【正文】 因此，本設(shè)計(jì)車間平面布置方案定為組合型布置，于滿足工藝要求，符合國家的。（2） T形或U形的管廊布置 T形或L形的管廊布置適合于較復(fù)雜車間，管道可由二個(gè)或三個(gè)方向進(jìn)出車間，中間貯罐布置在設(shè)備或廠房附近，原料成品貯罐分類集中布置在貯罐區(qū)。為確定車間平面布置方案，考慮如下幾種布置方案：（1） 直通管廊長條布置直通管廊長條布置適合于小型車間（裝置），是露天布置的基本方案。第六章．車間布置圖 車間廠房布置包括車間平面布置和立面布置，主要取決于生產(chǎn)規(guī)模、生產(chǎn)流程、生產(chǎn)種類、廠區(qū)面積、廠區(qū)地形和地形條件。 C──負(fù)荷下限, B與C之比為操作彈性, 此值越大, 彈性越好。座標(biāo)原點(diǎn)O與設(shè)計(jì)點(diǎn)A的連線OA為在已知條件下設(shè)計(jì)出來的該塔板的操作線,在此線上各點(diǎn)的氣液比是恒定的。此點(diǎn)對(duì)應(yīng)于塔板設(shè)計(jì)時(shí)的氣液負(fù)荷。. 操作線設(shè)計(jì)點(diǎn)A為計(jì)算的第24層塔板的點(diǎn)，即，=：，連接坐標(biāo)原點(diǎn)O(0,0)及設(shè)計(jì)點(diǎn)A，為將OA線延長，自己增設(shè)一個(gè)點(diǎn)（1000，），可得出操作線6,見圖56。. 泄漏線下線為F=5，即=*= 泄漏線數(shù)據(jù)W, m/sVl, m3/h1002003004006008001000，見圖51。VL＝VbFd＝＝＝。 淹塔界線 按下面兩式做出 △P=△Pt+hl+△Pdk △PL≤*(Ht+hw) *(Ht+hw)=△Pt+hl+△Pd =△Pd+△Pvl+hw+how+*Wb*Wb =*(Wh*Wh/2g)*(ρv/ρl)+*hw+*(3600Vl/l)2/3+hw+how+*Wb*Wb 又因Vv=Wh*Fhhb=Vl/(l*Wb) 即Wh=Vv/Fh Wb=Vl/(l*hb) 所以： *(Ht+hw)=*(Vv*Vv/Fh/Fh/2g)*()+*hw+**(3600Vl/l)2/3+hw+how+*Vl*Vl/(l*hb*l*hb)整理得： Vv*Vv=(*(Ht+hw)(*hw+**(3600Vl/l)2/3+hw+how+*Vl*Vl/(l*hb*l*hb)))*Fh*Fh*2g*ρl/(*ρv)，可作出淹塔界線2，見圖56。選兩式計(jì)算結(jié)果中的較小值，所以 霧沫夾帶量線 一般把e=10%作為霧沫夾帶上限，則轉(zhuǎn)換得：設(shè)一個(gè)液體負(fù)荷，即可算出一個(gè)和它相對(duì)應(yīng)的空塔線速，就可以在適宜操作區(qū)的坐標(biāo)上得出一點(diǎn)，適當(dāng)算出幾點(diǎn)，就可以畫出霧沫夾帶線。液體在降液管的最大流速由下面兩式計(jì)算,選兩式計(jì)算結(jié)果中的較小值。符號(hào)要求。Wb──降液管底緣出口處流速, m/s?！鱌dk──不設(shè)進(jìn)口堰時(shí)液相通過降液管的壓力降, m液柱。式中 △PL──液相流過一層塔板所需克服的壓力降, m液柱。這個(gè)壓力降為氣相通過該板的壓力降丶塔板上液層高度產(chǎn)生的壓力降以及液體流經(jīng)降液管所產(chǎn)生的壓力降之和。所以應(yīng)使降液管內(nèi)的清液維持在一定高度下。FO＝Wh＝,在9—12之間。hL──塔板上液層高度, mm。當(dāng)Ht≥350毫m時(shí), A=, n=σL──液體表面張力, 105N/mm。A、n──系數(shù)。m──參數(shù), 按下式計(jì)算m=105(σL/ρv)[(ρLρv)/μv]μv──氣體粘度, 公斤當(dāng)W=Wmax時(shí)取大值。ε──除去降液管面積后的塔板面積與塔橫截面積之比,ε=(F2Fd)/F=φ──系數(shù), ～。 氣體通過一塊塔板的總壓力降△Pt△Pt = △Pd+△Pvl = 霧沫夾帶過量的霧沫夾帶會(huì)使塔板效率降低很多, 所以應(yīng)限制塔板的霧沫夾帶, 一般情況下, 。干板壓力降△Pd 對(duì)22~32克十字架型浮閥: △Pd = *(Wh*Wh/2g)*(ρv/ρl) = 表面張力的壓力降△Po氣體克服鼓泡表面張力的壓力降△Po值很小, 可忽略不計(jì)。包括干板壓力降丶?xì)怏w克服鼓泡層表面張力的壓力降及氣體通過塔板上液層的壓力降。 —降液管底緣距塔板的高度，m。液體在降液管中的停留時(shí)間為：, Vd 決定的因素是既要防止沉淀物堆積或堵塞降液管，使液體順利流入下層塔板；同時(shí)又要防止上升氣體有降液管通過形成短路而破壞塔板的正常操作。因本設(shè)計(jì)采用凹槽進(jìn)口受液盤，所以不設(shè)進(jìn)口堰。 為了在塔頂是回流分配均勻，或在高氣相流率和低液相流率f需保持降液管的正常液封時(shí)，可設(shè)進(jìn)口堰。但凹槽受液盤制作較復(fù)雜，浮閥塔盤系列（JB120673）中，塔徑從800～4200毫米的塔板均為凹槽受液盤。同時(shí)，將凹槽受液盤和斜的或階梯式降液管結(jié)合在一起使用，能在任一操作情況下形成正渡封。得出 塔板上液層高度： 進(jìn)口受液盤有平板機(jī)凹槽兩種。所以一般推薦使用弓形降液管。 。 根據(jù)資料選?。? 。～, Hf與Hb按液體停留時(shí)間3～5分鐘計(jì)。 Hf──進(jìn)料段高, m。 Hb──塔底空間高(不包括頭蓋), m。H=Hd+(n2)Ht+Hb+Hf式中 H──塔高(截線到切線), m。 W──采用的空塔氣速, m/s。F=＝＝ m2W=Vv/F＝式中 F──采用的塔橫截面積, m2。所以，式中 Ft──計(jì)算的塔橫截面積, m2。 降液管內(nèi)流體流速, Vd當(dāng)Ht≤按以上兩式計(jì)算后，選用較小值。Ks─系統(tǒng)因數(shù), ~。K─安全系數(shù), 塔徑、Ht, K=。Ks表41 浮閥塔板間距Ht與塔徑D的關(guān)系塔板直徑D, mm板間距Ht，mm1200~1400450500600—1600～30004505006008003200~4200——600800 Ht = 將以上數(shù)據(jù)帶入式(41）,則求得Wmax=，；Ks系統(tǒng)因數(shù)依《塔的工藝計(jì)算》的130頁可得。Vv─氣體體積流率, m3/s。 Ht─塔板間距, m。ρV─氣相密度, kg/m3。各代表性塔段的汽、液負(fù)荷的計(jì)算舉例： 表315 第20層以下塔段的熱平衡　　流率，kg/h密 度操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h物料d204MPa℃汽相液相入方進(jìn)料293280357　汽提蒸汽4330　3703150　13639500內(nèi)回流L　合計(jì)　　　　　+　　　　　　　　出方常頂油292　航空煤油292　輕 柴 油52325292　51448033重 柴 油317　10361676常四線（汽）15340331　重 油347　水蒸氣4330　2922751　11911830內(nèi)回流L292　合計(jì)　　　　　　+由熱平衡得：+=+所以，（取內(nèi)回流分子量 M=98）液相負(fù)荷=汽相負(fù)荷=同理，其他的熱平衡也這樣算。圖34 汽油的露點(diǎn)線相圖選擇塔內(nèi)幾個(gè)有代表性的部位(如塔頂、第一層板下方、各側(cè)線抽出板上下方、中段回流進(jìn)出口處、汽化段及塔底汽提段等), 求出該各處的汽、液負(fù)荷, 就可以作出全塔汽、液相負(fù)荷分布圖。即:常一線抽出板溫度167℃, 常二線抽出板溫度 253℃，常三線抽出板溫度 317℃塔頂冷回流溫度t0=60℃ ho= kJ/kg塔頂溫度 t1=103℃ h1=605kJ/kg故塔頂冷回流量 L0為: L0= Q/(ht1hto)= 105/（）=塔頂油氣量(汽油+內(nèi)回流蒸汽)為:(+) /109=塔頂水蒸汽流量為:4780/18=塔頂油氣分壓為：常壓露點(diǎn)溫度：℃常壓露點(diǎn)壓力： Mpa焦點(diǎn)溫度：℃焦點(diǎn)壓力: 在平衡汽化座標(biāo)紙上作出汽油平衡汽化100％點(diǎn)的pt線如圖3—4所示, ℃. 考慮到不凝氣的存在, ,則塔頂溫度為：=℃, 與假設(shè)的103℃很接近, 故原假設(shè)溫度正確。 常一線、常二線和常三線抽出板溫度校核的方法與常四線的方法相同, 故計(jì)算從略?？梢杂谩妒蜔捴乒に噷W(xué)》圖512和圖513先換算得常壓下平衡汽化數(shù)據(jù)。表317 第10層以下塔段的熱平衡　　流率，kg/h密 度操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h物料d204MPa℃汽相液相入方進(jìn)料293280357　321649561汽提蒸汽3860　3703150　12159000內(nèi)回流L329　合計(jì)　　　　　333808561+出方常頂油331　航空煤油331　輕 柴 油52325331　重 柴 油331　常四線（汽）15340331　重 油347　水蒸氣3860　3312660　10267600內(nèi)回流L329　合計(jì)　　　　　+圖33重柴油抽出板以下塔段熱平衡由熱平衡得: 333808561+=+ 依查《石油煉制工藝學(xué)》圖210，可得取內(nèi)回流分子量M= 135。表3—16回流熱分配％熱量, kJ/h106kJ/h頂冷回一中32二中頂循環(huán)校核應(yīng)自下而上進(jìn)行。表3—15 全塔熱平衡　　流率，kg/h密 度操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h物料d204MPa℃汽相液相入方進(jìn)料293280357℃　321649561汽提蒸汽4780　3703150　15057000合計(jì)298060　　　　　336706561出方常頂油107℃　航空煤油167℃　輕 柴 油52325253℃　重 柴 油317℃　常四線（汽）15340331℃　重 油347℃　水蒸氣4780　103℃2651　12671780合計(jì)293280　　　　　②全塔回流熱全塔回流熱Q=()106 =106 kJ/h③回流方式及回流熱分配塔頂采用二級(jí)冷凝冷卻流程, 塔頂回流溫度為60℃。表3—13 進(jìn)料在爐出口處攜帶的熱量(P=, t=360℃)進(jìn)料在爐出口處的熱量Qo(P=,t=360℃）　　　物料焓，kJ/kg熱量，kJ/h　焓，kcal/kg汽相液相汽相液相　　　　　　　常頂油　286　航空煤油　279　輕 柴 油　274　重 柴 油　269　常四線（汽）　269　常四線（液）　　223過汽化油　　227重 油　　222合計(jì)　　　　　h0=KJ/Kghf核算結(jié)果表明ho略高于hF, 所以在設(shè)計(jì)的汽化段溫度357℃之下, 能保證所需的拔出率(),爐出口溫度也不致超過充許限度。因考慮生產(chǎn)航空煤油, 限定爐出口溫度不超過360℃。表3—12 進(jìn)料帶入汽化段的熱量QF(P=, t=357℃)進(jìn)料帶入汽化段的熱量QF(P=，t=357℃）　　　物料焓，kJ/kg熱量，kJ/h　焓，kcal/kg汽相液相　汽相液相　　　　　　　常頂油　285　航空煤油　278　輕 柴 油　273　重 柴 油　268　常四線（汽）　268　常四線（液）　　223過汽化油　6067607　223重 油　　221合計(jì)　　　　　hf=KJ/Kg再求出原油在加熱爐出口條件下的熱焓ho, 。％時(shí)由平衡汽化曲線可知平衡溫度為tF=357186。 (4mmHg)則推算常壓