【正文】 原油初溫設為t1=45℃，其焓為h2= kJ/kg。=℃, 其焓為H1=。由此可見，換熱裝置的設計對煉廠節(jié)能有很重要的意義。 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(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。 塔裙選取裙座高度為2m，裙座上必須開設人孔，以方便檢修。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。對塔底產(chǎn)品量大的塔，停留時間一般取3～5分鐘。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。 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。— 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；。為保證氣提蒸汽均勻分布，在塔內(nèi)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(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。一般常用氣速V=1—3m/s。一般可按下式計算氣速與破沫網(wǎng)的直徑。，以提高產(chǎn)品的質量，改善塔頂氣體壓縮機的操作。，—。 （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(nèi)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(nèi)部工藝結構六、塔的內(nèi)部工藝結構煉油裝置板式塔的內(nèi)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。 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。 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(nèi)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(nèi)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。 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。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）℃。Wa==（m/s） 氣相空間截面積Fa Fa=Vv/Wa (54) Fa=VV/Wa=（㎡） 計算降液管內(nèi)液體流速Vd液體在降液管內(nèi)的流速按式（54）和式（55A）[或式（55B）]計算，選兩個結果中的較小值。按式（52）（《塔的工藝計算》）計算Wmax， (52) 適宜的氣體操作速度Wa按式（53）計算：Wa=KKsWmax （53）Ks—系統(tǒng)參數(shù)，～。沈陽化工學院學士學位論文 第四章 塔設備的設計計算 四、塔設備的設計計算 全塔氣液負荷的分布計算 塔頂（第一塊板上方）的氣液負荷： L=L冷回流=（kmol/h）：V=V油氣+V水氣=(+)/127+（kmol/h） 第一層板下方的氣液負荷圖41 第一層板下方熱衡算草圖 表41 第一層板下方的熱平衡物 料流率kg/h密度g/cm3 操作條件 焓，kJ/kg熱 量107kJ/kg壓力，Mpa溫度，℃氣 相液 相入方進料356——汽提蒸氣—4203316—內(nèi)回流L～133—合 計+L—————+…出方汽 油 —煤 油 —柴 油—重 油—水蒸氣— —中段回流——— — — —內(nèi)回流L —合 計+L—————+由熱平衡，107+=107+ 所以，L=（kg/h） 液相負荷 L=（kmol/h） 汽相負荷 V=++（kmol/h） 常一線抽出口下方（即第10層下方）的氣液負荷圖42 常一線抽出口下方熱衡算草圖 表42 常一線抽出口下方的熱平衡物 料流率kg/h密度g/cm3 操作條件 焓，kJ/kg熱量107kJ/kg壓力，Mpa溫度，℃氣 相液 相入方進料356——汽提蒸氣—4203316—內(nèi)回流L～220—合 計—————+…出方汽 油 —煤 油 —柴 油—重 油—水蒸氣— —中段回流——— — — —內(nèi)回流L —合 計—————+由熱平衡， 107+=107+，L=（kg/h） ：液相負荷 L=（kmol/h）氣相負荷 V=+++（kmol/h） 中段循環(huán)回流入口板上方的氣液相負荷圖43 中斷回流入口上方熱衡算草圖 表43 中段循環(huán)回流入口板上方的熱平衡物 料流率kg/h密度g/cm3 操作條件 焓，kJ/kg熱量107kJ/kg壓力，Mpa溫度，℃氣 相液 相入方進料356——汽提蒸氣—4203316—內(nèi)回流L～224—合 計+L—————+出方汽 油 230—煤 油 230 —柴 油—重 油—水蒸氣— 230—中段回流