【正文】 人孔結構尺寸及開設個數見表61表6—1 人孔結構尺寸及開設個數裙座直徑數量DM中心高度4600mm
。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。本設計停留時間取3分鐘。5 塔底。人孔伸出塔器筒體表面200～250mm。 一般均推薦采用與工藝管線一樣的直徑。角或垂直向上。為保證氣提蒸汽均勻分布，在塔內設有蒸汽分配管。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。采用圖8—5形式的進口管，防止液體直接沖擊塔板。一般進料管大小均采用與工藝管線相同的直徑。 V==所以破沫網直徑:2 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。一般常用氣速V=1—3m/s。一般可按下式計算氣速與破沫網的直徑。(3）.破沫網用以分離氣體中攜帶的液體，以提高產品的質量，改善塔頂氣體壓縮機的操作。（2）.為了減少塔頂出口氣體中攜帶液體的量，—。 適宜操作區(qū)圖第四章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、破沫網等。塔板的操作離霧沫夾帶極限較遠。對于重型閥，依計算，則 m/s m/s根據W＝（）。根據《化工原理》[10]，式中取E＝1，堰長L＝，由此可求出降液管負荷下限： ＝179。適當的算出幾點，就可以畫出霧沫夾帶線。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=++=（米液柱）=(米液柱)(米液柱)∴=++=(米液柱)（～）（）符合要求計算降液管內的允許最大流速： ＝＝＝（m/s） 由《塔的工藝計算》[5]中式（5—44B）： （m/s） ，所以降液管沒有超負荷。在塔的工藝計算》[5]：=（m）塔板上的清液層的高度為：＝＋＝＋＝液體在降液管的停留時間τ按《塔的工藝計算》[5]中式（）液體在降液管的停留時間τ=/=(秒)5秒降液管流速：＝/＝(m/s)取降液管底緣出口處流速＝ m/s計算降液管底緣距塔板高度: =（）= (m)（1）干板壓力降由《塔的工藝計算》[5]中式（）計算干板壓力降：===（米液柱）（2）氣體通過塔板上液層的壓力降由《塔的工藝計算》[5]中式（5—34）計算塔板上液層壓力降： =+103（3600/L）2/3=+103(3600)2/3 =（米液柱） （3）液體表面張力所造成的壓降此壓降很小，忽略。)采用的空塔氣速：W=/F=(m/s)采用的降液管面積 =（）= (㎡)采用的降液管面積占采用的塔截面積F的百分數：閥孔臨界速度（Wh）C按式 (514) （m/s） 相應的閥孔動能因數為： F0= 塔板上浮閥的開孔率φ按《塔的工藝計算》[5]中式（）： Ф=() 100%=28%由《塔的工藝計算》[5]中式（）得閥孔的總面積=FФ=28%=㎡由《塔的工藝計算》[5]中式（）得浮閥數： =（178。由《塔的工藝計算》[5]中式（）：=/=（㎡）由《塔的工藝計算》[5]中式（）：===（㎡）取=（㎡）計算塔橫截面積按《塔的工藝計算》[5]中式（）：計算的塔橫截面積=+ =+=（㎡）計算塔徑Dc按《塔的工藝計算》[5]中式（）：根據浮閥塔板直徑系列，選取采用的塔徑為：D＝ (m)采用的塔截面積F按式（511）塔截面積:F==178。先選定塔板間距為＝ (m)按塔的工藝（51）計算取Ks＝ 由于選取的板間距Hs＝，故取K＝ 故適宜的氣體操作速度由《塔的工藝計算》[5]中式（）液體在降液管內的流速按式（）和式（）計算，選兩個結果中的較小值。進入塔板的氣體： 密度＝＝＝由 [石油煉制工程] 圖39查得粘度＝=流率＝＝進入塔板的液體： 密度＝液相的表面張力：(285℃時）液相的真臨界溫度為747K。以氣相流量最大點第23塊板為設計依據。此部分計算參考《塔的工藝設計》[6]。（4）霧沫夾帶量比舌形、泡帽小，比篩板略大。（3）干板壓力降較舌形、篩板大，比泡帽塔板小。（2）操作彈性較圓泡帽、舌形、篩板大。浮閥塔板的一般結構式在帶降液管的塔板上開有許多孔作為氣流通道，孔上方設有可上下浮動的閥片，上升的氣流經過閥片與橫流過塔板的液相接觸，進行傳質。/h11922082292310261127133014311718全塔液相負荷圖：全塔氣相負荷圖：第三章 塔的設計及水力學計算浮閥塔板在石油化學工業(yè)上廣泛應用在加壓、常壓、減壓下的精餾、穩(wěn)定、吸收、脫吸等傳質過程中。/h板號液相/m179。/h 全塔氣液相負荷數據表板號液相/m179。/h(10)第30塊板下的氣液相負荷(即進料板上方)已知：=310℃， =315℃， M=289 ,=物料流率，kg/h密度（）/g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h壓力，Mpa溫度，℃氣相液相入方進料365——10汽提蒸汽—4203316—4048836內回流L310—合計+L—————10+出方汽油14325365—10煤油365—10輕柴365—10重柴13025365—10重油61050358—10水蒸氣—3653202—10內回流L365—合計114375+L—————10+由熱平衡，得：+ =+=24667(kg/h)=24667/=179。/h(7)第19塊板下的氣液相負荷（第二段循環(huán)回流入口板上方）已知：＝260℃，＝266℃，M＝221，＝物料流率，kg/h密度（）/g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h壓力，Mpa溫度，℃氣相液相入方進料365——10汽提蒸汽—4203316—4932550內回流L260—合計+L—————10+出方汽油14325266—10煤油266—10輕柴266—10重柴13025315—10重油61050358—10汽提蒸汽—2663004—10二段取熱——————10內回流L266—合計114375+L———10+由熱平衡，有：+＝+＝＝＝＝14325/140＋＋＋＋= nR/=(+266)/=(8)第22塊板下的氣液相負荷（第二段循環(huán)回流出口板上方）已知：＝279℃，＝285℃，M＝233，＝物料流率，kg/h密度（）/g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h壓力，Mpa溫度，℃氣相液相入方進料365——10汽提蒸汽—4203316—4932550內回流L279—合計+L—————10+出方汽油14325285—10煤油285—10輕柴285—10重柴13025315—10重油61050358—10汽提蒸汽—2853042—10內回流L285—合計114375+L—————10+由熱平衡，有：+＝+＝＝＝＝14325/140＋＋＋＋＝= nR/=(+285)/=(9)第26塊板下的氣液相負荷（即重柴油抽出板上方）已知：=310℃， =315℃， M=271 ,= 物料流率，kg/h密度（）/g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h壓力，Mpa溫度，℃氣相液相入方進料365——10汽提蒸汽—4203316—4932550內回流L310—合計+L—————10+出方汽油14325315—10煤油315—10輕柴315—10重柴13025315—10重油61050358—10汽提蒸氣—3153102—10內回流L315—合計114375+L—————10+由熱平衡，得：+=+=(kg/h)=179。/h(5)第13塊板下的氣液相負荷（第一段循環(huán)回流出口板上方）已知：＝224℃，＝230℃，M＝192，＝物料流率，kg/h密度（）/g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h壓力，Mpa溫度，℃氣相液相入方進料365——10汽提蒸汽—4203316—5909941內回流L224—合計109230+L—————10+出方汽油14325230—10煤油230—10輕柴255—10重柴13025315—10重油61050358—10汽提蒸汽—2302932—10二段取熱——————10內回流L230—合計+L—————10+由熱平衡，有：+＝+＝64041kg/h ＝64041/＝＝14325/140＋＋＋64041/192＝= nR/=(+230)/=(6)第17塊板下的氣液相負荷（即輕柴油抽出板上方）已知：=249℃， =255℃， M=215 ,=物料流率，kg/h密度（）/g/cm3操作條件焓，kJ/kg熱量，kJ/h壓力，Mpa溫度，℃氣相液相入方進料365——10汽提蒸汽—4203316—5909941內回流L249—合計109230+L—————10+出方汽油14325255—10煤油255—10輕柴255—10重柴13025315—10重油61050358—10汽提蒸氣—2553002—10二段回流——————10內回流L255—合計+L—————10+由熱平衡，得：+=+=179。/h=14325/140++=nR/=(+200)/=179。（1）塔頂的汽液負荷液相負荷== 氣相回流=+=（14325+）/140+ /18=(2)第1塊板下的氣液相負荷已知：=170℃，= 173 ℃，M＝143，=查《石油煉制工程》：=，=。相應于此壓力下的飽和水蒸氣的溫度為86℃，遠低于塔頂170℃，故在塔頂的水蒸氣處于過熱狀態(tài)，不會冷凝。最后驗證一下在塔頂條件下水蒸氣是否會冷凝?！?，已知其焦點溫度和焦點壓力依次為371℃，在《石油化工工藝計算圖表》圖2223 作出汽油餾出100%的平衡蒸發(fā)曲線,℃。查《石油化工工藝計算圖表》圖2218得石油餾分的焦點壓力。塔頂