【導(dǎo)讀】本次設(shè)計(jì)主要是設(shè)計(jì)原油處理量能力為500萬噸/年的常壓塔。常壓塔的設(shè)計(jì)主要是依據(jù)所給的原油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)及產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)，計(jì)算產(chǎn)品各物性，確定切割方案，計(jì)算產(chǎn)品收率。參考同類裝置確定塔板數(shù)、進(jìn)。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(nèi)。別生產(chǎn)煤油，輕柴油，重柴油。，板間距為，最后計(jì)算得塔高為。這部分最重要的是通過核算使。均在經(jīng)驗(yàn)值范圍內(nèi)，本次設(shè)計(jì)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(nèi)回流 L ～ 237 841 841L 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 3212 段取走熱 106合 計(jì) 385739+ 344106＋841L由熱平衡得 10 6＋586L =10 6＋841L所以,內(nèi)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(fù)荷 L s=89647103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =25944 m3/h第 23 層塔板汽液相負(fù)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(jìn)料 371004 355 106汽提蒸汽 6248 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～246 619 619L合 計(jì) 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(nèi)回流 L ～ 251 900 900L 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 3312 段取走熱 106合 計(jì) 385040+L 350106＋900L由熱平衡得 10 6＋619L =10 6＋900L所以,內(nèi)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(fù)荷 L s=61673103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =31089 m3/h第 25 層塔板汽液相負(fù)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(jìn)料 371004 355 106汽提蒸汽 6248 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～265 686 686L合 計(jì) 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(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 34內(nèi)回流 L ～ 265 916 916L合 計(jì) 385040+L 347106＋916L由熱平衡得 10 6＋686L =10 6＋916L所以,內(nèi)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(fù)荷 L s=112522103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =25004 m3/h第 30 層塔板汽液相負(fù)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(jìn)料 371004 355 106汽提蒸汽 6248 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～285 732 732L合 計(jì) 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(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 35內(nèi)回流 L ～ 290 979 979L合 計(jì) 385040+L 106＋979L由熱平衡得 10 6＋732L =10 6＋979L所以,內(nèi)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(fù)荷 L s=87490103/=由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =26833 m3/h第 31 層塔板汽液相負(fù)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(jìn)料 371004 355 106汽提蒸汽 5687 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～338 879 879L合 計(jì) 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(nèi)回流 L ～ 355 1067 1067L 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 36合 計(jì) 384479+L 360106＋1067L由熱平衡得 10 6＋879L =10 6＋1067L所以,內(nèi)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(fù)荷 L s=25106103/=由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =24405 m3/h第 35 層塔板汽液相負(fù)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(jìn)料 371004 355 350106汽提蒸汽 5687 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～338 879 879L合 計(jì) 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(nèi)回流 L ～ 355 1067 1067L 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 37合 計(jì) 376691+L 361106＋1067L由熱平衡得 10 6＋879L =10 6＋1067L所以,內(nèi)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(fù)荷 L s=25106103/=由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =23168 m3/h將汽液相負(fù)荷的計(jì)算結(jié)果匯總到下表 321：表 327 常壓塔汽液相負(fù)荷匯總表液相負(fù)荷 汽相負(fù)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(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 3835 23168根據(jù)上表作全塔汽液相負(fù)荷圖： 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 39第四章塔板的設(shè)計(jì)本次設(shè)計(jì)采用浮閥式塔板。浮閥塔板在石油化學(xué)工業(yè)上廣泛應(yīng)用在加壓、常壓、減壓下的精餾、 穩(wěn)定、吸收、脫吸等傳質(zhì)過程中。浮閥塔板與常用的圓泡帽、篩板、舌形塔板的幾點(diǎn)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(fù)荷變化范圍內(nèi)，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(jié)構(gòu)較簡單，安裝較方便；制造費(fèi)用為泡帽塔塔板的 60～80%，為篩板的 120～130%。 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)由上一章《氣液相負(fù)荷圖》知 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 40第 23 塊板的氣液相負(fù)荷最大為設(shè)計(jì)依據(jù)。所以以此來設(shè)計(jì)塔徑及塔板。進(jìn)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(jìn)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(jì)算本設(shè)計(jì)的計(jì)算采用塔板間距為 Ht=。（1） 計(jì)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(guān)聯(lián)圖《化工原理》下冊 P154圖 37 查出，橫坐標(biāo)的數(shù)據(jù)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(shù)值為： HthL== 根據(jù)以上數(shù)據(jù)，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(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 41=〔（）/〕 = m/s（2） 適宜的氣體操作速度 取安全系數(shù) 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(jì)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(chǎn)品量大的塔，停留時間一般取 35 分鐘。本設(shè)計(jì)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(yīng)用下式進(jìn)行計(jì)算：H＝Hd＋(n－1)Ht ＋Ht