《年产10万吨润滑油加氢改质基础油——物料衡算-副本.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《年产10万吨润滑油加氢改质基础油——物料衡算-副本.pdf（22页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、-1-1 全装置工艺数据：（1）生产规模：年产 45 万吨焦化汽油加氢；（2）生产时间、年工作时：8000 小时；（3）氢气用量、加氢反应：（1）焦化汽油油的进料量：其中加氢处理段体积空速为：0.5h-1；而精制段加氢段体积空速为 1h-1；加入脱水去杂质的焦化汽油料的量为：M油=hkg/74.116087265.098.31 由文献查知，实际参加反应的 H2的量为：MH2=hkgM/17.2325074.1160850油 又因为在反应器R-102 内的氢油体积比为：1000：1，则进入反应装置的氢气的量为：hmVH/1590010005.098.3132（标况下）在标准况态下氢气的密度为：3
2、33/103.0)017.232(315.8102103.1012mkgRTPMH 故加入反应器内循环氢（不参加反应的氢气）的量为：M循环氢气=hkg/55.140517.232103.015900（2）出反应器的各物质的量：此反应器内氢气参加反应的转化率为：80%，参加反应的基础原料油的反应转化率为：93%；由此可知：未参加加氢反应的反应 H2的量：hkg/434.46)8.01(17.232；加氢改质油的量：hkg/66.10979%)02.01()8.017.23293.074.11608(；加氢 改质 焦化汽油 仅 H2，冷 H2，循环 H2，加 氢 改 质 基 础 油，C5、C9；H
3、2，H2S，NH3，损失掉的-2-损失的改质油的量为：;/59.21902.066.10979hkg 未参加反应的基础油料的量为：;/45.812%)02.01()93.01(74.11608hkg 其中基础原油料损失的量为：;/16.0%02.0)93.01(74.11608hkg 故混合油料的总损失为：hkg/75.21916.059.219；生成 H2S 的量为：（0.3510-611608.740.9334）/32=4.0110-3kg/h 生成 NH3的量为：（350+250）10-611608.740.9317）/14=7.9kg/h。（3）令此反应器内所有 H2的损失量为：0.1
4、%，剩余的反应 H2的量为：;/0.453421001.41739.7999.0)8.01(17.2323hkg 故损失的反应H2的量为：hkg/045.0%1.00.45；（4）计算进入加氢改质反应器内作为降温的冷氢的量：氢气的比热容是：Cp=a+bT+cT2,其中，a=13.44KJ/(kg*K)，b=2.17410-3 kJ/(kg*K),c=-0.16310-6 kJ/(kg*K)故不同温度下氢气的 Cp=13.44+2.17410-3T-0.16310-6T2，其中 T=273.15+t 在加氢改质反应器内润滑油原料油和循环氢气的进口温度为：t1=360OC,其出口温度为：t2=37
5、6OC;其中用来加氢的原料油的量为：14151.15Kg/h，循环氢气中预参加反应的氢气的量为：283.02 kg/h，而参加加氢反应的氢气的量为：228.17 kg/h，进入下个反应的氢气的量为：54.85 kg/h；循环氢气中有 1132.08 kg/h，的氢气作为 PH 氢分压。在此反应器内将要打入冷的氢气作为降温原料,冷氢进口的温度为 t1=40OC,它将与原料油一起进入下个反应器故冷氢的出口温度为：t2=376OC。加氢改质反应器：因为不知道冷氢的进入量，也不知道加氢反应中氢气释放的能量为多少，故假设参加反应的氢气释放的能量为：Q，打入用以降温的冷氢的量为：M。对加氢反应器和加氢改质
6、反应器进行热量恒算，先假设两个反应塔的热损失令其忽略不计；（1）计算各个温度下氢气的比热容；当 t=40OC 时；Cp1=13.44+2.174（273.15+40）-0.163（273.15+40）（273.15+40）-3-=14.11 kJ/(kg*K)当 t=360OC 时；Cp2=13.44+2.174（273.15+360）-0.163（273.15+360）（273.15+360）=14.75 kJ/(kg*K)当 t=376OC 时；Cp3=13.44+2.174（273.15+376）-0.163（273.15+376）（273.15+376）=14.79 kJ/(kg*K)
7、（2）计算各个温度下润滑油混合油的比热容；由炼油单元过程与设备中的图石油馏分的液体比热容图知；当 t=360OC 时；Cp1油=3.14 kJ/(kg*K)，当 t=376OC 时；Cp2油=3.31 kJ/(kg*K)；B 加氢精制反应器：在加氢精制反应器内由已知的资料可以设计混合油料进入反应器的进口温度为：t1=295OC，经过反应器后它们的出口温度为：t2=303 OC，经过论证此种假设是成立的。在此反应器内混合油与氢气进行的是烯烃与芳烃的再饱和加氢反应，其中参加反应的氢气的量为：21.98 kg/h,不参加反应的混合氢气的量为：(1132.08+32.87+M)kg/h。由前面的物料衡
8、算可知：（1）进入此反应器的混和油的一些数据：进入此反应器的混合油料的量为：812.45+10979.66=11792.11 kg/h，从此反应器出来的混合油料的量为：11792.11+21.98=11814.09 kg/h.混合油料进入此反应器的进口温度为：t1=295OC,加氢精制后的混合油出此反应器的出口温度为：t2=303 OC。计算各个温度下润滑油混合油的比热容；当 t=303OC 时；Cp2油=3.01 kJ/(kg*K)；由炼油单元过程与设备中的图石油馏分的液体比热容图知；当 t=295OC 时；Cp1油=3.00 kJ/(kg*K)，（2）进入此反应器的混氢的一些数据：进入此反
9、应器内的氢气的量为：1132.08+54.85+M=(1186.93+M)kg/h。-4-参加加氢反应的氢气的量为：21.98 kg/h，从此反应器出来的混合氢的量为：(1132.08+32.87+M)kg/h，混合氢进入此反应器的进口温度为：t1=295OC,加氢精制后的混合氢出此反应器的出口温度为：t2=303 OC。计算各个温度下氢气的比热容；当 t=295OC 时；Cp2=13.44+2.174（273.15+295）-0.163（273.15+295）（273.15+295）=14.62 kJ/(kg*K)当 t=303OC 时；Cp3=13.44+2.174（273.15+303）
10、-0.163（273.15+303）（273.15+303）=14.64 kJ/(kg*K)由以上的数据对加氢改制反应器和加氢精制反应器进行热量衡算，令加氢改质反应塔内的热损失为进入全塔热量的5%，加氢精制反应塔的热损失令其忽略不计；在化工生产过程中，热量衡算可以用以下热平衡方程：654321QQQQQQ 式中 1Q所处理各股物料带入设备的热量，千焦 2Q由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦 3Q各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦 4Q离开设备各股物料带走的热量，千焦 5Q消耗在加热设备上的热量，千焦 6Q设备向外界环境散失的热量，千焦 进行计算。先对加氢改质反应器内的物料列热平衡
11、方程：)1(15.64979.14)85.5408.1132(15.64931.3)17.22874.11608(95.0)15.31311.1417.22815.6338.116015.63314.374.11608(MMQ 将此方程化简可得：)2(2521.13888MQ 而后对加氢精制反应器内的物料列热平衡方程：-5-)3(15.57664.14)87.3208.1132(15.57601.3)98.2178.14366(98.2162.1415.568)93.1186(15.56800.378.14366MM 将此方程化简可得：)4(85.550.19690MQ 由方程（2）与（4）可
12、知：M=303 kg/h,Q=21463KJ/h。损失掉的氢气总量为：hKg/78.1%1.0)08.1132303(055.0（4）改质油的量：40.1337617149.766.10797kg/h 计算结果如下：表（w-1）加氢改质反应器内的物料衡算表 物料名称 进料量 kg/h 出料量 kg/h 润滑油基础油 11608.74 812.45 加氢改质基础油 13376.40 预参加反应的 H2 232.17 45.0 降温的冷 H2 303 302.70 循环氢气中不反应的 H2 14055.05 14050.03 损失的混合油 219.75 泄漏的总的 H2 0.0045 生成的 H2
13、S 4.01x10-3 生成的 NH3 7.9 合计 26198.96 16213.5 单元设备的热量衡算：在化工生产过程中，热量衡算可以用一下热平衡方程表示：21HHQ 其中Q表示设备或系统与外界各种交换热量之和，其中包括热损失（低温时传入的热量），千焦 1H表示离开设备或系统各股物料的焓和，千焦 2H 表示进入设备或系统各股物料的焓和，千焦-6-在解决实际问题中，热平衡方程还可以写成一下形式：654321QQQQQQ 式中 1Q所处理各股物料带入设备的热量，千焦 2Q由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦 3Q各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦 4Q离开设备各股物料带走的热量，千
14、焦 5Q消耗在加热设备上的热量，千焦 6Q设备向外界环境散失的热量，千焦 上述公式是通用的，但在具体应用时应加以具体分析。加氢改质与加氢精制反应器的热量衡算：1 分析物料的走向及变化，列出热平衡方程式：脱水除杂的润滑油基础油和循环氢自反应器的顶部进入催化反应塔。在加氢反应塔内为了保证反应的稳定进行，要在三个反应床层的底部打入降温的冷氢，则改质塔内还有冷氢的进入。在改质塔内发生的是部分润滑油基础油加氢饱和，脱硫，脱氮，脱水的复杂反应。改质后的混合油和未反应的氢气自改质塔的底部进入精制塔的顶部，进行润滑油基础油内的烯烃与芳烃的再饱和反应。而后流入高低分离器进行气液分离。对此过程进行分析可知，因是连
15、续操作 Q5 可以不计，计算基准取 KJ/h。在加氢饱和时放出热量，故Q3 为正值。此塔内没有加热剂则 Q2 可以忽略不计。于是热量平衡方程为：Q1+Q3=Q4+Q5,或出入QQ 2 收集有关数据：热量衡算时，已知物料量，工艺条件和有关物性数据。此过程的物料衡算可以见前面的设备物料衡算。整理计算结果，将 R-101 和 R-102 的进，出物料量及工艺条件列于下表：表（Q-1）反应塔物料平衡表-7-物料名称 进料量 kg/h 出料量 kg/h 润滑油基础油 11608.74 812.45 加氢改质基础油 13376.40 预参加反应的 H2 232.17 45.0 降温的冷 H2 303 30
16、2.70 循环氢气中不反应的 H2 14055.05 14050.03 损失的混合油 219.75 泄漏的总的 H2 0.0045 生成的 H2S 4.01x10-3 生成的 NH3 7.9 合计 26198.96 16213.5 反应塔内各种物料只有温度变化，没有相变化属于显热，可用比热计算。比热和加氢反应热可以从手册中查到，也可以由试验测定。而且在进行物料衡算时已经把各物料的比热计算出来了。确定各种物性数据的基准态为 0OC 饱和液体。结果如下表：表（Q-2）数 据 表 润滑油基础混合油比热，kJ/(kg*K)氢气的比热，kJ/(kg*K)温度，OC 14.11 40 300 14.62
17、295 3.01 14.64 303 3.14 14.75 360 3.31 14.79 376 加氢反应时放出的反应热，kJ/kg 25098 2 计算热量（对 R-101 与 R-102 分别计算）：（1）输入 R-101 内的热量：A,原料油输入的热量：Q1=M油C油（t1+273.15）=14151.153.14633.15=2.81107KJ/h B,物料中循环氢气带入的热量：-8-Q2=M氢气C氢气（t1+273.15）=(283.02+1132.08)14.75633.15 =1.322107KJ/h C,用于降温用的冷氢带入的热量：Q3=M冷氢C冷氢（t2+273.15）=30
18、3.0014.11(273.15+40)=0.134107KJ/h D,加氢反应释放出的热量：Q4=M反应氢加氢反应热=(283.02-54.85)21463=0.49107KJ/h 输入的总热量：Q入=Q1+Q2+Q3+Q4=2.81+1.32+0.134+0.49=4.756107KJ/h（2）输出 R-101 内的热量：A,混合油料带走的热量：Q1=M油C油（t3+273.15）=(990.38+13376.40)3.31649.15=3.09107KJ/h B,混合氢气带出的热量：Q2=M氢气C氢气（t3+273.15）=(1130.95+302.70+54.85)14.79649.1
19、5=1.43107KJ/h C,热损失约占总输入量的 5.0%，其中包括混合油，混合氢气等的泄露而损失的热量和设备自身的保温不足所损失的热量：Q3=Q入5.0%=5.1141070.05=0.237107KJ/h.Q出=Q1+Q2+Q3=3.09+1.43+0.237=4.756107KJ/h 3 计算热量(对 R-102 进行计算）：（1）输入 R-102 内的热量：A,原料油输入的热量：Q1=M油C油（t3+273.15）=(990.38+13376.40)3.00568.15=2.45107KJ/h B,物 料 中 循 环 氢 气 带 入 的 热 量：Q2=M氢 气C氢 气（t3+273
20、.15）=(283.02+1132.08+302.70)14.62568.15=1.24107KJ/h C,加氢反应释放出的热量：Q3=M反应氢加氢反应热=(54.85-32.87)21463=0.047107KJ/h 输入的总热量：Q入=Q1+Q2+Q3=2.45+1.24+0.047=3.74107KJ/h（2）输出 R-102 内的热量：A,混合油料带走的热量：Q1=M油C油（t4+273.15）=(990.38+13376.40)3.01576.15=2.49107KJ/h-9-B,混 合 氢 气 带 出 的 热 量：Q2=M氢 气C氢 气（t4+273.15）=(1130.95+30
21、2.40+54.85)14.64576.15=1.24107KJ/h C,热损失约占总输入量的 0.27%，其中包括混合油，混合氢气等的泄露而损失的热量和设备自身的保温不足所损失的热量：Q3=Q入0.27%=3.741070.0027=0.0101107KJ/h.因此：Q出=Q1+Q2+Q3=2.49+1.24+0.01=3.74107KJ/h 表（Q-3）反应塔的热量衡算表 项目 加氢改质塔-R-101 加氢精制塔-R-102 107kJ/h,Q入 107kJ/h,Q出 107kJ/h,Q入 107kJ/h,Q出 Q1:物料带入热量 4.266 3.69 Q2：加氢放出的热量 0.49 0.
22、047 Q4:物料带出的热量 4.52 3.73 Q5：设备损失的热量 0.237 0.01 合计 4.756 4.757 3.74 3.74 -10-设备的选型计算：2.4.1 设备选型及设计的原则：化工设备是进行化工生产过程的物质基础，它对装置的生产能力，操作过程的稳定性和可靠性、产品的质量有一定的影响。因此设备的选型工艺计算是工艺设计中一个很重要的环节。设备的选型计算应遵循以下原则：合理性。设备必须满足工艺设计的一般要求，设备要与工艺流程、生产规模、操作条件、控制水平等相适应，同时又能发挥每个设备的生产能力。先进性。设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、生产效率要尽可能达到先进水平。安全
23、性。生产过程稳定，有一定的弹性。工人在操作时劳动强度小，便于操作。安全可靠，无事故隐患。经济性。设备投资费用和操作费用要低。设备易于加工、维修及更新，且没有特殊的维护要求，对建筑地基和厂房等无苛刻要求。-11-主要设备的选型计算：焦化汽油基础原料油常压分馏塔的设计及选型：1 基础数据及计算步骤 在进行工艺计算时要充分利用已知的原油的性质数据，借助经验图表与公式，通过物料恒算和热量衡算进行。计算时要着重考虑如何使塔内气液相负荷分布均匀，有较好的分馏效率，在保证产品质量和收率的前提下，节约投资，降低能耗，减少环境污染。（1）收集基础数据 如原料油的性质，及实沸点蒸馏数据。处理量几年开工时间。加工方
24、案及产品质量。气提蒸汽的温度和压力等。（2）设计计算步骤 塔板数，回流比与油品分馏精确度 原料油是复杂的混合物，原料油分馏过程中的回流比，最少塔板数的计算目前还只是限于经验方法。下表列举了文献推荐选用的塔板数。表（X-1）推荐的塔板数 塔板位置 典型板数 范围 效率，%轻石脑油重石脑油 6 410 0.60.8 重石脑油轻煤油 6 410 0.60.8 轻煤油轻柴油 4 28 0.50.7 轻柴油重柴油 4 28 0.50.7 闪蒸段 3 16 0.5 2 分馏塔的操作压力 原油常压分馏塔通常在稍高于大气压力下操作，压力的大小与下述因素有关。如塔顶产品的冷凝量，回流油罐的压力要在103245K
25、Pa 下操作等。原油常压分馏塔的操作压力可以增加到 196294KPa，但不应太高。根据下表的塔板的压降数据，就能计算出分馏塔各处压力。表（X-3）塔板压降值表-12-塔板型式 压力降，kPa 减压操作 常压操作 泡 帽 0.530.80 0.330.40 浮 阀 0.40.67 0.230.27 筛 板 0.270.53 0.2 舌 型 0.270.53 0.170.20 浮动喷射 0.270.53 0.200.27 金属破沫网 0.130.27 0.130.27 3 确定分馏塔各点温度（1）汽化段温度 汽化段油气分压按下式计算：P 油=P气油油nnn 式中：P汽化段压力；n 油油气摩尔流速
26、；n 汽水蒸气摩尔流速。（2）塔底温度 进料油中未汽化的重质油与精馏段流下的回流液在汽提段中被水蒸气汽提，当其中轻组分汽化时油料温度降低，因此塔底温度比汽化段温度低。原油分馏塔塔底温度一般可取低于汽化段 517OC 温度。（3）侧线温度 严格的说，油品分馏塔侧线温度应该是未经汽提的侧线产品在该侧线处油气分压下平衡汽化泡点温度。它比汽提后的侧线产品平衡汽化泡点温度略低，但是为了简化，可按汽提后产品计算。以煤油侧线为例，其油气分压用下式计算.P 煤油=P*内汽油水汽内nnnn 式中：n 内，n 水汽，n 汽油分别为该抽出板处内回流，水蒸汽，汽油蒸汽的摩尔流速。P煤油抽出板处压力。（4）塔顶温度 应
27、为塔顶产品在该处油气分压下平衡汽化的露点温度。塔顶油气分压按下式-13-计算。P 汽油=P*水汽回流汽油回流汽油nnnnnn 式中：P塔顶压力；n 回流塔顶回流摩尔流速。4 确定塔径与塔高 （1）塔径 通常，塔径大小主要取决于塔内蒸汽负荷。在不发生过多的雾末夹带或出现液泛的条件下，确定其最大允许空他线速度。根据蒸汽负荷和允许空塔线速度，即可求得所需的塔径。采用不同类型的塔板，有不同的计算方法，现以浮阀塔为例进行简介。(a)选定塔板间距 对雾末夹带，物料的起泡性，塔的操作弹性及安装，检修的要求几个因素综合考虑，参考下表选定塔板间距。表（X-4）浮阀塔板板间距 Ht 与塔径 D 的关系 塔板直径
28、D，mm 塔板间距 Ht，mm 600700 300 350 450 8001000 350*450 500 600 12001400 350*450 500 600 800*16003000 450*500 600 800 32004200 600 800（b）计算最大允许气体速度 Wmax Wmax=rvrvrlrvrlVvVlgHt 21055.0 式中：Wmax塔板气相空间截面积上最大允许气体速度，m/s；g重力加速度，9.81m/s2；rv气相重度，kg/m3;rl液相重度，kg/m3;Ht塔板间距，m;Vv气体体积流速，m3/s;Vl液体体积流速，m3/s.(c)计算适宜的气体操作
29、速度 Wa-14-Wa=K*Ka*Wmax （1）式中：Wa塔板气相空间截面上的适宜气体速度，m/s;K安全系数，对直径大于0.9m,Ht0.5m的常压或加压操作的塔，K=0.82;对直径小于 0.9m,或塔板间距 Ht0.5m,以及真空操作的塔，K=0.550.65(Ht 大时 K 取大值)。Ka系统因素，按下表取值。系 统 因 素 Ks 表 系统名称 系统因素 Ks 用于式（1）用于式（2）（3）（4）炼油装置较轻组分的分馏系统，如原油常压塔，气体分馏塔等 0.951.0 0.951.0 炼油装置重黏油品分馏系统，如常减压的减压塔等 0.850.9 0.850.9 无泡沫的正常系统 1 1
30、 氟化物系统，如 BF3，氟利昂 0.9 0.9 中等气泡系统，如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔 0.85 0.85 重度起泡沫，如胺及乙二醇吸收塔 0.73 0.73 严重起泡沫，如甲乙基酮，一乙醇胺装置 0.6 0.6 泡沫稳定系统，如碱再生塔 0.15 0.3（d）计算气相空间截面积 Fa：Fa=Vv/Wa(e)计算降液管内液体流速 Vd 液体在降液管内的流速可按式（2），式（3）计算，选两个计算结果中较小的 Vd(1)=0.17KKs (2)当 Ht0.75 米时采用式（3）：Vd(2)=7.9810-3KKs)(rvrlHt (3)当 Ht0.75 米时采用式（4）：Vd(2)=6.97
31、10-3KKsrvrl (4)式中：Vd降液管内液体流速，m/s。（f）计算降液管面积 Fa 降液管面积可按下面两式进行计算，取结果较大的值。Fd(1)=VlVd （5）Fd(2)=0.11Fa （6）-15-式中：Fd计算的降液管面积，。（g）计算塔径 Dc：Dc=785.0Ft ；式中：Dc塔径，m。最后根据计算所得塔径 Dc 再按国内标准浮阀塔系列进行圆整，确定采取的塔径尺寸。然后再校核空塔线速是否适宜，并按式（5），（6）复算降液管面积Fd,再根据标准参考复算的Fd 选用合适的降液管面积。Fd=（FtF）Fd；式中：Ft,F分别为计算的和圆整后的塔截面积，；Fd、Fd分别为计算的和圆整
32、后的降液管面积，。2，确定它的高度（不包括裙座）H；H=Hd(n2)HtHbHf 式中：H塔高（切线到切线），m;Hd塔顶部空间高度，m；Hb塔底部空间高度，m；Ht塔板间距，m；Hf进料段高度，m；其中 n实际塔板数。1.确定塔板型式和塔板数 选用浮阀塔板。参照上述所推荐数值选定塔板数如下：汽油煤油段 9 层 煤油轻柴油 6 层 轻柴油重柴油 6 层 重柴油汽化段 3 层 塔底汽提段 4 层 考虑采用两个中段回流，每个用 3 层换热塔板，共 6 层。全塔塔板数总计为34 层。2.常压塔计算草图 将所要计算的常压塔塔体，塔板，进料及产品进出口，中段循环回流，汽提返塔，侧线及塔底汽提点等数据和位
33、置绘制成草图如下图所示，然后陆续填入物料流量及操作条件。计算草图使设计一目了然，便于分析和避免差错。-16-图 A 常压塔的计算草图 3.确定操作压力：取塔顶产品罐压力为 130KPa。塔顶采用二级冷凝冷却流程，取塔顶空冷器压力降为 10KPa，后冷却壳程压力降取 17KPa。塔顶压力=130+10+17=157KPa（绝）取每层浮阀塔板压力降为 0.53 kPa，推算常压塔各关键部位压力（kPa）。汽油 997.52/h 170 180 9 10 13 256 18 20 22 315 27 30 353 31 34 346 蒸汽 288.73/h 159KPa 60塔顶冷回流5257/h
34、420 煤 油 汽 提 蒸 汽22.8/h 煤油 142.5/h 420 轻柴油汽提蒸汽量 8.55/h 轻柴油 285/h 420重柴油汽提蒸汽量3.98/h 重柴油 142.5/h 174KPa 420塔底汽提蒸汽253.4/h 塔底重油 12670/h 163KPa 第一中段回流 168Kpa 第二中段回流 172KPa 进 料 油 的 量14250.20/h-17-塔顶压力 159 一线抽出板（第 9 层）上压力 163 二线抽出板（第 18 层）上压力 168 三线抽出板（第 27 层）上压力 172 汽化段压力（第 30 层下）压力 174 取转油线压力降为 35 kPa，则加热炉
35、出口压力=174+35=209 kPa 4.确定汽化段温度：（1）汽化段进料的汽化率与过气化度 取进料的 3%（重）或 3.03%（体）为汽化度，即过汽化量为 14250.200.03=427.51/h，进料在汽化段中的汽化率：e1=(7+1+2+2+1+3.03)%=14.03%(2)汽化段的油气分压 汽化段的各物料的流量如下：Kmol/h；汽油 10.52 煤油 0.94 轻柴油 1.31 重柴油 0.49 过汽化油 1.43 （分子量取 300）油气量合计 14.69 塔底汽提蒸汽 14.05 汽化段分压为：17414.69（14.69+14.05）=89 kPa。5.确定塔底的温度：取
36、塔底温度比汽化段温度低于 7OC，即；塔底的温度=353.5-7=346.5OC 6.全塔的热平衡及回流热的分配：（1）假设塔顶及各侧线温度 塔顶温度 107 OC 煤油抽出板（第 9 层）的温度 180 OC 轻柴油抽出板（第 18 层）的温度 256 OC 重柴油抽出板（第 27 层）的温度 315 OC-18-按所假设的温度条件作全塔热平衡，汇总数据列于表（e-3）,由此求出全塔回流热 Q。表（e-3）全 塔 热 平 衡 数 据 物料 流率，kg/h 密度，操作条件 焓，kJ/kg 热量，GJ/h 压力，kPa 温度，汽相 液相 进料 14250.2 0.885 174 353.5 43
37、.13 13.62 汽提蒸汽 288.73 294 420 141.57 0.96 入方合计 14538.93 14.58 汽油 997.52 0.7791 159 107 54.91 0.61 煤油 142.5 0.7994 163 180 3.01 0.063 轻柴油 285 0.8265 168 256 8.43 0.184 重柴油 142.5 0.8484 172 315 3.84 0.117 重油 12255.17 0.9416 177 346.5 45.45 10.52 水蒸气 288.73 159 107 115.27 0.78 出方合计 14538.93 12.27（2）回流热
38、：Q=（14.58-12.27）106=2.31GJ/h(3)回流方式及回流热分配 塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为 60OC。采用两个中段回流，第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间（第 1113 层），第二个位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间（第 2022 层）。回流热分配如下：塔顶回流取热 50%Q0=11.155GJ/h 第一中段回流取热 20%Qc1=0.462GJ/h 第二中段回流取热 30%Qc2=0.693GJ/h 7.侧线及塔顶温度的校核：（1）重柴油抽出板（第 27 层）的温度 作第 27 层以下塔板段的热平衡数据见下表（e-4）.表（e-4）第 27 层以下塔段的热平衡
39、 物料 流率，kg/h 密度，操作条件 焓，kJ/kg 热量，GJ/h 压力，kPa 温度，汽相 液相-19-进料 14250.2 43.13 13.62 汽提蒸汽 253.4 294 420 181.6 0.84 内回流 L 0.846 172 308 795 795L 入方合计 14503.6+L 14.46+795L 汽油 997.52 0.7791 172 315 97.06 1.08 煤油 142.5 0.7994 172 315 7.15 0.15 轻柴油 285 0.8265 172 315 13.52 0.295 重柴油 142.5 0.8484 172 315 3.84 0.
40、117 重油 12255.17 0.9411 177 346.5 45.45 10.47 水蒸气 253.4 172 315 170.16 0.79 内回流 L 0.846 172 315 1026 1026L 出方合计 14503.6+L 12.90+1026L 所以，内回流：L=(14.46-12.90)106/(1026-795)=6753.25kg/h 或 L=6753.25/282=23.95kmol/h 重柴油抽出板上方汽相总量为：12.01+1.31+0.49+23.95+14.05=51.81kmol/h 油气分压为：172（23.95/51.81）=79.51kPa 由重柴油
41、常压恩氏蒸馏数据换算为 79.51kPa 下平衡汽化 0%点温度。馏出，%0 10 30 50 恩氏蒸馏温度，289 316 328 341 平衡汽化温差，27 12 13 常压下平衡汽化温度，359 减压下平衡汽化温度，315.5 338 由以上过程求得在 79.51kPa 下重柴油的泡点温度为 315.5，与原假设的315很接近，所以认为原假设温度是正确的。（2）轻柴油和煤油抽出板温度 用以上的方法可以得到的校核结果证明所假设的温度是正确的，故轻柴油抽出板的温度为 256，煤油抽出板的温度为 180。（3）塔顶的温度 塔顶冷回流温度 t0=60,其焓值 ht0为 163.3kJ/kg,塔顶
42、温度 t1=107,回流-20-（汽油）蒸汽的焓为 ht1=611kJ/kg。故塔顶冷回流量为：L0=Q0/(ht0-ht1)=2.35106/(611-163.3)=5257.11kg/h 塔顶的油气量为：（5257.11+997.52）/95=65.84kmol/h 塔顶水蒸气量为：288.73/18=16.04kmol/h 塔顶油气分压为：159（65.84/(65.84+16.04)）=127.85kPa 汽油的焦点温度为 328.5，焦点压力为 5.9Mpa,常压下的露点为 108.9，据此可以在平衡汽化坐标纸上求得在油气分压为 105kPa 下平衡汽化 100%点温度为 110.2
43、考虑不凝气的存在，则塔顶温度应为：110.20.97=106.9 与原来假设的温度 107很接近，最后校核在塔顶条件下，水蒸气是否会冷凝，塔顶水蒸气分压为：159-105=54kPa 与此压力相应的饱和水蒸气温度为 83，远低于塔顶温度 107，故水蒸气处于过热状态而不会冷凝。8.计算塔径和塔高：（1）塔径 从全塔汽，液负荷分布可以看出，为了提高热回收率，加大第二中段回流取热比，使二中段回流抽出板处负荷最大。按照前述原则，应以此处气相负荷为基准计算塔径。二中抽出板下塔段热平衡见表（e-5）。表（e-5）二中抽出板下塔段热平衡 物料 流速，kg/h 密度，kg/m3 操作条件 焓，kJ/kg 热
44、量，kJ/h 压力，kPa 温度，汽相 液相 进料 14250.2 174 353.5 43.12 13.613 汽提蒸汽 257.38 294 420 155.8 0.854 内回流 L 0.836 170 275 695 695L 入方合计 142507.58+L 14.467+695L 汽油 997.52 0.7791 170 282 89.15 0.989 煤油 142.5 0.7994 170 282 6.52 0.137 轻柴油 285 0.8265 170 282 12.42 0.271 重柴油 142.5 0.8484 172 315 3.84 0.113-21-重油 1255
45、5.17 0.9416 177 346.5 45.45 10.47 水蒸气 257.38 170 282 142.6 0.781 内回流 L 0.836 170 282 942 942L 出方合计 142507.58+L 12.761+942L 内回流：L=（14.467-12.761）106）/(942-695)=6885.17kg/h；或 L=6885.17/250=14.30koml/h 水蒸气流率：257.38/18=14.30kmol/h;二中抽出板上方汽相总量为：12.01+1.31+14.30+27.54=55.16kmol/h；或 997.52+142.5+285+6885.1
46、7+257.38=8567.57kg/h；或（55.160.082（282+273.15）/1.68=1494.25m3/h 按浮阀塔进行计算，选塔板间距为 600。1)最大允许气体速度 Wmax 由前面的数据可以得到:rv=7910.42/1494.25=5.29kkg/m3；rL=580.61kkg/m3；Vv=1494.25/3600=0.42m3/s；VL=166/3600=0.046 m3/s；所以：Wmax=29.529.561.58029.561.58042.0046.0216.081.9055.0=0.422m/s；2)适宜的气体操作速度 Wa 根据条件选定系统因数 Ka=0.
47、97,安全系数 K=0.82.Wa=0.422 0.970.82=0.34m/s；3)气相空间截面积 Fa:Fa=Vv/Wa=0.42/0.34=1.24m2；4)计算降液管内液体流速 Vd Vd(1)=0.17 KKs=0.17 0.970.82=0.135m/s；Vd(2)=7.98 10-3KsK)(rvrlHt=7.9810-30.970.82)29.561.580(6.0=0.118m/s；按照规定应当选：Vd=0.118m/s；5)计算塔的降液管面积 Fd-22-Fd(1)=Vl/Vd=0.046/0.118=0.39m2；Fd(2)=0.11Fa=0.111.24=0.136m2
48、；按规定应该选：Fd=0.39m2。6)计算塔的降液管面积 Ft 和塔的直径 Dc Ft=Fa+Fd=1.24+0.39=1.63m2；Dc=785.0Ft=785.063.1=1.44m 7)圆整后的塔径 D 和降液管面积 Fd 按规定取塔径 D 为 1600。采用的塔截面积 F 和空塔气速 W 为:F=0.785D2=0.7851.62=2.01m2；W=Vv/F=0.42/2.01=0.21m/s；塔径圆整后的降液管面积 Fd:Fd=(F/Ft)Fd=(2.01/1.63)0.39=1m2。（1）塔高的计算：根据资料选定；塔顶的空间高度为：Hd=1.5m；进料段高度为：Hf=2.0m；塔底空间高度为：Hb=1.5m,相当于重油在塔底停留的时间为3min.则整个塔体高度为：H=1.5+(34-2)0.6+2.0+1.5=24.2m