【正文】 按式W=Vv/F (512) =(m/s)采用的降液管面積 (513)Fd==(㎡)采用的降液管面積Fd占采用的塔截面積F的百分?jǐn)?shù)： 液相的表面張力：(℃時(shí)）℃。 從圖811[石油化工工藝計(jì)算圖表]查得K=140 ∴表面張力=140/=(達(dá)因/厘米) 浮閥數(shù)及開孔率的計(jì)算 浮閥的選取由于塔內(nèi)氣液負(fù)荷變化較大而產(chǎn)品質(zhì)量要求比較嚴(yán)格，塔板壓力降不是主要因素，所以選用F1型33克浮閥（重閥）。 浮閥數(shù)及開孔率的計(jì)算 閥孔臨界速度（Wh）C按式（514） (514) 相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因數(shù)為： F0= (515)==（kg/m3） 塔板上浮閥的開孔率Ф按式 Ф (516)=100%=% 由式（517）得閥孔總面積： Fh=FФ% (517) =%=(㎡) 由式（518）得浮閥數(shù)N： (dh一般取39103m)[塔的工藝計(jì)算] （518）= =3451（個(gè)） 溢流堰及降液管的決定 決定液體在塔板上的流動(dòng)型式根據(jù)[塔的工藝計(jì)算]表53,雙溢流塔對(duì)本操作是最適合的。 決定溢流堰采用弓形溢流堰 ∵Fd/F=%對(duì)雙溢流堰，堰長(zhǎng)l一般?。ā〥 [塔的工藝計(jì)算] 所以，堰長(zhǎng) l==（m）由l/D比值查圖310[化工原理 下冊(cè)]得Wd/D=所以，堰寬Wd==(米) 溢流堰高度及塔板上清夜層高度的決定為了保證有較高的塔板傳質(zhì)效率，同時(shí)考慮到塔板壓力降及液漏情況，取堰高為40毫米，查塔的工藝計(jì)算P136得堰上液層高度為how=(米)塔板上的清夜高度為hc=hw+how=+=(米) 液體在降液管的停留時(shí)間及流速液體在降液管的停留時(shí)間τ=FdHt/Vl=(秒)7秒降液管流速Vd Vd=Vl/Fd=(米/秒) 降液管底緣距塔板高度計(jì)算降液管底緣距塔板高度hb:hb [塔的工藝計(jì)算] （519）hb= =(米) 水力學(xué)計(jì)算 塔板壓力降計(jì)算干板壓力降ΔPd:△Pd （520）==(米液柱)計(jì)算氣體通過塔板上液層的壓力降ΔPvl△Pvl=+103（3600Vvl/l）2/3 （521）=+103=(米液柱)忽略液層表面張力造成的壓力降，則氣體通過塔板的壓力降ΔPt=ΔPd+ΔPvl=+=(米液柱) 霧沫夾帶由圖39[石油煉制工程]℃e=A()(w/εm)，2 （522）=∵ε=(F2Fd)/F （523）=()/=m=105（σl/v）[（lv）/μv] ==∴e=(液體)/公斤(氣體)10% 泄漏取泄漏時(shí)閥孔動(dòng)能因數(shù)為F0=5～6，. 淹塔情況設(shè)該塔板不設(shè)內(nèi)堰，計(jì)算液相流過一層塔板時(shí)所需克服的壓力降ΔPl，得ΔPl=ΔPt+hl+ΔPdk∵ΔPt=（米液柱）hl=(米液柱)ΔPdk=()2 （524）==(米液柱)∴ΔPl=++=(米液柱)（～）（ht+Hw）符合要求 降液管的負(fù)荷計(jì)算降液管內(nèi)的允許最大流速Vd ，，因而降液管沒有超符合。 塔板的負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線 取e=10%為霧沫夾帶線，即 整理上式可得， 而， 又， [塔的工藝計(jì)算] (525) 所以， 故， 而， 所以， 所以，V （526）在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依528式算出相應(yīng)的值見表51表51 值與值的對(duì)應(yīng)關(guān)系，m3/s ，m3/s 液泛線（），按下式計(jì)算 （+）=（527）， 所以， 而， 所以， 把已知數(shù)據(jù)，及，代入，計(jì)算液泛線，整理得到： =++ 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依529式算出相應(yīng)的值見表52表52 值與值的對(duì)應(yīng)關(guān)系，m3/s，m3/s 液相負(fù)荷上限線 m3/s，所以，求出的上線流體流量值為常數(shù)，在圖上液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。 漏液線對(duì)于重型閥，依計(jì)算，則 又知，則 （528） 據(jù)此作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限線條件，依的計(jì)算式計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線。該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。 （529）取E=1，則總結(jié)以上各數(shù)據(jù)見表53表53 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目備注數(shù)值及說明塔徑D,m板間距HT,m塔板形式 空塔氣速U,m/s堰長(zhǎng)lw,m 堰高h(yuǎn)w,m 堰上液層高度how弓形降液管高度hb浮閥數(shù)N閥孔動(dòng)能因數(shù)F0臨界閥孔氣速UOC,m/s單板壓降P 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間,S液相負(fù)荷上限霧沫夾帶控制液相負(fù)荷下限漏夜控制雙溢流弓形降液管3451六、塔的內(nèi)部工藝結(jié)構(gòu)煉油裝置板式塔的內(nèi)部工藝結(jié)構(gòu)（塔板結(jié)構(gòu)除外）包括塔頂、塔底、塔裙以及塔的各種類型的進(jìn)口、抽出板出口，塔的各種類型防沖擋板、防渦器、破沫網(wǎng)等。 板式塔的部工藝結(jié)構(gòu) 塔頂一般為平接式，其直徑與塔頂工藝管線相同。，—。以利于氣體中的液滴自由下降，取塔頂空間Hd=，頂層塔盤到絲網(wǎng)底面的距離Ht=900mm。，以提高產(chǎn)品的質(zhì)量，改善塔頂氣體壓縮機(jī)的操作。破沫網(wǎng)的直徑取決于氣量與選定的氣速。一般可按下式計(jì)算氣速與破沫網(wǎng)的直徑。V= D=式中V—?dú)馑?，m/s；當(dāng)霧沫攜帶量有波動(dòng)時(shí)。一般常用氣速V=1—3m/s。K—常數(shù)，；D—破沫網(wǎng)直徑 m； θ—?dú)怏w流量m3/s。 V==所以破沫網(wǎng)直徑D= 進(jìn)口進(jìn)口包括頂回流、中段回流、蒸汽以及原料進(jìn)口、原料進(jìn)料段的高度。它取決進(jìn)料的結(jié)構(gòu)形式及介質(zhì)狀態(tài)。一般進(jìn)料管大小均采用與工藝管線相同的直徑。為確保塔板操作穩(wěn)定防止回流液入塔時(shí)直接沖擊塔板產(chǎn)生液峰或在塔板上飛因此回流液在進(jìn)口處應(yīng)考慮設(shè)置防沖設(shè)施。采用圖8—5形式的進(jìn)口管，防止液體直接沖擊塔板。對(duì)于易起泡沫的回流液，采用圖(8—8)的中段結(jié)構(gòu)形式，回流液進(jìn)口管插入降管外側(cè)，盡可能 靠近上層塔板。一般進(jìn)口管應(yīng)與降液管平行，與塔板上液流方向成垂直布置。同時(shí)進(jìn)口管應(yīng)靠上層塔板。為保證氣提蒸汽均勻分布，在塔內(nèi)設(shè)有蒸汽分配管。安裝在液面上方，分配管開孔方向應(yīng)與塔壁成45o角或垂直向上。— 抽出盤及出口 再降液管下面加以凹陷作為抽出斗，抽出嘴子裝在斗底或斗側(cè)；。 一般均推薦采用與工藝管線一樣的直徑。 人孔在煉油裝置塔器中，每隔(6—8)塊塔板處設(shè)一個(gè)人孔，人孔的直徑一般為450～550mm。人孔伸出塔器筒體表面200～250mm。本設(shè)計(jì)中取每隔6塊塔板設(shè)一個(gè)人孔，人孔直徑為500mm，人孔伸出塔器筒體度為250mm。 塔底。對(duì)塔底產(chǎn)品量大的塔，停留時(shí)間一般取3～5分鐘。本設(shè)計(jì)停留時(shí)間取3分鐘。設(shè)塔底空間為Hb則 π/4（D塔）2Hb=t故 Hb==直徑一般取與工藝管線直徑相同。為使液體物料流出時(shí)不致產(chǎn)生渦流，將氣體帶進(jìn)泵里而使泵抽空或?yàn)榱耸挂好娴牟僮鞣€(wěn)定，故在許多設(shè)備底部的液體出料端設(shè)置防渦口。 塔裙選取裙座高度為2m，裙座上必須開設(shè)人孔，以方便檢修。人孔結(jié)構(gòu)尺寸及開設(shè)個(gè)數(shù)見表61表6—1 人孔結(jié)構(gòu)尺寸及開設(shè)個(gè)數(shù)裙座直徑數(shù)量DM中心高度4600mm2500mm200mm950mm 封頭選用橢圓形封頭。 塔高H塔高應(yīng)用下式進(jìn)行計(jì)算H=Hd+(n1)Ht+Ht 式子中，Hd塔頂空間，mHt塔板間距，mHb塔底空間，m所以，塔高 H=+（321）+=七、換熱過程 換熱方案的確定 換熱的意義 常壓塔蒸餾裝置的能耗在煉油廠全廠能耗中占有重要的比重，其燃料消耗相當(dāng)于加工原料油的2%，為全廠消耗自用燃料量最大的生產(chǎn)裝置，在原料蒸餾裝置，原油升溫及部分汽化所需的熱量最大，如果不通過換熱回收部分熱量，則此熱量最終是通過產(chǎn)品被冷卻至出裝置溫度而被冷卻水（或冷卻空氣）帶走。事實(shí)上，在某些蒸餾裝置中，原油換熱后的最終溫度達(dá)300℃左右，熱量的回收率達(dá)60%以上。由此可見，換熱裝置的設(shè)計(jì)對(duì)煉廠節(jié)能有很重要的意義。 換熱方案換熱方案見圖71圖71 換熱方案流程圖 換熱設(shè)備的選取和計(jì)算 換熱設(shè)備的計(jì)算以第一回路的第一次換熱為例，熱源為煤油，去熱損失為1%。=℃, 其焓為H1=。 換熱后溫度設(shè)為T2=60℃，其焓為H2= kJ/kg。 原油初溫設(shè)為t1=45℃，其焓為h2= kJ/kg。Wc, 煤油=Wc, 原油=Q1= Wc, 煤油（） (71)Q2= Wc, 原油（h2 –h1 ） (72)由熱平衡，Q1= Q2 故，（）=（） 得，h2= kJ/kg 查圖317[石油煉制]得，t2=107℃計(jì)算平均溫差ΔTm (73)由上式求得，ΔTm=℃估選K=160J/㎡.s.℃估算A= （74）=(㎡) 選用的換熱器型號(hào)為：FB—1000—410—16/25—2/（4）（B=200）管程平均溫差（+60）/2=℃ Uo=， d=由圖115查得Go=190kg/㎡s，Re=104殼程(原油)平均溫差（45+80）/2=℃ 181。i==， d=由圖116查得Re=103，Gi=162kg/㎡sK （《冷換設(shè)備工藝計(jì)算》）K—總傳熱系數(shù)（以管外壁表面積為基準(zhǔn)），kcal/㎡h℃hi—管內(nèi)流體的膜傳熱系數(shù)（以管外壁表面積為基準(zhǔn)），kcal/㎡h℃ri—管內(nèi)流體的結(jié)構(gòu)熱阻（以管外壁表面積為基準(zhǔn)），㎡h℃/kcalrp—管子的熱阻（一般金屬管子可以忽略不計(jì)），㎡h℃/kcalh0—管外流體的膜傳熱系數(shù)（以管外壁表面積為基準(zhǔn)），㎡h℃/kcalr0—管外流體的結(jié)垢熱阻（以管外壁表面積為基準(zhǔn)），㎡h℃/kcal由圖121查得（hi）0讀數(shù)=290kcal/㎡h℃，校正系數(shù)=，則（hi）0=290= kcal/㎡h℃h0讀數(shù)=348 kcal/㎡h℃，校正系數(shù)= 則h0=340= kcal/㎡h℃由表110，111查得ri=，r0=，rp可忽略不計(jì)。 所以K kcal/㎡h℃=160J/㎡s℃計(jì)算結(jié)果與假設(shè)相近，故選用的換熱器型號(hào)是符合要求的。 中段回流作為熱源 T1 235℃ 165℃ T2t2 146℃ t1 =Q1= Wc, 中段回流（）Q2= Wc, 原油（h2 –h1 ）由，Wc，中段回流(HT1HT2)=W原/2(h2h1)()=()所以，h2=℃[石油煉制工程 圖317]求得，ΔTm=℃設(shè)K=175J/㎡s℃A==(㎡)A=(