【導讀】本次設計主要是設計原油處理量能力為500萬噸/年的常壓塔。常壓塔的設計主要是依據所給的原油實沸點蒸餾數據及產品的恩氏蒸餾數據，計算產品各物性，確定切割方案，計算產品收率。參考同類裝置確定塔板數、進。采用塔頂二級冷凝冷卻和兩個中段回流，塔頂取熱:第一中段回流取熱:. 第二中段取熱為4：3：3，最后校核各主要部位溫度都在允許誤差范圍內。別生產煤油，輕柴油，重柴油。，板間距為，最后計算得塔高為。這部分最重要的是通過核算使。均在經驗值范圍內，本次設計就此完成。

　　

【正文】 106常一線 35917 237 858 106常二線 23292 239 611 106常三線 20212 220 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 6947 237 2892 106內回流 L ～ 237 841 841L 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 3212 段取走熱 106合 計 385739+ 344106＋841L由熱平衡得 10 6＋586L =10 6＋841L所以,內回流 L=89647kmol/h 或 89647/208=431kmol/h第 21 層抽出板上方汽相總量為： 208++431+316++=1274kmol/h液相負荷 L s=89647103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負荷 V s =25944 m3/h第 23 層塔板汽液相負荷表 322 第 23 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進料 371004 355 106汽提蒸汽 6248 3 420 3316 106內回流 L ～ ～246 619 619L合 計 385040+L 367106＋619L常頂 15167 251 920 106常一線 35917 251 891 106常二線 23292 251 883 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 6248 251 2925 106內回流 L ～ 251 900 900L 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 3312 段取走熱 106合 計 385040+L 350106＋900L由熱平衡得 10 6＋619L =10 6＋900L所以,內回流 L=61673kmol/h 或 61673/218=283kmol/h第 23 層抽出板上方汽相總量為： 208+249++283+316+=液相負荷 L s=61673103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負荷 V s =31089 m3/h第 25 層塔板汽液相負荷表 323 第 25 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力 MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進料 371004 355 106汽提蒸汽 6248 3 420 3316 106內回流 L ～ ～265 686 686L合 計 385040+L 367106＋686L常頂 15167 265 962 106常一線 35917 265 937 106常二線 23292 265 925 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 6248 265 2966 106 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 34內回流 L ～ 265 916 916L合 計 385040+L 347106＋916L由熱平衡得 10 6＋686L =10 6＋916L所以,內回流 L=112522kmol/h 或 112522/245=459kmol/h第 25 層抽出板上方汽相總量為： 208+249++459+316+=液相負荷 L s=112522103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負荷 V s =25004 m3/h第 30 層塔板汽液相負荷表 324 第 30 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3壓力，MPa溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進料 371004 355 106汽提蒸汽 6248 3 420 3316 106內回流 L ～ ～285 732 732L合 計 385040+L 106＋732L常頂 15167 290 1017 106常一線 35917 290 992 106常二線 23292 290 975 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 6248 290 3013 106 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 35內回流 L ～ 290 979 979L合 計 385040+L 106＋979L由熱平衡得 10 6＋732L =10 6＋979L所以,內回流 L=87490kmol/h 或 87490/280=313kmol/h第 25 層抽出板上方汽相總量為： 208+249+++316+=液相負荷 L s=87490103/=由公式 PV=nRT ，得： 氣相負荷 V s =26833 m3/h第 31 層塔板汽液相負荷表 325 第 31 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進料 371004 355 106汽提蒸汽 5687 3 420 3316 106內回流 L ～ ～338 879 879L合 計 384479+L 366106＋879L常頂 15167 355 1151 106常一線 35917 355 1117 106常二線 23292 355 1104 106常三線 20212 355 1096 106常底 284374 837 106水蒸氣 5687 355 3129 106內回流 L ～ 355 1067 1067L 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 36合 計 384479+L 360106＋1067L由熱平衡得 10 6＋879L =10 6＋1067L所以,內回流 L=25106kmol/h 或 25106/223 =第 25 層抽出板上方汽相總量為： 208+249++++316=液相負荷 L s=25106103/=由公式 PV=nRT ，得： 氣相負荷 V s =24405 m3/h第 35 層塔板汽液相負荷表 326 第 35 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進料 371004 355 350106汽提蒸汽 5687 3 420 3316 106內回流 L ～ ～338 879 879L合 計 376691+L 365106＋879L常頂 19663 355 1151 106常一線 37842 355 1117 106常二線 31541 355 1104 106常三線 22968 355 1096 106常底 258961 837 106水蒸氣 5687 355 3129 106內回流 L ～ 355 1067 1067L 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 37合 計 376691+L 361106＋1067L由熱平衡得 10 6＋879L =10 6＋1067L所以,內回流 L=25106kmol/h 或 25106/223 =第 25 層抽出板上方汽相總量為： 208+249++++316=液相負荷 L s=25106103/=由公式 PV=nRT ，得： 氣相負荷 V s =23168 m3/h將汽液相負荷的計算結果匯總到下表 321：表 327 常壓塔汽液相負荷匯總表液相負荷 汽相負荷塔 板m3/h m3/h1 9 2368111 2681413 108 17 140 2594421 2641223 3109625 27 2500430 31 68 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 3835 23168根據上表作全塔汽液相負荷圖： 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 39第四章塔板的設計本次設計采用浮閥式塔板。浮閥塔板在石油化學工業(yè)上廣泛應用在加壓、常壓、減壓下的精餾、 穩(wěn)定、吸收、脫吸等傳質過程中。浮閥塔板與常用的圓泡帽、篩板、舌形塔板的幾點比較如下：（1）處理能力較舌形、篩孔塔板徑小些，比圓泡塔板的處理能力約大 20～40%。 （2）操作彈性較圓泡帽、舌形、篩板大。在很寬的氣液相負荷變化范圍內，浮閥塔板能保持較高的效率。（3）干板壓力降較舌形、篩板大，比泡帽塔板小。塔板上的液面梯度也較小。（4）霧沫夾帶量比舌形、泡帽小，比篩板略大。（5）結構較簡單，安裝較方便；制造費用為泡帽塔塔板的 60～80%，為篩板的 120～130%。 基礎數據由上一章《氣液相負荷圖》知 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 40第 23 塊板的氣液相負荷最大為設計依據。所以以此來設計塔徑及塔板。進入塔板的氣體： 密度 ρv ＝RT ＝(273 .15＋281 )＝ 粘度 μv ＝10－3 kg/＝10－4 流率 Vv ＝＝ /s 進入塔板的液體： 密度 ρL＝ 表面張力 σL＝ 流率 VL＝＝ /s 起泡傾向：輕微 操作條件： 操作壓力： 操作溫度：281℃ 塔徑計算本設計的計算采用塔板間距為 Ht=。（1） 計算塔板氣相空間截面積上最大的允許氣體速度有公式 umax =C（（ρ L ρ V）/ρ V） 式中 C 可由史密斯關聯圖《化工原理》下冊 P154圖 37 查出，橫坐標的數據為：（Ls/ Vs）（ρ L/ρ V） =（）（821/） =取板間距 Ht=，板上液層高 hL=，則由圖中參數值為： HthL== 根據以上數據，查《化工原理》下冊 P154圖 37，得： C20= C= C20（σ/） =（） = umax=C〔（ρ Lρ V）/ρ V〕 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院論文 41=〔（）/〕 = m/s（2） 適宜的氣體操作速度 取安全系數 k= u 適 =k umax== m/s（3） 塔徑 由公式 D=（4 Vs/） 可求D =（4） =圓整后的塔徑 D= m塔的截面積 A T==采用的空塔氣速 u== 塔高的計算（1）塔底空間 Hb 是塔底第一塊塔板到塔底切線的距離。對塔底產品量大的塔，停留時間一般取 35 分鐘。本設計停留時間取 3 分鐘。 已知公式 D 塔= t=3 min V 塔= m 3/h塔頂空間 Hd 取 Ht= m故 Hb＝ 3/60 ＝ m 500（2）塔高應用下式進行計算：H＝Hd＋(n－1)Ht ＋Ht