馏及宽馏分性质实沸点沸程℃收率%密度（20℃）kg/m3馏程℃0%10%30%50%70%90%100%HK～28022.20.9669110203214225244276305280～360＞36025.130.70.9922＞12602732923083253603653.1.2产品的收率和物料平衡表3-3物料平衡产品产率%处理量或产量104t/akg/hkmol/h气体8.814.0817600628.6燃烧油＜280℃22.235.5244400467.4燃烧油280℃～360℃25.140.1650200218.3续3-3产品产率%处理量或产量104t/akg/hkmol/h燃烧油＞360℃34.555.269000276焦炭9.1614.6561832015煤焦油（原料油）100160200000102.53.1.3汽提蒸汽用量侧线轻柴油需要用水蒸气汽提，使用温度是420℃，压力为0.3MPa的过热水蒸气汽提蒸汽用量取侧线抽出量的2%：50200kg/h×2%=1004kg/h3.1.4塔板形式和塔板数选用浮阀塔板该段的塔板采用人字形挡板、圆盘—环形挡板或缺圆档板开孔面积大的塔盘。取经验塔板数如下表3-4塔板数塔顶—一线柴油—蜡油蜡油段—气化段塔底汽提段总板数1083532考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共32层。3.1.5操作压力由于焦炭塔的扣作压力略高于常压，故焦化分馏塔塔顶压力通常为0.3MPa（绝）塔顶至油气分离器的压降约为35KPa；塔底至塔顶的压降约为35KPa。设每层浮阀塔板压力降为0.5KPa（4mmHg），则推算得，常压塔各关键部分的压力如下：塔顶压力为：0.3MPa第一侧线抽出板：0.3+0.5×10-3MPa×13=0.3055MPa第二测线抽出板：0.3+0.5×10-3MPa×24=0.312MPa第三测线抽出板：0.3+0.5×10-3MPa×28=0.314MPa取转油线压力为：0.035MPa则：加热炉出口压力=0.314+0.035=0.349MPa3.1.6气化段温度由于来自于焦炭塔的油气全部气化：ef=100%故其温度为480℃3.1.7塔板工艺尺寸的计算3.1.7分馏塔工艺尺寸计算1.塔高塔径的计算（1）塔径计算汽化段体积流率计算气相流量：Vs=10.27m3/s气相平均密度：ρV=5.38kg/m3液相流量：Ls=0.053m3/s液相平均密度：ρL=1004kg/m3由：Umax=C[(ρL-ρV)/ρV]0.5式中C由C=C20（σL/20）0.5式计算，其中的C20由下图查取，查取C20值为：0.13则C=C20（σL/20）0.5=0.14取板间距HT=0.8m，板上液层高度hL=0.08m。Umax=0.14×[(1004-5.38)/5.38]0.5=1.91m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为：u=0.6Umax=0.6×1.91=1.146m/sD=（4VS/πu）0.5=[4×10.27/（3.14×1.146）]0.5=3.38m按标准塔径圆整后为D=3.6m塔截面积为：AT=πD2/4=3.14×3.62/4=10.17m2实际空塔气速为：U=10.27/10.17=1.00m/s（2）塔高计算塔高H=Hd+（n-1）HT+Hb=27.3m其中Hd—塔顶空间取1.0mHT—板间距取0.8mHb—塔底空间取1.5mn—塔板数（3）溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：堰长lW=0.8D，即lW=0.8×3.6=2.88m②出口堰高hL=hW+how采用平直堰，堰上液层高度how有how=2.84/1000×E×（Lh/lw）2/3因lw=2.88m，Lh=0.053×3600=190.8m3/h取E≈1则由上式得how=0.046m故hw=0.034m（4）弓形降液管宽度Wd和面积Af用上图求取宽度Wd和面积Af，因为lw/D=0.8得：Af/At=0.1424，Wd/D=0.2则：Af=0.1424×10.17=1.4482m2Wd=0.2×3.6=0.72m验算液体在降液管中停留时间，即θ=AfHT/LSθ=1.4482×0.8/0.053=21.86s停留时间θ＞5s，故降液的尺寸可用。（5）降液管底隙高度h0h0=hW-0.006则h0=0.034-0.006=0.028m（6）塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔功能因子F=10，用式F0=μ0×ρV0.5求孔速μ0，即μ0=F0/ρV0.5=10/5.380.5=4.31m/sN=Vs/[(π/4d02μ)]=10.27/[(3.14/4)（0.039）2×4.31)]=1995取边缘宽度Wc=0.06m，破沫区Ws=0.10m计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa=2[X（R2-X2）0.5]+R2（arcsinX/R）-2[X（R2-X12）0.5]+R2（arcsinX1/R）R=D/2-Wc=3.6/2-0.06=1.74mX=D/2-(Wd+Ws)=3.6/2-(0.72+0.1)=0.98mAa=2{0.98[(1.74)2-(0.98)2]0.5+3.14(1.74)2（arcsin0.98/1.74）/180}=6.44m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的空心据t=65mm=0.065m则估算排间距t，即t＇=Aa/Nt=6.44/（1995×0.065）=0.049m=49mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分快的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用50mm，而应小于此值，故取=40mm=0.040m，按t=65，t＇=40以等腰三角形义排方式作图，排得阀数1994个按N=1994重新核算孔速及阀孔动能因数:μ0=F0/ρV0.5=10.27/5.380.5=4.313m/sF0=4.313×5.380.5=10.00阀孔动能因子变化不大，仍在9～12范围内塔板开孔率Ψ=N(d0/D)2=1995×(0.039/3.6)2=23.41%3.1.8塔板流体力学验算（1）塔板压力降气体通过浮阀板的压强降计算塔板压降hp=hC+hl+hσ①干板阻力即uoc=（73.1/ρV）1/1.825=4.18m/s因u0＞uoc，即△PC=2.67uoc2ρV=251Pahc=△PC/（ρLg）=251/（1004×9.81）=0.026m②板上充气液层阻力hl=0.5(hw+how)=0.5×（0.034+0.046）=0.04m③液体表面张力造成的阻力此阻力很小，忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为hp=0.026+0.04=0.066（单板压降△p=hpρlg=0.066×1004×9.81=650Pa）（2）塔板压力降为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤Φ（HT+hw），即Hd=hp+hl+hd与气体通过塔板的压强降相当的液柱高度hp前已算出hp=0.066m②液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，即hd=0.153(Ls/lwh0)2=0.153[0.053/(3.6×0.028)]2=0.0422m③板上液层高度hl=0.080m则Hd=0.065+0.08+0.0422=0.1872m取Φ=0.5又已选定HT=0.8m,hw=0.034m则Φ（HT+hw）=0.50×（0.8+0.034）=0.417可见符合防止淹塔的要求。（3）雾沫夹带泛点率：泛点率={Vs[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LSZL}/(KCFAb)×100%及泛点率=Vs[ρV/(ρL-ρV)]0.5/(0.78KCFAT)×100%板上液体流径长度ZL=D-2Wd=3.6-2×0.72=2.16m板上液流面积：Ab=AT-2Af=10.17-2×1.4482=7.27m2苯和甲苯取物性系K=1.0，泛点负荷系数CF=0.161将以上数值代入，得泛点率={10.27[5.38/(1004-5.38)]0.5+1.36×0.053×2.16}/(1×0.161×7.27)×100%=77.70%及泛点率=10.27[5.38/(1004-5.38)]0.5/(0.78×1×0.161×10.17)×100%=59.02%对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。依据上文计算泛点率都在80%以下，可知雾沬夹带量能够满足ev<0.1Kg/kg(液/气)要求。3.1.9塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线泛点率={Vs[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LSZL}/KCFAb对于一定的物系及一定的塔结构。式中ρV、ρL、ZL、K、CF及Ab均为已知值，相应于ev=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出，Vs-LS的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下{Vs[5.38/(1004-5.38)]0.5+1.36×LS×2.16}/(1×0.161×7.27)=0.8……（1）整理得：0.0734Vs+2.9376LS=0.936由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取五个LS值，依式（1）算出相应的Vs值列于下表中表3-5LS-Vs对应值LS/m3/s0.0130.0210.0330.0420.047Vs/m3/s12.2311.9111.4311.0710.87（2）液泛线Φ（HT+hw）=hC+hL+hd=hC+hl+hσ+hL+hd由上式确定液泛线。忽略式中hσ项，代入得：Φ(HT+hw)=5.34ρvu02/ρL2g+0.153(LS/lwh0)2+(1+ζ0)[hw+(2.84/1000E)(3600Ls/lw)2/3]因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hw、h0、lw、ρv、ρL、ζ0及Φ均为定值，而u0与Vs又有如下关系，即u0=4Vs/πd02N式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化成Vs与LS的如下关系式：0.383=5.34×5.38×(4Vs/3.14×0.0392×1995)2/(1004×2×9.81)+0.153(LS/2.88×0.028)2+1.35[0.034+(2.84/1000E)(3600Ls/2.88)2整理得0.00026Vs2+23.53LS2+0.33LS2/3=0.3831………（2）在操作范围内任取若干个LS值，依式（2）算出相应的Vs值列于下表中表3-6LS-Vs对应值LS/m3/s0.0130.0210.0330.0420.047Vs/m3/s37.2536.5635.2734.0633.28（3）液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，液体在降液管内停留时间：θ=AfHT/Ls=3~5s求出上限液全流量Ls值，在LS-Vs图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。以θ=5s作为液全在降液管中停留时间的下限，则(LS)max=AfHT/5=1.4482×0.8/5=0.232m3/s（4）漏液线对于F1型重阀，依F0=u0ρv0.5=5计算，则：u0=5/ρv0.5又知Vs=πd02Nu0/4则得Vs=5πd02N/ρv0.5式中d0、N、ρv，均为已知数，故可由此式求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则(Vs)min=πd02Nu0/4=πd02N/4(ρv0.5)=5.13m3/s（5）液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，依how的计算，算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。(2.84/1000E)[3600(LS)min/lw]2/3=0.006取E=1，则(LS)min=[0.006×1000/(2.84×1)]3/2lw/3600=0.0025m3/s根据表3.4、3.5及式3、4、5可分别作出塔板负荷性能图上的1、2、3、4、5共5条线，见图3.1图3-1塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液气比，由图3.1查出塔板的气相负荷上限(Vs)min=24.78m3/s，气相负荷下限(Vs)min=5.13m3/s所以：操作弹性=24.78/5.13=4.833.1.10塔顶及侧线温度的假设与回流热分配（1）假设塔顶及各侧线温度参考同类装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度如下塔顶温度：~170℃轻柴油温度：~280℃蜡油抽出板：~380℃送去焦炭塔参加反应：~300℃（2）全塔回流热按上述假设的温度条件作全塔热平衡表3-7全塔热平衡物料流量密度操作条件焓kJ/kg热量kg/hg/m3压力温度℃气相液相入方新鲜进料2000001.0040.310020941800000汽提蒸汽38111.0000.3480331612637276合计54437276出方气体176000.31701001760000＜280℃444000.96690.32801587015200280℃～360℃502000.99200.33201608032000＞360℃690000.99200.338022015180000水蒸气38110.31705792206569合计34193769所以，全塔回流热Q=88631045kJ/kg（3）回流方式及回流热分配塔顶不设回流，采用两个中段回流，第一个位于塔顶到第一侧线间（第6～8层之间），第二个位于轻柴和重柴之间（第14～16层）。回流热分配如下第一中段回流取热：40%Q第一=88631045×40%=35452418kJ/kg第二中段回流取热：40%Q第二=88631045×60%=53178627kJ/kg3.1.11侧线及塔顶温度的校核校核应自下而上进行。表3-8温度校核物料流量密度操作条件焓kJ/kg热量g/m3压力温度℃气相液相入方新鲜进料2000001.0040.310020941800000汽提蒸汽38111.0000.3480331612637276内回流L～0.99200.3371.6877.8877.8L合计54437276+877.8L出方气体176000.31701001760000＜280℃444000.96690.32801587015200280℃～360℃502000.99200.33201608032000＞360℃690000.99200.338022015180000水蒸气38110.31705792206569内回流L～0.99200.310701070L合计34193769+1070L由热平衡得54437276+877.8L=34193769+1070L所以内回流L=105325.22kg/h=457.94kmol/h重柴油抽出板上方气相总量为：VS=628.6+467.4+218.3+457.94=1772.24kmol/h重柴油蒸汽(即内回流)分压为：(457.94/1772.24)×0.3=0.077kpa表3-9重柴油实沸点蒸馏数据换算表项目010%30%050%实沸点蒸馏温度，℃321.3325.6325.6328实沸点蒸馏温差，℃4.302.4平衡汽化温差，℃2.100.7920.077MPa平衡汽化温度，℃319.1321.1321.1323由上求得的在0.077Ma下重柴油的泡点温度为319.1℃与原假设的320℃很接近，可以认为原假设温度是正确的。效核的方法与上面的方法一样，可通过作第18层板以下和第9层板以下塔段的热平衡来计算。计算280℃~360℃馏份核算侧线得T=198.42℃3.2焦炭塔的设计塔径和塔高的设计计算焦炭假比重d=0.84t/m3焦炭收率8.2%、生焦时间24小时处理量：G=160Mt/a×8.2%=4790t/d×8.2%=392.78t/d当生焦量达到焦炭塔1/3时就停止生焦反应进行除焦所以：焦炭塔的体积为：V=G×2=392.78t/d×3=1178.34t/d根据经验取高/径：h/r=4/11178.34=πr2h=πr24r=4πr3得：r=4.54m根据焦炭塔规格选取D=9.4m塔高为：37.6m3.3加热炉的计算塔径和塔高的设计计算单级体积V=G/ρ=200000/1135=176.21m3长径比取5V=0.785D2×5D=176.21m3得D=3.55m根据加热炉规格选取D=3.60m的加热炉高为：18m

结论本次设计是以煤焦油为原料，针对年处理量160万吨延迟焦化工艺分馏工段进行设计。应用的是一炉两塔流程，主要根据物料衡算，热量衡算来确定加热炉焦炭塔、分馏塔的工艺尺寸，其中主要针对分馏塔讲行设计计算，先确定原料的基本参数，再确定分馏塔的塔径和塔高，然后再对其温度、压降等方面进行校核，并进行塔板流体力学的验算。本设计是以提高焦化液体产品收率、提高装置的灵活性和原料适应性、改进自动化控制水平、降低环境污染和能耗为日的。最终选定主要设备装置尺寸：D=9.4m,H=37.6m的焦炭塔为其本设计进行焦化反应的场所；D=3.