【《2.6Mt柯克亚原油常压蒸馏装置工艺计算设计》14000字】

PAGE722.6Mt柯克亚原油常压蒸馏装置工艺计算设计目录TOC\o"1-3"\h\u313091绪论 5173571.1设计依据 575381.2设计地能力 542251.3装置特点 541061.4工艺流程简述 5156822.1原油评价简述 6266582.2此油进行炼制的方法 7220202.3此油根据其沸点进行划分地法子 8262303常压塔工艺计算 12124843.1该油品相关物性参数计算得 12153463.1.1将所得数据进行彼此之间的变化 1268963.1.2算出来各种形式下温度地均值 14258793.1.3求、比重指数API。 1512823.1.4求分子量M、特性因素K 15308613.1.5边缘性地性质求取 15309023.1.6求焦点性质 16107073.2计算油品性质参数的结果汇总 16317123.3工艺设计初馏塔的计算过程 1799763.3.1初馏塔的操作过程主要压力 1734913.3.2操作温度 18324443.3.3初馏油品性质 19259433.3.4物料衡算表： 20184993.3.5初馏塔全塔回流 21199593.4常压塔的工艺设计计算 2164963.4.1物料平衡 21106973.4.2汽提蒸汽用量 21184533.4.3塔板形式和塔板数 22185093.4.4绘制草图 22186303.4.5操作压力 22198553.4.6汽化段温度 23219663.4.7塔底温度 26182233.4.9侧线及塔顶温度的校核 28109723.4.10全塔汽液相负荷 3255873.4.12塔板气液相负荷数据汇总 4568214塔板水力学计算 46255994.1基础数据 46178414.2塔板的结构计算 47224714.2.1初选塔板间距 47273144.2.2塔径初算 47190354.2.3浮阀的计算 48180004.2.4溢流堰及降流管的确定 4853984.2.5塔高的计算 50262434.3塔板的水力学计算 50266074.3.1总压降 50137614.3.2漏液的验算 51318644.3.3淹塔 51257284.3.4雾沫夹带 51209444.3.5降液管超负荷 52166924.4负荷性能图 53313334.4.1雾沫夹带上限线 53307434.4.2液泛线 54256944.4.3液相负荷上限 55150944.4.4液相负荷下限线 55155674.4.5漏液线 55190054.4.6操作弹性 56267424.4.7验算 56317264.4.8常压塔计算结果汇总 57218824.4.9常压塔水力学汇总 578775管式加热炉的工艺设计 58219405.1原始数据 58251855.2加热炉总热负荷 58273315.3燃烧过程计算 59154635.3.1燃烧低发热值 59151825.3.2燃烧所需的理论空气量 59284365.3.3过剩空气系数 59241975.3.4烟气组成 592985.3.5求烟焓值并作图 6053005.4全炉热平衡 6171745.4.1入炉温度 6127235.4.2出炉温度 6189615.4.3炉效率 6160095.4.4燃料用量 617145.4.5火嘴个数 6187905.4.6烟道气流量 62113045.5辐射段的计算 62282935.5.1辐射室的热负荷 62139595.5.2辐射管表面积、管径、及管心距 62298925.5.3炉管长度、炉管数及炉膛尺寸 63277415.5.4对流室主要尺寸 63179415.5.5当量冷平面面积 63125665.5.6有效反射面面积及当量冷平面之比值 6467945.5.7烟气的黑度 64261015.5.8总辐射交换因数 6458365.5.9辐射室热平衡 6429905.5.10求辐射室出口烟气温度 6453155.5.11辐射段热负荷 6521775.6对流室的计算 66280985.6.1对流室的热负荷 66297605.6.2对流室主要尺寸 6658755.6.3对流室高度 72167765.6.4全炉热效率 72108005.7炉管内的压力降 7255525.7.1确定汽化段的当量长度 7217205.7.2汽化段中气、液两相的混合密度 73279625.7.3汽化段中气、液两相的混合流速 73205655.7.4汽化段的压力降 73227345.7.5汽化点处的压力 7422925.7.6重复计算 74161315.7.7用作图法求解汽化段的压力 7581265.7.8加热段的压力降 75126795.8烟囱的设计计算 76271825.8.1烟囱的直径 7662405.8.2烟囱和对流室产生的抽力 76242605.8.3总压力降 77261665.8.4烟囱的最低高度 80168826.可行性分析 82325987结论 84摘要：柯克亚的原油是一种含硫石蜡中间基的原油。确定的油品生产加工技术类型为燃油化学类。本设计主要是针对初馏塔、常压塔及加热炉的大批量工艺设计与测试。根据各种原油的性质相似度和装置生产数据,常压塔32板允许一次油和底部的空气进入;常压塔高度为35层双塔,直径4.4米,高度27.6米。假设有三条边线,即喷气燃料边线,-10ᦇ柴油机侧线和0ᦇ柴油机侧线。此外,中国燃料化工行业也有市场需求。确定了各单元的工作条件。中间汽油设备位于初馏塔顶,全炉地热效率最高可达87%,根据气、液相负荷,对塔德进行了水力计算;然后使用绘制出完整的工艺流程图。常压炉是一种独立的圆筒炉,结构紧凑,金属消耗少,并联使用。关键词：柯克亚原油;初馏法的塔;常压下进行蒸馏;加热锅炉;的工艺量来计算1绪论1.1设计依据本次布鲁特常压蒸馏工艺装置的设计是在以下的基础之上：（1）按HS大学化学化工学院化工系颁布的毕业设计任务证明。（2）评估KEYABruteOil报告。1.2设计地能力1.3装置特点（1）这个装置的设计,主要是有的产品就是汽油,航煤,-10号柴油的馏分,,不仅有这些还有一些常压渣油。比如说初馏塔,常压塔也就是这个常压式的加热炉,这个常压塔所采用的就是呢高效地悬浮阀塔盘。（2）常二、三线还有这个塔底采用地都是那个水蒸汽地汽提，常一线呢采用地技术就是重沸器地汽提。1.4工艺流程简述原油是从这个罐区泵给装置里面走的。这再个地电脱盐也还有一个地脱水之后(<3mg/l)再经过地电换热然后到231℃就已经可以直接到这个初馏塔,给泵中的溶液注入这个地电脱盐水和破乳剂再次放置到出口处然后经过地电换热到120℃左右再继续进行这个一、二级的地电脱盐罐,开展初馏。在经过换热器之后达到了285℃,然后呢有辐射室升温到365℃紧接着呢,开展下一步地分馏板(t=357.7℃,)进入这个常压塔第32层之后,初底油进如这个常压炉地对流室下段升温到303℃。油气塔顶这个（t=145℃，）另外地油气就以这个重整料地方式出去了，还有是进一步冷却了经过了二级冷却器，再回到塔顶然后，一直一直地进行这个冷回流呢（63℃）。侧线踩出地是有三个于常压塔：后进行换热后在经过精制的再出装置中采用的是以航空煤油地的形式,先是由这个航空煤地一线吸入(,p=0.162mpa)第9层。后进行换热后再经过精制处理出装置以这个-20号柴油的形式，先是由这个二线抽出（t=210℃，）第19层。再经过这个换热之后经精致输送的出装置以-10号柴油地的形式,先是由这个三条直线向第27层抽出(t=272℃,)。第二中段式由23层板抽出返回21层板进行回流，第一中段式由13层板抽出返回11层板进行回流。塔底地重油式（t=344℃，）先换热了一部分后再进入减压塔进行分馏，另一部分直接进入催化裂化。2原油加工方案和切割方案2.1原油评价简述该原油有着偏低的蜡还有胶质还有沥青质，不低地硫含量，不太高的粘度、偏低地酸值、还有偏低地凝点和氮含量，不高地还有钒与镍地含量，不低地收率都分别是轻质油还有总地拔出率，柯克亚原油式归含硫石蜡—中间基地原油。此原油有挺不错地总拔出率对该原油来进行加工，不因为有着低地轻质油收率。是不错的重整原料精制后，IBP～188℃有高的砷含量，，46.4的芳烃收率指数，不低的为14.2m﹪的重整馏分收率。、240~360℃就是柴油地馏分，大大地酸度收率都是较高，偏低地凝点，就必须要经过一定地精制才可以做为-10#两馏分地很高地硫含量，不低地十六烷值，。有偏低地氮含量，不低地特性因数，所以可以做为催化裂化地原料，收率就是27.3m%，都比较低地残炭还有金属地含量，高地硫地含量。渣油有着不大的密度,不高地粘度,较高地硫含量,,不低地氮氧化物含量以及不高地氮氧化物含量,而且渣油则被归属于二类,故而主要做为重油地催化掺炼的原料,由于较大地残炭中还有饱和烃的含量偏低,且其中还有不低地镍、钒的含量,较高地氮氧化物含量的胶质、沥青等物质,那就更容易了解。进一步地通过脱除金属还有通过脱碳地方法来加工,是不能直接利用它来做催化裂变原料地。2.2此油进行炼制的方法依据原油地评价报告可以得出，柯克亚原油地分类地根据就是按照原油地含量硫还有两个关键地馏分地比重来进行地，显著特点就是是收率轻质油偏高地，原油就属含硫—中间基原油。汽油中砷能达到一定地指数的芳烃吸收率,且其中所含砷在空气中的浓度比较不低地,精制出来的原材料就是良好地再次重整。就会开始生产出除了汽油还有其他的芳烃,经过了一定的重整之后。喷气飞机燃料不低地的导热密度不低,低地的密度结晶高熔点,高净热值,不高地的密度含量芳香烃地,不高地含量硫的密度含量,市场需求是必要得,3#大型喷气飞机燃料遂工厂可以直接考虑加工生产。但须经过大量精制工艺才能完全达到产品规格上的要求,其氧化吸收率相对较高。分别代号是54.5和56●2的新型柴油机其馏出成分为高的十六烷值,但高的含有二氧化硫和氮含量,大量的酸度,不高的低凝点,须经过高温加热蒸馏精制后方可广泛用于柴油燃烧,。作为减压器的主要原材料是从塔底常压渣油经过减压器后得到。综上，故采用燃料-化工型加工方案。图2-1此油进行进一步处理地流程2.3此油根据其沸点进行划分地法子2.3.1将此油的部分物性通过式子进行相互间的变换例如：体积分数的的计算为。其它体积分数的各沸点范围计算如下，于展示计算结果。运算后的此油的相关物性运算后的此油的相关物性将运算得出的数字进行整合作出原油的实沸点、，，。此油的相关物性此油地相关物性确定原油常压切割方案汇总于依据于原油实沸点数据。根据此油的沸程展开划分并整合3常压塔工艺计算3.1该油品相关物性参数计算得3.1.1将所得数据进行彼此之间的变化（1）我们将下表中地数据先进行第一步转化。表3-1汽油馏分油实沸点蒸馏数据我们得知第一步蒸馏（恩式）其50%时113.9℃，而我们将所转换得到的蒸馏数据（实沸点）111.4℃，与其进行对比发现，甚是相似。(b)我们参考石油加工工艺课本中的例图，进行数据与数据的坐标轴转换，故而可以得到下表：表3-2恩式蒸馏曲线各段温差（c）由已经得知的数据去推算其他的数据。我们将得到的数据在进行一下统共。(a)所谓的汽油馏分呢就是我们第一步所到的地数据。我们由查询课本上的例图得知两次数据之间的差距为-14.6℃。（b）紧接着我们将第二步得到的数据，再查询书上的例图进行再一次的转化得到第三部的数据：表3-3第一次查图转换得到的数据（恩是）

表3-4第二次查图转换得到的数据差由已经得知的数据去推算其他的数据。。我们将推算出来的数据结果进行再一次的统整。表3-5第三次查图转换得到的数据（平衡）3.1.2算出来各种形式下温度地均值（1）tv各温度相加除个数地值（2）S1=（3）tcu我们查询书上的例图可以得知（4）我们查询书上的例图可以得知==（5）我们查询书上的例图可以得知==231.62℉（6）中平均沸点我们查询书上的例图可以得知tMe=再表3-7进行其他产品计算地结果汇总。3.1.3求、比重指数API。我们查询得知=，再由进一步查询得知3.1.4求分子量M、特性因素K由课本例图查询得知、得：3.1.5边缘性地性质求取（1）真实的边缘性温度度tc、非真实性的边缘性温度tc’（2）非真实性的压力于边缘性由、查文献[1]页图得：（3）求真临界压力PC查文献[1]P130页图4-2-3得：再表中将其他产品地计算地结果进行汇总。3.1.6求焦点性质（1）求焦点温度t0、由tv=116.7℃、S=0.6℃/％查文献[1]P114页图3-5-3得：（2）求焦点压力P03.2计算油品性质参数的结果汇总表3-6油品性质参数（1）表3-7油品性质参数（2）表3-8油品性质参数（3）表3-93.3工艺设计初馏塔的计算过程3.3.1初馏塔的操作过程主要压力塔顶压力=将每层悬浮阀塔的压力下降值选取为,参考文献[2]表和表7-8于p239页,得出的塔板个数分别为20块,进料于第16块板，则有塔顶压力汽化段压力（第层下）塔底压力为3.3.2操作温度（1）汽化段温度过程的汽化度函数可以直接取为一个料的进料体积地(料的质量体积分数)亦或者说也可以直接取得其为(进料体积质量分数),为了能够使一个重整的进料在两种常压塔的吸收达到之间,要求在一种初馏塔中作为一个进料取决于重整的进料的汽化吸收率,要求一个新的进料在一种常压塔的吸收汽化每个阶段有其中的一个吸收汽化度,eef分别为:求定于汽化段温度：由此为此原油的焦点温度和平衡汽化段的压力,而且还有一个焦点温度可以做出这种油地p-t-e的图式,故而当平衡汽化温度大于20.75%时应为此汽化段的温度、0.165mpa为此汽化段的压力,在此我们查得从下表3-10中所有原油的平衡汽化压力和温度便为此油地p-t-e图上为0.165mpa下:3-10汽化段压力下原油的平衡汽化数据图3-1在汽化阶段的大气压力下原油均衡汽化的曲线、图3-1在汽化段压力下的原油平衡汽化曲线由图看出汽化段温度tF所求地即为温度为119.2℃时是eF为20.75%时，故而133℃是换热终温。(2)所谓的塔顶温度即是那个露点温度之于塔顶产品在它的油气中被分压的地方。由此计算可知,露点温度于初顶油气的压力是119℃,于相关文献[1]p215页识图6-1-17可知,露点温度于初顶油气的分压系数是93.0℃再下。因有一种不凝气体存在,故以此作为塔楼顶部的温度。应用于此塔的地那一级有空气的冷凝和水分的冷却流程,塔顶的回流温度将设置为35℃。图3-2将显示所计算地初馏塔地草图。88.488.4℃16100.152MPa115℃0.163MPa初顶油56364.0kg/h进料309524kg/h初底油253160kg/h20图3-2初馏塔计算草图3.3.3初馏油品性质油品性质计算方法同上，并列至下表：表3-11物性参数于油品（5）表3-12物性参数于油品（6）表3-13物性参数于油品（7）表3-14物性参数于油品（8）3.3.4物料衡算表：表3-15各物料的衡算表3.3.5初馏塔全塔回流表3-16全塔的回流热所以， Q为全塔地回流热，全部回流热将于此塔顶地回流处被带走。L=3.4常压塔的工艺设计计算3.4.1物料平衡表3-17物料平衡（按每年开工350天计）3.4.2汽提蒸汽用量于塔底的两层重油和两条侧重轴线上的重油产品均已经广泛使用了一次过热的油脂水蒸气以油汽为前提,而过热的重油水蒸气则为一次的重油压力0.3mpa,温度420℃被广泛用于使用的重油产品,也就是。表3-18汽提蒸汽用量3.4.3塔板形式和塔板数于表7-7和文献[2]P239页还有表7-8中进行参照，从而选用此塔地浮阀塔板，如下则为选用地塔板数。表3-19汽提蒸汽用量中段的换气回流两层在被首次考虑时的设计采纳中,换气发热塔板三层统共为每个层所使用的,3层统共,35层总共统一用作为通过函数计算所综合得出的换热塔板数量并总计于整个全换热塔的回流换气发热量。3.4.4绘制草图绘制塔体等位置成草图，塔板进料，气体返塔位置还有塔底汽提点以及产品进出口。（如图3-3）3.4.5操作压力定0.52KPa（4mmHg）每层浮阀为塔板压力降，得出常压塔各关键部位的压力如下（单位为MPa）压力是是于下汽化段（第31层）压力为于三线上抽出层（第27层）压力是于二线上抽出层（第19层）压力是于一线上抽出层（第9层）塔顶压力0.164MPa于是压力于加热炉出口=被取为压力降于转油线3.4.6汽化段温度（1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度过气化度则是汽化率进于料在汽化段中被要求为3.55%（质量分数）于进料的抑或是3.40%（体积分数）eF（体积分数）=下如则是流量于汽化段中地各物料还有油气分压于汽化段表3-20汽化段中各物料的流量并且水蒸汽于209kmol/h（塔底气提）还有302于相对分子质量将被定位是过汽化油的。故而油气分压之于汽化段被计算得出初步所求定温度于汽化段地求出焦点温度于汽化油气中的分布均压点在汽化0.162mpa下的和64.12%(等于体积汽化分数)时,平衡点在汽化的焦点温度和初底焦点油地压力温度还有一个终底焦点的油地温度都有但是可以通过依据此值与初底焦点油地温度p-t-e相图时就可以直接做出,在平衡汽化段的焦点压力温度下于初底焦点油地上的平衡点在汽化的焦点温度如图为数据<br>表3-21初于终底油地焦点压力下的平衡点在汽化段的温度为数据表3-21初底油在汽化段压力下的平衡汽化数据得到平衡汽化率的曲线于所做出地0.115mpa之下的初底油,查得其汽化速度比依照图3-4,为64.12%时图3-4初底油平衡汽化曲线图3-3常压塔计算草图（4）tF的校核油初底油得p-t-e相图可以查得初底由在加热炉出口温度和压力下的体积平衡值,这个数据是表3-22,当汽化率ef(体积分数)=64.12%,是,求得在h0初底油再加热炉的出口条件下表3-24中计算,于表3-23中计算hf进料再加热段中的汽化率为hf因此，：表3-22初底油再炉出口压力下的平衡汽化数据为了使即能够有效地保证材料拔出速率(42.73%地体积积分),又不使材料拔出速率超过规定的允许值限度地锅炉进出口的温度,因此351℃之下于锅炉汽化段的温度,hf略低于h校正,该研究结果显示为0。表3-23带入汽化段的进料地热量QF（P=0.162MPa，t=398℃）3.4.7塔底温度塔底温度则是，取比塔底温度高9℃地汽化段温度3.4.8塔顶和侧面天线之间的热量温度分配假设和塔顶回流槽内热量的温度分配（1）假定塔顶及各侧线地温度塔顶上还有一个侧线的温度被假设如下,参考于其他数据于同一种类型的装置的经验,:温度于塔顶145℃温度于（第9层）航煤抽出板195℃247℃324℃表3-24进料再炉出口处携带地热量Q0（P=0.210MPa，t=402℃）（2）全塔回流热温度条件为假定时做回流热于全塔表3-25全塔地回流热所以，全塔回流热Q=。（3）分配地回流热还有具体方式塔顶的最高回流冷凝温度被精确定位63℃,中段的最高回流温度有两个,将二级地下机车柴油侧的冷凝和地下水的快速冷却两个流程适当地组合应用于此塔,一个回流为(板21~23)-10#地下柴油侧的轴线与0#地下柴油侧的轴线之间,另一个是（板11~13）煤油侧线与-10#柴油侧线之间。如下展示分配的回流热：表3-26全塔回流热分配3.4.9侧线及塔顶温度的校核进行地校核是由下往上进行地。（板27）温度于0#柴油抽出板27层以下塔段的热平衡按图3-5中的隔震系统Ⅰ进行表3-27第27层以下塔段的热平衡由热平衡得：所以则-10#柴油抽出板上方气相总量为：-10#柴油蒸汽分压为：表3-28-10#柴油常压下的平衡汽化数据可以明确认为原始中所假设的额定温度通常是正却,由于-10#平衡柴油在353mmhg额定压力下柴油鼓胀气泡点的额定温度非常接近于原始中的假设273.0℃,将0#平衡柴油置于常压下的柴油鼓胀气泡点额定温度可以转化成作为353mmhg额定压力下的平衡柴油汽化点的温度于等于平衡柴油汽化的额定温度。，图3-50#柴油抽出板以下塔段的热平衡（2）-10#柴油抽出板（第19层）温度在表3-29进行19塔层以下地热平衡于塔段，根据地隔离体系于图3-6的由热平衡得：所以表3-29第19层以下塔段的热平衡表3-30-10#柴油常压下的平衡汽化数据与原来的假设275℃很容易接近地变成-化的泡点汽化温度于10#蒸汽柴油温度是为272℃,在稳定压力于275mmhg下,把常压汽化泡点温度转变成压力平衡稳定气泡温度汽化的泡点温度于275mmhg下在压力平衡下地变成平衡稳定气泡温度汽化的泡点温度于-10#蒸汽柴油是在常压下。因此是正确地温度于原假设。（3）温度于（第9层）地航煤抽出板在表3-31做热平衡于塔段9层以下，依照隔离体系于图3-7由热平衡得：表3-31喷气燃料常压下的平衡汽化数据为了认定假设的温度于正确,航煤地175℃于原假设与174.5℃温度于泡点相似度很高,故可为假设。将在额定常压下平衡煤的汽化额定温度于390mmhg下把航煤煤转变成平衡煤的汽化额定温度于390mmhg的额定压力下。图3-6-10#柴油抽出板以下塔段的热平衡塔顶温度故塔顶冷回流量为：=塔顶油气量（重整料+内回流蒸气）为：=塔顶水蒸汽流量：=塔顶油气分压：P==存在考虑到有不凝气地,0.95于该系数的温度乘以,近似于145℃所假设地,而145℃于汽油常压中所露点的温度,故所猜定地的温度于正确,,于图6-1-17于相关文献[1]p215页得152.0℃为该系数的油气分压下的。温度于塔上的公式是:=148.5℃。验证冷凝会是否是水蒸汽得状态。塔的145°C于顶部温度高于这个压力饱和水蒸气对应的的温度是72℃，过热状态因此为顶部于塔得状态，水蒸气处于此，冷凝是不会得。表3-31第9层以下塔段的热平衡3.4.10全塔汽液相负荷3.4.10.1中段回流量表3-32中段回流流率3.4.10.2需要计算的塔板需要计算的塔板为1，2，8，9，10，11，13，18，19，20，21，23，26，27，28，31，333.4.10.3塔板气液相负荷计算（1）负荷于气液相于33块板92150kg/h于流量常压重油接近于液相负荷，而3356kg/h流量于常压重油水蒸汽汽提相近于气相负荷。图3-7喷气燃料抽出板以下塔段的热平衡液相=0.8611g/cm3t=389℃查文献[3]=0.00073。=-气相（2）作第31块板的气液相负荷如表3-33ρ20=0.8121g/cm3t=342℃M=250由热平衡得：液相气相表3-33第30层以下塔段的热平衡（3）作第28块板的气液相负荷ρ20=0.8121g/cm3t=295℃M=255由热平衡得：液相气相（4）作第27块板的气液相负荷液相气相表3-34第27层以下塔段的热平衡作第26块板的气液相负荷表3-35第25层以下塔段的热平衡由热平衡液相ρ20=0.8435g/cm3t=271℃查文献[3]r=0.00065气相作第23块板的气液相负荷表3-36第22层以下塔段的热平衡由热平衡得：液相ρ20=0.8389g/cm3t=235℃查文献[3]r=0.00067气相作第21块板的气液相负荷如表3-37由热平衡得：液相ρ20=0.8325t=224.5℃查文献[3]r=0.00069气相表3-37第21层以下塔段的热平衡作第20块板的气液相负荷如表3-38由热平衡得：液相气相（9）作第19块板的气液相负荷液相气相表3-38第19层以下塔段的热平衡（10）作第18块板的气液相负荷如表3-39ρ20=0.8261g/cm3t=206.4℃M=199由热平衡得：液相气相（11）作第13块板的气液相负荷如表3-40ρ20=0.8150g/cm3t=189.0℃M=178由热平衡得：液相气相表3-39第17层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量kJ/h压力MPa温度℃气相液相入方初底油2531600.81060.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.79910.1685203.5—498498L合计257935+L—————234.1×106+498L出方汽油655430.71010.1685206.5695—45.6×106航煤371390.74000.1685206.5678—25.2×106-10#柴油322530.77530.169215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1685206.52030—9.7×106内回流L0.79910.1685206.5661—661L二中取热——————18.5×106合计257935+L—————205.3×106+661L（12）作第11块板的气液相负荷如表3-41ρ20=0.8053g/cm3t=178.0℃M=165由热平衡得

液相气相（13）作第10块板的气液相负荷如表3-42ρ20=0.8089g/cm3t=182.5℃M=170由热平衡得：液相气相表3-40第12层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量kJ/h压力MPa温度℃气相液相入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.79380.1645186.8—448448L一中回流600530.79680.1645186.8—43926.4×106合计317988+L—————286×106+448L出方汽油655430.71010.1645190.4651—42.7×106航煤371390.74000.1645190.4640—23.8×106-10#柴油322530.77530.1655215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1645190.42010—9.6×106内回流L0.79380.1645190.4632—632L一中回流600530.79680.1645190.4—43426.1×106二中取热——————18.5×106合计317988+L—————227×106+632L（14）作第9块板的气液相负荷液相气相（15）作第8块板的气液相负荷如表3-43ρ20=0.7978g/cm3t=173℃M=158由热平衡得：液相气相表3-41第10层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量kJ/h压力MPa温度℃气相液相入方初底油2531600.86600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.78650.163176—426426L合计257935+L—————286×106+426L出方汽油655430.71010.163179.2628—41.2×106航煤371390.74000.163179.2615—22.8×106-10#柴油322530.77530.166215—50516.3×1060#柴油260750.79020.172257—67317.5×106重油921500.86110.180287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.163179.21879—9.0×106内回流L0.78650.163179.2615—615L一中取热——————11.3×106二中取热——————18.5×106合计257935+L—————209.1×106+615L（16）作第2块板的气液相负荷如表3-44ρ20=0.7765g/cm3t=150℃M=122由热平衡得：液相气相表3-42第9层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量压力MPa温度℃气相液相kJ/kg入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.78900.1635179.6—432432L合计257935+L—————286+432L出方汽油655430.71010.1635183.2632—41.4×106航煤371390.74000.1635183.2624—23.2×106-10#柴油322530.77530.1655215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1635183.21980—9.5×106内回流L0.78900.1635183.2620—620L一中取热——————11.3×106二中取热——————18.5×106合计257935+L—————210.2×106+620L（17）作第1块板的气液相负荷如表3-44L=56823kg/h=56823/110=517kmol/h液相气相表3-43第7层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量压力MPa温度℃气相液相kJ/h入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.78610.1625169—415415L合计257935+L—————286×106+415L出方汽油655430.71010.1625176611—40.0×106航煤371390.74000.1630180—43516.2×106-10#柴油322530.77530.1670215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.16251761867—8.9×106内回流L0.78610.1625176599—599L一中取热——————11.3×106二中取热——————18.5×106合计257935+L—————201.2×106+599L表3-44第1层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量压力MPa温度℃气相液相kJ/h入方初底油2531600.81600.180389——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.78610.159153—365365L合计257935+L—————286×106+365L出方汽油655430.71010.159158589—38.6×106航煤371390.74000.163175—41315.3×106-10#柴油322530.77530.167215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1591581863—8.9×106内回流L0.78610.159158575—575L一中取热——————11.3×106二中取热——————18.5×106合计257935+L—————208.9×106+575L3.4.12塔板气液相负荷数据汇总表3-45全塔气液相负荷050100150200250300350400450050100150200250300350400450图3-8气液相负荷图4塔板水力学计算4.1基础数据最大于全塔第气、液相负荷地23层板上由气液相负荷图可知，所以，进行计算常压塔塔板设计用该层板上的气液相物性等数据。数据如下物性等第23层板上的气液相：液相流率气相流率液相密度气相密度4.2塔板的结构计算4.2.1初选塔板间距综合分析考虑水泥雾沫的夹带、物料的起泡特性、操纵弹性和安装、检修等多种影响,初步确定了塔板之间的空隙ht为0.70m。4.2.2塔径初算（1）最大允许气体速度WmaxWmax=（2）适宜的气体操作速度Wa系统轻微起泡，取板间距则（3）Fa截面积于气相地空间（4）Vd液体流速于管内降液a.b.参考文献[4]当P135页，当Ht=0.70m时，=0.140m/s取Vd=0.140m/s（5）面积之于降液管a.=b.=取=0.967m2（6）Dc于塔径还有Ft横截面积于塔==3.53m塔截面积于采用地：==流速于空塔于采用地：=面积降液管于采用：2.10m2面积减少了降液管在地站所需要采用的塔截面积f的百分数公式为:4.2.3浮阀的计算（2）计算地浮阀数还有开孔率（a）（Wh）c速度地临界于阀孔=4.18m/s（b）率于开孔塔之计算要求符合因为这个值于范围经验内存在，。（c）浮阀个数阀孔总面积==个4.2.4溢流堰及降流管的确定（2）确定溢流堰（a）液降于两旁：查文献[6]p108页当lw1=3.068m当=0.504m（b）中间降液：根据降液管面积Fd，求溢流堰长，经计算得：堰长于中：=，堰宽于中：==2.84×10-3式中E=1.0降液于两旁：m降液中于：how2=m分别高度上为塔板于清液层hl=+how=+==（4）液体在降液管中停留时间及流速a.时间之于停留b.流速之于降液管m/s（5）进口受液盘盘受液采用凹槽。（6）底隙于流速还有高度于降液管底隙高度于底隙降液管hb=0.04m，则流速于底隙降液管为降液于两旁：<0.4m/s降液于中：<0.4m/s范围内两值在经验，要求符合。4.2.5塔高的计算1.19m为1.21m（3）汽化段高度H1取经验值根据故而高塔那么31.3m就是塔地高。4.3塔板的水力学计算4.3.1总压降（1）压降于干板通过气体m（液柱）（2）压降气体液层的通过塔上降液于两旁：m（液柱）降液于中： =（液柱）压降通过气体于塔板的，忽略压降液层于造成的表面张力m（液柱）m（液柱）4.3.2漏液的验算5被取为下限地孔速动能因子，孔速则最小就是故>5，在内范围。4.3.3淹塔其中，气体总压力降塔板的通过一块—，m液柱。压力降于降液管液相通过在进口堰时不设—，m液柱。===（液柱）===（液柱）==m（液柱）==m（液柱）==m（液柱）因而淹塔是发生于不会地。4.3.4雾沫夹带当时，，， 其中（1）的求取已知，查文献[1]P74页图2-2-1得，气相内回流曲线斜率取重整料与航煤的平均值为0.681，设查文献[1]P67页图2-1-1得，则，则正确。查再查文献[1]P127页图4-2-2得临界温度由=，查文献[1]P570图14-3-1，达因/厘米达因/厘米（2）的求取气相分子量Mv=气相粘度查文献[1]P448图11-2-5,=代入雾沫夹带量,得同理：有雾沫夹带量存在因此于范围内限定。4.3.5降液管超负荷流速最大于允许地降液管内===0.17m/s4.4负荷性能图4.4.1雾沫夹带上限线上限于雾沫夹带就是e=10%式中：式中：E=1.0即得数据被代入数据如下可得，在取到不同的：

表4-1塔板上的清液层高度整理得：有表4-2气，速空塔将不同的不同的值带入得：表4-2空塔气速4.4.2液泛线忽略，较小张力表面由于，0.5（+hW）设降液管内控制液面高度在。==其中降液于两侧：=降液于中间：=整理得代入把已知数据不同地Vl带入不同空塔气速是值得的：表4-3液泛界限线数据淹塔线根据着数据于双层板来进行。4.4.3液相负荷上限4.4.4液相负荷下限线下限液体达到，hOW=6mm时高度于堰上液头，由得：降液于两旁：液相负荷下限V1：=（）2/3降液于中：液相负荷下限Vl：=×（）2/34.4.5漏液线取为下限，由有即m/s4.4.6操作弹性4.4.7验算塔板水力学性质于汽化段以上地适宜操作区内均在，均在图中经验算地塔气液相负荷其他关键数据。图4-1负荷性能图4.4.8常压塔计算结果汇总表4-4常压塔计算结果汇总4.4.9常压塔水力学汇总表4-5常压塔水力学汇总5管式加热炉的工艺设计5.1原始数据5.1.1被加热介质（1）冷原油（20％之于原始油的）温度进炉温度出炉（2）饱和水蒸气进口压力出口压力（3）初底油5.2加热炉总热负荷5.2.1各个介质相应温度下的比焓（1）全炉热负荷（2）冷进料吸热，查文献[2]热焓图3-17得查文献[2]热焓图3-17得则（3）水蒸汽吸热为温度入炉水蒸汽，入炉压力为查文献[2]热焓图得为温度水蒸汽出炉，出炉压力为查文献[2]热焓图得则（4）初底油吸热温度于初底油入炉，于温度初底油出炉，又由混合焓前得炉出口处则（5）全炉热负荷5.3燃烧过程计算5.3.1燃烧低发热值如下其组成，加热燃料为渣油减压于柯克亚原油：5.3.2燃烧所需的理论空气量空气/kg燃料5.3.3过剩空气系数为取密度于空气，＝取系数于过剩空，L0=L0=5.3.4烟气组成（1）含量于烟气（2）分率摩尔于烟气地各个组分占（3）质量烟气于燃料产生于每千克求烟焓值并作图所示于表5-1热焓值于常用气体有文献[表3可以得。表5-1烟气焓值由此作烟气焓值图，见图5-1。图5-1烟气焓值图5.4全炉热平衡5.4.1入炉温度（1），包括燃料的显热的低发热量，燃料，空气和雾化蒸气带入炉内。即kcal/kg（2），其中kcal/kg℃℃取燃料进炉温度则kcal/kg（3）取空气入炉温度℃则查得kcal/kgkcal/kg（4）kcal/kgkcal/kg=kJ/kg5.4.2出炉温度℃,查烟焓图得kcal/kg（2）kcal/kg（3）kcal/kg5.4.3炉效率假设对流段出口温度比最低进料高100℃，则：℃查烟焓图5-1得：当为230℃时，烟气带走的热量为kcal/kg烟气=kJ/kg烟气，则烟气带走的热损失系数为9.95%取决于全炉的热损失3%所以，加热炉的效率=1--=5.4.4燃料用量B==kg/h5.4.5火嘴个数假设所选的标准点火嘴是因此,其实际燃油的使用量小于总额规定的喷油容器的使用能力。火嘴则需=≈12个5.4.6烟道气流量，kg/h=9.08kg/s5.5辐射段的计算5.5.1辐射室的热负荷加热炉的炉室总热荷载负荷量为mw,现在采取整个辐射全炉室总热荷载负荷q,qr为整个辐射全炉总热荷载负荷的80%,则辐射管管壁平均温度=℃=℃5.5.2辐射管表面积、管径、及管心距选用辐射管表面热强度kw/m2m2同时选管内初底油流速，管程数为，则所需炉管内径为di为：选ф1278炉管，则管心距Sc为：5.5.3炉管长度、炉管数及炉膛尺寸高径比取辐射管直管长度及炉膛直径L=m选取长度Lef=16m加热炉管炉管数根所以取炉管数为112根节圆直径：m炉膛直径：炉膛高度：.5.5.4对流室主要尺寸（1）对流室长（2）对流室宽b＝（3）烟气质量流速假设Lc=4.87m，则代入上式2.26因为2<<4，满足条件，则Lc，b合理。5.5.5当量冷平面面积辐射管冷平面=查文献[7]P53图8-4＝0.88（单排单面）5.5.6有效反射面面积及当量冷平面之比值炉膛总面积有效反射面积＝－Acp＝有效反射面积与当量冷平面积之比比值：0.3555.5.7烟气的黑度＝1.2，由文献[7]P56图8-6查得由文献[7]P56表8-1知烟气平均辐射长度为查文献[7]P57图8-7，假定辐射室出口烟气温度，则烟气的黑度为＝0.6555.5.8总辐射交换因数根据＝0.355及＝0.655，查文献[12]P55图8-5得F=0.6765.5.9辐射室热平衡查文献[2]图2-2得5.5.10求辐射室出口烟气温度当根据公式作吸收曲线如图5-2，假设不同的Tg求出不同的，列表如下：表5-2烟气吸收曲线列表查文献[7]P19图2-2700℃时，；900℃时，由得烟气黑度查文献[7]P55图8-5得：时，时，代入以上公式：时，＝A点时，=B点图5-2作图法求烟气出口温度5.5.11辐射段热负荷（1）当tp=775℃查烟焓图5-1得，=0.343占加热炉总热负荷的（2）辐射管表面热强度==（3）辐射室油品入口温度tw辐射室出口处油品的总热焓量为：辐射室入口每千克油品的比焓＝查油品热焓图得温度为313℃（4）管壁平均温度TwTw=与假设的402℃相近，不必重算。5.6对流室的计算5.6.1对流室的热负荷5.6.2对流室主要尺寸5.6.2.1对流室下段（初底油）计算传热（1）热量于初底油吸收：为其比焓值，温度于烟气出辐射段，假设烟气出口温度为t2，Ht2为其比焓，有根据热平衡解得，查烟焓图5-1得T=烟气平均温度Tg=（2）管内膜传热系数管径di=0.109m，管内介质质量流速=1.5=1.5(3)外膜当对热导流段无法使用时在钉头或钢管的加热情况下外膜的对流传热系数a.钉头表面传热系数包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=b.钉头效率包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=每米管长钉头部分表面面积：每米管长钉头外的光管部分表面面积：（4）总传热系数Kc1=（5）对流管表面积及管排数＝（排），取5排（6）对流管表面热强度kJ/m2h=73.74kw/m25.6.2.2对流室中段（过热水蒸汽）对流传热计算（采用1管程）（1）传热温差及热负荷过热水蒸气的吸收量：解得查烟焓图得传热温差：烟气平均温度Tg=（2）管内膜传热系数b＝假设Lc=6.5m则0.985校核：3.87因为2<<4满足条件Lc，b合理。管内介质质量流速GF===5＝(3)外膜当对热导流段无法使用时在钉头或钢管的加热情况下外膜的对流传热系数a.钉头表面传热系数包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数b.确保了钉头的效率,所需要采用的是以127为标准的钉头,其中最大钉头高0.025m当时，有包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：每米管长钉头部分表面面积：每米管长钉头外的光管部分表面面积：

=（4）总传热系数Kc2（5）对流管表面积及管排数＝=2.5（排），取3排（6）对流管表面热强度地=5.6.2.3对流室上段（冷原油）对流传热计算（采用4管程）解得，查烟焓图得T=烟气平均温度（2）管内膜传热系数b＝=（0.127+1000/16×0.012×0.025×2）Lc假设则0.985校核：3.87因为2<<4满足条件Lc，b合理。管内介质质量流速GF==kg/（m2s）=1.5＝1.5kcal/（m2h℃）(3)外膜当对热导流段无法使用时在钉头或钢管的加热情况下外膜的对流传热系数（a）钉头表面传热系数＝包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=（b）钉头效率所需要采用的木板钉头均为12个标准木板的钉头,木板高0.025m，当＝63.35kcal/（m2h℃）时，有(c)钉头管发射式光管各部件之间的对流传热系数＝包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=（d）钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=每米管长钉头部分表面面积：每米管长钉头外的光管部分表面面积：（4）总传热系数Kc1=（5）对流管表面积及管排数＝（排），取14排（6）对流管表面热强度5.6.3对流室高度对流室设置一排遮蔽管（127×8）总排数为排HL=m对流室炉管总根数＝24×6＝144根5.6.4全炉热效率查烟焓图5-1，在烟气出口温度为295℃5.7炉管内的压力降5.7.1确定汽化段的当量长度假设Pe=0.3Mpa，由附录B初底油的p-T-e相图查得此时汽化点温度为361℃，液相比焓为。辐射管的当量长度：取=60，则：==489.18m汽化段当量长度m5.7.2汽化段中气、液两相的混合密度K0.254MPa假设汽化段气相摩尔质量，则汽化段气相密度：=10.1kg/m3在汽化段平均条件下可得液相密度：汽化段平均气化率：汽化段气液相混合密度：5.7.3汽化段中气、液两相的