【正文】 （56B）由式（55），Vd==（m/s）由式（55A），Vd=103=（m/s）取Vd= 計算降液管面積Fd計算的降液管面積取式（57）或（58）計算結果的較大值。Fd，=Vl/Vd （57）Fd，= （58）由式（57），F(xiàn)d，= /=（㎡）由式（58），F(xiàn)d，==（㎡）取Fd，=（㎡） 計算塔橫截面和塔徑計算的塔橫截面積Ft=Fa+ Fd， (59) ， =+=（㎡）計算塔徑Dc按式（510） (510)==（m） 采用塔徑及相應的設計空塔氣速根據(jù)浮閥塔板直徑系取，采用的塔截面積F按式（511） F= (511) F==（㎡）采用的空塔氣速W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的百分數(shù)： 液相的表面張力：(℃時）℃。 從圖811[石油化工工藝計算圖表]查得K=140 ∴表面張力=140/=(達因/厘米) 浮閥數(shù)及開孔率的計算 浮閥的選取由于塔內氣液負荷變化較大而產品質量要求比較嚴格，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)及開孔率的計算 閥孔臨界速度（Wh）C按式（514） (514) 相應的閥孔動能因數(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)[塔的工藝計算] （518）= =3451（個） 溢流堰及降液管的決定 決定液體在塔板上的流動型式根據(jù)[塔的工藝計算]表53,雙溢流塔對本操作是最適合的。 決定溢流堰采用弓形溢流堰 ∵Fd/F=%對雙溢流堰，堰長l一般?。ā〥 [塔的工藝計算] 所以，堰長 l==（m）由l/D比值查圖310[化工原理 下冊]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效率，同時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間及流速液體在降液管的停留時間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算降液管底緣距塔板高度hb:hb [塔的工藝計算] （519）hb= =(米) 水力學計算 塔板壓力降計算干板壓力降ΔPd:△Pd （520）==(米液柱)計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% 泄漏取泄漏時閥孔動能因數(shù)為F0=5～6，. 淹塔情況設該塔板不設內堰，計算液相流過一層塔板時所需克服的壓力降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 降液管的負荷計算降液管內的允許最大流速Vd ，，因而降液管沒有超符合。 塔板的負荷性能圖 霧沫夾帶線 取e=10%為霧沫夾帶線，即 整理上式可得， 而， 又， [塔的工藝計算] (525) 所以， 故， 而， 所以， 所以，V （526）在操作范圍內任取若干個值，依528式算出相應的值見表51表51 值與值的對應關系，m3/s ，m3/s 液泛線（），按下式計算 （+）=（527）， 所以， 而， 所以， 把已知數(shù)據(jù)，及，代入，計算液泛線，整理得到： =++ 在操作范圍內任取若干個值，依529式算出相應的值見表52表52 值與值的對應關系，m3/s，m3/s 液相負荷上限線 m3/s，所以，求出的上線流體流量值為常數(shù)，在圖上液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。 漏液線對于重型閥，依計算，則 又知，則 （528） 據(jù)此作出與液體流量無關的水平漏液線。 液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限線條件，依的計算式計算出沈陽化工學院學士學位論文 第五章 常壓塔和塔板主要工藝尺寸計算的下限值，依此作出液相負荷下限線。該線為與氣相流量無關的豎直線。 （529）取E=1，則總結以上各數(shù)據(jù)見表53表53 浮閥塔板工藝設計計算結果項目備注數(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lw,m 堰高hw,m 堰上液層高度how弓形降液管高度hb浮閥數(shù)N閥孔動能因數(shù)F0臨界閥孔氣速UOC,m/s單板壓降P 液體在降液管內停留時間,S液相負荷上限霧沫夾帶控制液相負荷下限漏夜控制雙溢流弓形降液管3451沈陽化工學院學士學位論文 第六章 塔的內部工藝結構六、塔的內部工藝結構煉油裝置板式塔的內部工藝結構（塔板結構除外）包括塔頂、塔底、塔裙以及塔的各種類型的進口、抽出板出口，塔的各種類型防沖擋板、防渦器、破沫網(wǎng)等。 板式塔的部工藝結構 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。，以提高產品的質量，改善塔頂氣體壓縮機的操作。破沫網(wǎng)的直徑取決于氣量與選定的氣速。一般可按下式計算氣速與破沫網(wǎng)的直徑。V= D=式中V—氣速，m/s；當霧沫攜帶量有波動時。一般常用氣速V=1—3m/s。K—常數(shù)，；D—破沫網(wǎng)直徑 m； θ—氣體流量m3/s。 V==所以破沫網(wǎng)直徑D= 進口進口包括頂回流、中段回流、蒸汽以及原料進口、原料進料段的高度。它取決進料的結構形式及介質狀態(tài)。一般進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直接沖擊塔板產生液峰或在塔板上飛因此回流液在進口處應考慮設置防沖設施。采用圖8—5形式的進口管，防止液體直接沖擊塔板。對于易起泡沫的回流液，采用圖(8—8)的中段結構形式，回流液進口管插入降管外側，盡可能 靠近上層塔板。一般進口管應與降液管平行，與塔板上液流方向成垂直布置。同時進口管應靠上層塔板。為保證氣提蒸汽均勻分布，在塔內設有蒸汽分配管。安裝在液面上方，分配管開孔方向應與塔壁成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；。 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)塊塔板處設一個人孔，人孔的直徑一般為450～550mm。人孔伸出塔器筒體表面200～250mm。本設計中取每隔6塊塔板設一個人孔，人孔直徑為500mm，人孔伸出塔器筒體度為250mm。 塔底。對塔底產品量大的塔，停留時間一般取3～5分鐘。本設計停留時間取3分鐘。設塔底空間為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不致產生渦流，將氣體帶進泵里而使泵抽空或為了使液面的操作穩(wěn)定，故在許多設備底部的液體出料端設置防渦口。 塔裙選取裙座高度為2m，裙座上必須開設人孔，以方便檢修。人孔結構尺寸及開設個數(shù)見表61表6—1 人孔結構尺寸及開設個數(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塔高應用下式進行計算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）+=沈陽化工學院學士學位論文 第七章 換熱過程 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，其燃料消耗相當于加工原料油的2%，為全廠消耗自用燃料量最大的生產裝置，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品被冷卻至出裝置溫度而被冷卻水（或冷卻空氣）帶走。事實上，在某些蒸餾裝置中，原油換熱后的最終溫度達300℃左右，熱量的回收率達60%以上。由此可見，換熱裝置的設計對煉廠節(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 換熱設備的選取和計算 換熱設備的計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=。 換熱后溫度設為T2=60℃，其焓為H2= kJ/kg。 原油初溫設為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℃計算平均溫差ΔTm (73)由上式求得，ΔTm=℃估選K=160J/㎡.s.℃估算A=