【《生物油共催化裂化裝置工藝設(shè)計(jì)》21000字】

緒論1.1設(shè)計(jì)依據(jù)1）西安石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院化學(xué)工程與工藝專(zhuān)業(yè)的畢業(yè)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)。2）中國(guó)石油化工總公司“煉油裝置工藝設(shè)計(jì)技術(shù)規(guī)定”。3）國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)總局“中華人民共和國(guó)國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)”。4）中國(guó)天然氣行業(yè)標(biāo)準(zhǔn)“石油工程制圖標(biāo)準(zhǔn)”1.2設(shè)計(jì)原則1）共催化裂化處理量為1.8Mt/a。2）處理原材料為生物油與減壓蠟油。3）催化劑采用分子篩催化劑。4）裝置設(shè)計(jì)由反應(yīng)-再生系統(tǒng)、分餾塔等組成5）裝置年開(kāi)工8000h。6）熱量取用再生器的外加熱量和煙氣所產(chǎn)生的蒸汽。1.3課題背景及目的石油、天然氣等是人類(lèi)生存的重要能源，但隨著經(jīng)濟(jì)全球化進(jìn)程的不斷推進(jìn)，人們對(duì)于能源的消耗驟增，導(dǎo)致其儲(chǔ)備急劇減少；并且傳統(tǒng)能源的使用會(huì)破壞人類(lèi)生存環(huán)境。在這兩大問(wèn)題的壓力下，尋求可持續(xù)發(fā)展能源成為重中之重。生物質(zhì)在植物體內(nèi)可以轉(zhuǎn)化為為大量含碳化合物，與化石能源結(jié)構(gòu)類(lèi)似。兩者相比，生物質(zhì)會(huì)極大減少環(huán)境污染，并且可循環(huán)利用。生物質(zhì)廣泛存在與自然界中，獲取使用較為方便，因此生物質(zhì)衍生燃料在世界能源供應(yīng)中越來(lái)越占有重要地位。生物油是生物質(zhì)能源在催化裂化的技術(shù)下得到的產(chǎn)物，其具有優(yōu)良的性能，可替代傳統(tǒng)的化石能源供應(yīng)人們所使用。對(duì)于解決能源短缺問(wèn)題具有戰(zhàn)略性意義。在當(dāng)前對(duì)于生物質(zhì)能源的開(kāi)發(fā)和利用以及成為二十一世紀(jì)可持續(xù)能源研究課題的重要方面之一。催化裂化在國(guó)內(nèi)化工生產(chǎn)占有重要地位，該過(guò)程可以將重油轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油，在我國(guó)大約有4/5的汽油和1/3的柴油來(lái)自源于上述過(guò)程。在當(dāng)下，人們對(duì)于生物質(zhì)的認(rèn)識(shí)和利用還處于不成熟的階段，在日常生產(chǎn)生活中，通常對(duì)于植被廢棄物采用大氣燃燒的方式處理，使得生物質(zhì)能源遭到浪費(fèi)，同時(shí)造成環(huán)境污染。因此合理的開(kāi)發(fā)利用生物質(zhì)能源，對(duì)于我國(guó)能源短缺的現(xiàn)狀有一定的緩解。1.4國(guó)內(nèi)外研究現(xiàn)狀1.4.1催化裂化技術(shù)催化裂化技術(shù)主要包括五個(gè)方面：多產(chǎn)液化氣及高辛烷值汽油催化裂化技術(shù)(MGG/ARGG)，多產(chǎn)液化氣及柴油催化裂化技術(shù)(MGD)，深度催化裂化技術(shù)(DCC)，生產(chǎn)清潔汽油并多產(chǎn)丙烯催化裂化技術(shù)(CGP)，靈活多效催化裂化工藝技術(shù)(FDFCC-ⅢI)MGG與DCC的工藝流程與FCC工藝流程相似，MGG通常用于生產(chǎn)性能良好的抗爆性汽油與高烯烴含量的液化氣。工藝流程為原料油加熱后與催化劑在提升管中混合，發(fā)生催化裂解反應(yīng)。反應(yīng)后的催化劑進(jìn)入反應(yīng)器中繼續(xù)使用，提供部分熱量，使得系統(tǒng)熱量平衡。DCC工藝的原料來(lái)源廣泛，產(chǎn)品的產(chǎn)率較高，可生產(chǎn)較高辛烷值的汽油產(chǎn)品，其過(guò)程的反應(yīng)溫度遠(yuǎn)高于普通的FCC過(guò)程，低于蒸汽裂解溫度。該工藝產(chǎn)生的大量氣體會(huì)由分餾吸收系統(tǒng)進(jìn)行處理，以確保產(chǎn)品純度。MGD工藝使用選擇性的催化裂解技術(shù)，將提升管劃分為不同區(qū)域，不同區(qū)域的反應(yīng)深度不同。原材料在不同的區(qū)域可生產(chǎn)出液化氣、柴油等產(chǎn)品，可降低產(chǎn)品中含硫量，使得油品的質(zhì)量得到提高，具有較為優(yōu)良的辛烷值。FDFCC-ⅢI工藝使用雙提升管，加入沉降器等設(shè)備，該工藝對(duì)于原料的選擇性低，同時(shí)硫化物的排放低，有利于環(huán)境的保護(hù)。CGP的工藝流程具有兩個(gè)反應(yīng)區(qū)，第一反應(yīng)區(qū)中原料與催化劑快速接觸；在第二反應(yīng)區(qū)中長(zhǎng)時(shí)間低溫反應(yīng)，產(chǎn)物進(jìn)入旋風(fēng)分離器分離，催化劑在第二反應(yīng)區(qū)中循環(huán)再生。1.4.2共催化裂化技術(shù)目前共催化裂化技術(shù)仍處于開(kāi)發(fā)研究的階段，在國(guó)內(nèi)外許多研究人員分別對(duì)其進(jìn)行了研究主要有：WangShurong等[14]選用了生物油中含有的三種酸酮類(lèi)的化合物進(jìn)行研究，在HZSM-5催化作用下于固定床反應(yīng)器內(nèi)它們與乙醇的共催化裂化的性能，分析了反應(yīng)溫度和壓力對(duì)產(chǎn)品的影響。在該實(shí)驗(yàn)的條件下原材料的轉(zhuǎn)化率幾乎為100%，油相中的芳香烴含量可達(dá)90%以上。Cora和Huber等[15]在MAT裝置上研究了丙三醇與VGO共催化裂化，與傳統(tǒng)VGO裂化相比，較大比例的丙三醇添加會(huì)使得氣體產(chǎn)品和焦炭的分布顯著改變，但少量添加丙三醇幾乎不會(huì)改變產(chǎn)品的選擇性。1.5裝置的特點(diǎn)本設(shè)計(jì)所處理的原材料主要是生物油與減壓蠟油，有正常的餾分油相比，原材料屬于重油，焦炭的含量大，殘?zhí)嫉暮扛撸渌碾s志含量也顯著升高。因此對(duì)于本設(shè)計(jì)所需要的設(shè)備需要更加高的要求，查閱相關(guān)文獻(xiàn)資料，參考國(guó)內(nèi)有關(guān)煉廠的設(shè)備，設(shè)計(jì)出如下的設(shè)備裝置。為實(shí)現(xiàn)重油的快速裂化和分離，采用提升管反應(yīng)器，在其下部設(shè)有預(yù)提升管和噴嘴，出口設(shè)有T型快速分離器。在催化劑的選用上也充分考慮重油的相關(guān)特性，選擇超穩(wěn)分子篩催化劑，可以滿足設(shè)計(jì)需求以及燒焦罐完全再生回收的技術(shù)。1.6工藝流程說(shuō)明1.6.1反應(yīng)-再生部分原料油主要油生物油與減壓渣油以1：9的比例混合進(jìn)入原料罐中，通過(guò)油泵將其泵入換熱器中加熱至200℃，在噴嘴的作用下回?zé)捰鸵?.84m/s的速率進(jìn)入提升管反應(yīng)器，反應(yīng)溫度維持在520℃左右，停留時(shí)間2.6s。反應(yīng)結(jié)束后12.19m/s的油氣進(jìn)入T型快速分離器，分離出油氣與催化劑，旋風(fēng)分離器將油氣中催化劑完全除盡，之后將油氣送入沉降器。反應(yīng)過(guò)程中催化劑具有重要作用，結(jié)束反應(yīng)后焦炭會(huì)附著與催化劑表面。反應(yīng)產(chǎn)生的煙氣在分離器的作用下，分離出催化劑后進(jìn)入輪機(jī)，利用余熱鍋爐回收煙氣中的熱量，將煙氣溫度降低至200℃以下排入大氣。其余產(chǎn)生的熱量由外取熱器取走，再次利用。主風(fēng)機(jī)的作用是提供燃燒所需的空氣，該過(guò)程經(jīng)過(guò)燃燒室、主風(fēng)分布管進(jìn)入燒焦罐。1.6.2分餾部分系統(tǒng)中的油氣進(jìn)入分餾塔底部，采用逆流的方式凈化油氣，對(duì)催化劑和過(guò)熱部分進(jìn)行脫出，采用中段回流的的方式進(jìn)行分餾操作，提高產(chǎn)品采出率。多余熱量循環(huán)使用，油漿產(chǎn)品從塔底餾出，其余產(chǎn)品從側(cè)線采出。

2反應(yīng)—再生系統(tǒng)工藝設(shè)計(jì)2.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1原始數(shù)據(jù)進(jìn)出物料相對(duì)密度及恩氏餾程數(shù)據(jù)見(jiàn)表2.1。表2-1進(jìn)出物料相對(duì)密度及恩氏餾程數(shù)據(jù)表項(xiàng)目相對(duì)密度恩氏餾程(℃)0%10%30%50%70%90%100%原料油0.8956275380425460475517542汽油0.7321425878120147182203柴油0.8792203234254283300334346回?zé)捰?.8750243336374385394430463油漿0.9420280382433472495553-干氣及液化氣組成(V%)數(shù)據(jù)見(jiàn)表2.2。表2.2干氣及液化氣組成(V%)數(shù)據(jù)序號(hào)項(xiàng)目干氣液化氣1H223.402N25.553CO2.874CO24.625H2O6O20.687H2S0.450.068C118.509C212.130.1010C2=13.470.0211C30.5012.3012C3=2.0342.2013nC40.133.5314iC40.6213.4815nC4=5.056.0916iC4=06.5717cC4=04.5418tC4=06.5819≧C504.5320合計(jì)100.00100.00產(chǎn)品流率數(shù)據(jù)如表2.3所示。表2.3產(chǎn)品流率表名稱(chēng)干氣液化氣汽油柴油焦炭油漿損失流率(m%)2.9820.635.1819.238.2612.41.352.2.1系統(tǒng)中主要物流流率的計(jì)算本設(shè)計(jì)裝置為1.8Mt/a生物油與減壓蠟油共催化裂化裝置工藝設(shè)計(jì)，該設(shè)備的年開(kāi)工時(shí)間為8000h，因此原料的流率計(jì)算如下：1800000000÷8000=225000(kg/h)在工程中回?zé)挶纫话阍?.1~0.3之間，本設(shè)計(jì)中選取回?zé)挶葹?.2，根據(jù)公式回?zé)捰土髀实扔谠狭颗c回?zé)挶戎e，回?zé)捰土髀实挠?jì)算如下：回?zé)捰偷牧髀?225000×0.2=45000(kg/h)根據(jù)其他物料的占比計(jì)算出流率。以干氣流率計(jì)算為例，計(jì)算結(jié)果如下：干氣流率=225000×2.98%=6705(kg/h)其余物料的計(jì)算與干氣流率計(jì)算類(lèi)似，計(jì)算結(jié)果匯總于表2.4。表2.4物料流率計(jì)算結(jié)果匯總物料流率，kg/h干氣6705液化氣46350汽油79155柴油43267.5油漿27900焦炭18585損失3037.52.1.3原料及產(chǎn)品性質(zhì)參數(shù)的計(jì)算根據(jù)汽油流率的數(shù)據(jù)參數(shù)為例對(duì)其沸點(diǎn)、特性因數(shù)、分子量等進(jìn)行確定。1）確定恩式蒸餾曲線的斜率：蒸餾曲線斜率表示餾出物從10%到90%之間，每蒸餾出1%的沸點(diǎn)升高的平均值。斜率S===1.552）對(duì)于體積平均沸點(diǎn)的確定：依據(jù)下式對(duì)體積平均沸點(diǎn)進(jìn)行計(jì)算：tv(℃)=則tv=(58+78+120+147+182)/5=117℃3）確定中平均沸點(diǎn)：對(duì)于中平均沸點(diǎn)的確定需要使用公式tMe=tv-，公式中Me的計(jì)算方法如下：lnMe1.531810.0128tv0.66673.64678S0.33331.531810.0128×1170.66673.64678×1.550.33332.382則：Me=10.827℃代入公式中即可求得中平均沸點(diǎn)：tMe=tvMe=117-10.827=106.173℃4）相對(duì)密度與特性因數(shù)的計(jì)算：計(jì)算相對(duì)密度和特性因數(shù)分別采用公式：d，K=其中：d===0.0050.7321-0.0050.7271K===12.11注明：特性因數(shù)求取過(guò)程中使用中平均沸點(diǎn)即106.173℃5）油品相對(duì)分子質(zhì)量的確定：查閱石油煉制工程[9]中圖3.4，可知本油品的相對(duì)分子質(zhì)量M=105。其余物料的計(jì)算過(guò)程與上述方法相同，將計(jì)算結(jié)果列于表2.5。表2.5各原料及產(chǎn)物性質(zhì)物料tv℃tMe℃斜率S特性因數(shù)K分子量M原料油0.89560.8916451.4443.411.712512.20420汽油0.73210.7271117106.1731.5512.11105柴油0.87920.8751280273.651.2511.41220回?zé)捰?.87500.8709383.8378.641.17512.14345油漿0.94200.93834684572.1411.734102.1.4確定主要操作條件依據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)并參考國(guó)內(nèi)同類(lèi)型裝置的操作參數(shù)，以此確定本設(shè)計(jì)的主要操作條件列于表2.6。表2.6主要操作條件條件數(shù)據(jù)再生器頂壓，kPa200再生器溫度，℃715再生劑含碳量,(m)%0.15燒焦罐溫度，℃650燒焦量，kg/h17985.5大氣溫度，℃18大氣壓力，kPa105空氣相對(duì)濕度，%60CO(完全再生)，v%0沉降器頂壓，kPa200提升管反應(yīng)溫度，℃520焦炭組成10/90原料預(yù)熱溫度，℃200新鮮原料量，kg/h145044回?zé)捰土浚琸g/h29009提升管停留時(shí)間，s2.5O2過(guò)剩量，(v%)0.62依據(jù)國(guó)內(nèi)各大煉廠的同類(lèi)型設(shè)備確定各處水蒸氣的用量，見(jiàn)表2.7，表2.8。表2.7再生器各部分吹掃-松動(dòng)蒸汽量(200℃，1.0MPa飽和水蒸汽)項(xiàng)目流量，kg/h熱焓，kJ/kg待生滑閥吹掃蒸汽1302791.4待生斜管膨脹節(jié)吹掃蒸汽220待生斜管采樣口吹掃蒸汽55.7待生斜管松動(dòng)蒸汽190主風(fēng)事故蒸汽噴嘴吹掃蒸汽64燃料油噴嘴吹掃蒸汽87稀相噴嘴吹掃蒸汽175合計(jì)921.7表2.8進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)的水蒸氣名稱(chēng)性質(zhì)壓力，kPa溫度，℃流量，kg/h進(jìn)料霧化蒸汽過(guò)熱蒸汽30042010781.25預(yù)提升蒸汽過(guò)熱蒸汽3004201776.71汽提蒸汽過(guò)熱蒸汽3004202368.95汽提段錐體松動(dòng)蒸汽過(guò)熱蒸汽300420444.18再生滑閥前松動(dòng)蒸汽過(guò)熱蒸汽300420740.3小計(jì)16111.39再生滑閥吹掃蒸汽飽和蒸汽1000180140.06待生斜管采樣口吹掃蒸汽飽和蒸汽1000180140.06待生斜管膨脹節(jié)吹掃蒸汽飽和蒸汽1000180444.18提升管采樣口吹掃蒸汽飽和蒸汽1000180140.06進(jìn)料事故蒸汽噴嘴吹掃蒸汽飽和蒸汽1000180140.06提升管卸料口吹掃蒸汽飽和蒸汽100018083.83提升管卸料口吹掃蒸汽飽和蒸汽100018059.22小計(jì)1184.48

2.2反應(yīng)系統(tǒng)熱量衡算為了計(jì)算出催化劑的循環(huán)量，需要對(duì)反應(yīng)進(jìn)行熱量衡算。熱量衡算將反應(yīng)系統(tǒng)作為一個(gè)隔離系統(tǒng)，原料預(yù)熱溫度為200℃。進(jìn)入反應(yīng)部分的熱量包括以下三個(gè)部分：再生催化劑帶入的熱量，煙氣及水蒸汽帶入的熱量以及焦炭的吸附熱量，計(jì)算結(jié)果如下所示。2.2.1反應(yīng)系統(tǒng)提供熱量1）再生催化劑供熱Q1Q1等于催化劑循環(huán)量，其比熱與再生和反應(yīng)溫差之積。計(jì)算如下：假定催化劑循環(huán)量為Gkg/h，已知t再=715℃，催化劑比熱容為1.10kJ/kgQ1=G×1.10×(715-520)=214.5G(kJ/h)2）濕煙氣帶入熱量Q2假設(shè)1t催化劑可帶入的煙氣為1kg，Q2等于帶入煙氣量，其比熱與再生和反應(yīng)溫差之積。計(jì)算如下：Q2=0.001G×1.05×(715-520)=0.20475G(kJ/h)式中煙氣平均比熱容為1.05kJ/(kg·℃)。3）焦炭吸附放熱Q3已知本設(shè)計(jì)中碳?xì)涞谋壤秊?0/90，燒炭量等于焦炭流率與其占比的乘積。燒炭量：185850.90=16726.5(kg/h)則：燒氫量：185850.10=1858.5(kg/h)再生器中燒焦所產(chǎn)生的熱量：根據(jù)相關(guān)資料可得碳的燃燒熱為33873kJ/kg，氫的燃燒熱為119890kJ/kg。二氧化碳的放熱量等于燒炭量與碳的燃燒熱的乘積，同理可到到水的放熱量：生成CO2放熱：16726.5×33873=5.67×108(kJ/h)生成H2O放熱：1858.5×119890=2.23×108(kJ/h)合計(jì)總放熱為：5.67×108+2.23×108=7.9×108(kJ/h)依據(jù)現(xiàn)行工業(yè)上仍采用的經(jīng)驗(yàn)式對(duì)焦炭脫附熱進(jìn)行計(jì)算焦炭脫附熱=7.9×108×11.5%=9.09×107(kJ/h)(4)總供熱量Q供Q供=Q1+Q2+Q3=[214.7G+9.09×107](kJ/h)2.2.2反應(yīng)系統(tǒng)消耗熱量反應(yīng)部分消耗的熱量包括以下四個(gè)部分：反應(yīng)熱量、水蒸汽吸收熱量、反應(yīng)器的熱量損失及原料油升溫?zé)崃浚唧w的計(jì)算過(guò)程如下：1）反應(yīng)熱量Q4根據(jù)Q4=9124×催化炭量即可求得反應(yīng)熱量，總炭量包括催化碳量、附加炭量和可汽提炭量。附加炭量計(jì)算公式：新鮮原料量×新鮮原料的殘?zhí)苛俊?.6=225000×3.4%×0.6=4590(kg/h)可汽提炭計(jì)算公式：G×0.02%=0.0002G因此可得催化炭量=16726.5-4590-0.0002G=12136.5-0.0002GQ4=9124×(12136.5-0.0002G)=(1.11×108-1.8248G)(kJ/h)2）水蒸氣吸收熱量Q5查閱熱焓值圖可知過(guò)熱水蒸氣為420℃，水蒸氣焓為3316.7kJ/kg；過(guò)熱水蒸氣為520℃時(shí)，水蒸氣焓為3595.4kJ/kg。180℃飽和水蒸氣焓為2780kJ/kg。過(guò)熱水蒸氣主要包含霧化段、汽提段、預(yù)提升段和松動(dòng)蒸汽；飽和水蒸氣主要為各處吹掃蒸汽。Q5=過(guò)熱水蒸氣×焓變+飽和水蒸汽×焓變=16111.39×(3595.4-3316.7)+1184.48×(3595.4-2780)=5.46×106(kJ/h)3）反應(yīng)器熱量損失Q6依據(jù)文獻(xiàn)[5]中埃索公司數(shù)據(jù)，可知反應(yīng)器熱損失計(jì)算公式如下：Q6=465.6×燒炭量=465.6×16726.5=7787858.4(kJ/h)4）原料油升溫?zé)崃縌7本設(shè)計(jì)中原料進(jìn)入提升管之前全部為液體狀態(tài)，已知預(yù)熱溫度為200℃，根據(jù)文獻(xiàn)[6]中熱焓圖可得其焓值列于表2.9。表2.9進(jìn)出物料焓值表物料流量kg/h密度d進(jìn)料（液相）出料（氣相）溫度℃焓值kJ/kg溫度℃焓值kJ/kg新鮮原料2250000.8594200495.275201640.23回?zé)捰?50000.8750200474.265201552.11Q7=225000×(1604.23-495.27)+45000×(1552.11-474.26)=2.98×108(kJ/h)5）總消耗熱量Q消Q消=Q4+Q5+Q6+Q7=(1.11×108-1.8248G)+5.46×106+7787858.4+2.98×108=[4.22×108-1.8248G](kJ/h)對(duì)反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)出熱量進(jìn)行衡算即：Q供=Q消則214.7G+9.09×107=4.22×108-1.8248GG=1530388.7(kJ/h)驗(yàn)證催化劑的循環(huán)量是否合理，需要通過(guò)劑油比以及待生劑含碳量的計(jì)算來(lái)確定，計(jì)算結(jié)果如下：2.2.3劑油比劑油比===5.67工業(yè)中，劑油比的合理區(qū)間在5.1~8.2之間，本設(shè)計(jì)的劑油比為5.67符合要求。2.2.4待生劑含碳量循環(huán)催化劑碳差===1.08%待生劑含碳量=循環(huán)催化劑碳差+再生含碳量=1.08%+0.15%=1.23%，此值符合設(shè)計(jì)要求。2.2.5反應(yīng)器熱量衡算匯總依據(jù)上述計(jì)算可得進(jìn)出反應(yīng)器的熱量，將熱量平衡的匯總表列于表2.10。表2.10反應(yīng)器熱量衡算匯總進(jìn)入反應(yīng)器，kJ/h離開(kāi)反應(yīng)器，kJ/h再生催化劑供熱Q13.283×108反應(yīng)熱量Q41.082×108濕煙氣帶入熱量Q23.133×105水蒸氣吸收熱量Q55.46×106焦炭吸附放熱Q39.09×107反應(yīng)器熱量損失Q67.788×106合計(jì)4.195×108原料油升溫?zé)崃縌72.98×108合計(jì)4.195×108

2.3提升管工藝尺寸設(shè)計(jì)根據(jù)上述計(jì)算將進(jìn)出反應(yīng)器的物料流率列于表2.11。表2.11進(jìn)出反應(yīng)器物料衡算表物料質(zhì)量流率kg/h平均分子量摩爾流率kmol/h原料油225000420535.71回?zé)捰?5000345130.43回?zé)捰蜐{0-0催化劑循環(huán)量1530388.7--再生劑帶入煙氣1530.42952.77水蒸氣17295.8718960.88合計(jì)1819214.97-1679.79干氣670522.90294.76液化氣4635048.72951.35汽油79155105753.86柴油43267.5220196.67油漿2790041068.05回?zé)捰?5000345130.43焦炭18585--損失3037.530101.25催化劑循環(huán)量1530388.7--煙氣1530.42952.77水蒸氣17295.8718960.88合計(jì)1516692.57-3510.02計(jì)算提升管進(jìn)口線速時(shí)，需要明確得知進(jìn)出口的溫度與壓力，計(jì)算過(guò)程如下所示：A.進(jìn)口處溫度：設(shè)定進(jìn)口溫度為T(mén)，將圖2.1作為隔離系統(tǒng)并進(jìn)行熱量平衡；B.若熱量平衡則證明設(shè)定溫度正確，反之則需要重新進(jìn)行該校核計(jì)算；C.進(jìn)口處壓力：先根據(jù)經(jīng)驗(yàn)確定，然后再進(jìn)行校核。1）提升管進(jìn)料的溫度與壓力（1）壓力在查閱文獻(xiàn)[7]以及壓力平衡條件下可知，催化裂化過(guò)程中提升管中沉降器的頂部壓力通常為0.15~0.23MPa因此本設(shè)計(jì)選取200kPa(表)，假設(shè)入口到沉降器頂部的壓降為15kPa，則提升管進(jìn)口處的壓力為200+105+15=320kPa(絕)。（2）溫度200℃的原料油，經(jīng)過(guò)高溫加熱后進(jìn)入提升管與715℃的催化劑接觸后，汽化完全。兩者混合溫度，可根據(jù)圖2.1進(jìn)行平衡計(jì)算。圖2.1隔離系統(tǒng)熱平衡草圖提供熱量：A.催化劑提供熱量Q1Q1=催化劑循環(huán)量×其比熱×(t再-T)=1530388.7×1.10×(715-T)=1683427.57×(715-T)(kJ/h)B.濕煙氣提供熱量Q2Q2=進(jìn)入煙氣量×其比熱×(t再-T)=1530.4×1.05×(715-T)=1606.92(715-T)(kJ/h)C.總供熱量：Q供Q供=Q1+Q2=1685034.49(715-T)(kJ/h)消耗熱量：原料油與水蒸氣相關(guān)性質(zhì)列于表2.12。表2.12原料油與水蒸氣相關(guān)性質(zhì)物料流量kg/h進(jìn)料出料溫度（℃）焓值kJ/kg溫度（℃）焓值kJ/kg原料225000200385.56TH1回?zé)捰?5000200389.57TH2飽和水蒸氣1184.482002798.1TH3過(guò)熱水蒸氣16111.394203316.5TH3A.原料油汽化的熱量Q3Q3=225000×(H1-385.56)+45000×(H2-389.57)B.水蒸氣升溫消耗的熱量Q4Q4=1184.48×(H3-2798.1)+16111.39×(H3-3316.5)C.總耗熱量Q耗Q耗=Q3+Q4=225000H1+45000H2+17295.87H3-158329368.4(kJ/h)由熱量平衡原理可得Q供=Q耗假定反應(yīng)溫度為520℃，此時(shí)油品焓值為H1=1570.14kJ/kg，H2=1542.26kJ/kg，H3=3488.1kJ/kg。則Q供=Q耗≈3.2×108(kJ/h)符合要求，故所設(shè)溫度進(jìn)口T=520℃合適。2）提升管直徑查閱文獻(xiàn)[8]經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)的管尺寸表選擇提升管直徑為1.5m采用公式S=D2可求得提升管下端截面積。式中：S—面積，m2D—直徑，m2故：S=×1.52=1.77m23）提升管下部氣速根據(jù)前面就算可得油氣、水蒸汽與煙氣的流量之和為1679.79kmol/h，則提升管下部氣體的體積流率為：V下==9.83(m3/s)則提升管下部進(jìn)料入口的線速為：u下===5.57(m/s)由文獻(xiàn)[8]可知入口線速通常為4.5~7.5m/s，本設(shè)計(jì)為5.57m/s符合范圍要求。4）提升管出口速度出口處油氣摩爾流率為3510.02kmol/h，根據(jù)公式V=換算為體積流率。V下==21.58(m3/s)對(duì)出口線速度進(jìn)行核算：u上===12.19(m/s)結(jié)果符合文獻(xiàn)[8]中出口線速為12~18m/s的區(qū)間范圍，因此選擇提升管內(nèi)徑為1.5m合理。2.3.1提升管長(zhǎng)度的確定根據(jù)出口線速度求取對(duì)數(shù)平均值，得到平均線速。u平==12.19(m/s)由表2.6中可知油氣在提升管內(nèi)的停留的時(shí)間為2.5s。提升管長(zhǎng)度等于平均線速度與停留時(shí)間之積。則Lu平×t=8.45×2.5=21.13m根據(jù)計(jì)算結(jié)果向上取整數(shù)，因此提升管的長(zhǎng)度為22m，則實(shí)際停留時(shí)間為22/8.45=2.6s2.3.2核算提升管壓力降對(duì)于提升管壓力降的計(jì)算，首先需要對(duì)提升管內(nèi)物料的密度進(jìn)行計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如表2.13：表2.13提升管內(nèi)密度表項(xiàng)目提升管上部提升管下部對(duì)數(shù)平均值催化劑流率kg/h1530388.71530388.7-油氣流率m3/s27.7712.41-視密度kg/m315.3134.2523.52氣速m/s15.157.410.82滑落系數(shù)1.112.14-實(shí)際密度16.9973.3038.521）提升管進(jìn)料柱的靜壓力對(duì)于進(jìn)料柱靜壓的計(jì)算需要確定立管高度，本設(shè)計(jì)從沉降器的正下方開(kāi)始全部為直立管，高度為28m，并且采用T型直提升管。則：P1=Hg=28×9.81×38.52=10.58kPa2）加速催化劑及出口的壓力降計(jì)算此部分的壓力降需要求出氣體速度、視密度等相應(yīng)數(shù)值，見(jiàn)表2-13所示。P2=u×10-4式中：N—系數(shù)(取N=3.5)u—?dú)怏w速度，m/s混—視密度，kg/m3g—重力加速度，m/s2則：P2=×10-4=4.82kPa3）摩擦產(chǎn)生的壓力降根據(jù)公式P3=7.9×10-8×L/D×u可計(jì)算出摩檫力產(chǎn)生的壓力降。式中：L—提升管長(zhǎng)度，mD—提升管內(nèi)徑，m—視密度，kg/m3u—?dú)怏w平均線速，m/s則：P3=7.9×10-8×28/1.5×10.822×23.52=0.406kPa4）提升管中總的壓力降P總=P1+P2+P3=10.58+4.82+0.406=15.81kPa該值與前面所假設(shè)的15kPa所差無(wú)幾，因此后三項(xiàng)的壓力降均為15kPa。2.3.3預(yù)提升管尺寸2.3.3.1直徑的確定蒸汽流率與預(yù)提升段煙氣流率之和為：52.77+1776.71/18=151.48kmol/h根據(jù)公式可求得兩者之和的體積流率如下：V=151.48×22.4×××=1.10m3/s確定直徑，需要選擇預(yù)提升管中氣體速率，約為1.52m/s，則預(yù)提升管直徑為：D==0.97m2.3.3.2預(yù)提升管高度的確定工業(yè)上進(jìn)料噴嘴下部設(shè)有事故蒸汽進(jìn)口、人孔等，因此選取預(yù)提升管長(zhǎng)4m。2.3.4提升管尺寸匯總提升管全段長(zhǎng)為26m；其中：預(yù)提升管長(zhǎng)4m，直徑0.97m；反應(yīng)段長(zhǎng)22m，直徑1.5m。2.4沉降器與汽提段工藝尺寸設(shè)計(jì)1）沉降器中氣體總體積流率V氣=(提升管出口氣體+汽提段蒸汽)摩爾流率×22.4××=3510.02×22.4××=83191(m3/h)=23.11(m3/s)2）稀相段直徑進(jìn)入沉降器的物料包括提升管出口物料與汽提段的蒸汽量，根據(jù)國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)要求沉降器的氣體線速度通常為0.5~0.6m/s的范圍中，因此本設(shè)計(jì)取沉降器的氣體線速度為0.6m/s。因此稀相段直徑為：D===7m向上圓整后取沉降器直徑為7.0m3）沉降器高度確定根據(jù)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)可知，對(duì)于沉降器的的高度設(shè)計(jì)需要考慮是否能夠滿足料腿的壓力平衡，國(guó)內(nèi)現(xiàn)有提升管裝置的沉降器的高度一般在9~12m，本設(shè)計(jì)取10m。4）汽提段尺寸本設(shè)計(jì)中選取間距為0.75m的環(huán)型檔板共計(jì)10層，則所需高度為7.5m。5）汽提段直徑已知蒸汽的摩爾流率，可根據(jù)理想狀態(tài)方程求出蒸汽的體積流率。蒸汽的體積流率==1.28(m3/s)根據(jù)現(xiàn)行工業(yè)設(shè)計(jì)要求，選取蒸汽的空塔氣速為0.21m/s，則0.21=其中：D—汽提段內(nèi)徑，m解得：D=3.2m校核：查文獻(xiàn)資料[9]汽提段部分的催化劑質(zhì)量流率約在175~235t/m2·h屬于合理范圍，將催化劑的循環(huán)量帶入上式中可得：=221.54(t/m2·h)該值在合理區(qū)間中，因此直徑為3.2m符合設(shè)計(jì)要求。6）稀相段高度的確定TDH/DT=(2.7DT-0.36-0.7)×exp(0.7ufDT-0.23)則：TDH=7.0×(2.7×7.0-0.36-0.7)×exp(0.7×0.6×0.7-0.23)=5.86m現(xiàn)行國(guó)內(nèi)所使用的提升管沉降器的高度通常在9~12m之間，本設(shè)計(jì)選取10m。7）密相段高度的確定取椎體段的斜角約為60°，則錐形部分的高度為：(7.0-3.0)×=3.46m，向上取整取為4.0m。2.5旋風(fēng)分離器的設(shè)計(jì)本設(shè)計(jì)選用我國(guó)設(shè)計(jì)的PV型旋風(fēng)分離器。根據(jù)沉降器的數(shù)據(jù)和工業(yè)經(jīng)驗(yàn)采用單級(jí)分離，為使催化劑順利離開(kāi)設(shè)備，本設(shè)計(jì)將料腿伸入床層下1.5m，與此同時(shí)使用全覆蓋型翼閥。1）筒體直徑對(duì)總筒體的截面積計(jì)算，需要確定筒內(nèi)的氣體速度，本設(shè)計(jì)選取氣速為4m/s則總筒體的截面積為：A===5.782)根據(jù)設(shè)計(jì)選用6組旋風(fēng)分離器，因此每組筒體的截面積為=0.963m2筒體直徑：D筒==1.11m根據(jù)計(jì)算結(jié)果，選用直徑1.2m的筒體。2）一級(jí)和二級(jí)入口截面積的計(jì)算由文獻(xiàn)[5]知一級(jí)入口線速取18m/s，則根據(jù)比例關(guān)系可求出一級(jí)入口截面積，計(jì)算過(guò)程如下：=解得A1=0.214m2根據(jù)旋風(fēng)分離器入口形狀可確定高度與寬度的比例關(guān)系為a=2.25b，計(jì)算可得高度a=0.694m，寬度b=0.308m。與一級(jí)截面積計(jì)算方法類(lèi)似，選取二級(jí)入口線速度為22m/s，則：=解得A2=0.175m2，a=0.628m，b=0.279m。3）料腿負(fù)荷及管徑的確定設(shè)物料進(jìn)入一級(jí)旋風(fēng)分離器時(shí)的濃度為10kg/m3，則每個(gè)分離器進(jìn)入的固體流率為：23.11×10/6=38.52kg/s選用直徑為0.35m的管子作一級(jí)料腿，則其質(zhì)量流速為=400.54kg/(m2s)工業(yè)設(shè)計(jì)中一級(jí)料腿的催化劑流率一般為300~500kg/(m2s)，計(jì)算可得本設(shè)計(jì)的流率為400.54kg/(m2s)屬于合理范圍。直徑1.2m的旋風(fēng)分離器，選用直徑0.22m的二級(jí)料腿管。4）旋風(fēng)分離器的壓降對(duì)于PV型旋風(fēng)分離器的壓降計(jì)算，首先需要對(duì)系數(shù)和雷諾數(shù)的確定，之后使用壓降公式計(jì)算旋風(fēng)分離器的壓降，所需公式如下所示：P=(g+Ci/1000)vi/2+Ci0/Ci)0.045(gvi=8.54KA?0.833dr?1.745Re=gviD/式中：g——?dú)怏w密度，kg/m3；——系數(shù)；——?dú)怏w粘度，Pa.s；Ci——入口氣體中固體濃度，kg/m3；Cio——準(zhǔn)入口濃度，取10kg/m3；vi——入口氣體線速，m/s；KA——筒體與入口截面積比；D——筒體直徑，m；dr——出管與筒體直徑比；Re——雷諾數(shù)。一級(jí)旋風(fēng)分離器壓力降：g=1.26×273/(715+273)×(200+105)/101.3=1.024(kg/m3)Re=×18×1.2/×10-3)=631954.29=8.54×4.5-0.833×0.44-1.745×1.2-0.161×631954.290.036-1=15.05P1=(1.024+10/1000)×(18/2)+15.05×10/10)0.045×(1.024×18=250(kgf/m2)二級(jí)旋風(fēng)分離器壓力降：Re=×22×1.2/×10-3)=772388.57=8.54×5.5-0.833×0.35-1.745×1.2-0.161×772388.570.036-1=19.40P1=(1.024+10/1000)×(22/2)+19.4×10/1)0.045×(1.024×22=558(kgf/m2)5）壓力平衡與料腿長(zhǎng)度對(duì)一級(jí)料腿長(zhǎng)度進(jìn)行驗(yàn)算:P1+Z11+H21=P稀+H1稀+H2密由此可知：Z1=[(P稀-P1)+H2(密-1)+H1稀]/1式中密取310kg/m3；1取360kg/m3；H2取2.6m；H1取8.2m；翼閥壓降為34kgf/m2。即：Z1=[250+2.6×(310-360)+8×40]/340=1.26m入口中心和灰斗底兩者高度差為4m，凈空高度應(yīng)大于兩者高度差與Z1之和即為5.26m；現(xiàn)凈空高度為10m，可以滿足凈空高度的要求。采用同樣的方法對(duì)二級(jí)料腿的長(zhǎng)度進(jìn)行核算：Z2=[P1+P2+H1稀H3(密-2)+P閥]/2=[250+558+35+8×40+(300-350)]/350=3.18m凈空高度應(yīng)大于4+3.18=7.18m，現(xiàn)凈空高度為10m，可滿足要求。

3再生器設(shè)計(jì)計(jì)算3.1再生器燃燒計(jì)算3.1.1焦炭的碳?xì)浜繉?duì)于焦炭中的碳?xì)浜康挠?jì)算，需要計(jì)算出反應(yīng)中焦炭的產(chǎn)量后，進(jìn)一步計(jì)算得到。根據(jù)設(shè)計(jì)條件可知，焦炭的產(chǎn)率為0.0826焦炭產(chǎn)量=×焦炭產(chǎn)率由此可得：225000×0.0826=18585kg/h已知焦炭中的含碳占比為0.9，含氫占比為0.1。因此：焦碳中含碳量為：18585×0.9=16726.5(kg/h)焦碳中含氫量為：18585×0.1=1858.5(kg/h)3.1.2燒焦罐再生過(guò)程的計(jì)算根據(jù)設(shè)計(jì)要求假設(shè)燒焦罐含有85%的燒碳，而氫全部燃燒消耗，則1）燒炭量：16726.5×0.85=1184.8(kmol/h)燒氫量：929.25(kmol/h)2）空氣量與燃燒產(chǎn)物量（1）理論上消耗氧氣量根據(jù)燒炭量來(lái)確定生成CO2時(shí)的耗氧量為1184.8(kmol/h)同理根據(jù)燒氫量來(lái)確定生成H2O耗氧為：929.25/2=464.63(kmol/h)理論耗氧量：476.25198.44=1649.43(kmol/h)=52781.76(kg/h)（2）燃燒產(chǎn)物量由前面計(jì)算可知生成1184.8kmol/h的CO2，生成929.25kmol/h的H2O（3）理論干空氣量理論上帶入N2的量：79/21×1649.43=6205(kmol/h)=173740(kg/h)理論干空氣量：1649.43+6205=7854.43(kmol/h)（4）過(guò)剩空氣量：假定在干煙氣中約有0.6(v%)的過(guò)剩氧氣，則0.6%==可得過(guò)剩O2量：44.71kmol/h=1609.53(kg/h)過(guò)剩N2量：44.71×79/21=168.2(kmol/h)=4709.6(kg/h)（5）總干空氣量7854.43+44.71+168.2=8067.34(kmol/h)=225885.52(kg/h)（6）濕空氣量查閱相關(guān)文獻(xiàn)[5]，由空氣濕焓圖可知，在大氣溫度20℃和相對(duì)濕度為60%的條件下空氣的濕焓值為H=0.01(kg水氣/kg干空氣)燒焦罐中空氣的水氣量：225885.52×0.01=2258.86(kg/h)=125.5(kmol/h)燒焦罐中濕空氣量：7854.43+125.5=7979.92kmol/h=1.79×105(標(biāo)m3/h)因此燒焦罐的操作主風(fēng)量為1.79×105(標(biāo)m3/h)。（7）濕煙氣量濕煙氣的量包括以下五個(gè)方面：二氧化碳的量、理論上氮?dú)獾牧俊⑸伤牧俊⑦^(guò)剩干空氣量和帶入水的量。則：濕煙氣1184.8+6205+929.25+(44.71+168.2)+125.5=8657.46(kmol/h)=193927.104(標(biāo)m3/h)3）燒焦耗風(fēng)指標(biāo)燒焦耗風(fēng)指標(biāo)等于濕空氣量與燒焦量的比值。燒焦耗風(fēng)指標(biāo)==10.43(標(biāo)m3/kg焦)4）煙風(fēng)比煙風(fēng)比等于濕煙氣量與濕空氣的比值，計(jì)算結(jié)果如下：煙風(fēng)比==1.08注：濕煙氣量不包含各處吹入水蒸氣5）燒焦罐煙氣量及組成將燒焦罐的煙氣計(jì)算結(jié)果列于表3.1。表3.1煙氣量及組成項(xiàng)目流量相對(duì)分子量組成，%(mol)kmol/hkg/h干煙氣濕煙氣CO21184.852131.24418.5813.69O244.711609.53320.60.52N26373.2178449.62883.8273.62總干煙氣7602.71231882.65530.5100-水汽生成水汽929.2516726.518主風(fēng)帶入水汽125.522591812.18小計(jì)總濕煙氣8657.46251175.83-1003.1.3再生器二密段再生過(guò)程計(jì)算對(duì)于二密段的計(jì)算，假設(shè)再生器中有20%的燒碳，計(jì)算方法與3.1.2中的方法類(lèi)似，計(jì)算過(guò)程如下：1）空氣量和燃燒產(chǎn)物量（1）理論耗氧量：燒碳量：18585×20%=3717(kg/h)=309.751(kmol/h)生成CO2耗氧：309.751(kmol/h)理論耗氧量=309.751(kmol/h)（2）燃燒產(chǎn)物量：生成CO2量：309.751(kmol/h)=13629(kg/h)（3）理論干空氣量理論帶入N2量：79/21×309.751=1223.5(kmol/h)=34258.35(kg/h)理論干空氣量：309.75+1223.5=1533.25(kmol/h)（4）過(guò)剩空氣量假設(shè)干煙氣中過(guò)剩氧體積分?jǐn)?shù)為0.64%，則：0.64%==因此：過(guò)剩O2量：9.77kmol/h=312.78(kg/h)過(guò)剩N2量：9.77×79/21=36.75(kmol/h)=1029.11(kg/h)過(guò)剩空氣量：9.77+36.75=46.52(kmol/h)（5）總干空氣量1533.25+46.52=1579.77(kmol/h)=28435.86(kg/h)（6）即濕空氣量查閱相關(guān)文獻(xiàn)[10]，由空氣濕焓圖可知，在大氣溫度18℃和相對(duì)濕度為60%的條件下空氣的濕焓值為H=0.005(kg水氣/kg干空氣)二密空氣中的水氣量：28435.86×0.005=142.18(kg/h)=7.9(kmol/h)所以二密主風(fēng)耗量：1579.77+7.9=1587.67(kmol/h)=35563.78(標(biāo)m3/h)（7）濕煙氣量濕煙氣量=309.75+1223.5+46.52+0+7.9=1587.67(kmol/h)2）二密耗風(fēng)指標(biāo)燒焦耗風(fēng)指標(biāo)=35563.78/18585=1.91(標(biāo)m3/kg焦)3）煙風(fēng)比煙風(fēng)比=35563.78/3563.78=1.0注：濕煙氣量不包含各處吹入水蒸氣。4）二密煙氣量及組成二密煙氣量及組成列于表3.2之中。表3.2煙氣量及組成項(xiàng)目流量相對(duì)分子量組成，%(mol)kmol/hkg/h干煙氣濕煙氣CO2309.751362.94419.619.51O29.77312.64320.620.62N21260.25352872879.7879.38總干煙氣1579.7748972.8731100-主風(fēng)帶入水汽7.9142.2180.49總濕煙氣1587.6749217.77311003.2再生器熱量平衡再生器各處吹掃-松動(dòng)蒸汽見(jiàn)表3.3：表3.3再生器各處吹掃-松動(dòng)蒸汽(200℃，1.0MPa飽和水蒸汽)項(xiàng)目流量，kg/h熱焓，kJ/kg待生滑閥吹掃蒸汽1302791.4待生斜管膨脹節(jié)吹掃蒸汽220待生斜管采樣口吹掃蒸汽55.7待生斜管松動(dòng)蒸汽190主風(fēng)事故蒸汽噴嘴吹掃蒸汽64燃料油噴嘴吹掃蒸汽87稀相噴嘴吹掃蒸汽175合計(jì)921.73.2.1焦炭的放熱查閱碳、氫的相關(guān)性質(zhì)，可知其燃燒熱分別為33873kJ/kg、119890kJ/kg。則：生成CO2放熱為：16726.5×33873=5.67×108(kJ/h)生成H2O放熱為：1858.5×119890=2.23×108(kJ/h)合計(jì)總放熱為：Q放=(5.67+2.23)×108=7.9×108(kJ/h)焦炭的脫附熱為總放熱的11.6%Q，=7.9×108×11.6%=9.09×107(kJ/h)則可利用的熱量為：Q=7.9×108-9.09×107=7.0×108(kJ/h)3.2.2出再生器的熱量首先確定出口溫度，進(jìn)而計(jì)算可得入口空氣溫度，從而進(jìn)行熱量的計(jì)算，計(jì)算過(guò)程如下：T出=T入式中：T入—大氣溫度，KP出，P入—主風(fēng)機(jī)出入壓力，PaK—絕熱指數(shù)(取1.4)—多變效率(范圍0.6~0.8)取出入主風(fēng)機(jī)時(shí)的壓力比為3.0則：T出=T入=(273.15+18)×=456℃1）主風(fēng)機(jī)進(jìn)入再生器溫度為200℃，離開(kāi)再生器溫度為715℃(即稀相管溫度)，則干空氣升溫需的熱量為Q1Q1的計(jì)算與干空氣量、空氣平均比熱容及進(jìn)出溫度差相關(guān)，為三者之積。即：Q1=225885.52×1.092×(715-200)=1.268×108(kJ/h)式中：空氣平均比熱容為1.092kJ/(kg·℃)(2)空氣中帶入水汽升溫需的熱量為Q2Q2的計(jì)算與干空氣量、水汽平均比熱容及進(jìn)出溫度差相關(guān)，為三者之積。即：Q2=2258.86×2.07×(715-200)=2.41×106(kJ/h)式中：水蒸氣平均比熱容為2.07kJ/(kg·℃)(3)焦炭的升溫?zé)釣镼3焦炭的升溫?zé)釣榻固苛俊⒔固勘葻崛菖c出入再生器溫度差。則：Q3=18585×1.12×(715520)=3.99×106(kJ/h)取焦炭比熱容為1.12kJ/(kg·℃)(4)待生劑帶入水升溫所需的熱量為Q4催化劑的循環(huán)量為1530.39t/h(催化劑與水汽比為1000：1)則：Q4=1530.39×2.16×(715-520)=6.46×105(kJ/h)(5)各處吹掃及松動(dòng)蒸汽升溫所需的熱量為Q5確定條件P=1MPa時(shí)飽和蒸汽焓值2781.45kJ/kg，T=715℃時(shí)過(guò)熱蒸汽焓值3964.53kJ/kg，蒸汽量為921.7kg/h。熱量計(jì)算如下：Q5=921.7×(3964.53-2781.45)=1.081×106(kJ/h)(6)再生器熱量損失Q6依據(jù)文獻(xiàn)[11]可知每燃燒1kg碳需要散熱為590kJ，則再生器熱量損失計(jì)算如下：Q6=590×燒碳量=590×16726.5=9.9×106(kJ/h)(7)循環(huán)催化劑帶走熱量Q7Q7=催化劑循環(huán)量×催化劑比熱(再生劑溫度待生劑溫度)=1530388.7×1.1×(715-52)=3.28×108(kJ/h)(8)再生器取熱量Q取Q取=Q放-(Q，+Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Q6+Q7)=2.26×108(kJ/h)3.2.3再生器的熱量平衡匯總再生器熱平衡匯總表見(jiàn)表3.4。表3.4再生器熱平衡匯總表入方kJ/h出方kJ/h焦炭燃燒7.9×108干空氣升溫?zé)?.268×108焦炭脫附熱9.09×107空氣帶入水升溫?zé)?.41×106焦炭升溫?zé)?.99×106待生劑帶入水升溫6.46×105吹掃松動(dòng)蒸汽升溫?zé)?.08×106散熱損失9.9×106給催化劑熱3.28×108取熱2.26×108合計(jì)7.9×108合計(jì)7.9×1083.2.4再生器的物料平衡匯總再生器物料平衡匯總表見(jiàn)表3.5。表3.5再生器熱平衡匯總表入方kJ/h出方kJ/h干空氣225885.52干煙氣231882.655水汽-水汽-空氣帶入水2258.86生成水7602.71待生催化劑帶入水1530.39空氣中帶水2258.86吹掃松動(dòng)水921.7待生催化劑帶入水1530.39焦炭16726.5吹掃松動(dòng)水921.7循環(huán)催化劑1530388.7循環(huán)催化劑1530388.7合計(jì)1.78×106合計(jì)1.77×1063.3再生器的工藝尺寸3.3.1再生器的直徑(1)燒焦罐直徑查文獻(xiàn)[12]經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)可知再生器燒焦罐內(nèi)的氣速為1.5m/s；罐內(nèi)溫度為650℃。煙氣體積流率為：V氣=8657.46×22.4×××=61.89(m3/s)忽略?xún)?nèi)部立管所占的面積D罐===7.25m圓整后取燒焦罐直徑為7.3m。(2)稀相管直徑稀相管內(nèi)氣體線速度取6.5m/s，壓力近似等于頂壓為200kpa。則：V氣=(8657.46+921.7/18)×22.4×××=62.25(m3/s)忽略?xún)?nèi)部立管所占的面積D稀管===3.49m圓整后取稀相管直徑取3.5m。(3)二密直徑所有的煙氣經(jīng)過(guò)二密，取其線速度為0.9m/s，壓力近似為頂壓取200kpa。則：V氣=(8657.46+921.7/18+1587.67)×22.4×××=73.6m3/s忽略?xún)?nèi)部立管所占的面積D二密===10.21m圓整后取二密直徑為10.3m。(4)稀相段直徑取稀相段直徑D稀等于二密直徑10.3m。則：氣體線速度u===0.88(m/s)<0.9合適3.3.2再生器的高度(1)燒焦罐高度查文獻(xiàn)[10]可知，燒焦罐高度高徑比通常為3:2，則有：H/D=3/2，D=5m；則取其高度：H罐=7.3×3/2=10.95m本設(shè)計(jì)取11m。(2)二密高度H二密=式中：H二密—二密高度，mW—催化劑藏量，kgA—二密截面積，m2—二密床層密度，kg/m3取二密床層的密度為350kg/m3，再生劑停留時(shí)間為300s；則：催化劑藏量W=1530388.7×300/3600=127532.39kg其中二密占80%，故由上式得：H二密==4.95m由于要考慮旋風(fēng)分離器料腿及淹流管等占用的密相體積等實(shí)際情況，實(shí)際密相高度應(yīng)大于4.95m，取H二密=5m。(3)稀相管高度取稀相管比二密高3.5m，即H稀管=8.5m(4)稀相段高度由密相床層至一級(jí)旋風(fēng)分離器入口這段高度應(yīng)大于輸送分離高度TDH，由公式可得：TDH=D×(2.7D-0.36-0.7)×exp(0.7uf×D-0.23)=10.3×(2.7×10.3-0.36-0.7)×exp(0.7×0.88×10.3-0.23)=6.88m當(dāng)前國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)多采用9~11m，本設(shè)計(jì)取10m。3.3.3內(nèi)部附件設(shè)計(jì)(1)催化劑輸送管線查文獻(xiàn)[13]可知：高低并列式裝置的待生、再生斜管屬于密相輸送的催化劑管線，設(shè)計(jì)時(shí)依據(jù)催化劑質(zhì)量流率和流速來(lái)確定，質(zhì)量流率一般2100~2400t/m2h，催化劑流速約1.2m/s。本設(shè)計(jì)中選擇2400t/m2h的質(zhì)量流率，其流速為1.2m/s，所以斜管直徑：D斜管==0.9m由文獻(xiàn)[12]可知催化劑的休止角通常情況下為63°~55°，本設(shè)計(jì)選取斜管與水平面的夾角為62°。(2)空氣分布器分布管、分布板空氣分布器的兩種類(lèi)型。由于分布管性能較為優(yōu)良，本設(shè)計(jì)選用其作為空氣分布器。①分布管的壓力降P=K式中：P—分布管壓降，kg/m2K—系數(shù)一般在2.2~2.5，本設(shè)計(jì)取2.4—主風(fēng)密度kg/m3u—通過(guò)噴嘴的線速，一般為50~70m/s，本設(shè)計(jì)取60m/sg—重力加速度，m/s選擇燒焦罐底部壓力為320kPa，燒焦罐入口溫度為600℃，M取26.7kg/kmol。主風(fēng)量=(223437.76+35563.78)=259001.54(kg/h)=(7704.75+1587.67)=9292.42(kmol/h)==1.18(kg/m3)P=×2.4×1.18=519.62(kg/m2)=5.1kPa②分布管開(kāi)孔面積A=式中：Q—操作條件下通過(guò)的氣體流量，m3/s；u—通過(guò)噴嘴的線速，m/s；Q==48.55(m3/s)由公式可計(jì)算開(kāi)孔面積A==0.81m23.4再生器旋風(fēng)分離器的工藝設(shè)計(jì)圖3.4再生器旋風(fēng)分離器3.4.1旋風(fēng)分離器的選擇本設(shè)計(jì)采用國(guó)內(nèi)工業(yè)上常使用的PV型旋風(fēng)分離器，并且采取二級(jí)串聯(lián)的方式。由之前部分及工業(yè)經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)可確定再生器內(nèi)旋風(fēng)分離器的一級(jí)料腿伸入到密相床層以下1.5m，二級(jí)料腿伸入密相床面以下1.0m；出口有全覆蓋式翼閥[7]。3.4.1.1旋風(fēng)分離器的結(jié)構(gòu)尺寸1）筒體直徑設(shè)筒體內(nèi)氣體流速4.0m/s，則筒體的截面積為：S==73.6/4=18.4m2本設(shè)計(jì)采用10組旋風(fēng)分離器，則每組筒體截面積為：1.84m2由此計(jì)算筒體直徑D==1.53m故可以選用內(nèi)徑為1.6m的旋風(fēng)分離器2）一級(jí)入口截面積一級(jí)入口線速取18m/s，則=解得A1=0.409m2根據(jù)旋風(fēng)分離器入口形狀可確定高度與寬度的比例關(guān)系為a=2.25b，計(jì)算可得高度a=0.959m，寬度b=0.426m。3）二級(jí)入口截面積二級(jí)入口線速取23m/s，則：=解得A2=0.32m2同理可求得，a=0.849m，b=0.377m。4）料腿負(fù)荷及管徑根據(jù)文獻(xiàn)[8]中的線速度與一級(jí)料腿入口濃度的關(guān)系圖可知，當(dāng)線速度為0.85m/s時(shí)，旋風(fēng)分離器入口濃度的密度為10kg/m3，則每個(gè)分離器進(jìn)口固體量為：G1==73.6(kg/m3)選用直徑0.55m的管子做一級(jí)料腿，則其質(zhì)量流速為：=309.9kg/(m2·s)工業(yè)上一級(jí)料腿內(nèi)催化劑質(zhì)量流速在244~366kg/(m2·s)區(qū)間范圍，本設(shè)計(jì)為309.9kg/(m2·s)屬于正常范圍。設(shè)定一級(jí)旋風(fēng)分離器回收率為90%，進(jìn)而二級(jí)料腿流量計(jì)算如下：G2=73.6×10%=7.36(kg/s)選用直徑0.20m的管子做二級(jí)料腿，則其質(zhì)量流速為：=234.39kg/(m2·s)小于336kg/(m2·s)，在允許區(qū)間范圍內(nèi)。3.4.1.2旋風(fēng)分離器的壓力降1）一級(jí)旋風(fēng)分離器的壓降P1P1=(k混+3.4氣)取：ρ固=10kg/m3；ρ煙氣=(921.7+300393.6)/73.63600=1.14(kg/m3)ρ混=10+1.14=11.14(kg/m3)K=2.7-0.049×v1=2.7-0.049×18=1.818可得：P1=(1.818×11.14+3.4×1.14)=398.45(kg/m2)=3.907kPa2）二級(jí)旋風(fēng)分離器的壓降P2P2=×11.6×1.14=×11.6×1.14=356.55(kg/m2)=3.496kPa3.4.2旋風(fēng)分離器壓力平衡及料腿長(zhǎng)度1）一級(jí)旋風(fēng)分離器的壓力平衡P1+(Z1+H2)ρ1=P2+H1ρ稀+H2ρ密+P閥可得：Z1ρ1=(P2-P1)+H1ρ稀+H2(ρ密-ρ1)+P閥根據(jù)埃索準(zhǔn)則：密相以下3m的平均密度等于催化劑一級(jí)入口密度的10倍，密相以上3m至分離器入口的平均密度等于催化劑一級(jí)入口密度的1.5倍。由上述計(jì)算，可得(P2-P1)=P=3.907kPa密取300.65kg/m3,1取400.29kg/m3，P閥一般取0.338kPa，H2=1.5m則：H1ρ1=3-10-10+(10-3)×1.5×10=405(kg/m2)=3.973kPaZ1ρ1=P1+H1ρ稀+H2(ρ密-ρ1)+P閥=398.45+405+1.5×(300.65-400.29)+33.8得：Z1=1.72m料腿長(zhǎng)度包括Z1、埋入密相的長(zhǎng)度、入口中心到灰斗底部的長(zhǎng)度三部分。因此：L=1.75+1.5+4.5=7.72m<10m所以設(shè)計(jì)符合要求。2）二級(jí)旋風(fēng)分離器的壓力平衡Z2=[(P1+P2)+H3(ρ密-ρ2)+H1ρ稀+P閥]式中：P1=398.45kg/m2，P2=356.55kg/m2，ρ密=300kg/m3，ρ2=350kg/m3，H3=1.0m，P閥=35kg/m2。Z2=[()+1.0×(300-350)+405+]/350=3.27m入口中心到灰斗底的距離為4m，凈空高度應(yīng)大于4+Z2=7.27m；實(shí)際值為10m大于7.27m，故可以滿足設(shè)計(jì)要求。

4兩器壓力平衡4.1再生劑循環(huán)壓力平衡4.1.1推動(dòng)力1）再生器頂壓P再=200+105=305kPa2）再生器稀相段靜壓P1P1=ρgh×10-3=15×10×9.81×10-3=1.47kPa3）淹流管以上密相段靜壓P2P2=ρgh×10-3=250×1×9.81×10-3=2.45kPa4）位于下滑閥上部的淹流管和斜管靜壓P3P3=ρgh×10-3=300×10×9.81×10-3=29.43kPa5）位于下滑閥下部的淹流管和斜管靜壓P4P4=ρgh×10-3=200×2.5×9.81×10-3=4.91kPa6）推動(dòng)力P再+P1+P2+P3+P4=343.26kPa4.1.2阻力1）沉降器頂壓P沉=200+105=305kPa2）沉降器稀相段靜壓P5P5=ρgh×10-3=10×10×9.81×10-3=0.981kPa3）提升管進(jìn)料口以上靜壓P6提升管內(nèi)平均油氣體積流率==19.07(m3/s)平均視密度==24.50(kg/m3)提升管內(nèi)平均油氣線速==10.82(m3/s)由文獻(xiàn)[11]查得滑落系數(shù)為1.05，則實(shí)際密度為24.5×1.05=25.73(kg/m3)P6=25.73×22×9.81×10-3=5.55kPa4）預(yù)提升段壓降P7預(yù)提升管視密度==273.29(kg/m3)采用滑落系數(shù)為1.5，則實(shí)際密度為1.5×273.28=409.93(kg/m3)因此P7=409.93×1.5×9.81×10-3=6.03kPa5）生斜管摩擦力Pf1再生斜管摩擦阻力包含于靜壓計(jì)算中，因此不需計(jì)算。6）提升管直管段阻力Pf2=0.324kPa7）加速催化劑及出口損失壓降PaPa=Nu2出ρ×10-4因此Pa=(1+1.5×2+1)×24.5×15.152×10-4/2×9.81=0.129kPa8）預(yù)提升段摩擦壓降Pf3Pf3=7.9×10-8×(L/D)ρu2=7.9×10-8×(4-2.5)/1.5×132.5×1.52=2.36×10-5kPa9）合計(jì)P沉+P5+P6+P7+Pf1+Pf2+Pa+Pf3=318.01kPa10）再生滑閥壓降P閥P閥=343.26-318.01=25.25kpa=0.25(kgf/m2)由設(shè)計(jì)規(guī)定可知：0.2~0.4kgf/cm2為滑閥壓降的合理區(qū)間，因此本設(shè)計(jì)符合要求。表4.1再生劑循環(huán)壓力平衡計(jì)算表推動(dòng)力kPa阻力kPa再生器頂部壓力305沉降器頂部壓力305再生器稀相段靜壓P11.47沉降器稀相段靜壓P50.981淹流管以上密相段靜壓力P22.45提升管進(jìn)料口以上靜壓力P65.55下滑閥上部淹流管和斜管靜壓P329.43預(yù)提升段的壓力降P76.03下滑閥下部淹流管和斜管靜壓P44.91再生斜管摩檫阻力Pf1-合計(jì)343.26提升管直管段阻力Pf20.324加速催化劑及出口損失壓降Pa0.129預(yù)提升段摩擦壓降Pf30.00024再生滑閥壓降P閥25.25合計(jì)343.264.2待生劑循環(huán)壓力平衡表4.2待生劑循環(huán)路線壓力平衡計(jì)算匯總表推動(dòng)力kPa阻力kPa沉降器頂部壓力305再生器頂部壓力305沉降器稀相段靜壓P10.981再生器稀相段靜壓P51.47汽提段靜壓P26.03密相段靜壓P65.55待生滑閥以上斜管靜壓P329.43待生滑閥壓降P334.33待生滑閥以下斜管靜壓P44.91合計(jì)339.35合計(jì)339.35由壓力平衡可得，待生滑閥壓降為34.33(kPa)=0.356(kgf/m2)該值符合設(shè)計(jì)要求。4.3滑閥直徑對(duì)兩器壓力進(jìn)行平衡計(jì)算之后可得到壓力降，使用公式計(jì)算流通面積：A=8.746×10-4式中：G—催化劑循環(huán)量，t/hρ—斜滑閥管密度，kg/m3P—滑閥壓降，kgf/m2由于在實(shí)際操作中需要一定的操作彈性，因此需要對(duì)滑閥的開(kāi)度進(jìn)行合理的選擇，工業(yè)上通常選用40-60%為佳。計(jì)算滑閥直徑DD=4.3.1再生滑閥A=8.746×10-4×=0.155m2取開(kāi)度為60%，則D==0.57m根據(jù)國(guó)內(nèi)現(xiàn)有滑閥規(guī)格，選用直徑為0.6m的滑閥則：全開(kāi)面積=0.785×0.62=0.283m2核算滑閥開(kāi)度=0.155/0.283=54.8%，故符合設(shè)計(jì)要求。4.3.2待生滑閥A=8.746×10-4×=0.130m2取開(kāi)度為60%，則D==0.52m根據(jù)國(guó)內(nèi)現(xiàn)有滑閥規(guī)格，選用直徑為0.6m的滑閥則：全開(kāi)面積=0.785×0.62=0.283m2核算滑閥開(kāi)度=0.130/0.283=46%，故符合設(shè)計(jì)要求。4.4反應(yīng)再生系統(tǒng)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)匯總4.4.1反應(yīng)再生操作參數(shù)匯總表4.3反應(yīng)再生操作參數(shù)匯總表項(xiàng)目參數(shù)新鮮進(jìn)料量kg/h225000回?zé)捰蚹g/h45000催化劑循環(huán)量kg/h1530388.7劑油比5.67原料進(jìn)料溫度℃200再生溫度℃715反應(yīng)溫度℃520再生器頂壓力(絕)kPa305沉降器頂壓力(絕)kPa305外取熱量kJ/h2.26×1084.4.2反應(yīng)器與再生器工藝尺寸匯總表4.4反應(yīng)再生操作參數(shù)匯總表項(xiàng)目參數(shù)提升管內(nèi)徑，m1.5提升管高度，m22提升管入口線速度，m/s5.57提升管出口線速度，m/s12.19提升管壓降，kPa15催化劑停留時(shí)間，s2.6沉降器內(nèi)徑，m7.0沉降器高度，m10沉降器旋風(fēng)分離器組數(shù)(兩級(jí))各6組燒焦罐高度，m11燒焦罐內(nèi)徑，m7.3燒焦罐線速度，m/s1.5稀相管高度，m8.5稀相管內(nèi)徑，m3.5二密床層高度，m5二密直徑，m10.3再生器旋風(fēng)分離器組數(shù)(兩級(jí))各10組再生器旋風(fēng)分離器入口線速(兩級(jí))，m/s23待生滑閥內(nèi)徑，mm及開(kāi)度60054.8％待生滑閥壓降，kPa34.33再生滑閥內(nèi)徑，mm及開(kāi)度60046％再生滑閥壓降，kPa25.25

5分餾系統(tǒng)的工藝設(shè)計(jì)5.1aspen流程模擬Aspenplus因其優(yōu)良的計(jì)算與模擬功能，在國(guó)內(nèi)化工行業(yè)得到廣泛應(yīng)用。本設(shè)計(jì)的分餾塔部分使用aspenplus進(jìn)行模擬，計(jì)算流程及結(jié)果如下所示。5.1.1物性數(shù)據(jù)的建立根據(jù)原料的物料成分，進(jìn)行組分的設(shè)定，見(jiàn)圖5.1圖5.1進(jìn)料成分對(duì)模擬所使用的基本方法進(jìn)行設(shè)定，如圖5.2圖5.2基本方法的選擇5.1.2模擬流程的建立完成原料物性及流程方法的確定以后，進(jìn)行流程的建立，進(jìn)入到模擬板塊，建立如圖5.3所示的流程。圖5.3模擬流程圖完成模擬流程的建立，對(duì)其中的進(jìn)料流股進(jìn)行設(shè)定，如圖5.4~5.9。圖5.4柴油進(jìn)料流率圖5.5干氣進(jìn)料流率圖5.6油漿進(jìn)料流率圖5.7液化氣進(jìn)料流率圖5.8汽油進(jìn)料流率圖5.9回?zé)捰瓦M(jìn)料流率進(jìn)料流率設(shè)定結(jié)束后，分別對(duì)換熱器進(jìn)行溫度，二段回?zé)捰筒裼鸵约八魵饬髀蔬M(jìn)行設(shè)定。如圖5.10~5.12所示。圖5.10換熱器溫度設(shè)定圖5.11二段回?zé)捰筒裼蛨D5.12水蒸氣流率完成上述部分后，對(duì)分餾塔進(jìn)行設(shè)定，規(guī)定塔底流率，產(chǎn)品流股以及塔內(nèi)壓力，如圖5.13~5.15所示.。圖5.13塔底流率設(shè)定圖5.14產(chǎn)品流股設(shè)定圖5.16塔內(nèi)壓力結(jié)束進(jìn)料及塔內(nèi)設(shè)定后，按照期望值對(duì)柴油產(chǎn)品流股進(jìn)行規(guī)定，如圖5.17所示。圖5.17柴油產(chǎn)品流率設(shè)定對(duì)分餾塔進(jìn)行五段中段回流的設(shè)定，如圖5.18~5.22所示。圖5.18P-1中段回流圖5.19P-2中段回流圖5.20P-3中段回流圖5.21P-4中段回流圖5.22P-5中段回流5.1.3流程模擬的結(jié)果完成設(shè)定后進(jìn)行流程的模擬，得到結(jié)果可查詢(xún)，即說(shuō)明流程設(shè)定無(wú)誤。可得各塔板的氣液相流率，繪制氣液相負(fù)荷性能圖，查找出氣液相同時(shí)為最大值的塔板數(shù)，為第五塊塔板。如圖5.23，5.24所示。圖5.23進(jìn)出塔板流率圖5.24氣液相負(fù)荷性能圖5.2水力學(xué)計(jì)算5.2.1塔徑計(jì)算選取氣液相符合最大的塔板為計(jì)算的依據(jù)，根據(jù)氣液相符合性能圖可知為第五塊塔板。第五塊塔板的氣相流率為5194.24kmol/h，液相流率為661044kg/h。V氣===91152.6(m3/h)Q液==751.2(m3/h)查文獻(xiàn)[10]，圖11.1.5可得黏度μ=0.25cP查圖14.3.1及換算可得：液體的表面張力為13.00(達(dá)因/厘米)固舌形塔板中允許空塔氣體線速度為Wk′=C1C2KH（）?式中：Wk′—允許空塔氣體線速，m/sH—塔板間距，mγl—操作溫度下液體，kg/m3γv—操作溫度下氣體，kg/m3參考同類(lèi)裝置的實(shí)際塔徑，可確定本設(shè)計(jì)的塔徑大約在5.0米左右，本設(shè)計(jì)取降液管面積為塔板面積的12%，板間距取800mm。則有：C1=C1==0.957液流強(qiáng)度：==43.49[m3/h·m(塔板有效面積)]C2的數(shù)值由文獻(xiàn)[12]表7-2查得，C2=1.10，K=0.115γv==2.6(kg/m3)則帶入上式得：Wk′=0.957×1.10×0.115×0.8×()?=1.64(m/s)計(jì)算塔徑D?=(?=4.43m塔徑圓整為4.5m5.2.2舌孔面積對(duì)于舌孔張開(kāi)角，國(guó)內(nèi)通用采用20°的張角，舌孔面積為0.00223m2/個(gè)，因此本設(shè)計(jì)采用20°張角，0.05m舌片。5.2.2.1舌孔氣速的計(jì)算：Wh=()?式中：Wh—舌孔氣速，m/sPd—干板壓力降，毫米液柱選用干板壓力降為100毫米液柱Wh=()?=7.77(m/s)5.2.2.2舌孔總面積的計(jì)算Ah=式中：Ah—舌孔總面積，m2Qv—?dú)怏w流率，m3/s則：Ah==3.26m25.2.2.3舌縫面積As=Ah×式中：As——舌縫面積，m2Aos——每個(gè)舌孔間的舌縫面積，0.00118m2A0——舌孔面積，0.00223m2As=3.26=1.73m25.2.2.4舌孔數(shù)的計(jì)算N===1462個(gè)5.2.2.5開(kāi)孔率的計(jì)算：φh===0.265.2.2.6舌縫開(kāi)孔率的計(jì)算：φS===0.145.2.3核算降液管負(fù)荷5.2.3.1降液管面積和內(nèi)流速選定降液管面積為塔截面積的12%降液管面積Af=12%A=0.12×0.785×4.52=1.91m2降液管內(nèi)流速u(mài)f===0.109(m/s)0.109m/s小于0.12m/s，所以降液管內(nèi)液體流速滿足要求。5.2.3.2降液管內(nèi)液體停留時(shí)間：t===7.32s式中：t——降液管內(nèi)液體所停留的時(shí)間,s;Ls——操作條件下液體的體積流率，m3/s；7.32s>(3~5)s以上計(jì)算說(shuō)明，停留時(shí)間符合要求。因此選擇的降液管內(nèi)徑合適。降液管與受液盤(pán)的間隙，通常選用在40~150mm范圍內(nèi)，本設(shè)計(jì)選100mm，并在受液盤(pán)底開(kāi)3個(gè)8mm的淚孔。5.2.4塔板水力學(xué)校核與降液管面高度校核5.2.4.1降液管與受液盤(pán)間隙壓力降本設(shè)計(jì)中降液管面積約為塔截面積的13.26%，此時(shí)拱高是圓直徑的16.56%，弦長(zhǎng)為圓直徑的四分之三；則：降液管弦長(zhǎng)為：l=0.75×4.5=3.45m降液管與受液盤(pán)間隙面積l×S=3.45×0.15=0.5175m2降液管與受液盤(pán)間隙壓力降計(jì)算公式如下：hc=1.165×10-5×()2式中：hc—液體產(chǎn)生的壓力降，mm液柱l—降液管弦長(zhǎng)，mS—降液管與受液盤(pán)間隙距離，mQl—液體流率，m3/hhc＝1.165×10-5×()2=24.55毫米液柱hc的取值范圍通常為12~26毫米液柱，所以采用S=150mm合理。5.2.4.2濕舌孔壓降濕舌孔壓力降計(jì)算如下：hwe=1.025(Pd)0.85=1.025(100)0.85=51.27毫米液柱5.2.4.3水力壓頭hdy=(1.23+0.134φh2×Pd)式中：Ld—徑液流強(qiáng)度，m3/h·m(塔徑)Pd—干板壓降，毫米液柱φh—舌孔開(kāi)孔率φh2=()2=(0.26)2=0.0676Ld==64.01[m3/h·m(塔徑)]則：hdy=(1.23+0.1340.0676×100)×=63.93毫米液柱5.2.4.4塔板總壓力降方法一：塔板總壓力降Pt按式Pt=hwe+hdy+25=51.27+63.93+25=140.20毫米液柱方法二：舌縫計(jì)算法：Ws=Wh×=7.77×1.89=14.69(m/s)Ws?=14.69×2.6?=23.69[m/s(kg/m3)?]而2.27φS0.224×L0.355=2.27×0.140.224×()0.355=23.84Ws﹥2.27φS0.224×L0.355查文獻(xiàn)可知：Pt=0.364(Ws?)1.45L0.097S-0.182()-0.365式中：l—操作溫度下液體表面張力，mm2/sw—常溫時(shí)水的表面張力(取74mm2/s)則：Pt=0.364×(23.84)1.45×()0.097×0.14-0.182×()-0.365=164.46毫米液柱由以上兩種方法算得的結(jié)果相差較大，為安全起見(jiàn)，Pt取較大的為164.46毫米液柱。5.2.4.5進(jìn)口壓頭hi=(0.52+1.01φh2×Pd)=(0.52+1.01×0.26×100)×=111.31毫米液柱5.2.4.6溢流口液面高度塔板溢流口液面高度hd：hd=2.84式中：L—降液板液流強(qiáng)度，m3/h·m(降液板)L===233.67m3/h·m(降液板)則hd=2.84×=107.74毫米液柱5.2.4.7降液管液面高度降液管中清液層高度Hdo=2hc+ΔPt+hi+25，計(jì)算結(jié)果如下：Hdo=2×23.84+164.46+111.31+25=348.45毫米液柱該值小于塔板間距的一般，不會(huì)引起液泛現(xiàn)象的產(chǎn)生，符合生產(chǎn)實(shí)際要求。5.2.5負(fù)荷性能圖5.2.5.1液相負(fù)荷下限線工業(yè)上使用公式L’=5000(γl)-1計(jì)算液相負(fù)荷下限線，計(jì)算結(jié)果如下：L’=5000×(746)-1=6.70[m3/h·m(降液板)]5.2.5.2液相負(fù)荷上限線選擇降液管的最大流速為0.12m/s，則極限負(fù)荷計(jì)算如下：0.12×1.25×3600=540(m3/h)降液管液流強(qiáng)度極限為：L==156.52[m3/h·m(降液板)]5.2.5.3漏液線公式Wsv?=5.3L0.292式中：WS—舌縫氣速而Wkv?=Wsv?×=5.3L0.292設(shè)L=10[m3/h·m（降液板）]則：Wkv?=1.13[m/s·(kg/m3)?]假設(shè)其它L值并進(jìn)行同樣的計(jì)算，結(jié)果列于表5.1。表5.1降液管液流強(qiáng)度L和Wkv?L，[m3/h﹒m(降液板)]Wkv?，[m/s·(kg/m3)?]101.13301.56501.81701.99902.151102.281302.331502.491702.581902.675.2.5.4霧沫夾帶線當(dāng)L≤25[m3/h·m(降液板)]時(shí)：Wk2=k×L0.176，k=φs×100×()0.345×()0.224查文獻(xiàn)[1]取e=0.03，γw=996kg/m3，γa=1.25kg/m3，w=74.02mm2/s，l=12.98mm2/s；代入上式得：0.14×100×()0.345×()0.224=13.8則：Wk2=13.8×L0.176設(shè)L=10[m3/h·m(降液板)]，則：Wk2=13.8×100.176=20.7Wk=4.55(m/s)Wkv?=4.55×2.6?=7.34[m/s·(kg/m3)?]假設(shè)其它L值并進(jìn)行同樣的計(jì)算，結(jié)果列于表5.2表5.2降液管液流強(qiáng)度L和Wkv?L，[m3/h﹒m(降液板)]Wkv?，[m/s·(kg/m3)?]56.90107.34157.60207.80L25[m3/h·m(降液板)]時(shí)：按式Wk2=k×L0.625k=φs×100×()0.345×()0.2240.14×100×0.81.48×()0.345×()0.224=2.28設(shè)L=25[m3/h·m（降液板）]；則：Wk2=2.28×250.625=17.05Wk=4.13(m/s)Wkv?=4.13×2.6?=7.92[m/s·(kg/m3)?]假設(shè)其它L值并進(jìn)行同樣的計(jì)算，結(jié)果列于表5.3表5.3