化工12-3班 宋戈 29号(原油常减压蒸馏装置设计)(6)

液相负荷= 336.6632+ 787.3096447= 1123.97282 m3/h 汽相负荷= 80473.82 m3/h

3.4.8第11层塔板以下塔段的热平衡

表3-33 第11层塔板以下塔段的热平衡

物料 入方 出方

进料 汽提蒸汽 内回流 一中回流（上） 二中回流（上） 合计 常顶油 航空煤油 一中回流（下） 轻柴油 二中回流（下） 重柴油 常四线油 重油 水蒸汽 内回流 合计

662500 21466.5 L 70095.42642

304682.0036

27018.75 114150 105338 110687.5

106795

32450 47700 21466.5 L 流率，kg/h

密度 d204 0.7032 0.7833 0.8398 0.8802 0.8993 0.9506

操作条件 MPa

℃

焓，kJ/kg 汽相

液相 438 314 512 525 641 681.5 846 868 901

602110608 72170373 438L 22009963.9

155997185.8

852288131+438L 21479906.25 71005068.75 36800098.87

70950687.5 207640785.5

22159912.5 28166600 300984681.3 60642862.5 722L 819830603+722L 热量，kJ/h

0.1775 408 970.52 0.4

370

3362 795 789 2825 722

0.1785 187 0.16 0.16 0.161 0.167

220 215 186 186 223

0.1685 286 0.1725 297

0.1755 342 0.1805 380 0.16 0.16

401 186 186

取：

内回流分子量M=190 密度=0.706g/ m3 由热平衡得：

852288131+438L = 819830603+722L 所以，

内回流L= 114287.0692kg/h= 601.51089kmol/h 液相负荷= 161.8797+27.2417=189.1214 m3/h 汽相负荷= 62500.55 m3/h

3.4.9第10层塔板以下塔段的热平衡

表3-34 第10层塔板以下塔段的热平衡

物料 入方 出方

进料 汽提蒸汽 内回流 一中回流（上） 二中回流（上） 合计 常顶油 航空煤油 一中回流（下） 轻柴油 二中回流（下） 重柴油 常四线油 重油 水蒸汽 内回流 合计

662500 21466.5 L 70095.42642

304682.0036

114150 105338 70095.4264

106795 304682.004

47700 32450 288519 21466.5 L 流率，kg/h

密度 d204 0.7032 0.7833 0.7886 0.8398 0.8802 0.8665

操作条件 MPa 0.1775 0.4 0.1785 0.1595 0.1605 0.161 0.167 0.1685 0.1725 0.1755 0.1805 0.1595 0.1595

℃ 408 370 187 220 215 180 180 223 286 297 342 380 401 180 180

焓，kJ/kg 汽相 970.52 3362 735 2821 734

液相 424 314 512 438 525 641 681 846 868 901

602110608 72170373 424L 22009963.9

155997185.8

852288131+424L 19858781.25 39417262.5 36800098.87

70950687.5 207488444.5

22159912.5 28166600 300984681.3 60556996.5 734L 786383465+734L 热量，kJ/h

取：

33

广东石油化工学院本科课程设计论文

内回流分子量M=165

密度=0.700g/ m3

由热平衡得：852288131+424L=786383465+734L 所以，

内回流L= 276656.3kg/h= 1676.7047kmol/h

液相负荷=391.8644+787.3096447=1179.17 m3/h 汽相负荷= 74530.51 m3/h

3.4.10第1层塔板以下塔段的热平衡

表3-35 第1层塔板以下塔段的热平衡

物料 流率，kg/h 密度 d204 操作条件 MPa ℃ 焓，kJ/kg 汽相 液相 热量，kJ/h

入

进料 汽提蒸汽 内回流

662500 21466.5 L 70095.42642

304682.0036

114150 105338 70095.4264

106795 304682.004

47700 32450 288519 21466.5 L 41226

0.7032 0.7833 0.7886 0.8398 0.8802 0.8665

0.1775 0.4 0.1785 0.157 0.16 0.161 0.167 0.1685 0.1725 0.1755 0.1805 0.1575 0.1575 0.1575

408 370 187 220 215 109 186 223 286 297 342 380 401 109 109 109

970.52 3362 611 2700 611 611

438 314 512 438 525 641 681.4 846 868 901

602110608 72170373 438L 22009963.9

155997185.8

852288131+438L 16508456.25 39417262.5 36800098.87

70950687.5 207610317.3

22159912.5 28166600 300984681.3 57959550 611L 25189086

805746652+611L

方 一中回流 出方

（上） 二中回流（上） 合计 常顶油 航空煤油 一中回流（下） 轻柴油 二中回流（下） 重柴油 常四线油 重油 水蒸汽 内回流 塔顶冷回流 合计

取：内回流分子量M=145密度=0.700g/ m3 由热平衡得：

852288131+438L =805746652+611L 所以，

内回流L= 269025.9kg/h= 1855.3509kmol/h 液相负荷=381.0565+27.2417=408.2982 m3/h 汽相负荷= 66417.79 m3/h

3.5作全塔的汽液相负荷分布图

35

广东石油化工学院本科课程设计论文

3-3汽相负荷分布图图3-4液相负荷分布图 塔板层数

60

50 40

塔板层数

30 20

10 0

20000

60000

100000

140000 液相流量

汽相负荷分布图

60

50

40

30 20 10

0 0

500

1000

1500

液相体积流量 液相相负荷图

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四、常压塔工艺尺寸计算

4.1塔直径的计算

4.1.1塔径的初算

以塔内最大负荷来计算塔径

式中 g─重力加速度, 9.81m/s

Wmax─允许的最大气体速度, m/s;

ρV─气相重度, kg/ m3;

ρL─液相重度, kg/ m3;

Ht─塔板间距, m;

VL─液体体积流率, m3;

Vv─气体体积流率, m3;

Ht = 0.6 m,

Vv=39.1121 m3/s,ρl=786.00kg/ m3,Vl=0.1822 m3/s,ρv=1.7696kg/ m3 则有 Wmax=2.3478 m/s

4.1.2计算适宜的气速Wa

Wa?K?Ks?Wmax。因为塔的直径大于0.9m，Ht大于0.5，所以K取0.82；Ks系统因数有《塔的工艺计算》[7]可得，取0.98。所以

Wa=K·Ks·Wmax＝0.82×0.98×2.3478＝1.8867m/s

式中 Wa─塔板上气相空间截面上的适宜气速, m/s;

K─安全系数, 塔径>0.9m、Ht>0.5m时的常压和加压操作的塔, K=0.82; 对于直径<0.9m或Ht≤0.5m, 以及真空操作的塔, K=0.55~0.65m(Ht大时K取大值)。

Ks─系统因数, 可取0.95~1.0。

37

广东石油化工学院本科课程设计论文

4.1.3 计算气相空间截面积

Vv WaFa?

Fa─计算的塔的空间截面积, m2;

Fa?Vv39.1121??20.73m2 Wa2.3478

4.1.4降液管内流体流速, Vd

Vd?0.17K.KS?0.17*0.82*0.97?0.136m3/s 当Ht≤0.75m时 ?3V.98?10.KVL??V) V?77.98?10?3KK?Hdd?SLt(?

?7.98?10?3?0.82?0.97?0.7?786?1.769m3/s 当H?0.1366t≥0.75m时

Vd?6.97?10?3K?KS?L??V

Vd?6.97?10?3?0.82?0.786?1.769?0.139m/s 式中 Vd─降液管内液体流速, m/s。 按以上两式计算后, 选用较小值。 Vd?0.14m3/s

4.1.5计算降液管面积

VL?1.33m2 Vd

Fd??0.11Fa?1.83m2

按以上两式计算取较大值。

所以：F'd=1.83 m2 Fd??

4.1.6塔横截面积Ft的计算

Ft=Fa+F’d＝19.88＋1.76＝22.56 m2

DC?

DC?Ft

0.785Ft0.785 =5.36 m,D取整为5.4m

式中 Ft──计算的塔横截面积, m2;

4.1.7采用的塔径D及空塔气速W

根据计算的塔径,按国内标准浮阀塔板系列进行圆整, 得出采用的塔径D=5.4 m, 按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速。

F?0.785D2 =22.7448 m2

=1.72 m/s

式中 F──采用的塔横截面积, m2;

D──采用的塔直径, m;

W──采用的空塔气速, m/s。

塔径圆整后其降液管面积按下式计算

F?F?F2

dd?=1.85 m

式中 F

Ftd──采用的降液管面积, m2。

4.1.8塔高的计算

H?Hd?(n?2)Ht?Hb?Hf

式中 H──塔高(截线到切线), m;

Hd──塔顶空间高(不包括头盖), m;

Hb──塔底空间高(不包括头盖), m;

Ht──塔板间距, m;

Hf──进料段高, m;

n──实际塔板数, 块。

Hd取1.5, Hb取1.5, Hf取2, Ht取0.6,。裙座高度与型式, 可以查阅有关手册。则H?Hd?(n?2)Ht?Hb?Hf?1.5?（50?2）?0.6?1.5?2.0?33.8m

4.2塔板布置、浮阀、溢流堰及降液管的计算

4.2.1塔板布置

浮阀塔板面积一般可分为五个区域：

39

广东石油化工学院本科课程设计论文

1．鼓泡区塔板上进行汽液两相接触的区域。

2. 溢流区液体进入和离开塔板的区域，即降液管所占的区域。

3. 破沫区处于鼓泡区与出口堰之间的部分，在此区域内不布置浮阀，一般出口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离为d0?95mm(D?1.5m)。

4. 液体发布区处于鼓泡区与进口降液管（或进口堰）之间的部分，这部分也不布置浮阀。进口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离di可等于d0，在安装距离足够时，也可以稍小于d0。

5. 无效区塔壁与离它最近的浮阀中心线的距离dn，可根据塔径及塔板安装要求而定。一般在70～100mm,直径大的塔距离大些。如距离很大，可沿塔壁装设挡板，以免液体走短路。挡板高度约为塔板上清液高度的两倍。

4.2.2浮阀的计算

1.型式

浮阀的型式很多，目前我普遍使用FI型（即V-I型），它有结构简单，制造安装方便，节省材料等优点。同时，FI型浮阀分重阀和轻阀两种，气重量分别为33克和25克。由于塔内气液负荷变化较大而产品质量要求又比较严格，故本设计采用FI重阀33克[8]。

2.排列

浮阀在塔板上有顺序排列和三角形叉排两种，目前常用三角形叉排型式，故本设计采用常用的三角形叉排。

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