王曦250萬噸年原油常減壓蒸餾裝置常壓塔工藝設(shè)計

I原料油性質(zhì)及產(chǎn)品性質(zhì)01.1原油的一般性質(zhì)01.2原油實沸點蒸飾數(shù)據(jù)01.3原油平衡蒸懈數(shù)據(jù)01.4產(chǎn)品方案及產(chǎn)品性質(zhì)02概述12.1設(shè)計基礎(chǔ)12.2設(shè)計方案12.3生產(chǎn)規(guī)模22.4工藝技術(shù)路線22.5工藝技術(shù)特點22.6主要原材料23工藝流程設(shè)計23.1工藝流程23.2塔器結(jié)構(gòu)53.3污染源分析53.4廢氣處理63.5廢水處理64常壓蒸館塔工藝設(shè)計74.1工藝參數(shù)計算74.2體積平均沸點84.3恩氏蒸館90%?10%斜率84.4立方平均沸點與中平均沸點84.5特性因數(shù)及相對分子質(zhì)量84.6平衡蒸發(fā)溫度84.7臨界溫度和臨界壓力94.8焦點溫度和焦點壓力94.9原油和產(chǎn)品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計算匯總95操作條件的確定105.1汽提蒸汽用量105.2塔板型式和塔板數(shù)115.3操作壓力111/315.4汽化段溫度125.5塔底溫度145.6塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配145.7蒸館塔各點溫度核算 155.8全塔汽液負(fù)荷分布圖186常壓蒸館尺寸計算196.1塔的直徑的計算196.2塔高的計算206.3塔板布置，浮閥、溢流堰及降液管的計算216.4浮閥數(shù)216.5溢流堰及降液管的決定217常壓蒸tg塔水力計算227.1塔板總壓力降227.2霧沫夾帶227.3泄漏237.4淹塔237.5降液管超負(fù)荷247.6適宜操作區(qū)和操作線248評述與體會26參考文獻(xiàn)271原料油性質(zhì)及產(chǎn)品性質(zhì)1.1原油的一般性質(zhì)原油含水量大于0.5%時先脫水。原油經(jīng)脫水后，進(jìn)行一般性質(zhì)分析。包扌舌相對密度、黏度、凝點或傾點、含硫量、含氮量、含蠟量、膠質(zhì)、瀝青質(zhì)、殘?zhí)俊⑺?、含鹽量、炭分、機械雜質(zhì)、元素分析、微量金屬、流程、閃點及原油的基屬等。阿曼原油，^4°=0.8552；特性因數(shù)KT2.2含硫石蠟-中間基原油。1?2原油實沸點蒸憎數(shù)據(jù)表M阿曼原油實沸點蒸tS數(shù)據(jù)序號飾分X圍°C館出％序號館分X圍°C鐳出％序餡分xS°C館出%重累計重體重體1IBP-601.451.459200-2202.8522.1017360-3952.9645.39260-802.063.5110220-2301.3323.4318395-4256.6051.99380-1002.245.7511230-2502.2825.7119425-4402.8754.864100-1202.288.0312250-2753.5129.2220440-4603.4858.345120-1453.8411.8713275-3003.5132.7321460-4803.0961.436145-1602.0013.8714300-3203.4236.1522480-5002.6964.127160-1802.8716.7415320-3403.2839.4323500-5202.4866.608180-2002.5119.2516340-3603.0042.4324520-5402.9369.5325>540+30.4710013原油平衡蒸憎數(shù)據(jù)表1-2原油平衡蒸！8數(shù)據(jù)累計館出％（體）初餡點10203040506070平衡蒸發(fā)溫度。C125.1182.8233.7287.9336.9387.9433.6482.81?4產(chǎn)品方案及產(chǎn)品性質(zhì)表1-3產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)品稱產(chǎn)名沸點X圍產(chǎn)率%（重）相對密度砰恩氏蒸鐳數(shù)據(jù),°C初10%30%50%70%90%終初頂油9.760.7010627487104117132常頂油初?1303.930.71423080108115127138147航空煤油130?23013.090.7840147167183200219244264輕柴油230?32016.100.8206228260278292306330349重柴油320?3503.810.8450244297333345356381402常四線350?4204.720.8623295313366398408434497重 油>42048.590.92002概述2.1設(shè)計基礎(chǔ)原油在常壓條件卞呈液態(tài)的復(fù)雜的坯類混合物。原油是一種主要由碳?xì)浠悬c從常溫到500度以上，分子結(jié)構(gòu)也是多種多樣合物組成的復(fù)雜混合物。石油中的燒類和非坯類化合物，相對分子質(zhì)量從幾十到幾「°不同油區(qū)所產(chǎn)的原由在性質(zhì)上差別較人，不同組成的原油表現(xiàn)出的物理性質(zhì)不同，而不同的化學(xué)組成及物理性質(zhì)對原油的使用價值、經(jīng)濟(jì)效益都有影響。對許多原油來說,它的各項性質(zhì)指標(biāo)間往往存在著利弊交錯、優(yōu)劣共存的現(xiàn)象，這樣就需要對原油進(jìn)行分析評價。人們根據(jù)對所加工原油的性質(zhì)、市場對產(chǎn)品的需求、加工技術(shù)的先進(jìn)性和可靠性，以及經(jīng)濟(jì)效益等諸方面的分析、制訂合理的加工方案。石油煉制加工方案，主要根據(jù)其特性、市場需要、經(jīng)濟(jì)效益、投資力度等因素決定。石油煉制加工方案人體可以分為三種類型：（1） 燃料型：主要產(chǎn)品是用燃料的石油產(chǎn)品。除了生產(chǎn)部分重油燃料油外，減壓館I分油和減壓渣油通過各種輕質(zhì)化過程轉(zhuǎn)化為各種輕質(zhì)燃料。（2） 燃料一潤滑油型：除了生產(chǎn)燃料的石油產(chǎn)品外，部分或人部分減壓飾分油和減壓渣油還用于生產(chǎn)各種潤滑油產(chǎn)品。（3） 燃料一化工型：除了生產(chǎn)燃料產(chǎn)品外，還生產(chǎn)化工原料和化工產(chǎn)品。原油經(jīng)過常壓蒸館可分懈出汽油、煤油、柴油懈分。因原油性質(zhì)不同，這些懈分有的可直接作為產(chǎn)品，有的需要進(jìn)行精制或加工。將常壓塔底油進(jìn)行減壓蒸館1，等到的館分視其原油性質(zhì)或加工方案不同，可以作裂化（熱裂化、催化裂化、加氫裂化等）原料或潤滑油原料油原料，也可以作為乙烯裂解原料。減壓塔底油可作為燃料油、瀝青、焦化或其它渣油加工（溶劑脫瀝青、渣油催化裂化、渣油加氫裂化等）的原料。2.2設(shè)計方案設(shè)計一套年處理量為250萬噸的阿曼原油加工裝置，由于原料中輕組分不多，所以原油蒸館裝置采用二段汽化，設(shè)計常壓塔，減壓塔。設(shè)計中采用水蒸氣汽提方式，并確定汽提水蒸汽用量;由于浮閥塔操作彈性人，本設(shè)計采用浮閥塔。原油蒸館在煉油廠是原油首先要通過的加工裝置。一般包扌舌預(yù)處理系統(tǒng)（原油電脫鹽）、常壓分館系統(tǒng)、減壓分飾系統(tǒng)、注劑系統(tǒng)、輕坯回收系統(tǒng)（加工輕質(zhì)原油且達(dá)到經(jīng)濟(jì)規(guī)模時一般設(shè)置輕坯回收系統(tǒng)）等。常壓蒸館就是在常壓卞對原油進(jìn)行加熱、氣化、分館和冷凝。如此得到各種不同沸點X|韋|的石油飾分。常減壓蒸館是指在常壓和減壓條件下，根據(jù)原油中各組分的沸點不同，把原油“切割”成不同飾分的工藝過程。23生產(chǎn)規(guī)模規(guī)模原油處理量250萬噸/年。按年開工8000小時計，即處理量為312500kg/ho2.4工藝技術(shù)路線阿曼原油屬于含硫石蠟沖間基原油。煤油具有相當(dāng)好的揮發(fā)性能，比較高的閃點，適宜的粘度等特性，是一種優(yōu)良的有機溶劑，有著廣泛的應(yīng)用前景，但是，直飾煤油和一般的加氫煤油芳坯含量都較高，氮的非燒化合物也很多，致使在使用過程中，不僅使人感到有不舒服的臭味，還對人體有害。在應(yīng)用上，煤油飾分除用作噴氣燃料、特種溶劑油、燈用煤油以外，還有很大一部分作為鋁軋基礎(chǔ)油使用。由于鋁軋制在冷卻、潤滑和改善鋁制品表面光潔度等方面都極其重要的作用，因此，隨著鋁加工業(yè)的迅猛發(fā)展，鋁軋制油的用量越來越人。鋁軋制油除應(yīng)用具有飾分x圍窄、飽和坯含量高、閃點高的特點外，還要求具有較低的硫含量和芳燒含量。煤油加氫工藝是生產(chǎn)高檔鋁軋制油最有效的工藝手段，該工藝主要是對其進(jìn)行深度脫硫、脫氮和脫芳燒。采用加氫法生產(chǎn)無味煤油、鋁軋制油，有著其它方法無法比擬的優(yōu)點。首先是產(chǎn)品質(zhì)量好，收率高，其中產(chǎn)品芳繪含量小于0.1%；其次是不產(chǎn)生酸渣、堿渣等污染物，屬于環(huán)境友好工藝。特種油品精館與一般的煉油裝置不同，館分窄，分館精度要求高，產(chǎn)品的種類繁多，生產(chǎn)操作完全由市場決定，操作靈活要求非常高，根據(jù)產(chǎn)品方案要求，分飾部分采用雙分館塔多側(cè)線抽出，其中第二分館塔為減壓操作，滿足不同產(chǎn)品分割及質(zhì)量要求。2.5工藝技術(shù)特點由于裝置規(guī)模較小，在保證安全平衡生產(chǎn)的前提下，盡量簡化工藝流程和自動控制系統(tǒng)，以節(jié)省工程投資：反應(yīng)部分采用冷高壓分離流程；分館部分設(shè)置兩臺分館塔，其中第二分館塔為減壓操作，兩臺分館塔產(chǎn)品側(cè)線抽出及塔底均設(shè)重沸器，塔內(nèi)裝填高效規(guī)整填料，確保分飾精度；設(shè)置熱載體回執(zhí)系統(tǒng)，熱載體作為塔底重沸器熱源。2.6主要原材料主要原材料是阿曼原油，其屬含硫石蠟-中間基原油。3工藝流程設(shè)計3.1工藝流程原油換熱系統(tǒng)原油從北山油罐靠靜位能壓送到原油泵進(jìn)11,在原油泵進(jìn)11前的過濾器注入利于保證電脫鹽效呆的破乳化劑和水，經(jīng)泵抽送后分東西兩路與油品換熱后進(jìn)入電脫鹽罐脫鹽脫水。在電脫鹽罐內(nèi)12000?24000伏高壓交流電所產(chǎn)生的電場力和破乳化劑的作用下，微小的水滴聚集成人水滴沉降下來與原油分離，因原油中的鹽份絕大部分溶于水中，故脫水包括了脫鹽。原油從電脫鹽罐出來后，進(jìn)料繼續(xù)與油品換熱進(jìn)入常壓塔。初館I系統(tǒng)被加熱到220、230°C的原油進(jìn)入初飾塔的汽化段后，分為汽液兩相，汽相進(jìn)入精飾段，液相進(jìn)入提飾段。初頂油氣從塔頂出來，分為四路進(jìn)入冷凝器，冷凝冷卻到30?40°C進(jìn)入容器。冷凝油經(jīng)泵后部分打回初飾塔做冷回流，另一部分做重整料或汽油出裝置;未冷凝的氣體去加熱爐燒或氣炬放空。冷凝水部分用泵注入揮發(fā)線，另一部分排入下水道或氣提車間。初頂循壞回流油從初飾塔集油箱提出，由泵送去換熱器與脫前原油換熱后發(fā)話初館塔。初側(cè)線從初館1塔集油箱抽出經(jīng)泵送入到常壓塔。從初飾塔底出來的拔頭油由泵抽出，分兩路與高溫油品換熱，換熱到300'C左右再合并分四路進(jìn)入常壓爐進(jìn)行加熱，加熱到346°C或350°C進(jìn)入常壓塔。常壓系統(tǒng)從常壓爐加熱出來的油進(jìn)入初館塔汽化段后，汽相進(jìn)入精飾段，在精館段分離切割出五個產(chǎn)品，液相進(jìn)入提館段，在塔底液面上方吹入過熱蒸汽作汽提用。常頂油汽、水蒸汽從塔頂揮發(fā)線出來，（在揮發(fā)線依次注有氨水，緩蝕劑和堿性水），先分八路進(jìn)入空冷器冷卻到60~75°C后，再分兩路冷卻到40~45°C，冷后合并進(jìn)入容罐作油、水、汽分離。分離出來的冷凝水部份用泵注入揮發(fā)線，另一部份排入堿性水道或經(jīng)泵送北汽提裝置，瓦斯從容器頂出來經(jīng)水封罐脫油脫水后去加熱爐燒或明放空或去火炬線放空，或去三蒸館尾氣系統(tǒng)。常頂汽油由泵抽出，部份打回初館I塔頂作冷回流，部份經(jīng)混合柱堿洗進(jìn)入容沉降罐分離堿渣后出裝置或經(jīng)脫碎后出裝置。常壓一線飾出，經(jīng)汽提上段汽提，油汽返回初飾塔，館出油由泵-抽出先后經(jīng)冷卻至40~45°C進(jìn)入燈油沉降罐作航煤，燈油或溶劑油出裝置。常壓二線飾出，進(jìn)入汽提中段汽提，油汽返回初館塔，飾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至50~70°C后與堿液混合進(jìn)入柴油電離罐，在罐內(nèi)約1.5~2.0萬伏高壓直流電的電場作用下分出堿渣，常二經(jīng)沉降后作輕柴裝置，若作-10#軍柴則改進(jìn)鹽罐后出裝置。精制罐分離出的堿渣自壓送往汽油泵房回收。常壓三線抽出，經(jīng)汽提卞段汽提，油汽返回初館塔，飾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至60~75°C作

變壓器油原料出裝置，若作輕柴則與常二合并出裝置。常壓一中館出，由泵抽送。常壓二中自館I出，由泵抽出后經(jīng)換熱后經(jīng)三通溫控調(diào)節(jié)閥返回初館塔。常壓塔底重油由泵抽出，分四路進(jìn)入減壓爐加熱。減壓系統(tǒng)從減壓爐加熱出來的油（約385-395°C）進(jìn)入減壓塔，在塔內(nèi)91-97Kpa真空度下進(jìn)行減壓分減壓塔頂油汽、水蒸汽由揮發(fā)線引出，分8支路進(jìn)入4組間冷凝器冷卻，冷凝油水流入容器進(jìn)行油水分離，未冷凝油汽被一級蒸汽真空泵抽送入2組間冷器，冷卻，冷凝液進(jìn)入容器，未冷凝氣被二級蒸汽真空泵抽送入冷卻，冷凝液進(jìn)入容器。減壓一線自常壓塔上段填料下集油箱館I出，由泵抽送去與爐用空氣換熱，換熱后再經(jīng)換熱器與原油換熱，然后進(jìn)入冷卻至40?50°C,部份打回減壓塔作冷回流，另一部份作重柴或催化料出裝置。減壓二線自常壓塔卞段填料下集油箱館I出，經(jīng)減壓塔上段汽提，油汽返回中段填料下集油箱之下，飾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至60?70°C作潤料或催化料出裝置。冷卻器出丨I引一支路去泵進(jìn)II以作重質(zhì)封油用。減一中自常壓塔中段填料下集油箱懈出，由泵抽送分三路并聯(lián)經(jīng)換熱器，換熱器換熱后返回減壓塔上段填料卞集油箱之下。減二中自常壓塔館出，由泵-抽送先后經(jīng)換熱后返回減壓塔。減底渣油由泵抽出，分兩路換熱后合并進(jìn)入冷卻器，然后作氧化瀝青料、焦化料或丙烷脫瀝青料出裝置。設(shè)計中采用水蒸氣汽提方式，并確定汽提水蒸氣的用量；由于浮閥塔操作彈性大，本設(shè)計采用浮閥塔。 竝攝科 期空廩油 堿池 蘇

圖3?1原油常減壓蒸館裝置的工藝原則流程圖所示3?2塔器結(jié)構(gòu)本裝置的主要塔器包括脫鹽罐、初館塔、常壓塔、汽提塔、減壓爐、減壓塔等。根據(jù)設(shè)計要求和實際情況，采用板式塔。各種板式塔有關(guān)結(jié)構(gòu)性能比較如下表:表3?1板式塔有關(guān)結(jié)構(gòu)性能表塔板優(yōu)點缺點泡罩塔板不容易發(fā)生漏液現(xiàn)彖，有較好的操作彈性,對臟物不敏感結(jié)構(gòu)復(fù)雜造價高，塔板壓降人，霧末夾帶現(xiàn)彖嚴(yán)重.塔板效率均勻篩板結(jié)構(gòu)簡單，造價低，氣體，壓降小操作彈性地，篩孔小，易堵塞浮閥塔板生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率高，氣體壓降小，結(jié)構(gòu)簡單，造價低不宜處理易結(jié)焦，或黏度大噴射型塔板開孔率較大，可采用較高的空塔氣速，生產(chǎn)能力大，塔板效率高操作彈性大.氣相夾帶由上表比較町知，應(yīng)選擇浮閥塔板作為本次設(shè)計所需的塔板。3.3污染源分析1—電脫鹽罐；2—初錨塔；3常壓爐；4常壓塔；5汽提塔；6■穩(wěn)定塔；7分館塔；8—減壓加熱爐；9—減壓塔由圖2可知，常減壓蒸館裝置污染源有電脫鹽排水、初頂排水、機泵冷卻水、常頂排水、減頂排水、常壓加熱爐煙氣、減壓加熱爐煙氣，所以壞保工作應(yīng)I韋I繞這些污染源采取相應(yīng)措施。3.4廢氣處理加熱爐煙氣煙氣中的SO,與燃料中硫含量有關(guān)，使用燃料氣及低硫燃制能有效降低SO"的排放量。no2的排放與燃料中的Nd含量及燃燒火嘴結(jié)構(gòu)有關(guān)。停工排放廢氣裝置在停工時，需對塔、容器、管線進(jìn)行蒸汽吹掃，人部分存油隨蒸汽冷凝水排出，還有部分未被冷凝的油氣隨塔頂蒸汽放空進(jìn)入人氣；檢修時，需將塔、容器等設(shè)備的人孔打開，將殘存的油氣排入人氣：要制定停工方案并嚴(yán)格執(zhí)行，嚴(yán)格控制污染。無組織排放廢氣一般情況下含硫廢水中硫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。含硫化氫廢氣經(jīng)常泄漏的部位是在“三頂”回流罐脫水部位。減少措施是控制好塔頂注氨。輸送輕質(zhì)油品管線、堿渣管線及閥門的泄漏會造成人氣污染，本裝置設(shè)計常壓塔頂減壓閥為緊急放空所用，放空氣體進(jìn)入緊急放空罐。管線閥門的泄漏率應(yīng)小于2%。另外，蒸飾裝置通常設(shè)“三頂”瓦斯回收系統(tǒng)，將初頂、常減頂不凝氣引入加熱爐作為燃料燒掉或回收，這樣對節(jié)能、安全、環(huán)保均有利。3.5廢水處理電脫鹽排水制電脫鹽過程所排的廢水，來自原油進(jìn)裝置時自身攜帶水和溶解原油中無機鹽所注入的水。此外，加入破乳劑使原油在電場的作用下將其中的油和含鹽廢水分離。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，這部分排水中石油類和COD均較高。排水量與注水量有關(guān)，一般注入量為原油的5%?8%。篩選好的破乳劑、確定合適用量、提高電脫鹽效率都對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，同時減少凈化水排放的揮發(fā)酚含量；増加油水鋼離時間，嚴(yán)格控制油水界面（必要時設(shè)二次收油設(shè)施）可減少油含量。塔頂油水分離器排水常減壓蒸飾裝置其初飾塔頂、常壓塔頂、減壓塔頂產(chǎn)物經(jīng)冷后均分別進(jìn)入各自的油水分離器,進(jìn)行油水分離并排水。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。由于這部分水與油品直接接觸，所以污染物質(zhì)較多，排水中硫化物、氨、COD均較高。排水中帶隋況與油水分

離器中油水分離時間、界面控制是否穩(wěn)定有關(guān)。正常生產(chǎn)情況卞，嚴(yán)格控制塔頂油水分離器油水界面是防止排重帶油的關(guān)鍵。機泵冷卻水機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)循壞水回水管網(wǎng)循環(huán)使用。另一部分是泵端面密封冷卻水，隨用隨排入含油廢水系統(tǒng)。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。如將泵端面密封改為波紋管式密封，可以減少漏油污染。裝置其他排水a(chǎn).油品采樣。該裝置有汽油、煤油、柴油等油品采樣II用于采集樣品進(jìn)行質(zhì)量檢測。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。這部分油品會污染排水。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)。如果能在拆卸設(shè)備處，設(shè)專線將油抽至污油回收系統(tǒng)（或罐），可以減少污染。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。一般不允許用水沖洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉紗插去油污。d.各種廢水排出裝置進(jìn)入全廠含油廢水系統(tǒng)之前，要設(shè)置計量井，并制定排水定額。對控制排放廢水的污染較為有效。常壓蒸憎塔工藝設(shè)計常壓蒸憎塔工藝設(shè)計4.1工藝參數(shù)計算處理量為250萬噸/年阿曼原油的常減壓分懈塔，產(chǎn)品產(chǎn)率及性質(zhì)數(shù)據(jù)及平衡汽化數(shù)據(jù)表3-1及表3-2所示。表4?1產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)品稱產(chǎn)名沸點X圍°C產(chǎn)率%（重）相對密度盯恩氏1罠飾數(shù)據(jù),。C初10%30%50%70%90%終初頂油9.760.7010—627487104117132常頂油初?1303.930.71423080108115127138147航空煤油130?23013.090.7840147167183200219244264輕柴油230?32016.100.8206228260278292306330349重柴油320?3503.810.8450244297333345356381402常四線350?4204.720.8623295313366398408434497重油>4204&590.9200表4?2原油平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)累計館出，％（體）初餡點10203040506070平衡蒸發(fā)溫度,°C125.1182.8233.7287.9336.9387.9433.6482.84.2體積平均沸點初頂油:u=(62+74+87+104+117)/5=88.80Co同理可得,常頂油:U=113.60C；航空煤油：5=202.6?重柴油：M=342?4°C；常四線：M=383?8°C。43恩氏蒸tg90%?10%斜率初頂油90%-10%斜率=(117-62)/80=0.688(°C/%)。同理可得，常頂油90%-10%斜率=0.725CC/%)；航空煤油90%~10%斜率=0.963(°C/%)；輕柴油90%?10%斜率=0.875(°C/%)：重柴油90%-10%斜率=1.05(°C/%)；常四線90%-10%斜率=1.513(°C/%)。4.4立方平均沸點與中平均沸點由《工藝計算圖表》圖2-1-1查得表4-3油品立方平均沸點與中平均沸點校正值表油品立方平均沸點校正值/°c校正后m/°c中平均沸點校正值/°C校正后/中廠C初頂油-1.986.9-484.8常頂油1.8111.8-4109.6航空煤油-2200.6-5.2197.4輕柴油-2291.2-4289.2重柴油-1.7340.7-4.8337.6常四線-2381.8-7.6376.24.5特性因數(shù)及相對分子質(zhì)量依相對密度與中平均沸點查《工藝計算圖表》圖2-1-2可得:表4-4油品特性因素與相對分子■油品初頂油常頂油航空煤油輕柴油重柴油常四線特性因素K11.511.611.11110.9410.89相對分子質(zhì)量951091522192653214.6平衡蒸發(fā)溫度由恩氏蒸憎蒸鐳的溫度算出恩氏蒸飾的溫差，依恩氏蒸館曲線各段溫差查《石油化工工藝計算圖表》中圖2-2-3得平衡蒸發(fā)曲線相對應(yīng)各段溫差溫差，后查《石油化工工藝計算圖表》中圖2-24得出50%點的平衡蒸發(fā)曲線與恩氏蒸懈曲線的溫差，從而得出平衡蒸發(fā)曲線中50%點的溫度，依此溫度和各段的溫差可以推算出平和蒸發(fā)曲線各點的溫度，結(jié)果如下表：表4-5平衡蒸發(fā)曲線各點的溫度匯總表0%10%30%50% 70%90%100%

初頂油64.870.877859094.6常頂油58.884.8102105110114.8117.6航空煤油169.2177.2186.2195204.5216.9222.9輕柴油269283293300306318323.8重柴油277.5327.5351359363.8376382.2常四線301.2363.2399.6418422.4434.8469.84.7臨界溫度和臨界壓力臨界溫度知，依體積平均沸點和《石油化工工藝計算圖表》中圖查得校正值，從而算出重量平均沸點與分子平均沸點，再查《石油化工工藝計算圖表》中圖2-3-7可得真假臨界溫度如下表所示。臨界壓力Ap，查《石油化工工藝計算圖表》中圖2-3-8可得假臨界壓力，再查圖2-3-9可得真臨界壓力，結(jié)果如卞表所示。表4-6臨界溫度和壓力匯總表產(chǎn)品真臨界溫度°C假臨界溫度°C真臨界壓力MPa假臨界壓力MPa初頂油2622563.23.01常頂油2852793.022.89航空煤油3833782.152.19輕柴油4684601.781.6重柴油5105021.461.34常四線5445361.11.24.8焦點溫度和焦點壓力焦點溫度，ZrFh《石油化工工藝計算圖表》中圖2-2-19查得，汽焦點溫度為328?5°C。焦點壓力，心由《石油化工工藝計算圖表》中圖2-2-18查得，匯總?cè)缦卤恚罕?-7原油ta分的焦點溫度和焦點壓力匯總表產(chǎn)品初頂油常頂油航空煤油輕柴油重柴油常四線焦點溫度°C312333423490530566焦點壓力MPa5.3274.7423.1632.1851.8151.4554.9原油和產(chǎn)品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計算匯總表4.8油品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計算匯總油品名稱密度町比重指數(shù)°API特性因數(shù)K分子量M平衡蒸發(fā)溫度°C臨界參數(shù)（假）焦點參數(shù)0%100%溫度。C力MPa溫度。CMPa初頂油0.70168.8911.59594.62563.013125.327常頂油0.71465.2411.610958.8117.62792.893334.742航空煤油0.78447.9311.1152169.2222.93782.194233.163輕柴油0.82140.0111219269.0323.84601.64902.185重柴油0.84535.1010.94265277.5382.25021.345301.814

常四線0.86231.8010.89321301.2469.85361.25661.454重油0.92021.67-表4-9常壓塔物料平衡表（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10*/丫t/hkg/hkinol/hm3/h原油100100260325325000380.0281產(chǎn)口口初頂油9.7611.907253831.7231720333.894745.2496常頂油3.934.70610.2212.7712772.5117.178917.8836航空煤油13.0914.27934.0342.5442542.5279.884954.2634輕柴油16.116.77941.8652.3252325238.926963.7643重柴油3.813.8569.90612.3812382.546.726414.6538常四線4.724.68112.2715.341534047.788217.7896重 油48.5945.168126.3157.92157917.5-171.64955操作條件的確定5.1汽提蒸汽用量側(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°C,壓力0.4MPJ的過熱水蒸汽。汽提水蒸汽用量與需要汽提岀來的輕組分含量有關(guān)。在設(shè)計中町參考經(jīng)驗數(shù)據(jù)來選擇汽提蒸汽用量。塔名稱產(chǎn)品蒸汽用量（旳1）塔名稱產(chǎn)品蒸汽用量（旳1）常壓塔常一汽提蒸汽總量0.25常二汽提蒸汽總量0.2常三汽提蒸汽總量0.25常四汽提蒸汽總量0.22塔底吹汽量3.86表5?1汽提水蒸汽用盤表5?2汽提蒸汽用盤（經(jīng)驗值）塔名稱產(chǎn)品蒸汽用量,％（對產(chǎn)品）常壓塔溶劑油1.5?2.0常壓塔煤油2?3常壓塔輕柴油2?3常壓塔重柴油2?4常壓塔輕潤滑油2?4常壓塔塔底重油2?4初館塔塔底油1.2?1.5減壓塔中、重潤滑油2?4減壓塔殘渣燃料油2?4減壓塔殘渣汽缸油2?55.2塔板型式和塔板數(shù)石油分館塔塔板數(shù)主要靠經(jīng)驗選。表5-3是常壓塔塔板數(shù)的參考值常壓塔塔板數(shù)國外文獻(xiàn)推薦值國內(nèi)某些煉油廠常壓塔塔板數(shù)被分離的懈分推薦板數(shù)被分離的館分東方紅1【套XXI套XX煉廠輕汽油一重汽油6?8汽油一煤油3109汽油一煤油6?8煤油一輕柴油996汽油一柴油4?6輕柴油一重柴油746輕柴油一重柴油4?6重柴油一裂化原料846進(jìn)料一最低側(cè)線3?6最低側(cè)線一進(jìn)料443汽提段或側(cè)線汽提4進(jìn)料一塔底464參照表5?3選定的塔板數(shù)如卜?:分懈塔分飾塔塔板數(shù)常頂常一線常二線常三線常四線塔底50層12層14層8層6層6層4層其中塔頂循壞回流3塊；第一中段循環(huán)回流3塊：第二中段循壞回流3塊。5.3操作壓力取塔頂產(chǎn)品罐壓力為：0.124MPao塔頂采用兩級冷凝冷卻流程圖。取塔頂空冷器壓力降為O.OIMPa使用一個管殼式后冷器，殼程壓力降取0.0171MPa故塔頂壓力=0.124+0.01+0.0171=0.15MPa（絕）。取每層浮閥塔板壓力降為0.00051MPa（4nmiHg）則推算常壓塔各關(guān)鍵部位的壓力如卞：（單位為MPa）塔頂壓力0.15一線抽出板（第13層）上壓力0.157二線抽出板（第27層）上壓力0.164三線抽出板（第35層）上壓力0.168四線抽出板（第41層）上壓力0.171汽化段壓力（第47層卞）0.174取轉(zhuǎn)油線壓力降為0.035IMPa則加熱爐出丨1壓力=0.174+0.035=0.209MPa

5.4汽化段溫度1.汽化段中進(jìn)料的汽化率與過汽化率取過汽化率為進(jìn)料的2%（質(zhì)）（經(jīng)驗值為2?4）或2.03%（體），則過汽化油量為325000X2%=6500kg/h；要求進(jìn)料在汽化段的汽化率為：eF=（4?706+14?279+16?779+3?856+2?03）%=41?65%表5-4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/Yt/hkg/hkinoVhni3/h原油100100260325325000-380.0281產(chǎn)口口初頂油9.7611.90725.3831.7231720333.894745.2496常頂油3.934.70610.2212.772512772.5117.178917.8836航空煤油13.0914.27934.0342.542542542.5279.884954.2634輕柴油16.116.77941.8652.32552325238.926963.7643重柴油3.813.8569.90612.382512382.546.726414.6538常四線4.724.68112.2715.341534047.788217.7896重油48.5945.168126.3157.9175157917.5-171.6495圖5?1原油實沸點蒸愴曲線與平衡汽化曲線2.汽化段油氣分壓汽化段中各物料的流量如下：表5-5汽化段的物流

常頂油117.179kmol/h航空煤油279.885kmol/h輕柴油238.927kmol/h重柴油46.726kmol/h常四線47.788kmol/h過汽化油21.667kmol/h油氣量合計752.172kmol/h水蒸汽（塔底汽提）214.444kmol/h汽化段的油氣分壓0.137MPa其中過汽化油的相對分子質(zhì)量取300,水蒸氣取214?444kmo"h（塔底汽提）是由此計算得汽化段的油氣分壓為：0.174X752.172/（752.172+214.444尸0.135MPa由圖3—2可得到原油在常壓卞的實沸點曲線與平衡汽化曲線的交點為316°C。將此交點溫度換算成在0.135MPa壓力下的溫度為326°C。氣化率為41.6%時由平衡汽化曲線可知平衡溫度為tr=357°C,進(jìn)料在汽化段中的焰山計算如表8所示。表5?6進(jìn)料帶入汽化段的熱■QF（P=0.17295MPa,t=357，C）進(jìn)料帶入汽化段的熱量QF(P=0?17295MPa,t=357°C)hf=894.433KJ/Kg物料焰，kJ/kg熱量，kJ/h曲。焙，kcal/kg汽相液相汽相液相常頂油1193.01-15237720.230.7142285航空煤油1163.708-49507047.590.784278輕柴油1142.778-59795858.850.8206273重柴油1121.848-13891282.860.845268常四線（汽）1121.848-74288.774560.8623268常四線（液）-933.47826492.105640.8623-223過汽化油-933.47860676070.865183333-223重油-925.106146090426.80.92-221合計--290690724.2---再求出原油在加熱爐出丨I條件卜?的熱焰Ho按前述方法作出原油在爐出II壓力0.20805MPa壓力之下平衡汽化曲線。此處忽略了水分，若原油中含有水分，則應(yīng)按爐出「1處油氣分壓下的平衡汽化曲線計算。因考慮生產(chǎn)航空煤油，限定爐出丨I溫度不超過360<C。算出進(jìn)料在爐出II條件卞的焰值Ho。表5-7進(jìn)料在爐出口處攜帶的熱*（P=0.20805MPa,t=360°C）進(jìn)料在爐出丨1處的熱量0o(P=O?2O8O5MPa,r=36O°C)/?0=929.458KJ/Kg>hf物料恰，kJ/kg熱量，kJ/hj20 焰，kcaVkg

汽相液相汽相液相常頂油1197.196-15291185.910.7142286航空煤油1167.894-49685130.50.784279輕柴油1146.964-60014891.30.8206274重柴油1126010.845269常四線（汽）1126090.8623269常四線（液）■933.4784295865.7560.8623-223過汽化油-950.222924.6640.865183333-227重油-929.292146751469.40.92-222合計--302073936.6---核算結(jié)果表明ho略高于所以在設(shè)計的汽化段溫度357°C之人能保證所需的拔出率（41.6體），爐出II溫度也不致超過充許限度。5.5塔底溫度取塔底溫度比汽化段低10°C,B|j：357-10=347°C5.6塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度參考同類裝置的經(jīng)驗數(shù)據(jù)，假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度、全塔熱平衡如下:表5?8塔頂溫度107°C常一線167°C常二線253°C常三線317°C常四線331°C汽化進(jìn)料353°C塔底溫度347°C?5-9全塔熱平衡物料流率kg/h密度 操作條件焰kJ/kg熱量，kJ/hd叫MPa°C汽相液相入方進(jìn)料2932800.85520.172953571096.732321649561汽提蒸汽4780■0.43703150■15057000合計298060■■■■■336706561出方常頂油12772.50.71420.15107606.97■7752524.325航空煤油42542.50.7840.15612167■43122輕柴油523250.82060.16326253-648.8333950029.75

重柴油12382.50.8450.1551317■833.01410314795.86常四線（汽）153400.86230.16734331■85&1313163714.2重油157917.50.920.1755347■866.502136835829.6水蒸氣4780■0.151032651■12671780合計293280■■■■■233031212.9全塔回流熱g=(336.71-233.03)xl06=103.68xl06kJ/li回流方式及回流熱分配：塔頂采用二級冷凝冷卻流程，塔頂回流溫度為60°Co釆用兩個中段循環(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?；亓鳠岱峙?熱量,kJ/hxl06kJ/h頂冷回7.27464625.0587.465一中3233176111.3733.176二中44.446031854.5346.032頂循壞16.417002757.0817.0035.7蒸憎塔各點溫度核算校核應(yīng)自下而上進(jìn)行，常四線抽出板溫度校核如下：表5-10第10層以下塔段的熱平衡物料流率，kg/h密度操作條件焰，kJ/kg熱量，kJ/hd-%MPar汽相液相入方進(jìn)料2932800.85520.172953571096.732-321649561汽提蒸汽3860-0.43703150-12159000內(nèi)回流L0.85940.170432985&13■857.72L合計-----333808561+857.72L出方常頂油12772.50.7142029-14168406.53航空煤油42542.50.784036-46301555.3輕柴油523250.8206043-55853274.75重柴油12382.50.8450686■13010119.4常四線（汽）153400.86230.1704331-862.31613227927.44重油157917?50.920.1755347853.944134852701.6水蒸氣3860-010267600內(nèi)回流L0.85940128-1037.632L合計-----287681585.2+1037.632L依查《石油煉制工藝學(xué)》圖2-10,可得取內(nèi)回流分子量M=135,相對密度為0.883。所以，內(nèi)回流L=256263.82kg/h或256263.82/135=1898.3kinol/h汽提蒸汽流量：4080/18二226.67kmol/h常四線抽出板上方汽相總量為：3307.4277kinol/h常四線蒸汽（即內(nèi)回流）分壓為：0.0977986Mpa由常四線常壓恩氏蒸懈數(shù)據(jù)換算在0.098MPa壓力下平衡汽化0%點溫度?？梢杂谩妒蜔捴乒に噷W(xué)》圖5-12和圖5-13先換算得常壓下平衡汽化數(shù)據(jù)，再用圖5-23換算成0.098MPa下的平衡汽化數(shù)據(jù)?？傻迷?.098MPa下常四線的泡點溫度為331.2°C,與原假設(shè)的331°C很接近，可認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。常一線、常二線和常三線抽出板溫度校核的方法與常四線的方法相同，故計算從略。計算結(jié)果與假設(shè)值相符，故認(rèn)為假設(shè)是正確的。即：常一線抽出板溫度1679,常二線抽出板溫度253°C,常三線抽出板溫度317°C塔頂溫度的校正：塔頂冷回流溫度/o=6O°CH°=163.5kJ/kg塔頂溫度ri=103°C//i=605kJ/kg故塔頂冷回流量Ao為：Lo=e/(//ti-//to)=7.465xl05/(605-163.5)=16907.4kg/h塔頂油氣量（汽油十內(nèi)回流蒸汽）為：（16907.4十12772.5）/109=272.3kmol/h塔頂水蒸汽流量為：4780/18=265.556kmol/h塔頂油氣分壓為：0.0759MPa； 常壓露點溫度：107.5工常壓露點壓力：0.10133MPa: 焦點溫度：328.5°C焦點壓力：5.91MPa在平衡汽化座標(biāo)紙上作出汽油平衡汽化100%點的P-t線如圖5-3,得出在0.0759Mpa壓力下露點溫度為106.5°C.考慮到不凝氣的存在，該溫度乘以系數(shù)0.97,則塔頂溫度為：106.5x0.97=103.31,與假設(shè)的103°C很接近，故原假設(shè)溫度正確。塔頂水蒸汽分壓為：0.15-0.0759=0.0741MPa?5-11第20層以下塔段的熱平衡物料流率，kg/h密度操作條件焰，kJ/kg熱量，kJ./hd叫MPaX)汽相液相入方進(jìn)料2932800.85520.172953571096.21321495882.2H43300.4370315013639500內(nèi)回流L0.8410.16275291.2774.04774.04L合計335135382.2+774.04L出方常頂油12772.50.71420.16532921008.3412879073.74航空煤油42542.50.7840.1653292999.97642541478.98輕柴油523250.82060.1653292983.2451448033重柴油12382.50.8450.1653317836.810361676常四線（汽）153400.86230.1704331861.90413221607.36重油1579170.920.1755347853.536134788271.3水蒸氣43300.1653292275111911830內(nèi)回流0.83930.1653292962.32962.32L合計277151970.4+962.32L在此壓力下飽和水蒸汽溫度為91°C,故水汽不會冷凝。溫皮/°c圖5?3汽油的露點線相圖5.8全塔汽液負(fù)荷分布選擇塔內(nèi)幾個有代表性的部位（如塔頂、第一層板下方、各側(cè)線抽出板上下方、中段回流進(jìn)出口處、汽化段及塔底汽提段等），求出該各處的汽、液負(fù)荷，就可以作出全塔汽、液相負(fù)荷分布圖。圖3-6就是通過計算1、5、10、16、20、24、34各層及塔底汽提段的汽、液負(fù)荷繪制而成。各代表性塔段的汽、液負(fù)荷的計算舉例：由熱平衡得：335135382.2+774?04L=277151970?4+962?32L所以，內(nèi)回流307963.734或07963.734/98=2444.156619（取內(nèi)回流分子量M=98）液相負(fù)荷=366.187m3/h:汽相負(fù)荷=U3365.811m3/h同理，其他的熱平衡也這樣算。表5-12汽液負(fù)荷匯總表塔板層數(shù)15101620243418234977210.47785298.1892310.47719366.18756441.15053401.4633汽相負(fù)荷7047.986262169.52497493.48105156.54113365.81126066.65115709.13

6常壓蒸館尺寸計算6.1塔的直徑的計算塔徑的初算(6-1)(6-1)式中：g—重力加速度，9.81m/s：IVmax—允許的最人氣體速度，m/s：Qv—氣相密度，kg/mSQl—液相密度，kg/m3；乩一塔板間距，m：%-液體體枳流率，nP/s；人一氣體體積流率，nP/s。塔板間距耳按塔徑選定：表6-1浮閥塔板間距Ht與塔徑D的關(guān)系塔板直徑D,nun板間距Hr,nun1200?1400450500600—1600?30004505006008003200?4200——600800其中：pv=0.4747kg/m3；/)L=821.1kg/m3；//t=0.7m；VL=0.1225m3/s；Vv=35.0185m3/s將以上數(shù)據(jù)帶入式(6-1),則求得VVmax=4.6415ni/s計算適宜的氣速Wa因為塔的直徑大于0.9m,耳大于0.5,所以K取0.82；K,系統(tǒng)因數(shù)依《塔的工藝計算》的130頁可得，取0.98。所以：VI4=K?Ks?％x=0?82x0?98x4?6415=3?7299m/s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>0.9m、Ht>0?5m時的常壓和加壓操作的塔，K=0?82；對于直徑<0.9m或//t<0.5m,以及真空操作的塔，K=0.55?0.65m（Ht大時K取大值）。Ks—系統(tǒng)因數(shù)，可取0.95?1.0。計算氣相空間截面積E=“叱V,35.0185 ,人一計算的塔的空間截面積，m‘；Fa=^-=37299=9.3887m-降液管內(nèi)流體流速：匕=0.17K?Ks=0.17x0.82x0.98=0.1366nVs當(dāng)//t<0.75m時：匕=7.98x10一’K?KsVd=7.98xl0-3x0.82x0.9870.7x(821.1-0.4747)=0.1537m/s按以上兩式計算后，選用較小值，所以，Ud=0.14m/s。計算降液管面積F：=^=°1225=0.88m:.F；=0.1IF=0.11x9.3887=1.03m2JV,0.14 '按以上兩式計算取較大值。所以，F(xiàn)；=1.03m2塔橫截面積仟的計算Ft=Fa+F'fF,=9.3887+1.03=10.42nrDe=Vo^SD= =3.64m式中：斤一計算的塔橫截面積,，m?；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(zhǔn)浮閥塔板系列進(jìn)行圓整，得出采用的塔徑D=3.8m,按以下兩式計算釆用的塔截面積及空塔氣速。F=0.785D2=0.785x3.82=11.3354m2；W=Vv/F=35.0185/11.3354=3.09ni/s式中：F—采用的塔橫截面積，m2；D—采用的塔直徑，m；W—采用的空塔氣速，111/So塔徑圓整后其降液管面積按下式計算Fd=(F//rc)x只=(113354/10.42)x1.03=1.12m：式中：Fd—采用的降液管面積，m?。6.2塔高的計算H=Hd+(n-2)Ht+Hb+Hf式中：H塔高(截線到切線)>ni；Hd塔頂空間高(不包括頭蓋)，m：Hb塔底空間高(不包括頭蓋)，ni：Ht塔板間距，m；Hf進(jìn)料段高，ni;n實際塔板數(shù)，塊°Hl般取1.2?1.5,魚與皿按液體停留時間3?5分鐘計。裙座高度與型式,可以查閱有關(guān)手冊。根據(jù)資料選?。篐d=1.5m-Hh=\.5m-H,=0.7m;Hf=1.0mH封頭=0.8m；"裙座=2.2加所以，塔高為:H=Hd+(n-2)Hf+Hh+Hf=1.5+(50-2)x0.7+1.5+1.5=38.1/w63塔板布置，浮閥、溢流堰及降液管的計算浮閥型式，型式：十字架型浮閥30克；排列：采用十字架型浮閥(文丘里II)臨界閥孔流速(Wh)c=(―)053=(』—)心=17.31/W/5h八 0.4747開孔率：0=W/WhXlOO%；所以，0=3.09/17.31x100%=17.85%o6.4浮閥數(shù)Fh=Fx0=11.3354xl7.85%=2.O23m2；N=Fh/0.785(dh)2式中：Fh——閥孔總面積，in2；N浮閥總數(shù)，個；九一一閥孔直徑，m由《塔的工藝計算》P133的數(shù)據(jù)且釆用十字架型浮閥(文丘里口)可以得4=0.039加;所以，N=2.023/(0.785x0.0392)=1694o6.5溢流堰及降液管的決定降液管：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。所以一般推薦使用弓形降液管。溢流堰：溢流堰長度：/?0.6D=0.6x3.8=2.28/77(雙溢流)；出口堰長度：hw?0.05/h堰上液層高度/匚，查《塔的工藝計算》P136圖5-5。得出how=0.11/77，塔板上液層高度：h[=hw+how=0.05+0.11=0.16m進(jìn)口受液盤：進(jìn)口受液盤有平板機凹槽兩種。采用凹槽受液盤時，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。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。所以采用凹槽受液盤較平板受液盤好。但凹槽受液盤制作較復(fù)雜，浮閥塔盤系列(1206-73)中，塔徑從800?4200毫米的塔板均為凹槽受液盤。因此本設(shè)計采用凹槽進(jìn)口受液盤。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，可設(shè)進(jìn)口堰。釆用凹槽受液盤的塔板可不設(shè)進(jìn)口堰。因本設(shè)計采用凹槽進(jìn)口受液盤，所以不設(shè)進(jìn)口堰。降液管停留時間：弓形降液管寬度叱/與溢流堰長/可通過查《塔的工藝計算》圖5-8計算。液體在降液管中的停留時間為：

?mi2x0.7=6.4sVz0.1225降液管內(nèi)流體流速，Vd1ZV/0.12251ZV/0.1225=0.1094/71/5降液管底緣距塔板的高度：決定他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；同時乂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。弓形降液管的仏為:/?b=V//(/XWb)式中：Wb—降液管底緣出口處流速，一般取0.1?0.3ni/s(易發(fā)泡物料取小值),尿一降液管底緣距塔板的高度，m。故，/?b=W(/XWb)=0.1225/(2.28X0.1)=0.537m。7常壓蒸館塔水力計算浮閥塔板的水力學(xué)計算主要包括塔板壓力降、霧沫夾帶、泄漏、降液管超負(fù)荷及淹塔等部分。7.1塔板總壓力降包括干板壓力降、氣體克服鼓泡層表面x力的壓力降及氣體通過塔板上液層的壓力降。干板壓力降A(chǔ)Pd,對22~32克十字架型浮閥：△Pd=4.07*(必*Wh/2g)*@v/Q)=0.036niH20柱；表面X力的壓力降A(chǔ)P。，氣體克服鼓泡表面X力的壓力降A(chǔ)P。值很小，可忽略不計。氣體通過塔板上液層的壓力降△PgAPvi=0.4/jw+2.35X10"X3600X(VJI)=0.099mH20柱；式中：h、、—出口堰高度，m；/—溢流堰長度，m；△P\i—氣體通過塔板上液層的壓力降niH2O柱。氣體通過一塊塔板的總壓力降A(chǔ)Pt：APt=APd+APvi=0.135111H2O柱。7-2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o.i公斤?？砂聪率浇频赜嬎沆F沫夾帶量:

A(0.052/?z-1.72)WH；?①2式中：e—霧沫夾帶量，kg(l)/kg(g)；s—除去降液管面積后的塔板面積與塔橫截面積之比，s=(F-2Fd)/F=0.8；①—系數(shù)，取0.6?0.8。W—采用的空塔氣速，m/s；當(dāng)W=0.5Wmax時取小值；當(dāng)VV=VVmax時取大值；冷 氣體粘度，公斤秒/m?；仇液體表面X力，lO^N/mm；H(—塔板間距，mm；/?l—塔板上液層高度，mm。m—參數(shù)，按下式計算：〃尸5.63X10-5(。〃、.)°295[9l-0,)/“v]°4254、n—系數(shù)：當(dāng)Ht<350mm時，A=9.48xl07,n=4.36；當(dāng)//t>35011U11時,4=0.159,77=0.95o因為物理性質(zhì)與水相近，所以￡可以簡化A(0.052/?,-1.72)止尸一02(0A(0.052/?,-1.72)止尸一02(0羅X1607.72)X( 3.0893 =°sm 700°95x0.8- 0.8018x1.5700°95x0.827.3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。尸。=必歷=11.93,在9—12之間。7.4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。所以應(yīng)使降液管內(nèi)的清液維持在一定高度To降液管內(nèi)清液高度取決于液相流過塔板的壓力降。這個壓力降為氣相通過該板的壓力降、塔板上液層高度產(chǎn)生的壓力降以及液體流經(jīng)降液管所產(chǎn)生的壓力降之和。可按下式計算：△Pl=APt+/?i十APdk式中：APl——液相流過一層塔板所需克服的壓力降，mH?。柱；加一塔板上液層高度，mH?O柱；肌一降液管底緣出口處流速，m/s；APt—氣體通過一塊塔板的總壓力降，m液柱不設(shè)進(jìn)口堰時液相通過降液管的壓力降，mHQ柱。其中,APdk=O.153(Wb)2=0.153X0.12=0.00153mH2O柱。為了防止淹塔，必須滿足下式要求：APlW(0.4?0.6)(Ht+呱),式中系數(shù)一般取0.5,發(fā)泡嚴(yán)重的介質(zhì)應(yīng)取小值。APL=0.1321+0.16+0.00153=0.29365niH20柱V0.5(Ht+/hv)=0.5X(0.7+0.05)=0.375mH2O柱，符號要求。7.5降液管超負(fù)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(jìn)入下層塔板，降低了分離效率。液體在降液管的最大流速由下面兩式計算，選兩式計算結(jié)果中的較小值。Vd=0.17Ks=0.17X0.98=0.1666m/s；其中，Ks取0.98；當(dāng)HtW0.75m時，匕廣7.98x10—?K廠師喬呢5=7.98xl0_3x0.98xJo.7x(821.1-04747)=0.1666m/s式中：Vd一降液管內(nèi)液體流速，m/s；選兩式計算結(jié)果中的較小值，所以Vd=O.I666111/S07.6適宜操作區(qū)和操作線霧沫夾帶量線：一般把￡=10%作為霧沫夾帶上限，則cfA（0?052人一0.206） 69 69H”妙 轉(zhuǎn)換得：O.lxH：WA（0.05改一0.206）設(shè)一個液體負(fù)荷，即可算出一個和它相對應(yīng)的空塔線速，就可以在適宜操作區(qū)的坐標(biāo)上得出一點，適當(dāng)算出幾點，就可以畫出霧沫夾帶線。設(shè)液體負(fù)荷則由《塔的工藝計算》圖5-5得到一系列數(shù)據(jù)：表7?1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)Vi,m3/hHi,mmW369,（m/s）‘69VV,m/s1000.02979167.68674.00722000.04494126.40023.71183000.052102111.72873.58974000.06811890.67843.39236000.09114171.35353.17898000.1116060.67213.042210000.1419049.07302.8723根據(jù)表7?1的數(shù)據(jù)，可作出霧沫夾帶線1,見圖7?1。淹塔界線：APl=+APdk，APL^0.5X(Ht+/?w)使0.5X(Ht+/7w)=APt+/?i+APdk=APd+APvi+/zw+/?ow+0.153X肌?Wb=4?07X(\Vh?W^2g)?(pv,>i)+0.4X/zw+2.35x0.001X(3600Vi//)2/3+/hv+/?ow+0.153XVVb?Wb；又因V>Wh?Fh/?b=Vi/(/?Wb)即Wh=WFh；Wb=W(/?尿)，所以：0.5X(/7t+/iw)=4.07?(Vv?UJFh/Fh/2g)?(pi一p