【正文】 熱量/MPa℃汽相液相入方進料6250000172356——汽提蒸汽—4203315—內回流L～～96——247247L合計+L—————+247L出方汽油98595—煤油98—364輕柴油239—601重柴油60250312—808重油353—912水蒸汽—982648—內回流L～98673—673L第一中段回流——————第二中段回流——————合計+L—————+673L有 =，從而有 +247L=+673L 計算，得： L = （Kg/h） （Kmol/h）=++++=（Kmol/h） 繪制汽液相負荷的分布圖將上面的計算所得到的氣液相的負荷列于下表中，將汽相摩爾流率轉化成體積摩爾流率，將液體的質量流率轉化成其體積流率。氣相：可以近似的認為它是理想氣體，因此就有PV=NRT，從而：V=NRT/P液相：由m=,所以V=m/了 全塔氣液相負荷匯總表（摩爾）板 號液相/Kmol/h氣相/Kmol/h板號液相/Kmol/h氣相/Kmol/h119824112814291830由上面的公式，換算成體積流率情況匯總表如下： 全塔氣液相負荷匯總表（體積）板 號液相//h氣相//h板 號液相//h氣相//h15280419597338587392467570115217628298591461751295943818596133053772各個塔板上的液相負荷圖，如下圖： 液相負荷圖各個塔板上的氣相負荷圖，如下圖：從塔的汽液相的分布中可以看出，第24層板上的氣液相負荷是最大的，所以用這個板來設計塔徑和塔板。汽相流量=67570/3600=（/s）液體流量=327/3600= （/s）汽相的密度 =PM/RT=（170244）/【（+242）】= (Kg/)液相的密度= (Kg/)操作條件 P= a；t=242℃；物系的表面張力=21此設計的塔板應選取F1型浮閥，此浮閥應是重閥，材質取耐酸鋼1Cr18Ni9；每個閥的質量約為33克，標準孔徑是d=39mm。輕閥用于一些要求壓降小場合，因此本設計中輕閥不適合采用。由于本設計的原油處理量考慮，可選定塔板的間距是 Ht＝ 塔徑若求塔徑，應該先求出空塔氣速u，又u=（安全系數(shù)），根據(jù)公式，有：=C【（）/】，式子中的C可以由史密斯關聯(lián)圖，查出，橫坐標的值為=因此，取板間距= m，取板上液層的高度= m，則== （m）由上面的數(shù)值，可以查圖[2]，得=，由于物系的表面張力=21，從而校正C的值。C===因此=C【（）/】== （m/s）取安全系數(shù)為 ，則其空塔氣速u=== （m/s）塔徑 D=== m按標準的塔徑，圓整為 D = 6 m塔截面積 =（）/4= 實際的空塔氣速=（m/s） 塔高計算由本設計，可以取= m = = m = m=+（342）+++2= m 溢流裝置由《化工原理》[3]中的表，分析，決定液體在塔板上的流動形式為階梯式出口堰的尺寸a . 堰長：可以取其堰長== mb . 出口堰的高度：在常壓操作中，如果系統(tǒng)傳質的過程是汽膜控制的話，應選擇較高溢流堰，其數(shù)值范圍一般是50 mm；如果系統(tǒng)是液膜控制的話可以選擇10 mm～40 mm，而一般的煉油工業(yè)的分餾系統(tǒng)輕質油品都是汽膜控制重油品是液膜控制。所以該分餾系統(tǒng)的出口堰高度應取40 mm= m 。c .降液管的寬度及本設計中，選用弓形降液管。查《化工原理》[3]書，得：= =因此，== m ，== m檢驗液體的停留時間 =因為停留時間5 S ，即保證降液管內有充足的沉降的時間，以分離出夾帶的氣泡，也能保證氣相夾帶不會超過其允許的程度。從而，降液管的尺寸可用。d .降液管的底隙高== me .由于本設計采用了弓形降液管，其液體能在塔板上均勻分布，又進口堰能較多的占用塔板的面積，還能造成沉淀物的積累，以至于堵塞，所以本設計不用進口堰。 浮閥塔板的布置閥孔的動能因子 =11，所以其孔速為 = m/s每層塔板上的浮閥數(shù)：=[]=4448取其邊緣的寬度 = m = m則塔板上的鼓泡區(qū)的面積是：R=D/2=X=D/2()=（+）= m= 浮閥的排列方式可以采用等腰三角形插排，取其排的孔心距為t =75 mm= m, 因此可以估算出排間距 ，即： =（）= m =61 mm由于塔的直徑比較的大，應該采取分塊式的塔板，又因為與地面的接觸占用一部分的面積，因此可以取 = m塔板的開孔率 = =()100%=% 塔板的水力學計算 通過浮閥塔的氣相塔板壓力計算 干板阻力 m/s由于，因此，干板的阻力計算如下：=板上允許的分液層的阻力因為分離的是油品，故取系數(shù)=所以： == m氣體流過一層浮閥塔板的壓降的液柱的高度： =+= m所以其單板的壓降為：== 淹塔為了不要讓淹塔現(xiàn)象出現(xiàn)，因此要控制其降液管中的清液層的高度 且要 氣相通過浮閥塔的塔板壓力降相當于的液相高度 = m液體通過降液管的壓頭損失= m塔板的立液層的高度 = m所以：=++= m取 =，則 m因此 ，符合要求 霧沫夾帶1. 泛點率=按照泛點率=85%，計算其關系式，得==計算，得：=在操作的范圍里，取的值， 液泛線忽略其中的，將數(shù)值帶入式子中，得又因為，帶入數(shù)字，計算得=623337231706在其操作的范圍里取的值， 液相的負荷上限線以5 S為液體的停留時間的下限=漏液線以=5作為規(guī)定氣體的最小負荷標準= 液相的負荷下限線取堰上的液層的高度= m ,為液相的負荷下限的條件所以，有：= 塔板數(shù)據(jù)匯總 項目數(shù)值及說明備注塔高塔徑D，m6板間距,m塔板型式雙溢流分塊式塔板空塔氣速u，m/s堰長，m堰高，m板上液層的高度,m降液管底隙的高度，m閥孔個數(shù) N ，個4448等腰三角形叉排閥孔氣速，m/s閥孔的動能因數(shù)11臨界閥孔氣速，m/s孔心距t,m指同一個橫排的孔心距排間距，m只相鄰的二橫排的中心線距離單板壓降液體在降液管內的停留時間降液管內的清液層的高度，m泛點率%85氣相負荷上限霧沫夾帶控制氣相負荷下限漏液控制操作彈性5. 結論（1）本次設計方案的產(chǎn)品油品質量分數(shù)，%Kg/hKmol/h一線煤油3二線輕柴油3三線重柴油1687塔底重油2合計—744（2）此塔的氣液相負荷匯總板 號液相//h氣相//h板 號液相//h氣相//h15280419597338587392467570115217628298591461751295943818596133053772（3）常壓塔的工藝設計的計算結果項目數(shù)值及說明備注塔高塔徑D，m6板間距,m塔板型式雙溢流分塊式塔板空塔氣速u，m/s堰長，m堰高，m板上液層的高度,m降液管底隙的高度，m閥孔個數(shù) N ，個4448等腰三角形叉排閥孔氣速，m/s閥孔的動能因數(shù)11臨界閥孔氣速，m/s孔心距t,m指同一個橫排的孔心距排間距，m只相鄰的二橫排的中心線距離單板壓降液體在降液管內的停留時間降液管內的清液層的高度，m泛點率%85氣相負荷上限霧沫夾帶控制氣相負荷下限漏液控制操作彈性致謝此次的設計讓我了解到了對自己專業(yè)知識的不足之處，本次設計讓我們對大學所學的知識有了一個很好的總結，使所學的知識能學以致用，能夠更好的走進社會。在這論文即將完成之時，首先由衷的感謝我的指導老師——……老師，在她的嚴格要求和細心指導下才使我能夠更加順利的完成此次設計的任務。由于時間緊迫，細心的楊老師讓我從費時的實驗當中走了出來，改成了設計，讓我能夠更快的完成任務，以備好去公司工作。在設計之初，我是一頭的霧水，是楊老師耐心的給我講解，幫我查閱資料，千叮嚀萬囑咐的告訴我設計的幾個重大要點，才使我走出了困境，得以迅速的完成任務。在此，我向楊淑清老師致以最誠摯的感謝！感謝各位老師對我們的努力、付出，也感謝各位陪我一起渡過大學四年的同學，共同努力完成論文的同學。在這論文完成之際，也即是大學畢業(yè)之際，我向母校您說聲“我愛你”！參考文獻[1] 邢穎春，馮霄，應用先進適用技術，推動常減壓蒸餾技術的進步J，煉油技術，2003[2] 林世雄編，《石油煉制工程》，第三版，北京：石油工業(yè)出版社，2000[3] 姚玉英編，《化工原理》，上冊、下冊，天津科學技術出版社，1992[4] 戴詠川編，《石油化學》，遼寧石油化工大學出版社，2003[5] 韓冬冰．化工工藝學．北京：中國石化出版,2003[6] [M].，2009(6)[7] 石油化工研究院，煉油工藝計算圖表集，北京：石油工業(yè)出版社，1982[8] 石油工業(yè)部編譯室，煉油工藝學，北京石油工業(yè)出版社，1982[9] 許培澤，常減壓蒸餾裝置能耗現(xiàn)狀與改進措施J，金陵科技，2003[10] 2003 Worldwide Refining Survey. Oil amp。 Gas Journal,2003,10[11] 2002 Thi C. Worldwide Refining Capacity Steady in the Past Year [J]. Oil Gas J., 20