600万吨大庆原油常减压蒸馏装置

目录
一总论 (1)
1.1 概述： (1)
1.2 文献综述 (2)
1.3设计任务依据 (2)
1.4 主要原材料 (3)
1.5其他 (3)
二工艺流程设计 (3)
2.1原油的性质 (3)
2.2工艺流程 (4)
2.3塔器结构 (5)
2.4环保措施 (5)
三工艺计算 (6)
3.1 工艺参数计算 (6)
3.2操作条件的确定 (10)
3.3.蒸馏塔各点温度的校核(校核应自下而上进行) (15)
四常压蒸馏塔尺寸计算 (24)
4.1 塔径的计算 (24)
4.2 塔高的计算 (25)
五常压蒸馏塔的水力学计算 (27)
5.1 塔板总压力降 (27)
5.2 雾沫夹带 (28)
5.3 泄漏 (29)
5.4 淹塔 (29)
5.5 降液管负荷 (29)
六车间布置设计 (32)
6.1 车间平面布置方案 (32)
参考资料 (33)
7.结束语 (33)
一总论
1.1 概述：
石油是一个国家经济发展国家稳定的命脉。

在石油、化工生产中，塔设备是非常重要的设备之一，塔设备的性能，对于整个化工和炼油装置的产品质量及其生产能力和消耗额等均有较大影响。

据相光关资料报道，塔设备的投资和金属用量，在整个工艺装置中均占较大比例，因此塔设备的设计和研究，始终受到很大的重视。

塔设备广泛应用于蒸馏、吸收、介吸、萃取、气体的洗涤、增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以
及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。

近些年来，国内外对它的研究也比较多，但主要是集中在常压塔的结构和性能方面，例如：如何提高塔的稳定性、如何利用理论曲线解决常压塔在性能方面存在的问题等。

在原油的一次加工过程中，常压蒸馏装置是每个正规炼厂都必须具备的，而其核心设备——常压塔的性能状况将直接影响炼厂的经济效益，由于在原油加工的第一步中，它可以将原油分割成相应的直馏汽油，煤油，轻柴油或重柴油馏分及各种润滑油馏分等。

同时，也为原油的二次加工提供各种原料.在进一步提高轻质油的产率或改善产品的质量方面，都有着举足轻重的地位.考虑到常压塔在实际应用方面的价值和意义，如何实现这样一种最经济、最容易的分离手段，是本次毕业设计选题的重要依据。

近年来，由于石油、化工企业不断向大型化的生产发展，因此塔设备的单台规模也随之增大。

例如：有的板式塔的直径可达10m以上，塔的总高度可达到80m，而填料塔更有直径为15m ,塔高为100m的大塔已经投产。

应当指出，设备大型化后，必须保证它在全负荷下运转，否则经济损失将是非常巨大的。

对于大型设备的设计、制造、操作和维修等，应提出更高、更严格的要求。

常压塔的研究也趋向于结构材料的探索，提高设备的使用周期，主要体现在所选择材料的防腐性和一些防腐材料的研究，同时也着眼于设备的安去性和环保性，以上这些都成为了当今常压塔研究的热门课题。

1.2 文献综述
本设计是以课程设计、化工设计为基础，以课程中指导老师给出的数据为依据，参考《化工原理》、《化工设计》、《石油练制工艺学》；北京石油设计院编, 《石油化工工艺计算图表》, 烃加工出版社，1983年；石油化学工业部石油化工规划设计院编，《塔的工艺计算》，石油工业出版社， 1977年等资料。

采用原油常减压蒸馏装置工艺设计以生产重整原油，煤油，轻柴油，重柴油，重油等产品。

所采用的方法是目前国内外最实用，最普遍，最成熟的原油加工方法。

适用国内大中小企业等使用。

1.3设计任务依据
所设计任务是以指导老师给出的原油数据为依据，以一些权威书籍为参考，设计处理量:600万吨/年,开工：8000小时/年的原油常减压装置
1.4 主要原材料
本设计主要的原材料主要有大港原油、水、电。

大庆原油，20
d=0.8587；特性因数K=12.3
4
1.5其他
本设计应用在一些交通运输方便，市场需求大的附近。

同时，生产过程中应与环境相给合，注重“三废”的处理，坚持国家可持续发展的战略，坚持和谐发展的道路，与时俱进。

同时应注意到，废品只是一种放在待定时间与空间中的原材料，在另一些场所，它们又是一种原材料，因而，在生产过程中，应把“三废”综合利用。

二工艺流程设计
2.1原油的性质
石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。

大部分石油是暗色，通常呈黑色、褐色或浅黄色。

在常温下多为流动或半流动的粘稠液体。

相对密度在0.8~0.98之间。

d=0.8587；特性因数K=12.3
大庆原油，20
4
2.1.2 原油实沸点蒸馏数据
表1 原油实沸点蒸馏数据Array
2.1.3 原油平衡蒸发数据
表2 原油平衡蒸发数据
2.1.4产品性质
表3 产品产率及其性质
2.2工艺流程
原油蒸馏中，常见的是三段汽化。

现以目前燃料-润滑油型炼厂应用最为广泛的初馏-常压-减压三段汽化为例，对原油蒸馏工艺流程加以说明，装置的工艺原则流程图如下所示。

经过预处理的原油换热到230~240℃，进入初馏塔，从初馏塔塔顶分出轻汽
油或催化重整原料油，其中一部分返回塔顶作顶回流。

初馏塔侧线抽出组成与重汽油馏分相似的馏分，经换热后，一部分打入常压塔中段回流入口处，一部分送回初馏塔做循环回流。

初馏塔底油（拔头原油），经一系列换热后，再经常压炉加热到360~370℃进入常压塔。

常压塔侧线分别抽出煤油、轻柴油、重柴油、等液相组分，经汽提塔提出轻组分，经泵升压，与原油换热，冷却送出装置。

常压塔底重油又称常压渣油，用泵抽出送至减压炉，加热至400℃左右后进入减压塔。

塔顶分出不凝气和水蒸气，竟如大气冷凝器。

减压塔一般设有4~5根侧线和对应汽提塔，经汽提后与原油换热并冷却至适当温度送出装置。

图2-2 原油常减压蒸馏装置的工艺原则流程图
2.3塔器结构
本装置的主要塔器包括脱盐罐，初馏塔，常压塔，常压炉、汽提塔，减压炉，减压塔等。

.
2.4环保措施
(1)废水处理
a.工艺废水：采用封闭循环工艺，将生产系统的排放污水经过一定处理步骤后，重新送回系统，从而形成一个循环系统，使排放污水再次被利用。

这种工艺不仅可以避免污染，还能减少或杜绝水资源的浪费。

(2) 废气处理
a.在正常操作条件下，各塔回流罐等容器由氮气密封，谨防气体向外泄漏。

对于废气中有害气态物质，必须根据它们的物性或化性的不同而采用不同处理方法。

b.不断开发实用清洁能，改进生产设备，提高机泵设备和管道设备的密闭性；积极开展废气的回收和综合利用。

(3) 综合利用，回收有用产品，减少污染物
a.增加和完善轻烃回收工艺，对处顶、常顶、减顶的不凝气进行回收，减少加工损失，
降低污染物排放；
三工艺计算
3.1 工艺参数计算
表2-3大庆原油常压分馏产品产率及其性质
计算时，所用到的恩氏蒸馏数据未作裂化校正，工程上允许这样做。

3.1.1 油品的性质参数
（1）体积平均沸点，t(体)：
重整原料：t(体)=758496112136
5
++++
= 100.6℃
航空煤油：t(体)= 162180192205228
5
++++
= 193.4℃
轻柴油：t(体)= 238255262270288
5
++++
=262.6℃
重柴油：t(体)= 324329331342359
5
++++
= 337.0℃
（2）恩氏蒸馏90～10％斜率:
重整原料：13675
9010
-
=
-
0.7625℃/%
航空煤油：228162
9010
-
=
-
0.825℃/%
轻柴油：288238
9010
-
=
-
0.625℃/%
重柴油：359324
9010
-
=
-
0.4375℃/%
（3）质量平均沸点，t(重)
查《石油化工工艺计算图表》（简称图表集）图2--1，可得质量平均沸点校正值，故：
重整原料： 校正值=0.8 C t t ︒=+=+=101.40.8100.60.8)()(体重 航空煤油： 校正值=1.8 2.1958.14.1938.1)()t(=+=+=体重t ℃ 轻 柴 油： 校正值=1.0 C t t ︒=+=+=263.61.06.6221.0)()(体重 重 柴 油： 校正值=0.3 3.3373.00.3373.0)()(=+=+=体重t t ℃
（4）实分子平均沸点，t(实)
由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值，故：
重整原料： 校正值=-3.8 C t t ︒===96.83.8-100.63.8-)()(体实
航空煤油： 校正值=-7.8 C t t ︒=-==185.67.84.9317.8-)()(体实
轻 柴 油： 校正值=-4.9 C t t ︒=-==257.74.96.6224.8-)()(体实
重 柴 油： 校正值=-3.0 C t t ︒=-==0.4330.30.3733.0-)()(体实
（5）立方平均沸点,t(立)
由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值，故：
重整原料： 校正值=-0.9 C t t ︒===99.70.9-100.60.9-)()(体立
航空煤油： 校正值=-1.8 C t t ︒=-==191.68.14.9311.8-)()(体立
轻 柴 油： 校正值=-1.1 C t t ︒=-==5.6121.16.6221.1-)()(体立
重 柴 油： 校正值=-0.8 C t t ︒=-==2.3638.00.3730.8-)()(体立
（6）中平均沸点, t(中):
由图表集图2-1-1可查得中平均沸点校正值，故：
重整原料： 校正值=-2.0 C t t ︒===98.62.0-100.62.0-)()(体中
航空煤油： 校正值=-4.8 C t t ︒=-==188.64.84.9314.8-)()(体中
轻 柴 油： 校正值=-3.2 C t t ︒=-==259.43.26.6223.2-)()(体中
重 柴 油： 校正值=-1.2 C t t ︒=-== 5.8331.20.3731.2-)()(体中
（7）特性因数 K:
查《石油炼制工艺学》表2-18，可得油品相对密度校正值d ∆，故：
重整原料： 0049.0=∆d 15.620
15.640.71090.00490.7158d d d =+∆=+= 航空煤油： 0046.0=∆d 15.620
15.640.77820.00460.7828d d d =+∆=+=
轻 柴 油： 0043.0=∆d 8449.00043.08406.020
46.156.15=+=∆+=d d d
重 柴 油： 0043.0=∆d 8493.00043.08450.020
46.156.15=+=∆+=d d d 重 油： 0039.0=∆d 9239.00039.09200.020
46.156.15=+=∆+=d d d
由图表集图2-1-2查得:
重整原料：11.82 航空煤油：11.87 轻柴油：11.65 重柴油：12.15 重油：12.0 （8）比重指数API ︒： 由图表集图2-1-2查得：
重整原料：60.2 航空煤油：46.1 轻柴油：36.1 重柴油：35.2 重油：21.5
（9）相对分子质量 M: 由图表集图2-1-2查得:
重整原料：96 航空煤油：158 轻柴油：208 重柴油：294 重油：470 （10）平衡蒸发温度：
重整原料恩氏蒸馏10～70%斜率=11275
0.62/%7010C -=︒-
航空煤油恩氏蒸馏10～70%斜率=%/72.01070162
205C ︒=--
轻柴油恩氏蒸馏10～70%斜率=%/53.01070238
270C ︒=--
重柴油恩氏蒸馏10～70%斜率=%/30.010
70324
342C ︒=--
由图表集图2-2-4查得：
重整原料： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=-4 航空煤油： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=-3 轻柴油： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=7 重柴油： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=17 由图表集图2-2-3可查得：
重整原料平衡蒸发100%温度为106.2℃。

航空煤油平衡蒸发0%温度为165℃。

轻柴油平衡蒸发0%温度为249.6℃。

重柴油平衡蒸发0%温度为341.9℃。

（11）临界温度：
查《石油炼制工艺学》图2-25知：
表3-2 产品的临界温度
产品名称真临界温度
℃
假临界温度
℃
重整原料281 278
航空煤油385 382
轻柴油455 442
重柴油510 502 （12）临界压力：
由《石油炼制工艺学》图2-27和图2-28查得：
表3-3 产品的临界压力
产品名称真临界压力
MPa
假临界压力
MPa
重整原料 3.182 3.150
航空煤油 2.222 2.273
轻柴油 2.071 1.868
重柴油 1.434 1.363 （13）焦点温度T
F
：
由图表集图2-2-19查得：
重整原料：312.0℃
航空煤油：423.0℃
轻柴油: 489.0℃
重柴油: 520.5℃
（14）焦点压力P
F
：
由图表集图2-2-18查得：
重整原料：4.6869MPa
航空煤油：3.2724MPa
轻柴油：2.5659MPa
重柴油：1.6764MPa
表3-4 油品的有关性质参数计算汇总
3.1.2 产品收率及物料平衡
处理量为2503510600+⨯=万吨/年
物料平衡可参考同一原油丶同一产品方案的生产数据确定。

确定后列出物料平衡表。

由于不能取得实标生产数据, 可根据实沸点数据来确定。

重整原料（体积）：（4.26/0.7109）/（100/0.8587）⨯100%=5.15% 航空煤油（体积）：（9.4/0.7782）/（100/0. 8587）⨯100%=10.37% 轻 柴 油（体积）：（13.5/0.8406）/（100/0. 8587）⨯100%=13.79% 重 柴 油（体积）：（5.7/0.8450）/（100/0. 8587）⨯100%=5.79% 重油 （体积）：（67.2/0.9200）/（100/0. 8587）⨯100%=62.72%
表3-5物料平衡表(按每年开工8000小时计)
3.2操作条件的确定
3.2.1 汽提蒸汽用量
侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提, 使用的是温度420℃, 压力
0.3MPa 的过热水蒸汽。

参考表4汽提蒸汽量如表5
表7 国内某些炼油厂常压塔塔板
塔板数主要靠经验选。

3.2.2操作压力
取塔顶产品罐压力为: 0.131MPa。

塔顶采用两级冷凝冷却流程图。

取塔顶空冷器压力降为0.01MPa, 使用一个管壳式后冷器, 壳程压力降取0.0171MPa, 故塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.1571MPa (绝)。

取每层浮阀塔板压力降为0.00051MPa (4mmHg), 则推算常压塔各关键部位的压力如下: (单位为MPa)
100
150
200250
300
350400
450
500550
温度，0C
馏出，%（体）
图3-1 原油的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 1—原油在常压下的实沸点蒸馏曲线；2—原油的常压平衡汽化曲线； 3—炉出口压力下的原油平衡汽化曲线； 4—汽化段
油气分压下的原油平衡汽化曲线
塔顶压力 0.1571 一线抽出板(第14层)上压力 0.1637 二线抽出板(第29层)上压力 0.1714 三线抽出板(第42层)上压力 0.1780 汽化段压力(第46层下) 0.1806 3.2.3 （10.8587) ), 则过汽化油量为787500
⨯( 2汽化段中各物料的流量如下： 重整原料 332.8kmol/h 航空煤油 446.2kmol/h 轻 柴 油 486.8kmol/h
重 柴 油 145.8kmol/h
过汽化油 15750
300=52.5kmol/h(假定过汽化油分子量为300)
油汽量合计 1464.1kmol/h 水 蒸 汽 588kmol/h(塔底汽提) 由此计算得汽化段的油气分压为： （3）汽化段温度的初步求定
分别根据表1和表2的数据作出原油的实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线，如下图所示。

汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.1289MPa 之下汽化37.13％(体)的温度,为此需要作出在0.1289MPa 下的原油平衡汽化曲线, 见上图中的曲线4。

在不具备原油的临界参数与焦点参数而无法作出原油的P-T-e 相图的情况下,曲线4可用简化法求定: 由上图中曲线1与曲线2可得到原油在常压下的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为306℃。

通过蒸气压图表3-1，将此交点温度换算成在0.1289MPa 压力下的温度为318℃。

过该交点作垂直于横座标的直线A, 在A 线
上找到318℃之点, 过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4, 即为原油在0.1292MPa下的平衡汽化曲线。

由曲线4可查得当eF为37.13％(体)时的温度为353℃, 此即欲求的汽化段温度tF。

此tF是由相平衡关系求得, 还需对它进行校核。

（4）tF的校核
校核的目的是看tF要求下的加热炉出口温度是否合理。

校核的方法是作绝热闪蒸过程的热平衡计算以求得炉出口温度。

当汽化率eF=37.13％(体), tF=353℃, 按《石油化工工艺计算图表》图4-3-57 查得各油品的热焓,.进料在汽化段中的焓hF计算如表3-8所示。

表 3-8进料带入汽化段的热量QF(P=0.1806MPa, t=353℃)
再求出原油在加热炉出口条件下的热焓ho, 按前述方法作出原油在炉出口压力0.2197MPa压力之下平衡汽化曲线(即图1中的曲线3)。

此处忽略了水分, 若原油中含有水分, 则应按炉出口处油气分压下的平衡汽化曲线计算。

限定炉出口温度不超过365℃, 由曲线3可读出在365℃时的汽化率eo为35.4％(体)。

显然eo<eF,即在炉出口条件下,过汽化油和部分重柴油处于液相。

根据此可算出进料在炉出口条件下的焓值ho，见表3-9。

表3-9 进料在炉出口处携带的热量(P=0.2197MPa, t=365℃)
核算结果表明ho略高于hF, 所以在设计的汽化段温度353℃之下,能保证所需的拔出率(37.13％体)。

炉出口温度也不致超过充许限度。

3.2.4塔底温度
取塔底温度比汽化段低7℃, 即: 353-7=346℃
3.2.5塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配
（1）假设塔顶及各侧线温度
参考同类装置的经验数据, 假设塔顶及各侧线温度如下: 塔顶温度 105℃
煤油抽出板(第14层) 180℃
轻柴油抽出板(第29层) 256℃
重柴油抽出板(第42层) 315℃
则列出全塔热平衡如表3-10所示。

表3-10 全塔热平衡
（2）全塔回流热
全塔回流热：66
=-⨯=⨯
(807.93650.47)10157.4610/
Q kJ h
3）回流方式及回流热分配
塔顶采用二级冷凝冷却流程, 塔顶回流温度为60℃。

采用两个中段循环回流和塔顶循环回流,一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间(第17～19层), 二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间(第32～34层)，塔顶循环回流则在第1～3层间。

表3-11回流方式及回流热分配
3.3.蒸馏塔各点温度的校核(校核应自下而上进行)
3.3.1重柴油抽出板(第42层)
由热平衡得: 66789.0910808722.3101003.3L L ⨯+=⨯+ 所以, 内回流 341986.69/L kg h =
或341986.691208.43/283
kmol h = (假定内回流液的分子量为283)
重柴油抽出板上汽相总量为: 332.8446.2486.81208.435883062.23/kmol h ++++= 重柴油蒸汽(即内回流)分压为:
由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.071MPa 压力下平衡汽化0％点温度。

可以用《石油炼制工艺学》图5-12和图5-13先换算得常压下平衡汽化数据，再用图5-23换算成0.071MPa 下的平衡汽化数据。

其结果如下： 恩氏蒸馏/%（体） 0 10 30 50 馏出温度/℃ 307 324 329 331 恩氏蒸馏温差/℃ 17 5 2 平衡蒸发温差/℃ 6.5 3.0 0.8 平衡蒸发50%温度/℃ 331+18.0=349.0
平衡蒸发温度/℃ 338.7 345.2 348.2 349.0 0.071MPa 平衡汽化温度/℃ 314.8 322.2 326.2 330.0 由上求得的在0.071MPa 下重柴油的泡点温度为314.8℃，与原假设的315℃很接近，可认为原假设温度是正确的。

3.3.2 轻柴油抽出板和煤油抽出板温度
校核的方法与重柴油的方法相同,可通过作第29层板以下和第14层板以下的热平衡来计算，计算过程从略。

计算结果如下：
轻柴油抽出板温度 256℃ 煤油抽出板温度 181℃
计算结果与假设值相符, 故认为假设是正确的。

3.3.3 塔顶温度
塔顶冷回流温度： to=60℃ 0163.3/t h kJ h = 塔顶温度： t1=107℃ 1611/t h kJ h =
故塔顶冷回流量Lo 为: 6
01015.7461035170.9/611163.3
t t Q L kg h h h ⨯===--
塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽)为：3195035170.9684.91/98
kmol h +=
塔顶水蒸汽流量为：16188899.3/18
kmol h =
塔顶油气分压为：
塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度, 由恩氏蒸馏数据换算得
汽油常压露点温度为110℃。

已知其焦点温度和压力依次为312.0℃和4.6869MPa 。

在平衡汽化座标纸上作出汽油平衡汽化100％点的p-t 线, 如图所示, 得出在0.0695MPa 压力下露点温度为106.2℃。

考虑到不凝气的存在, 该温度乘以系数0.97,则塔顶温度为:106.2×0.97=103℃，与假设的105℃很接近, 故原假设温度正确。

验证在塔顶温度下水蒸汽是否会冷凝。

塔顶水蒸汽分压为0.1571-0.0679=0.0892MPa, 在此压力下饱和水蒸汽温度为107.5℃, 故水汽不会冷凝。

选择塔内几个有代表性的部位(如塔顶、第一层板下方、各侧线抽出板上下方、中段回流进出口处、汽化段及塔底汽提段等),求出该各处的汽、液负荷, 就可以作出全塔汽、液相负荷分布图。

图3-5就是通过计算1、3、13、14、15、16、18、28、29、30、31、33、41、42、46、47、50各层及塔底汽提段的汽丶液负荷绘制而成。

取内回流分子量 M=342 密度 = 0.7
由热平衡得： 66507.3110881.2499.75101050L L ⨯+=⨯+ 所以，内回流44786.73/L kg h = 或
44786.73
130.96/342
kmol h =（取内回流分子量 M=342） 所以液相总量 L=L /ρ=
344786.73
49.6/903.2
m h =
求气相总量：1618844786.73
1030.318342
+= 表3-14 第47层以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=309 密度 = 0.653
由热平衡得： 66507.9110850.2499.88101038.5L L ⨯+=⨯+ 所以，内回流42644.71/L kg h = 或
42644.71
138.01/309
kmol h =（取内回流分子量 M=309）
所以液相总量 L=L /ρ=342644.71
48.65/876.5
m h =
求气相总量：1618842644.71
1037.318309
+=
取内回流分子量 M=283 密度 = 0.652
由热平衡得: 66789.0910808722.3101003.3L L ⨯+=⨯+.
或
341986.69
1208.43/283
kmol h = (取内回流液的分子量为283) 所以液相总量 L=L /ρ=
3341986.69
404.91/844.6
m h =
求气相总量：319507050010125010584341986.69
2258.709615820818283
++++=
表3-17 第33层（二中回流出口）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=256 密度 = 0.651
由热平衡得：66793.3210781.5723.4510996.2L L ⨯+=⨯+ 所以，内回流325430.83/L kg h =
或
325430.83
1271.21/256
kmol h =(假定内回流液的分子量为256) 所以液相总量 L=L /ρ=
3325430.83
385.49/844.2
m h =
求气相总量：
319507050010125011840.9325430.83
2639.289615820818256
++++= 表3-18 第29层（轻柴油抽出层）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=237 密度 = 0.647
由热平衡得: 66793.3210644.4736.9010892.5L L ⨯+=⨯+ 所以, 内回流 227416.36/L kg h = 或
227416.36
959.56/237
kmol h =(假定内回流液的分子量为237) 所以液相总量 L=L /ρ
=
3227416.36
270.57/840.5
m h =
求气相总量：319507050011840.9227416.36
1707.429615818237
+++=
表3-19 第18层（一中回流出口）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=211 密度 = 0.638
由热平衡得: 66800.4710623.5736.2510862.9L L ⨯+=⨯+ 所以, 内回流 268362.32/L kg h =
或268362.321271.39/211
kmol h =(假定内回流液的分子量为211)
所以液相总量 L=L /ρ=
3268362.32
224.16/835.6
m h =
求气相总量：319507050013967.2268362.32
2826.839615818211
+++=
表3-20 第14层（煤油抽出层）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=147.5 密度 = 0.652
由热平衡得: 66800.4710501.6760.22810748.3L L ⨯+=⨯+ 所以, 内回流 163121.20/L kg h = 或
163121.20
1105.91/147.5
kmol h =(假定内回流液的分子量为147.5)
所以液相总量 L=L /ρ=
3163121.20
206.7/789.2
m h =
求气相总量：3195013967.2163121.20
2214.679618147.5
++=
表3-21 第3层（塔顶循环回流出口）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=137 密度 = 0.651
由热平衡得: 66807.9310443.7761.22810654.8L L ⨯+=⨯+ 所以, 内回流 221231.64/L kg h = 或
221231.64
1614.83/137
kmol h = (假定内回流液的分子量为137) 所以液相总量 L=L /ρ=
3221231.64
280.32/789.2
m h =
求气相总量：3195016188221231.64
2846.979618137
++=
取内回流分子量 M= 96密度=0.7342
由热平衡得： 807.93×106+264L=762.734×106 + 611L 所以内回流
L=130247.84kg/h=1356.75kmol/h
所以液相总量 L=L /ρ=3130247.84
177.40/734.2
m h =
求气相总量：3195016188130247.84
2588.89961896
++=
表3-22 汽液负荷汇总表 根据表3-22可作出全塔的汽、液分布图，如下图所示：
由图可见，在33层板(第5类)的时候汽液负荷最大，因此取该板作为塔径的计算
四 常压蒸馏塔尺寸计算
4.1 塔径的计算
4.1.1 塔径的初算
以塔内最大负荷来计算塔径 式中： g ─重力加速度, 9.81m/s
Wmax ─允许的最大气体速度, m/s; ρV ─气相密度, kg/m 3
; ρL ─液相密度, kg/m 3; H t ─塔板间距, m; V L ─液体体积流率, m 3/s; V v ─气体体积流率, m 3/s; 塔板间距Ht 按塔径选定。

表4-1 浮阀塔板间距Ht 与塔径D 的关系
将以上数据带入式(4-1）,则求得
max W 1.28/m s =
4.1.2 计算适宜的气速Wa
K ─安全系数,塔径>0.9m 、Ht>0.5m 时的常压和加压操作的塔,K=0.82, Ks ─系统因数, 可取0.95～1.0,这里取0.98
4.1.3 计算气相空间截面积a F 4.1.4 降液管内流体流速 V d
当Ht ≤0.75m 时，
按以上两式计算后，选用较小值。

所以，0.1366/d V m s =
4.1.5 计算降液管面积‘d F
按以上两式计算取较大值。

所以，‘22.19d F m =
4.1.6 塔横截面积的计算F t
4.1.7 采用的塔径D 及空塔气速W
根据计算的塔径, 按国内标准浮阀塔板系列进行园整, 得出采用的塔径D,取
m D 0.6=。

按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速
式中 F ──采用的塔横截面积, m 2; D ──采用的塔直径, m, W ──采用的空塔气速, m/s 。

塔径园整后其降液管面积按下式计算
4.2 塔高的计算
式中 H ──塔高(截线到切线),m; H d ──塔顶空间高(不包括头盖),m; H b ──塔底空间高(不包括头盖),m; H t ──塔板间距,m; H f ──进料段高,m; n ──实际塔板数,块。

H d 一般取1.2～1.5, H f 与H b 按液体停留时间3～5分钟计。

裙座高度与型式,可以查阅有关手册。

根据资料选取m H d 5.1= ,m H b 5.1=, m H t 6.0=,m H f 0.2= 所以，塔高为: 1.5(502)0.6 1.5 2.033.8H m =+-⨯++=
4.3.1 塔板布置
浮阀塔板面积一般可分为五个区域：
1．鼓泡区 塔板上进行汽液两相接触的区域。

2. 溢流区 液体进入和离开塔板的区域，即降液管所占的区域。

3. 破沫区 处于鼓泡区与出口堰之间的部分，在此区域内不布置浮阀，一般出口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离为
)
5.1(950m D mm d >≥。

4. 液体发布区 处于鼓泡区与进口降液管（或进口堰）之间的部分，这部分也不布置浮阀。

进口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离i
d 可等于0
d ，在安装距
离足够时，也可以稍小于
d 。

5. 无效区 塔壁与离它最近的浮阀中心线的距离n
d ，可根据塔径及塔板安装
要求而定。

一般在70～100mm,直径大的塔距离大些。

如距离很大，可沿塔壁装
设挡板，以免液体走短路。

挡板高度约为塔板上清液高度的两倍。

4.3.2 浮阀的计算
1.型式
浮阀的型式很多，目前我普遍使用FI 型（即V-I 型），它有结构简单，制造安装方便，节省材料等优点。

同时，FI 型浮阀分重阀和轻阀两种，气重量分别为33克和25克。

由于塔内气液负荷变化较大而产品质量要求又比较严格，故本设计采用FI 重阀33克。

2.排列
浮阀在塔板上有顺序排列和三角形叉排两种，目前常用三角形叉排型式，故本设计采用常用的三角形叉排。

3.阀孔临界速度
对33克FI 型浮阀，先确定塔板上所有浮阀在全开时阀孔速度（称为临界速度），即：
4. 开孔率
0.91
100%25.93%3.51
h W W ϕ=
⨯==，式中：φ—开孔率，% ，h W —阀孔气速，m/s 5.阀孔总面积 6.浮阀数
对于1F 型，m d h 039.0=
4.3.3 溢流堰及降液管的计算 1.液体在塔板上的流动型式
液体在塔板上的流动型式有U 型流，单溢流，双溢流，多溢流及阶梯式流。

根据本设计所求常压塔蒸馏D=6.0m 得知，液体在塔板上的流动型式应采用双溢流。

2.降液管的型式
降液管有圆形及弓形等几种型式，圆形降液管面积小，溢流效果不好，塔截面利用系数低，所以一般推荐使用弓形降液管。

3.溢流堰 因
9.91%d F F =，查《塔的工艺计算》图5-8，得0.6l
D
=，溢流堰长度：0.60.6 6.0 3.60l D m ==⨯=（双溢流）； 出口堰长度：m h w 05.0≈
堰上液层高度ow h ，查《塔的工艺计算》P136图5-5。

得出m h ow 051.0=
塔板上液层高度：m h h h ow w l 101.0051.005.0=+=+=
4.进口受液盘
进口受液盘有平板机凹槽两种。

采用凹槽受液盘时，塔板进口处浮阀的开启情况较好，有利于鼓泡，增加了板效率及弹性。

同时，将凹槽受液盘和斜的或阶梯式降液管结合在一起使用，能在任一操作情况下形成正渡封。

所以采用凹槽受液盘较平板受液盘好。

但凹槽受液盘制作较复杂，浮阀塔盘系列（JB1206-73）中，塔径从800～4200毫米的塔板均为凹槽受液盘。

因此本设计采用凹槽进口受液盘。

5.进口堰hw ’
为了在塔顶是回流分配均匀，或在高气相流率和低液相流率f 需保持降液管的正常液封时，可设进口堰。

采用凹槽受液盘的塔板可不设进口堰。

因本设计采用凹槽进口受液盘，所以不设进口堰。

4.3.4 降液管
1.降液管停留时间
弓形降液管宽度d W 与溢流堰长l 可通过查《塔的工艺计算》图5-8计算。

液体在降液管中的停留时间为：τ 2.降液管内流体流速
3．降液管底缘距塔板的高度b h
决定b h 的因素是既要防止沉淀物堆积或堵塞降液管，使液体顺利流入下层塔板；同时又要防止上升气体有降液管通过形成短路而破坏塔板的正常操作。

弓形降液管的b h 为：l
b b
V h l W =
⨯ 式中 b W —降液管底缘出口处流速，一般取0.1～0.3 m/s （易发泡物料取小值）。

b
h —降
液管底缘距塔板的高度，m 。

五 常压蒸馏塔的水力学计算
5.1 塔板总压力降
包括干板压力降、气体克服鼓泡层表面张力的压力降及气体通过塔板上液层的压力降。

1.干板压力降△P d 阀全开前按:
式中 h W ──阀孔气速, m/s;
g ──重力加速度(9.81m/s 2); △P d ──干板压力降, m 液柱。

2.气体克服鼓泡表面张力的压力降△Po 值很小, 可忽略不计
3.气体通过塔板上液层的压力降△P L
32/332/30.4 2.3510(3600/)0.40.05 2.3510(36000.1466/3.6)0.0853l w l P h V L m --∆=+⨯=⨯+⨯⨯=液柱
式中 hw ──出口堰高度, m; L ──溢流堰长度, m;
△P L ──气体通过塔板上液层的压力降, m 液柱。

4.气体通过一块塔板的总压力降△P t (m 液柱)
5.2 雾沫夹带
过量的雾沫夹带会使塔板效率降低很多, 所以应限制塔板的雾沫夹带, 一般情况下, 雾沫夹带可限制在每公斤上升气体所夹带的液体小于或等于0.1公斤 可按下式近似地计算雾沫夹带量:
3..7
2(0.052 1.72)()L n t A h W e H m ε-=
⋅Φ⋅ ， 20.8d F F F
ε-==（定值）
式中 e ──雾沫夹带量, kg(l)/kg(g);
ε──除去降液管面积后的塔板面积与塔横截面积之比 φ──系数, 取0.6～0.8; 当W=0.5Wmax 时取小值; 当W=Wmax 时取大值;
W ──采用的空塔气速, m/s; m ──参数, 按下式计算
μv ──气体粘度, 公斤·秒/m 2; A 、n ──系数;
当H t <350毫m 时, A=9.48×10-7, n=4.36; 当H t ≥350毫m 时, A=0.159, n=0.95
σL ──液体表面张力, 10-5
N/mm; H t ──塔板间距,mm;
h L ──塔板上液层高度, mm 。

故()()3..7
2
(0.052 1.72)()0.0365kg l /kg g L n t A h W e H m
ε-=
=⋅Φ⋅。