西安石油大学本科毕业设计(论文)
西安石油大学本科毕业设计(论文)
2.0Mt/a阿曼原油常压蒸馏装置工艺设计
摘 要：阿曼原油属含硫石蜡-中间基原油，根据该原油的性质特点和同类装置的生产数据，并结合我国燃料-化工市场的需求，确定该原油加工方案为燃料-化工型。本设计主要对初馏塔、常压塔和加热炉进行了工艺设计和计算，确定了各个装置的操作条件，其中初馏塔塔顶出重整料，初底油进入常压塔第32层塔板；常压塔采用35层双溢流F1型浮阀塔盘，塔径为4.2m，塔高24.8m，设三个侧线分别为航煤侧线、-20#柴油侧线、-10#柴油侧线，设两个中段回流，根据气、液相负荷进行了水力学计算；常压炉采用结构紧凑、金属耗量少的立式圆筒炉，全炉热效率达86.67%。最后，应用绘图软件AutoCAD绘制了该装置的工艺原理流程图。
关键词：阿曼原油；初馏塔；常压蒸馏；加热炉；工艺计算
The Design for 2.0 Mt/a Atmospheric Distillation Unit of
Oman Crude oil
Abstract：Crude oil of Oman was paraffine and intermediate crude oil with sulfur content. The processing scheme and cutting scheme of the crude was proposed on the basis of its characteristic and the data of the homogeneous unit.In order to made the most use of petroleum resources and combined the market needs of the fuel-chemical in our country， it was determined that the processing scheme was the type of fuel-chemical. The whole design mainly includes the calculation of the primary tower, the atmospheric tower and the atmospheric furnace . Atmospheric tower using 35-storey and the type of two-tower overflow F1 float valve tray ,The adiameter of tower is 4.2m,and the hight is 24.8m. the atmospheric tower was set three sidestreams, i.e.the aviation kerosene, -20 # diesel, -10 # diesel oil, and two intermediate circulating reflux.In addition, operational conditions of all devices is determined. Based on vapor-liquid flow rate, the hydraulics calculation of the atmospheric tower is obtained. A vertical type of cylindrical furnace is used for the atmospheric heating furnace which is well-unit-structured and consumes less metal, thermal efficiency of the entire Furnace reach to 86.67%. The process flowchart of the unit was drawn by use of the AutoCAD software.
Key words：Oman crude oil; primary tower; Atmospheric distillation; Furnace; Craft design
目 录
11 绪 论
11.1 设计依据
11.2 设计能力
11.3 装置特点
11.4 工艺流程简述
2 原油加工方案和切割方案
2
22.1 原油评价简述
22.2 阿曼原油加工方案
32.3 阿曼原油切割方案
73 常压塔工艺计算
73.1 油品性质参数的计算
103.2 油品性质参数计算结果汇总
113.3 初馏塔的工艺设计计算
143.4 常压塔的工艺设计计算
394 塔板水力学计算
394.1 基础数据
394.2 塔板的结构计算
434.3 塔板的水力学计算
454.4 负荷性能图
505 管式加热炉的工艺设计
505.1 原始数据
505.2 加热炉总热负荷
515.3 燃烧过程计算
525.4 全炉热平衡
535.5 辐射段的计算
585.6 对流室的计算
645.7 炉管内的压力降
685.8 烟囱的设计计算
736 结论
74参考文献
75致谢
附录
76
1 绪 论
1.1 设计依据
本次2.0Mt/a阿曼原油常压蒸馏装置工艺设计的依据是：
（1）根据西安石油大学化学化工学院化工系下发的毕业设计任务书。
（2）阿曼原油评价报告。
1.2 设计能力
（1）处理量： 2.0Mt/a
（2）年开工时间： 330d
1.3 装置特点
（1）本装置设有初馏塔，常压塔，常压加热炉，常压塔采用高效浮阀塔盘。主要产品为重整料，航煤馏分，-20#柴油馏分，-10#柴油馏分，同时还有常压渣油。
（2）常一线采用重沸器汽提技术，以防止航煤带水，常二线、常三线和塔底采用水蒸汽汽提。
1.4 工艺流程简述
原油（45℃左右）由罐区泵入装置。在泵入口处注入水和破乳剂换热至120℃左右进入一、二级电脱盐罐，脱盐脱水后（≮3mg/L ，≮0.5%）经换热至230℃进入初馏塔，进行初馏。初底油经换热器进行换热至280℃，进常压炉对流室下段加热至300℃入辐射室加热至360℃经转油线进入常压塔第32层塔板（t=351℃，P=0.173MPa）上进行分馏。
塔顶油气（t=141℃，P=0.157MPa）经二级冷却器冷却，一路作冷回流（60℃）返回塔顶，另一路作重整原料出装置。
常压塔有三个侧线抽出：
一线由第9层（t=174℃，P=0.162MPa）抽出，换热后经精制作为航空煤油出装置。
二线由第19层（t=210℃，P=0.166MPa）抽出，换热后经精制作为-20号柴油出装置。
三线由第27层（t=272℃，P=0.170MPa）抽出，换热后经精制作为-10号柴油出装置。
第一中段回流由第13层抽出返回第11层，第二中段回流由第23层抽出返回第21层。
塔底重油（t=344℃，P=0.174MPa）经换热一部分进入减压塔进行分馏。另一部分进入催化裂化。
2 原油加工方案和切割方案
2.1 原油评价简述
阿曼原油属含硫石蜡—中间基原油，该原油粘度低、酸值低、凝点低，氮含量低，硫含量较高，蜡、胶质、沥青质含量均较低，钒、镍含量不高，轻质油收率和总拔出率较高。
由原油的实沸点蒸馏及各窄馏分的性质可知：混合原油﹤200℃、﹤350、﹤500℃的收率分别为20.1 m%、45.1 m%、68.7 m%，﹤560℃的总拔出率为75.2 m%，说明此原油的轻质油收率高，加工该原油可获得较高的总拔出率。
65～180℃重整馏分收率高，为14.2 m﹪，砷含量高，为75ppb，芳烃收率指数达46.4，精制后可成为良好的重整原料。
180~240℃喷气燃料馏分收率为8.4 m﹪，硫含量较低，实际胶质含量较高，冰点为-52℃，芳烃含量低，净热值高，精制后可考虑生产3#喷气燃料。
180~365℃、240~365℃为柴油馏分，收率分别为30.1m%和21.7m%，两馏分收率均较高，凝点低，十六烷值值较高，但硫含量高，酸度大，须经过精制方可作为-20#、-10#柴油。
365～560℃催化裂化原料收率为27.3m%，硫含量高，氮含量较低，残炭、金属含量均较低，特性因数较高，Cp较高，CA较低，可作为催化裂化原料。
﹥365℃渣油收率为51.8 m%，密度较小，硫含量较高，氮含量不高，灰分较低，属二类渣油，可作为重油催化掺炼原料，﹥560℃渣油收率为24.5%，粘度低，硫含量较高，可直接生产200#燃料油，由于其镍、钒含量较高，胶质、沥青质含量较高，残炭较大，饱和烃含量较低，不适合直接作催化裂化原料，可经过脱金属、脱碳再进一步加工。
2.2 阿曼原油加工方案
根据原油评价报告，阿曼原油的特点是轻质油收率高，含硫高，含蜡低，凝点低和酸值低，按原油的硫含量及两个关键馏分的比重来分类，原油属含硫—中间基原油。
重整原料中砷含量较高，芳烃收率指数达46.4，精制后是良好的重整原料。经过重整后，生产汽油和芳烃。
喷气燃料密度大，硫含量较低，结晶点低，芳香烃含量低，净热值高，根据市场需求，可考虑生产3#喷气燃料。但须经过精制可达到3#喷气燃料的规格要求，其收率较高。
柴油馏分的十六烷值分别为54.5和56.2，凝点低。但硫含量高，酸度大，须经过精制方可作为-20#、-10#柴油，凝点分别为-21℃、-11℃。
塔底常压渣油通往减压装置作为减压装置的原料。
综上，故采用燃料-化工型加工方案。
图2-1 原油加工方案
2.3 阿曼原油切割方案
2.3.1 质量分数与体积分数的转换
根据公式：体积分数（V%）= 质量分数（M%）×原油密度ρ/馏分密度ρ，计算出其体积分数。
例如：25-65℃馏分的体积分数的计算为2.6×0.8518/0.6300=3.52。
其它各沸点范围的体积分数计算如上，将计算结果列于表2-1。
表2-1 质量分数与体积分数
沸点范围，℃
密度，g/cm3
占原油，质量%
占原油，体积%
20℃
每馏分
总收率
每馏分
总收率
25-65
0.6300
2.6
3.60
3.52
3.52
65-80
0.6788
1.3
4.90
1.63
5.15
80-100
0.7037
2.0
6.90
2.42
7.57
100-130
0.7257
4.0
10.90
4.70
12.27
130-160
0.7476
4.0
14.90
4.56
16.83
160-180
0.7640
2.9
17.80
3.23
20.06
180-200
0.7735
2. 3
20.10
2.53
22.59
200-230
0.7934
4.6
24.70
4.94
27.53
230-250
0.8074
3.0
27.70
3.16
30.69
250-275
0.8194
4.2
31. 90
4.37
35.06
275-300
0.8313
4.1
36. 00
4.20
39.26
300-320
0.8393
3.7
39.70
3.76
43.02
320-350
0.8553
5. 4
45.10
5.38
48.40
350-365
0.8658
2.8
47.90
2.75
51.15
365-395
0.8732
5.1
53.00
4.98
56.13
395-425
0.8853
5.5
58.50
5.29
61.42
425-460
0.8977
3.9
62.40
3.70
65.12
460-475
0.9006
2.5
64.90
2.36
67.48
475-495
0.9060
3.8
68.70
3.57
71.05
500-530
0.9108
3.2
71.90
2.99
74.04
530-560
0.9157
3.3
75.20
3.07
77.11
作出原油的实沸点蒸馏曲线图2-2、2-3，密度曲线图2-4，凝点曲线图2-5。
图2-2 原油实沸点蒸馏曲线
图2-3 原油实沸点蒸馏曲线
图2-4 原油密度曲线
图2-5 原油凝点曲线
根据原油实沸点数据确定原油常压切割方案汇总于表2-2。
表2-2 阿曼原油常压切割方案和产品性质
产品
实沸点
切割点，℃
实沸点
沸程，℃
收率，％
ρ20
g/cm3
实沸点蒸馏温度，℃
体积
分数
质量
分数
0
％
10
％
30
％
50
％
70
％
90
％
100
％
重整料
170
65~175
19.5
18.5
0.7650
65
83
105
125
140
167
175
航 煤
236
165~242
10.0
9.0
0.8065
165
169
184
206
222
236
242
-20#柴油
288
230~296
8.0
8.5
0.8310
230
236
251
264
279
290
296
-10#柴油
350
280~360
12.0
11.0
0.8629
280
286
302
314
331
350
360
重 油
—
＞340
50.5
53.0
0.8782
—
—
—
—
—
—
—
3 常压塔工艺计算
3.1 油品性质参数的计算
油品性质参数的计算以重整馏分为例进行。
3.1.1 蒸馏数据的相互转化
（1）将表2-2的实沸点蒸馏温度转化成恩氏蒸馏温度。
重整馏分的常压实沸点蒸馏数据如表3-1：
表3-1 重整馏分油实沸点蒸馏数据
馏出，%
0
10
30
50
70
90
100
温度，℃
65
83
105
125
140
167
175
（a）先假设实沸点蒸馏与恩氏蒸馏50%点之差值为1.0℃，由文献[1] P96页图3-2-2查得恩氏蒸馏50%点温度为124℃，而实沸点蒸馏50%点温度为125℃ ，则假设正确。
（b）由文献[1] P95页图3-2-3查得恩氏蒸馏曲线各段温差如表3-2：
表3-2 恩氏蒸馏曲线各段温差
曲线线段
实沸点蒸馏温差，℃
恩氏蒸馏温差，℃
0%~10%
18
8.3
10%~30%
22
19.0
30%~50%
20
12.1
50%~70%
15
9.6
70%~90%
27
26.0
90%~100%
8
6.9
（c）由恩氏蒸馏50%点（124℃）推算得其他恩氏蒸馏点温度。
30%点=124-12.1=111.9℃
10%点=111.9-19.0=92.9℃
0%点=92.9-8.3=84.6℃
70%点=124+9.6=133.6℃
90%点=133.6+26.0=159.6℃
100%点=159.6+6.9=166.5℃
其他产品计算结果汇总于表3-3。
表3-3 产品恩氏蒸馏数据
产品
恩氏蒸馏温度℃
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
重整料
84.6
92.9
111.9
124.0
133.6
159.6
166.5
航 煤
180.3
182.1
189.9
203.5
213.9
223.9
226.8
-20#柴油
236.8
239.3
247.1
254.5
264.1
272.1
275.0
-10#柴油
282.4
284.9
293.0
300.0
310.9
325.1
337.0
（2）将表2-2的实沸点蒸馏温度转化成平衡汽化温度。
（a）重整馏分的常压实沸点蒸馏数据如表3-1：
由文献[1] P100页图3-2-5查得实沸点蒸馏50%点与平衡汽化50%点之差值为2.2℃。
平衡汽化50%点=125+2.2=122.8℃
（b）由文献[1] P99页图3-2-6查得平衡汽化曲线各段温差如表3-4：
表3-4 平衡汽化曲线各段温差
曲线线段
实沸点蒸馏温差，℃
平衡汽化蒸馏温差，℃
0%~10%
18
2.6
10%~30%
22
10.9
30%~50%
20
5.9
50%~70%
15
4.8
70%~90%
27
12.9
90%~100%
8
2.0
由平衡汽化50%点（122.8℃）推算得其他平衡汽化点温度。
30%点=122.8-5.9=116.9℃
10%点=116.9-10.9=106.0℃
0%点=106.0-2.6=103.4℃
70%点=122.8+4.8=127.6℃
90%点=127.6+12.9=140.5℃
100%点=140.5+2.0=142.5℃
其他产品计算结果汇总于表3-5。
表3-5 产品平衡汽化数据
产品
平衡汽化温度℃
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
重整料
103.4
106.0
116.9
122.8
127.6
140.5
142.5
航 煤
201.3
201.8
205.8
212.0
216.4
220.2
221.1
-20#柴油
259.1
260.1
264.1
267.5
271.6
274.6
275.5
-10#柴油
310.1
311.1
315.2
318.4
323.2
329.4
332.7
3.1.2 平均温度的计算
（1）体积平均温度tv
tv=（t10+t30+t50+t70+t90）/5
=（92.9+111.9+124.0+133.6+159.6）/5
=124.4℃
（2）恩氏蒸馏曲线10％~90％斜率S =
=0. 834（℃/％）
（3）立方平均沸点tcu 查文献[1]P67页图2-1-1得Δcu=-0.5 ℃
tcu=tv+Δcu=124.4-0.5=123.9℃
（4）重量平均沸点
查文献[1]P67页图2-1-1得Δw=2.0 ℃
=tv+Δw=124.4+2.0=126.4℃
代入式
=
=259.5℉
（5）实分子平均沸点
查文献[1]P67页图2-1-1得Δm=-7.8℃
=tv+Δm=124.4-7.8=116.6℃
代入式
=
=241.9℉
（6）中平均沸点
查文献[1]P67页图2-1-1得Δme=-4.6 ℃
tMe=tv+Δme=124.4-4.6=119.8℃
代入式
tMe=
=247.6℉
其他产品计算结果汇总于表3-7。
3.1.3 求
、比重指数API。
由
=0.7650，查文献[1] P24页 图1-2-28得较正值Δd=0.0048
=
+Δd=0.7650+0.0048=0.7698
API。=141.5/
-131.5=141.5/0.7698-131.5=52.3
其他产品计算结果汇总于表3-7。
3.1.4 求分子量M、特性因素K
由API。=52.3、tMe=247.6℉ 查文献[1] P74页图2-2-1得：
M=108 其他产品计算结果汇总于表3-6。
K=11.55 其他产品计算结果汇总于表3-7。
3.1.5 求临界性质
（1）求真临界温度tc 、假临界温度tc’
由API。=52.3、tw=259.5℉ 查文献[1] P127页图4-2-2得：
tc=590℉=310℃
由API。=52.3、tm=241.9℉ 查文献[1] P127页图4-2-2得：
tc’=572℉
（2）求假临界压力
由API。=52.3、tMe=247.6℃ 查文献[1] P131页图4-2-4得：
=449磅/时2（绝压）即449×6.8046×10-2=30.6atm
（3）求真临界压力PC
查文献[1] P130页图4-2-3得：
PC=540磅/吋2（绝压） = 540×6.8046×10-2=36.7atm
其他产品计算结果汇总于表3-8。
3.1.6 求焦点性质
（1）求焦点温度t0、
由tv=124.4℃、S= 0.834℃/％查文献[1]P114页图3-5-3得：
0-tc=58.0℃
0= tc+58.0=310.0+58.0=368.0℃
（2）求焦点压力P0
由tv=124.4℃、S= 0.834(℃/％)查文献[1]P115页图3-5-4得：
P0-Pc=4.2atm P0= Pc+4.2=36.7+4.2=40.9atm
其他产品计算结果汇总于表3-9。
3.2 油品性质参数计算结果汇总
项目
分子量
恩氏蒸馏温度℃
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
原 油
222
—
126.1
236.1
337
452.0
505.1
—
重整料
108
84.6
92.9
111.9
124.0
133.6
159.6
166.5
航 煤
160
180.3
182.1
189.9
203.5
213.9
223.9
226.8
-20#柴油
203
236.8
239.3
247.1
254.5
264.1
272.1
275.0
-10#柴油
242
282.4
284.9
293.0
300.0
310.9
325.1
337.0
表3-6 油品性质参数（1）
表3-7 油品性质参数（2）
项目
体积平均沸点
℃
恩氏蒸馏
10%-90%
斜率
立方平均沸点，℃
中平均
沸点，℃
重量平均
沸点，℃
实分子平均沸点，℃
特性因数，K
原 油
331.3
4.738
312.5
277.3
346.7
191.3
11.61
重整料
124.4
0.834
123.9
119.8
126.4
116.6
11.55
航 煤
202.7
0.522
202.2
200.2
203.7
198.6
11.66
-20#柴油
255.4
0.410
255.0
253.4
255.8
251.9
11.71
-10#柴油
302.8
0.502
302.3
300.6
303.2
299.0
11.62
项目
平衡汽化蒸馏温度℃
临界温度，℃
临界压
力，atm
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
原 油
—
149.0
230.2
304.0
380.0
412.3
—
515.6
47.5
重整料
103.4
106.0
116.9
122.8
127.6
140.5
142.5
310.0
36.7
航 煤
201.3
201.8
205.8
212.0
216.4
220.2
221.1
392.8
25.1
-20#柴油
259.1
260.1
264.1
267.5
271.6
274.6
275.5
438.9
19.5
-10#柴油
310.1
311.1
315.2
318.4
323.2
329.4
332.7
488.9
17.3
表3-8 油品性质参数（3）
表3-9 油品性质参数（4）
项目
比重
焦点温度，℃
焦点压力，atm
实沸点蒸馏温度，℃
比重指数
0%
100%
原 油
0.8560
33.8
559.6
58.4
—
—
重整料
0.7698
52.3
368.0
40.9
65
175
航 煤
0.8110
43.0
418.0
31.5
165
242
-20#柴油
0.8354
37.9
452.8
22.8
230
296
-10#柴油
0.8671
31.7
502.4
20.6
280
360
3.3 初馏塔的工艺设计计算
3.3.1 初馏塔的主要操作压力
取塔顶产品罐的操作压力为0.16MPa，使用一个管壳式后冷器，壳程压降为0.017MPa，故：
塔顶压力=0.16+0.017=0.177 MPa
取每层浮阀塔压力降为0.5kPa，参照文献[2] P239页表7-7和表7-8，确定塔板数为19块，在15块板进料，则有
塔顶压力 0.177 MPa
汽化段压力（第15层下） 0.177+15×0.5×10-3=0.184 MPa
塔底压力为 0.177+19×0.5×10-3=0.186 MPa
3.3.2 操作温度
（1）汽化段温度
取过汽化度为进料的4%（质量分数）或4.03%（体积分数），为了使重整料的收率在常压塔达到4%-5%之间，取重整料的收率在初馏塔为15%，要求进料在汽化段中的汽化率eF为：
eF（体积分数）=15.0+4.03=19.03%
汽化段温度的求定：
依据原油的焦点温度、焦点压力及其平衡汽化数据作出该原油的p-T-e图，如附录所示。所以汽化段温度应是在汽化段压力为0.184 MPa、汽化19.03%时的温度，在原油的p-T-e图上查得在0.184MPa下原油的平衡汽化数据见表3-10：
3-10 汽化段压力下原油的平衡汽化数据
体积收率/%
10
30
50
70
温度/℃
187.0
264.0
331.0
405.0
由此数据即可作出汽化段压力下的平衡汽化曲线，如图3-1。
图3-1 汽化段压力下原油平衡汽化曲线
由图3-1查得当eF为19.03%时温度为221℃，此即所求的汽化段温度tF，因此取换热终温至230℃。
（2）塔顶温度是塔顶产品在其油气分压下的露点温度。经计算，初顶油露点温度为116.9℃，查文献[1] P215页图6-1-17得，该油气分压0.177MP下的露点温度为138.0℃。由于有不凝气的存在，则塔顶温度为138.0×97%=133.9℃。
设塔底温度比进料低8℃，则塔底温度为221℃-8℃=213℃
塔顶采用一级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为40℃。
初馏塔计算草图如图3-2所示。
图3-2 初馏塔计算草图
3.3.3 初馏油品性质
油品性质计算方法同上，并列至下表：
表3-11 油品的物性参数（5）
油品
(20
g/㎝3
切割点
℃
沸程
℃
实沸点蒸馏数据/℃
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
初顶油
0.7205
140
～160
30
47
80
105
128
149
160
初底油
0.8660
—
120～
120
179
289
399
507
595
—
表3-12 油品的物性参数（6）
油品
恩氏蒸馏温度℃
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
初顶油
60.5
68.5
88.5
104.5
120.6
136.6
145.8
初底油
135.5
175.0
272.0
370.0
468.0
552.0
—
表3-13 油品的物性参数（7）
油品
平衡汽化温度℃
0%
10%
30%
50%
70%
90%
100%
初顶油
78.8
81.8
93.0
101.1
108.5
114.6
116.9
初底油
196.4
215.6
289.8
361.8
430.2
486.2
—
表3-14 油品的物性参数（8）
油品
相对分子量M
比重指数
API°
平衡汽化温度/℃
临界参数
焦点参数
特性因数K
0%点
100%点
温度℃
压力MPa
温度℃
压力MPa
初顶油
104
63.5
78.8
116.9
282.2
32.7
344.2
57.2
12.10
初底油
236
31.1
196.4
550.0
24.4
591.0
33.6
11.56
3.3.4 物料衡算表：
表3-15 物料衡算表
油 品
产率
处理量或产量
v%
m%
(104t/a
t/d
kg/h
原 油
100
100
200
6060.6
252525.0
初顶油
15.0
12.80
25.6
775.8
32325.0
初底油
85.0
87.20
174.4
5284.8
220200
3.3.5 初馏塔全塔回流热
表3-16 全塔回流热
物料
质量流率kg/h
(20
g/㎝3
操作条件
焓/kJ/kg
热量/kJ/h
压力/MPa
温度/℃
气
液
入方
原 油
252525.0
0.8518
0.184
221
—
—
205.6
出方
初顶油
32325.0
0.7205
0.177
133.9
653.1
—
21.1×106
初底油
220200.0
0.8660
0.186
213
—
750.2
165.2×106
合计
—
—
—
—
—
—
186.3×106
所以，全塔回流热
=205.6×106-186.3×106=19.3×106kJ/h，回流热全部由塔顶回流取走。
全塔回流量L=19.3×106/(653.1-310.2)=56284.6kg/h=56284.6/104=541.2kmol/h
3.4 常压塔的工艺设计计算
3.4.1 物料平衡
表3-17 物料平衡（按每年开工330天计）
油品
产率，％
处理量或产量
体积分数
质量分数
104t/a
t/d
kg/h
kmol/h
初底油
100
100
174.4
5284.8
220200
933
产品
重整料
7.5
6.7
11.7
354.5
14770.8
137
航 煤
10.9
10.3
18.0
545.5
22729.2
142
-20#柴油
9.9
9.7
16.9
512.1
21337.5
105
-10#柴油
12.4
12.6
22.0
666.7
27779.2
115
重油
59.3
60.7
105.8
3206.0
133583.3
434
3.4.2 汽提蒸汽用量
侧线产品和塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用是温度420℃，压力0.3MPa的过热水蒸汽。
表3-18 汽提蒸汽用量
油品
质量分数（对油）%
汽提蒸汽用量
kg/h
kmol/h
二线-20#柴油
2.8
597
33.2
三线-10#柴油
3
833
46.3
塔底重油
2.5
3340
185.6
合计
4770
265.1
3.4.3 塔板形式和塔板数
选用浮阀塔板，参照文献[2] P239页表7-7和表7-8选定塔板数如下：
表3-19 汽提蒸汽用量
重整油-航煤段
9层（考虑一线生产航煤）
航煤--20#柴油段
7层
-20#柴油--10#柴油段
5层
-10#柴油-汽化段
4层
塔底汽提段
4层
考虑采用两个中段回流，每个用三层换热塔板，共6层，全塔塔板数总计为35层。
3.4.4 绘制草图
将塔体塔板进料及产品进出口，中段循环回流位置，气体返塔位置，塔底汽提点等绘制成草图。（如图3-3）
图3-3 常压塔计算草图
3.4.5 操作压力
取塔顶产品罐压力为0.13MPa，塔顶采用两级冷凝冷却流程，取塔顶空冷器压力降0.01MPa，使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.017MPa，故
塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.157MPa（绝）
取每层浮阀塔板压力降为0.5KPa（4mmHg），推算得常压塔各关键部位的压力如下（单位为MPa）
塔顶压力0.157MPa
一线抽出层（第9层）上压力为0162MPa
二线抽出层（第19层）上压力为0.166MPa
三线抽出层（第27层）上压力为0.170MPa
汽化段（第31层）下压力为0.172MPa
取转油线压力降为0.035MPa，则
加热炉出口压力=0.172+0.035=0.207MPa
3.4.6 汽化段温度
（1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度
取过气化度为进料的2%（质量分数）或2.02%（体积分数），即过汽化量为4404kg/h
要求进料在汽化段中的汽化率eF为
eF（体积分数）=7.5%+10.9%+9.9% +12.4%+2.02%=42.73%
（2）汽化段油气分压
汽化段中各物料的流量如下：
表3-20 汽化段中各物料的流量
重整料
137 kmol/h
航 煤
142kmol/h
-20#柴油
105kmol/h
-10#柴油
115kmol/h
过汽化油
16kmol/h
油气量合计
378kmol/h
其中过汽化油的相对分子质量取270，还有水蒸汽186kmol/h（塔底气提）。
由此计算汽化段油气分压为：
0.172×378/（378+186）=0.115MPa
（3）汽化段温度的初步求定
依据初底油的焦点温度、焦点压力及其平衡汽化数据作初底油的p-T-e相图，如附录，求出油气分压0.115MPa下汽化42.73%（体积分数）时的温度，初底油在汽化段压力下平衡汽化数据如下：
表3-21 汽化段压力下初底油的平衡汽化数据
体积收率/%
10
30
50
70
温度/℃
227
302
375
450
作出在0.115MPa下初底油平衡汽化曲线，如图3-4，查得汽化率为42.73%时，温度tF为351℃。
图3-4 初底油平衡汽化曲线
（4）tF的校核
作绝热闪蒸过程中的热平衡以求得炉出口温度。
当汽化率eF（体积分数）= 42.73%，tF=351℃时，进料在汽化段中的焓hF计算如表3-23 ，所以hF=224.3×106/220200=1018.6kJ/kg
再求出初底油在加热炉出口条件下的焓h0，计算如表3-24，由初底油的p-T-e相图查得初底油在炉出口压力下的平衡数据为：
表3-22 炉出口压力下初底油的平衡汽化数据
体积收率/%
10
30
50
70
温度/℃
262
340
399
458
由此作出初底油在热炉出口压力0.207MPa下的平衡汽化曲线（忽略初底油所含水分），如图3-4，由于生产航煤，限定炉出口温度不超过360℃，由图可读出在360℃，P=0.207MPa时，e0=38.0%（体积分数）。显然e0 ＜eF，即在炉出口条件下，过汽化油和部分-10#柴油处于液相。
据此，可算出进料在炉出口条件下的焓值h0。
h0=229.23×106/220200=1041.01kJ/kg
校核结果表明h0略高于hF。所以在设计的汽化段温度351℃之下既能保证拔出率（体积分数42.73%），炉出口温度也不至于超过允许限度。
表3-23 进料带入汽化段的热量QF（P=0.172MPa， t=351℃）
油料
焓，kJ/kg
热量，kJ/h
气相
液相
重整料
1148
—
17.00 ×106
航 煤
1139
—
25.89×106
-20#柴油
1125
—
24.00×106
-10#柴油
1107
—
30.75×106
过汽化油
1094
—
4.82×106
重 油
—
912
121.83×106
合 计
—
—
QF=224.3×106
表3-24 进料在炉出口处携带的热量Q0（P=0.207MPa， t=360℃）
油料
焓，kJ/kg
热量，kJ/h
气相
液相
重整料
1173
—
17.33×106
航 煤
1160
—
26.37×106
-20#柴油
1150
—
24.54×106
-10#柴油
—
—
—
汽相部分
1133
—
31.47×106
液相部分
—
959
4.22×106
重 油
—
938
125.30×106
合 计
—
—
Q0=229.23×106
3.4.7 塔底温度
取塔底温度比汽化段温度低7℃，即塔底温度为
351-7=344℃
3.4.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配
（1）设塔顶及各侧线温度
参考同类装置的
经验
班主任工作经验交流宣传工作经验交流材料优秀班主任经验交流小学课改经验典型材料房地产总经理管理经验
数据，假设塔顶及各侧线温度如下：
塔顶温度 141℃
航煤抽出板（第9层）温度 174℃
-20#柴油抽出板（第19层）温度 210 ℃
-10#柴油抽出板（第27层）温度 272℃
（2）全塔回流热
按上述假设的温度条件作全塔回流热
表3-25 全塔回流热
物料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓，kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度
℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
再沸器
—
—
—
—
—
—
2.10×106
合计
224970
—
—
—
—
—
242.22×106
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.157
141
644
—
9.51×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.162
174
—
427
9.70×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
11.44×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
19.53×106
重 油
133583.3
0.8782
0.172
344
—
887
115.28×106
汽提蒸汽
4770
—
0.157
141
2748
—
13.11×106
合计
224970
—
—
—
—
—
178.57×106
所以，全塔回流热Q=（242.22-178.57）×106=61.55×106kJ/h。
（3）回流方式及回流热分配
塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60℃，采用两个中段回流，第一个位于煤油侧线与-20#柴油侧线之间（第11~13层），第二个位于-20#柴油侧线与-10#柴油侧线之间（第21~23层）。
回流热分配如下：
表3-26 全塔回流热分配
塔顶回流取热42％
Q0=25.85×106kJ/h
第一中段回流取热24％
Qc1=12.31×106kJ/h
第二中段回流取热34％
Qc2=18.46×106kJ/h
3.4.9 侧线及塔顶温度的校核
校核应自下而上进行。
（1）-10#柴油抽出板（第27层）温度
按图3-5的隔离体系Ⅰ作第27层以下塔段的热平衡
表3-27 第27层以下塔段的热平衡
物料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓，kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度
℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
3340
—
0.3
420
3316
—
11.08×106
内回流
L
0.8600
0.170
270
—
677
677L
合计
223540+L
—
—
—
—
—
235.38×106+677L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.170
272
950
—
14.03×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.170
272
933
—
21.21×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.170
272
925
—
19.74×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
681
18.92×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
891
119.02×106
汽提蒸汽
3340
—
0.170
272
3010
—
10.05×106
内回流
L
0.8600
0.170
272
912
—
912L
合计
223540+L
—
—
—
—
—
204.73×106+929L
由热平衡得： 235.38×106+677L=202.97×106+912L
所以 L=54000kg/h=54000/232=233kmol/h
则-10#柴油抽出板上方气相总量为：
V=137+142+105+233+186=803 kmol/h
-10#柴油蒸汽分压为：
P=0.170×233/803=0.0493MPa=362mmHg
表3-28 -10#柴油常压下的平衡汽化数据
项目
0%
50%
100%
平衡汽化温度℃
310.1
318.4
332.7
把-10#柴油常压下的平衡汽化温度转化为362mmHg压力下的平衡汽化温度。由于求得在362mmHg压力下-10#柴油的泡点温度为272.7℃与原假设272℃很接近，可以认为原假设温度正。
图3-5 -10#柴油抽出板以下塔段的热平衡
（2）-20#柴油抽出板（第19层）温度
按图3-6的隔离体系作第19层以下塔段的热平衡
表3-29 第19层以下塔段的热平衡
物料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量kJ/h
压 力， MPa
温 度， ℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4173
—
0.3
420
3316
—
13.84×106
内回流
L
0.8300
—
208
—
499
499L
合计
224373+L
—
—
—
—
—
238.14×106+499L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.166
210
796
—
11.75×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.166
210
778
—
17.68×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
502
10.71×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
681
18.92×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
891
119.02×106
汽提蒸汽
4173
—
0.166
210
2895
—
12.08×106
内回流
L
0.8300
0.166
210
760
—
760L
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.93×106
合计
224373+L
—
—
—
—
—
211.09×106+760L
由热平衡得： 238.14×106+499L =211.09×106+760L
所以 L=28046kg/h=28046/192=146kmol/h
则-20#柴油抽出板上方气相总量为：
V=137+142+146+231=656kmol/h
-20#柴油蒸汽分压为：
P=0.166×146/656=0.0369 MPa=271mmHg
表3-30 -20#柴油常压下的平衡汽化数据
项目
0%
50%
100%
平衡汽化温度℃
259.1
267.5
275.5
把-20#柴油常压下的平衡汽化温度转化为271mmHg压力下的平衡汽化温度。由于求得在271mmHg压力下，-20#柴油的泡点温度为210.4℃与原假设210℃很接近，可以认为原假设温度正确。
图3-6 -20#柴油抽出板以下塔段的热平衡
（3）航煤抽出板（第9层）温度
按图3-7中的隔离体系作第9层以下塔段的热平衡
表3-31 第9层以下塔段的热平衡
物料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压力MPa
温 度℃
气相
液相
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.2×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.8040
0.162
170
—
418
418L
合计
224970+L
—
—
—
—
—
239.22×106+418L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.162
174
719
—
10.62×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.162
174
—
426
9.68×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
502
10.71×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
681
18.92×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
891
119.02×106
汽提蒸汽
4770
—
0.162
174
2810
—
13.40×106
内回流
L
0.8040
0.162
174
707
—
707L
一中取热
—
—
—
—
—
14.77×106
二中取热
—
—
—
—
—
—
20.93×106
合计
224970+L
—
—
—
—
—
218.05×106+707L
由热平衡得： 239.22×106+418L =218.05×106+707L
所以 L=29100kg/h=29100/150=194kmol/h
则航煤抽出板上方气相总量为：
V=137+194+265=596kmol/h
航煤蒸汽分压为：
P=0.162×194/596=0.0528 MPa=390mmHg
表3-31 航煤常压下的平衡汽化数据
项目
0%
50%
100%
平衡汽化温度℃
201.3
212.0
221.1
把航煤常压下的平衡汽化温度转化为390mmHg压力下的平衡汽化温度。由于求得在390mmHg压力下，航煤的泡点温度为173.5℃与原假设174℃很接近，可以认为原假设温度正确。
图3-7 航煤抽出板以下塔段的热平衡
（4）塔顶温度
塔顶冷回流温度t0=60℃，其焓值
= 160 kJ/kg
塔顶温度t1=141℃，回流蒸气的焓值
=657 kJ/kg
故塔顶冷回流量为：
=25.85×106/（657-160）=51911 kg/h
塔顶油气量（重整料+内回流蒸气）为：
（51911+14770.8）/108=617kmol/h
塔顶水蒸汽流量：4770/18=265 kmol/h
塔顶油气分压：P=0.157×617/（265+617）=0.1098MPa
塔顶温度应该是重整料在其油气分压的露点温度。而重整油常压露点温度为142.5℃，查文献[1] P215页图6-1-17得，该油气分压下的露点温度为146.0℃。考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为：
146.0×0.97=141.6℃
与假设141℃很接近，故假设温度正确。
最后验证一下在塔条件下，水蒸汽是否会冷凝。
0.157-0.1098=0.0472MPa
相应于此压力的饱和水蒸汽温度为79℃远低于塔顶温度141℃。故在塔顶水蒸汽处于过热状态，不会冷凝。所以，塔顶温度为141℃。
3.4.10 全塔汽液相负荷
3.4.10.1 中段回流量
表3-32 中段回流流率
项目
ρ20
g/cm3
分子量
抽出温度， ℃
返塔温度， ℃
抽出温度焓kJ/kg
返塔温度焓kJ/kg
焓差
kJ/kg
流率
kg/h
塔顶回流取热
0.7650
108
141
60
657
160
497
51911
第一中段回流取热
0.8163
177
188
108
464
259
205
60049
第二中段回流取热
0.8470
222
241
161
594
380
214
86262
3.4.10.2 需要计算的塔板
需要计算的塔板为1，2，8，9，10，11，13，18，19，20，21，23，26，27，28，31，33
3.4.10.3塔板气液相负荷计算
（1）作第33块板的气液相负荷
第33板的液相负荷近似等于常压重油的流量133583.3kg/h，而气相负荷近似等于常压重油汽提提水蒸汽的流量3340kg/h。
液相
=0.8749g/cm3 t=326℃ 查文献[3]
=0.00064。
=
-
(t-20)=0.8742-0.00064×(326-20)=0.6824g/cm3
L=133583.3/682.4=196m3/h
气相 n=3340/18=185.6kmol/h t=317℃ P=0.1725MPa
VG=nRT/P=185.6×8.314× (317+273.15)/172.5=5279m3/h
（2）作第31块板的气液相负荷
ρ20=0.8686g/cm3 t=335℃ M=238
表3-33 第30层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
3340
—
0.3
420
3316
—
11.08×106
内回流
L
0.8686
0.1715
319
—
828
828L
合计
223540+L
—
—
—
—
—
235.38×106+828L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1715
335
1105
—
16.32×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.1715
335
1088
—
24.73×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.1715
335
1075
—
22.94×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.1715
335
1063
—
29.53×106
重 油
133583.3
0.8782
0.174
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
3340
—
0.1715
335
3140
—
10.49×106
内回流
L
0.8686
0.1715
335
1059
—
1059L
合计
223540+L
—
—
—
—
—
222.5+1059L
由热平衡得： 235.38+828L=222.5+1059L
L=55758kg/h=55758/238=234 kmol/h
液相 ρ20=0.8686g/cm3 t=319℃ 查文献[3] r=0.00065
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8686-0.00065×(319-20)=0.6742g/cm3
L=55758/674.2=82.7 m3/h
气相 n=137+142+105+115+186+234=919 kmol/h
V=nRT/P=919×8.314×(335+273.15)/171.5=26091m3/h
（3）作第28块板的气液相负荷
ρ20=0.8629g/cm3 t=288℃ M=241
表3-34 第27层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
3340
—
0.3
420
3316
—
11.08×106
内回流
L
0.8629
0.1705
272
—
682
682L
合计
223540+L
—
—
—
—
—
235.38+828L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1705
288
992
—
14.65×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.1705
288
979
—
22.25×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.1705
288
962
—
20.53×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.1705
288
946
—
26.28×106
重 油
133583.3
0.8782
0.174
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
3340
—
0.1705
288
2930
—
9.79×106
内回流
L
0.8629
0.1705
288
946
—
946L
合计
223540+L
—
—
—
—
—
211.99+946L
由热平衡得： 235.38+682 L =211.99+946 L
L =88598kg/h=88598/241=368 kmol/h
液相 ρ20=0.8629g/cm3 t=272℃ 查文献[3] r=0.00065
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8629-0.00065(272-20)=0.6991 g/cm3
L=88598/699.1=126.7m3/h
气相 n=137+142+105+115+186+368=1053 kmol/h
V=nRT/P=1053×8.314×(288+273.15)/170.5=28211m3/h
（4）作第27块板的气液相负荷
L=54000kg/h=54000/238=227kmol/h
液相 ρ20=0.8600g/cm3 t=270℃ 查文献[3] r=0.00066
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8600-00066(270-20)=0.695g/cm3
L=54000/695=146.5 m3/h
气相 n=137+142+105+233+227=844 kmol/h
V=nRT/P=844×8.314×(272+273.15)/170=29249m3/h
（5）作第26块板的气液相负荷
ρ20=0.8549g/cm3 t=264℃ M=237
表3-35 第25层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4173
—
0.3
420
3316
—
13.84×106
内回流
L
0.8549
0.1695
256
—
649
649L
合计
224373+L
—
—
—
—
—
238.4+649L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1695
264
929
—
13.72×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.1695
264
920
—
20.91×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.1695
264
908
—
19.37×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4173
—
0.1695
264
2991
—
12.48×106
内回流
L
0.8549
0.1695
264
900
—
900L
合计
224373+L
—
—
—
—
—
203.8+900L
由热平衡得： 238.4×106+649L =203.8+900L ，L=104272kg/h=104272/237=440kmol/h
液相 ρ20=0.8549g/cm3 t=256℃ 查文献[3] r=0.00066
ρt=ρ20-r(t-20)=0.85497-0.00066(256-20)=0.6991g/cm3
L=107242/699.1=153.4 m3/h
气相 n=137+142+105+440+231=1055 kmol/h
V=nRT/P=1055×8.314×(264+273.15)/169.5=30500m3/h
（6）作第23块板的气液相负荷
ρ20=0.8470g/cm3 t=241℃ M=222
表3-36 第22层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4173
—
0.3
420
3316
—
13.84×106
内回流
L
0.8429
0.168
233
—
577
577L
二中回流
86262
0.8470
0.168
233
—
569
49.08×106
合计
310635+L
—
—
—
—
—
287.22×106+577L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.168
241
879
—
12.98×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.168
241
866
—
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.168
241
845
—
18.03×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4173
—
0.168
241
2952
—
12.32×106
内回流
L
0.8429
0.168
241
837
—
837L
二中回流
86262
0.8470
0.168
241
—
599
51.67×106
合计
310635+L
—
—
—
—
—
252.0+837L
由热平衡得： 287.22×106+577L =252.0×106+837L
L=112688kg/h=112688/222=508kmol/h
液相 ρ20=0.8470g/cm3 t=233℃ 查文献[3] r=0.00067
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8470-0.00067(233-20)=0.7043g/cm3
L=112688/704.3=160.0 m3/h
气相 n=137+142+105+508+231=1225 kmol/h
V=nRT/P=1225×8.314×(273.15+241)/168=31169m3/h
（7）作第21块板的气液相负荷
ρ20=0.8350g/cm3 t=225.5℃ M=213
表3-37 第21层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4173
—
0.3
420
3316
—
13.84×106
内回流
L
0.8350
0.167
217.8
—
531
531L
合计
224373+L
—
—
—
—
—
238.14×106+531L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.167
225.5
837
—
12.36×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.167
225.5
820
—
18.64×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.167
225.5
808
—
17.24×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4173
—
0.167
225.5
2911
—
12.15×106
内回流
L
0.8350
0.167
225.5
812
—
812L
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224373+L
—
—
—
—
—
216.17×106+812L
由热平衡得： 238.14×106+531L =216.17×106+812L
L=88244kg/h=88244/213=414kmol/h
液相 ρ20=0.8350 t=225.5 ℃ 查文献[3] r=0.00069
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8350-0.00069(225.5-20)=0.6932g/cm3
L=88244/693.2=127.3m3/h
气相 n=137+142+105+414+231=1029 kmol/h
V=nRT/P=1029×8.314×(273.15+225.5)/167=26875m3/h
（8）作第20块板的气液相负荷
ρ20=0.8310g/cm3 t=217.8℃ M=208
表3-38 第19层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4173
—
0.3
420
3316
—
13.84×106
内回流
L
0.8310
0.1665
210
—
531
511L
合计
224373+L
—
—
—
—
—
238.14+531L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1665
217.8
820
—
12.11×106
航 煤
22729.2
0.8065
0.1665
217.8
803
—
18.25×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.1665
217.8
786
—
16.77×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4173
—
0.1665
217.8
2871
—
11.98×106
内回流
L
0.8310
0.1665
217.8
786
—
786L
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224373+L
—
—
—
—
—
214.89×106+786L
由热平衡得： 238.14×106+511L =214.89×106+786L
L=78340kg/h=78340/208=377kmol/h
液相 ρ20=0.8310 g/cm3 t=217.8 ℃ 查文献[3] r=0.00069
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8310-0.00069(217.8-20)=0.6945g/cm3
L=78340/694.5=112.8m3/h
气相 n=137+142+105+377+231=992 kmol/h
V=nRT/P=992×8.314×(273.15+217.8)/166.5=25030m3/h
（9）作第19块板的气液相负荷
L=28046 kg/h =28046/192=146/h
液相 ρ20=0.8286m3 t=210℃ 查文献[3] r=0.00070
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8286-0.00070(210-20)=0.6956g/cm3
L=28046/695.6=121.7m3/h
气相 n=137+142+146+265=690 kmol/h
V=nRT/P=690×8.314×(210+273.15)/166=26757m3/h
（10）作第18块板的气液相负荷
ρ20=0.8261g/cm3 t=206.4℃ M=199
表3-39 第17层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.8261
0.1655
202.8
—
494
494L
合计
224970+L
—
—
—
—
—
240.12×106+494L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1655
206.4
795
—
11.74×106
航 煤
22729
0.8065
0.1655
206.4
778
—
17.68×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
10.88×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4770
—
0.1655
206.4
2830
—
13.50×106
内回流
L
0.8261
0.1655
206.4
761
—
761L
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224970+L
—
—
—
—
—
209.58×106+761L
由热平衡得： 240.12×106+494L =209.58×106+761L
L=87785kg/h=87785/199=441kmol/h
液相 ρ20=0.8261 g/cm3 t=206.4 ℃ 查文献[3] r=0.00070
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8261-0.00070(206.4-20)=0.6956g/cm3
L=87785/695.6=126.2m3/h
气相 n=137+142+441+265=985 kmol/h
V=nRT/P=985×8.314×(206.4+273.15)/165.5=27253m3/h
（11）作第13块板的气液相负荷
ρ20=0.8138g/cm3 t=188.4℃ M=177
表3-40 第12层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.8138
0.164
184.8
—
452
452L
一中回流
60049
0.8163
0.164
184.8
—
449
26.96×106
合计
285019+L
—
—
—
—
—
267.08×106+452L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.164
188.4
751
—
11.09×106
航 煤
22729
0.8065
0.164
188.4
740
—
16.82×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
10.88×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4770
—
0.164
188.4
2792
—
13.32×106
内回流
L
0.8138
0.164
188.4
732
—
732L
一中回流
60049
0.8163
0.164
188.4
—
464
27.86×106
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
285019+L
—
—
—
—
—
235.75×106+732L
由热平衡得： 267.08+452L=235.75×106+732L
L=92676kg/h=92676/177=524kmol/h
液相 ρ20=0.8138g/cm3 t=188.4℃ 查文献[3] r=0.00074
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8138-0.00071(188.4-20)=0.6942g/cm3
L=92676/694.2=133.5m3/h
气相 n=137+142+524+265=1068 kmol/h
V=nRT/P=1068×8.314×(188.4+273.15)/164=28756m3/h
（12）作第11块板的气液相负荷
ρ20=0.8090g/cm3 t=181.2℃ M=169
表3-41 第10层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.8090
0.163
177.6
—
435
435L
合计
224970+L
—
—
—
—
—
240.12×106+435L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.163
181.2
732
—
10.81×106
航 煤
22729
0.8065
0.163
181.2
724
—
16.46×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
10.88×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4770
—
0.163
181.2
2750
—
13.12×106
内回流
L
0.8090
0.163
181.2
720
—
720L
一中取热
—
—
—
—
—
—
12.31×106
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224970+L
—
—
—
—
—
219.36×106+720L
由热平衡得 240.12×106+435L=219.36×106+720L
L=94978kg/h=94978/169=562kmol/h
液相 ρ20=0.8090g/cm3 t=181.2℃ 查文献[3] r=0.00072
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8090-0.00072(181.2-20)=0.6929g/cm3
L=94978/692.9=115.3m3/h
气相 n=137+142+562+265=1106 kmol/h
V=nRT/P=1106×8.314×(181.2+273.15)/163=25625m3/h
（13）作第10块板的气液相负荷
ρ20=0.8065g/cm3 t=177.6℃ M=164
表3-42 第9层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.8065
0.1625
174
—
427
427L
合计
224970+L
—
—
—
—
—
240.12+427L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1625
177.6
728
—
10.75×106
航 煤
22729
0.8065
0.1625
177.6
715
—
16.25×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
10.88×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4770
—
0.1625
177.6
2709
—
12.92×106
内回流
L
0.8065
0.1625
177.6
715
—
715L
一中取热
—
—
—
—
—
—
12.31×106
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224970+L
—
—
—
—
—
218.89×106+715L
由热平衡得： 240.12+427L=218.89×106+715L
L=73715kg/h=73715/164=449kmol/h
液相 ρ20=0.8065g/cm3 t=177.6℃ 查文献[3] r=0.00072
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8065-0.00072(177.6-20)=0.6930g/cm3
L= 73715/693.0=106m3/h
气相 n=137+142+449+265=993kmol/h
V=nRT/P=993×8.314×(177.6+273.15)/162.5=24249m3/h
（14）作第9块板的气液相负荷
L=29100kg/h=29100/150=194kmol/h
液相 ρ20=0.8040g/cm3 t=170℃ 查文献[3] r=0.00073
ρt=ρ20-r(t-20)=0.8040-0.00073(170-20)=0.6945g/cm3
L=29100/694.5=109.3m3/h
气相 n=137+194+265=596 kmol/h
V=nRT/P=596×8.314×(174+273.15)/162=24750m3/h
（15）作第8块板的气液相负荷
ρ20=0.7961g/cm3 t=170℃ M=154
表3-43 第7层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.7961
0.1615
166
—
410
410L
合计
224970+L
—
—
—
—
—
240.12+410L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.1615
170
711
—
10.50×106
航 煤
22729
0.8065
0.162
174
—
427
9.51×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
10.88×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4770
—
0.1615
170
2667
—
12.72×106
内回流
L
0.7961
0.1615
170
699
—
699L
一中取热
—
—
—
—
—
—
12.31×106
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224970+L
—
—
—
—
—
211.7×106+699L
由热平衡得： 240.12×106+410L =211.7×106+699L
L=86665kg/h=86665/154=563kmol/h
液相 ρ20=0.7961g/cm3 t=166℃ 查文献[3] r=0.00074
ρt=ρ20-r(t-20)=0.7961-0.00074(166-20)=0.6851g/cm3
L= 86665/685.1=126.5m3/h
气相 n=137+563+265=965kmol/h
V=nRT/P=965×8.314×(170+273.15)/161.5=26256m3/h
（16）作第2块板的气液相负荷
ρ20=0.7696g/cm3 t=148℃ M=120
表3-44 第1层以下塔段的热平衡
物 料
流率
kg/h
ρ20
g/cm3
操作条件
焓， kJ/kg
热量
kJ/h
压 力MPa
温 度℃
气相
液相
入方
初底油
220200
0.8660
0.172
351
—
—
224.3×106
汽提蒸汽
4770
—
0.3
420
3316
—
15.82×106
内回流
L
0.7696
0.158
145
—
360
360L
合计
224970+L
—
—
—
—
—
240.12×106+360L
出方
重整料
14770.8
0.7650
0.158
148
669
—
9.88×106
航 煤
22729
0.8065
0.162
174
—
427
9.51×106
-20#柴油
21337.5
0.8310
0.166
210
—
510
10.88×106
-10#柴油
27779.2
0.8629
0.170
272
—
678
18.83×106
重 油
133583.3
0.8782
0.175
344
—
887
118.49×106
汽提蒸汽
4770
—
0.158
148
2663
—
12.70×106
内回流
L
0.7696
0.158
148
665
—
665L
一中取热
—
—
—
—
—
—
12.31×106
二中取热
—
—
—
—
—
—
18.46×106
合计
224970+L
—
—
—
—
—
211.06×106+665L
由热平衡得： 240.12×106+360L =211.06×106+665L
L=87476kg/h=87476/120=729kmol/h
液相 ρ20=0.7696g/cm3 t=148℃ 查文献[3] r=0.00078
ρt=ρ20-r(t-20)=0.7696-0.00078(148-20)=0.6698g/cm3
L= 87476/669.8=130.6m3/h
气相 n=137+729+265=1131kmol/h
V=nRT/P=1131×8.314×(148+273.15)/158=27502m3/h
（17）作第1块板的气液相负荷
L=51911kg/h=51911/108=480kmol/h
液相 ρ20=0.7650g/cm3 t=141℃ 查文献[3]r=0.00078
ρt=ρ20-r(t-20）=0.7650-0.00078(141-20)=0.6706g/cm3
L= 51911/670.6=106.7m3/h
气相 n=480+265=745 kmol/h
V=nRT/P=745×8.314×(141+273.15)/157=24250m3/h
3.4.12 塔板气液相负荷数据汇总
表3-45 全塔气液相负荷
板数
温度，℃
液相负荷，m3/h
汽相负荷，m3/h
1
141
106.7
24250
2
148
130.6
27502
8
170
126.5
26256
9
174
109.3
24750
10
177.6
106
24249
11
181.2
115.3
25625
13
188.4
133.5
28756
18
206.4
126.2
27253
19
210
121.7
26757
20
217.8
112.8
25030
21
225.5
127.3
26875
23
241
160
31169
26
264
153.4
30500
27
270
146.5
29249
28
288
126.7
28211
31
335
82.7
26091
33
317
196
5279
气相负荷，m3/h
图3-8 气液相负荷图
4 塔板水力学计算
4.1 基础数据
由气液相负荷图可知，全塔第23层板上的气、液相负荷最大，因此，用该层板上的气液相物性等数据进行常压塔塔板设计计算。
第23层板上的气液相物性等数据如下：
操作温度T=241℃
操作压力P=0.168MPa
液相流率Vl=160m3/h=0.0444m3/s
气相流率Vv=31169m3/h=8.658m3/s
液相密度ρL=0.7043g/cm3=704.3 kg/m3
气相密度ρV=3.615 kg/m3
4.2 塔板的结构计算
4.2.1 初选塔板间距
综合考虑雾沫夹带、物料起泡性、操作弹性及安装、检修等因素，初步选定塔板间距Ht为0.60m。
4.2.2 塔径初算
（1）最大允许气体速度Wmax
Wmax
=
1.62m/s
（2）适宜的气体操作速度Wa
系统轻微起泡，取KS=0.95
板间距Ht=0.60m，取K=0.82
则 Wa=K×KS× Wmax
=0.82×0.95×1.62=1.26m/s
（3）气相空间截面积Fa
Fa=Vv/ Wa
=8.658/1.26=6.87m2
（4）降液管内液体流速Vd（取以下两式最小值）
a. Vd =0.17×K×KS
=0.17×0.82×0.95=0.132 m/s
b. 参考文献[4]当P135页，当Ht=0.60m时，
=0.127 m/s
取 Vd =0.127m/s
（5）降液管面积
（取以下两式最大值）
a.
=Vl/Vd =0.0444/0.127=0.349m2
b.
=0.11× Fa =0.11×6.87=0.756m2
取
=0.756 m2
（6）塔横截面积Ft及塔径Dc
Ft=Fa+ Fd =6.87+0.756=7.626m2
=
=3.12m
（7）采用的塔径D及相应的设计空塔气速W
根据计算的得塔径Dc，按国内
标准
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浮阀塔板系列进行圆整后，得出采用的塔径D=4.2m。
采用的塔截面积：
=0.785×(4.2)2=13.85m2
采用的空塔流速：
=0.63m/s
采用的降液管面积：
1.37m2
采用的降液管面积站所采用的塔截面积F的百分数为：
4.2.3 浮阀的计算
（1）浮阀的选取
综合各个因素，选取F1型30g重型阀（di=0.039），并采用三角形叉排。
（2）浮阀数及开孔率的计算
（a）阀孔的临界速度（Wh）c
=5.18m/s
（b）计算塔的开孔率
此值在经验范围内，符合要求。
（c）浮阀个数
阀孔总面积
=13.85×12.16%=1.68m2
个
4.2.4 溢流堰及降流管的确定
（1）确定液体在塔板上的流动形式
参考文献[5]P149页表9-3，选取双溢流塔板对本设计合适（1号板为中间降液，2号板为两侧降液）。
塔径较大，故采用弓形溢流堰，降液管采用弓形降液管。
（2）确定溢流堰
（a）两侧降液：
（两侧降液的单侧）
查文献[6]p108页 当
lw1=2.478m
当
EMBED Equation.3 =0.407m
（b）中间降液：
根据降液管面积Fd，求溢流堰长，经计算得：
中间堰长：
=4.185m，
中间堰宽：
=0.327m
（3）溢流堰高
及板上清液层高度
该传质系统是气膜控制，为了保证有较高的塔板传质效率，同时考虑到塔板压力降及泄漏情况，取
=0.050
，堰上液头高度计算式：
=2.84×10-3
EMBED Equation.3
式中 E=1.0
两侧降液：
m
中间降液： how2 =
m
塔板上清液层高度分别为
hl=
+how
=
+
=0.05+0.029=0.079m
m
（4）液体在降液管中停留时间及流速
a. 停留时间
b. 降液管流速
m/s
（5）进口受液盘
采用凹槽受液盘。
（6）降液管底隙高度
及底隙流速
取降液管底隙高度hb=0.04m，则降液管底隙流速
为
两侧降液：
<0.4m/s
中间降液：
<0.4m/s
两值在经验范围内，符合要求。
4.2.5 塔高的计算
（1）塔顶空间
塔顶高度Hd（塔顶第一块塔板到塔顶切线的距离）。为了减少塔顶出口气体中携带的液体量，取塔顶高度为1.5m，以利于气体中液滴自由沉降。
（2）塔底空间
塔底空间Hb（塔底最后一块塔板到塔底切线的距离），为了塔底有较大的储液空间，取停留时间为8分钟。则：
1.54m 取1.6 m
（3）汽化段高度H1
根据经验值，取H1=1.5m
（4）人孔个数
根据经验：一般6—8块塔板开设一个人孔，现取每7块板开设一个人孔，共有35层塔板，开5个人孔在塔板间，人孔直径取0.60 m，开人孔处板间距取0.80m。
所以 塔高H= Hd+ Hb+ H1 +（n-7）Ht +0.80×5
=1.5+1.6+1.5+（35-2）×0.60+0.80×5
= 25.4m
即塔高为25.4m。
4.3 塔板的水力学计算
4.3.1 总压降
（1）气体通过干板压降
m（液柱）
（2）气体通过塔上液层的压降
两侧降液：
m（液柱）
中间降液：
=0.046 m（液柱）
忽略液层表面张力造成的压降，则气体通过塔板的压降为
EMBED Equation.3
m（液柱）
m（液柱）
4.3.2 漏液的验算
取孔速动能因子的下限为5，则最小孔速为
因为
>5，故在限定范围内。
4.3.3 淹塔
其中，
—气体通过一块塔板的总压力降，m液柱。
—不设进口堰时液相通过降液管压力降， m液柱。
=0.153（Wb）2=0.153×（0.224）2=0.008 m（液柱）
=0.153（Wb）2=0.153×（0.265）2=0.011 m（液柱）
=0.082+0.079+0.008=0.169 m（液柱）
=0.084+0.082+0.011=0.177m（液柱）
=0.5×（0.60+0.05）=0.325 m（液柱）
故不会发生淹塔。
4.3.4 雾沫夹带
当
时，
，
，
其中
（1）
的求取
已知
，
查文献[1]P74页 图2-2-1得
，
气相内回流曲线斜率取重整料与航煤的平均值为0.678，设
查文献[1]P67页图2-1-1得
，则
，则
正确。
查
EMBED Equation.DSMT4
再查文献[1] P127页图4-2-2得临界温度
由
=
，查文献[1] P570图14-3-1，
达因/厘米
达因/厘米
（2）
的求取
气相分子量Mv
Mv=14770.8+22729.2+21337.5+4173+112688=175699㎏/h
X1=14770.8/175699=8.4%
X2=22729.2/175699= 12.94%
X3=21337.5/175699=12.14%
X4=4173/175699=2.37%
X5=112688/175699=64.15%
=8.4%×108+ 12.94%×160+12.14%×203+2.37%×18+64.15%×222=197.26
气相粘度查文献[1] P448图11-2-5,
=197.26 T=241℃
代入雾沫夹带量
,得
同理：
故雾沫夹带量在限定范围内。
4.3.5 降液管超负荷
降液管内允许最大流速
=0.17×0.95=0.16m/s
=0.16/s
取Vd=0.16m/s为降液管内最大流速，而现在我们设计的降液管内流速为0.0324m/s，因此降液管内没有超负荷。
4.4 负荷性能图
4.4.1 雾沫夹带上限线
取e=10% 为雾沫夹带的上限，
式中：A=0.159 n=0.95 m=0.560
式中：E=1.0
代入数据即得
取不同的
，可得如下数据：
表4-1 塔板上的清液层高度
Vl/m3/h
0
80
160
240
320
400
480
/mm
0
28.79
45.71
59.90
72.56
84.20
95.07
/mm
50
78.79
95.71
109.90
122.56
134.20
145.07
/mm
0
20.30
32.23
42.23
51.15
59.37
67.04
/mm
50
70.30
82.23
92.23
101.15
109.37
117.04
整理得：
将不同的
值带入得不同的空塔气速，如表4-2：
表4-2 空塔气速
流 体 流 量，
Vl/m3/h
0
80
160
240
320
400
480
空塔气速，
W/m/s
两侧降液
1.731
1.324
1.216
1.150
1.104
1.068
1.039
中间降液
1.731
1.399
1.298
1.235
1.189
1.153
1.123
比较两侧降液板与中间降液板知，在相同的液体流量Vl时，中间降液板比两侧降液板的空塔气速W要大。
所以应以两侧降液板的数据画塔板操作区的雾沫夹带线。
4.4.2 液泛线
设降液管内液面高度控制在0.5（
+hW），由于表面张力较小，忽略
。
0.5（
+hW）=0.5×（0.60+0.05）=0.325m
Wh = Vv/Fh
其中 Fh=1.68m2 Wh=Vv/1.68
两侧降液：
=0.04 L=2.478
中间降液：
=0.04 L=4.185
把已知数据代入整理得
两侧降液： 0.255=4.98×10-4
+0.00081
+15.57
+
中间降液： 0.255=4.98×10-4
+0.00057
+5.50
+
将不同的Vl值带入得不同的空塔气速，如下：
表4-3 液泛界限线数据
液体流量Vl/m3/h
0
80
160
240
320
400
480
空塔气速，W/m/s
两侧降液
1.760
1.651
1.500
1.322
1.075
0.762
—
中间降液
1.760
1.457
1.440
1.389
1.241
1.107
0.998
以双层板的数据作淹塔线。
4.4.3 液相负荷上限
因降液管超负荷界线Vd=0.16m/s，
所以降液管允许最大流速Vl
两侧降液： Vl=Vd
=0.1096 m3/s=394.6m3/h
中间降液： Vl=Vd Fd=0.16×1.37=0.2192 m3/s=789.1m3/h
由此可见，中间降液的最大液体流速Vl比两侧降液的最大液体流速要大，所以应根据两侧降液的最大流速Vl=394.6m3/h作出降液管超负荷线。
4.4.4 液相负荷下限线
取堰上液头高度hOW=6mm 时液体达到下限，
由
得：
两侧降液：
液相负荷下限V1：
0.006=2.84×10-3×（
）2/3
V1=7.61m3/h
中间降液：
液相负荷下限Vl：
0.006=2.84×10-3×（
）2/3
Vl=12.85m3/h
因为中间降液板的液相负荷下限大于两侧降液板的液相负荷下限，所以用V1=12.85m3/h 作为液体流量下限线。
4.4.5 漏液线
取
为下限，由
有
即
m/s
W= WhΦ=2.630×12.16%=0.32m/s
根据W=0.32m/s可以作出漏液线即气相负荷下限线。
由此作出常压塔板的负荷性能图，见图4-1。
4.4.6 操作弹性
作操作线OP，与漏液线交于A点，为负荷下限，与雾沫夹带线交于B点，为负荷上限。故可算出操作弹性
4.4.7 验算
经验算其他关键塔气液相负荷数据均在图中，汽化段以上塔板水力学性质均在适宜操作区内。
图4-1 负荷性能图
4.4.8 常压塔计算结果汇总
表4-4 常压塔计算结果汇总
序号
项目
数值
1
塔径D，m
4.2
2
塔高H，m
25.4
3
塔板间距Ht，m
0.60
4
开孔率ф，%
12.16
5
每板浮阀数N，个
1407
6
塔截面积F，m2
13.85
7
降液管面积Fd，m2
1.37
8
溢流型式
双溢流
9
溢流堰高度hw，m
0.05
10
降液管底隙高度hb，m
中间降液
0.04
两侧降液（单侧）
0.04
11
溢流堰长度lw，m
中间降液
4.185
两侧降液（单侧）
2.478
12
溢流堰宽度Wd，m
中间降液
0.327
两侧降液（单侧）
0.407
4.4.9 常压塔水力学汇总
表4-5 常压塔水力学汇总
序号
项目
数值
1
塔板上清液层高度hl，m
两侧降液
0.079
中间降液
0.082
2
塔板压降ΔPt，m（液柱）
两侧降液
0.082
中间降液
0.084
3
雾沫夹带e，kg液体/kg气体
两侧降液
0.00869
中间降液
0.00686
4
阀孔动能因数F0
9.85
5
阀孔气速（Wh）c，m/s
5.18
6
液体在降液管内停留时间t，s
18.51
7
液相负荷上限Vl，m3/h
394.6
8
液相负荷下限V，m3/h
12.85
9
漏液线W，m/s
0.32
10
操作弹性
3.43
5 管式加热炉的工艺设计
5.1 原始数据
5.1.1 被加热介质
（1）冷原油
G1=63131kg/h（原油的25％） d420=0.8518
进炉温度t1=130℃ 出炉温度t2＝230℃
（2）饱和水蒸气
G2=4770kg/h t1=180℃ t2=420℃
进口压力P1＝10atm 出口压力P2=3atm
（3）初底油
G3=220200kg/h t1=280℃ t2=360℃
d420=0.8660 e=38.0%
5.2 加热炉总热负荷
5.2.1 各个介质相应温度下的比焓
（1）全炉热负荷
（2）冷进料吸热
t1=130℃
，查文献[2]热焓图3-17得I1=301kJ/kg
t2=160℃
查文献[2]热焓图3-17得I2=560kJ/kg
则 QF1=63131×（560-301）=1.635×107kJ/h
（3）水蒸汽吸热
水蒸汽入炉温度为180℃，入炉压力为1.0MPa查文献[2]热焓图得IS1=2835kJ/kg
水蒸汽出炉温度为420℃，出炉压力为0.3MPa查文献[2]热焓图得IS2=3320kJ/kg
则 Qw=4770×（3320-2835）=0.231×107kJ/h
（4）初底油吸热
初底油入炉温度为280℃，
Ii=699kJ/kg
初底油出炉温度为360℃ ，又由前得炉出口处混合焓Q0 =1041.01kJ/kg
则 QF3=220200×（041.01-699）=7.531×107kJ/h
（5）全炉热负荷
Q=（1.635+0.231+7.531）×107=9.397×107kJ/h=2.631×104KW
5.3 燃烧过程计算
5.3.1 燃烧低发热值
取阿曼原油减压渣油为加热燃料，其组成如下：
C%=85.99 H%=12.10 S%=1.74 N%=0.17
QL=[81C+246H+26(S-O)-6W]×4.187
=[81×85.99+246×12.10+26×(1.74-0)]×4.187
=41815.7 kJ/kg
5.3.2 燃烧所需的理论空气量
L0=0.116C+0.348H+0.0435(S-O)kg空气/kg燃料
=0.116×85.99+0.348×12.10+0.0435×(1.74-0)
=14.26kg空气/kg燃料
5.3.3 过剩空气系数
取过剩空气系数
＝1.2，取空气密度为1.293kg/m3
V0=L0/1.293=14.26/1.293=11.03Nm3空气/ Nm3燃料
L0=
L0=1.2×14.26=17.112 kg空气/kg燃料
5.3.4 烟气组成
（1）烟气含量
=0.8599×1000/12=71.66mol
=0.0174×1000/32=0.54mol
=0.79×17.112×1000/29=466.15mol
=0.121×1000/2=60.5mol
=0.21×(1.2-1)×14.26×1000/29=20.65mol
N总＝71.66＋0.54＋466. 15＋60.5＋20.65＝619. 5mol
（2）各个组分占烟气的摩尔分率
=71.66/619.5=11.57%
=0.54/619.5=0.09%
=466.15/619.59=75.25%
=60.5/619.5=9.76%
=20.65/619.5=3.33%
（3）每千克燃料产生烟气质量
mg=
×44+
×64+
×28+
×18+
×32
=（71.66×44+0.54×64+466.15×28+60.5×18+20.65×32）/1000
=17.99 kg烟气/kg燃料
5.3.5 求烟焓值并作图
查文献[4] P11LY-100-表3得常用气体的热焓值如表5-1所示。
表5-1 烟气焓值
温度℃
CO211.91%
H2O9.30%
SO20.01%
N2 75.42%
O2 3.34%
∑，kcal/kg
100
20.8
44.1
15.2
24.9
22
26.11
200
43.9
90.1
31.7
50.0
44.7
52.81
300
68.6
136
49.3
75.4
68.0
79.96
400
94.6
185
67.7
103.2
92.2
109.39
500
122.2
235
86.7
127.6
117.1
136.56
600
150.4
286
106.3
154.3
142.3
165.65
700
179.5
339
126.2
181.7
168.1
195.57
800
209
394
146.3
209.8
194.3
226.27
900
240
450.5
166.8
238.2
220.7
257.52
1000
269.8
509
187.4
267.3
247.5
289.35
由此作烟气焓值图，见图5-1。
图5-1 烟气焓值图
5.4 全炉热平衡
5.4.1 入炉温度
（1）Qin=Qout，包括燃料的低发热量，燃料，空气和雾化蒸气带入炉内的显热。
Qin=Ql+Qf+Qa+Qs
即 Ql=41815.7 kJ/kg=9.99×103kcal/kg
（2）Qf=cftf，其中cf=0.415+0.0006tf kcal/kg℃ 取燃料进炉温度tf=150℃
则 Qf=（0.415+0.0006×150）×150=75.75kcal/kg
（3）Qa=αL0Ia 取空气入炉温度100℃
则 查得Ia=24.00 kcal/kg
Qa=17.112×24.00=410.69 kcal/kg
（4）Qs=IsWs=664×0.5=332 kcal/kg
Qin=9990+75.75+410.69+332=1.0808×104 kcal/kg=4.53×104kJ/kg
5.4.2 出炉温度
包括被加热物料吸收的有效热量Qe（有效利用热量），烟气带走热量Q1，炉子散热损失Q2。
（1）取对流段出口温度比最底进料高100℃
t=130+100=230℃,查烟焓图得 q=62.0 kcal/kg
（2）Q2=3%×Qin=3%×4.53×104=324.24 kcal/kg
（3）Qe=Qin-Q1-Q2=1.0808×104-1115.38-324.24=9368.38kcal/kg
5.4.3 炉效率
假设对流段出口温度比最低进料高100℃，则：
T2=130+100=230℃
查烟焓图5-1得：
当为230℃时，烟气带走的热量为qL=62.0 kcal/kg 烟气=260kJ/kg烟气，则
烟气带走的热损失为
10.33% 取全炉热损失3%，
所以，加热炉的效率
=1-
-
=1-10.33%-3%=86.67%
5.4.4 燃料用量
B=
=2393kg/h
5.4.5 火嘴个数
假定的总额定喷油能力比实际燃料用量大30％，选标准火嘴为200kg/h，
则需火嘴=
≈17个
5.4.6 烟道气流量
WS=0.5 ，Wg=B（1+ WS+
L0）=2393×（1+0.5+1.2×14.26）=40585kg/h=11.27kg/s
5.5 辐射段的计算
5.5.1 辐射室的热负荷
加热炉的总热负荷Q＝9.397×107kJ/h=26.13MW，现取辐射室热负荷QR为全炉热负荷的80％，则
QR=0.80×9.397×107kJ/h=7.52×107kJ/h =19.01MW
辐射管管壁平均温度
=360-（360-280）×0.75=300℃
=（300+360）/2+50=380℃
—辐射管管壁平均温度℃
—对流段油料入口温度℃
—辐射段油料出口温度℃
t—油料入辐射段度℃
5.5.2 辐射管表面积、管径、及管心距
选用辐射管表面热强度qR=32.0kw/m2
AR=QR/qR=19.01×103/32.0=594m2
同时选管内初底油流速u=1.45m/s，管程数为N=4，
则所需炉管内径为di为：
式中 di—炉管内径，m；
u—初底油质量流率，kg/h；
N—管程数；
(—初底油密度，kg/cm3。
查文献[7] P104附录1国产炉规格，选ф127
8炉管，则管心距Sc为：
Sc=2dc=2×0.127=0.254m
5.5.3 炉管长度、炉管数及炉膛尺寸
高径比取L/D
=2.1
辐射管直管长度及炉膛直径
L=
m
选取长度Lef =16m加热炉管
炉管数
根
所以取炉管数为96根
节圆直径：
炉膛直径：D= D
+3dc=7.77+3×0.127=8.15m
炉膛高度：H=Lef+1=16+1=17m.
5.5.4 对流室主要尺寸
（1）对流室长 LK=D
－（0.4～0.6）= D
－0.5=7.77-0.5=7.27
取遮蔽管1排对流室采用
127×8顶头管管心距为2dc，每排8根炉管，采用三角形排列。
（2）对流室宽
b＝
=（8-0.5）×0.254+0.127+2×（0.025+0.03）=2.142m
（3）烟气质量流速
=（0.127+1/0.016×0.012×0.025×2）Lc
=0.1645Lc
假设Lc=4.87m，则
0.1645×4.87=0.801
代入上式
2.8
因为2<
<4，满足条件，则Lc，b合理。
5.5.5 当量冷平面面积
辐射管冷平面
=96×16×0.254=390.14m2
查文献[7] P53图8-4
＝0.88（单排单面）
（1）辐射管当量冷平面
0.88×390.14＝343.33m2
（2）遮蔽管当量冷平面
8×4.78×0.254＝11.09 m2
（3）总当量冷平面面积
343.33+11.09=354.42m2
5.5.6 有效反射面面积及当量冷平面之比值
炉膛总面积
3.14×8.15×17+2×0.785×8.152
=539.33 m2
有效反射面积
＝
－
Acp＝539.33－343.33=196m2
有效反射面积与当量冷平面积之比比值：
0.571
5.5.7 烟气的黑度
＝1.2， 由文献[7] P56图8-6查得
由文献[7] P56表8-1知烟气平均辐射长度为 L=1×D=8.15m
PL=0.242×8.15=1.972atm·m
查文献[7] P57图8-7，假定辐射室出口烟气温度Tp=700℃=973K，
则烟气的黑度为
＝0.646
5.5.8 总辐射交换因数
根据
＝0.571及
＝0.646，查文献[12] P55图8-5得F=0.683
5.5.9 辐射室热平衡
Qn＝BQin=2393×4.53×104＝10.84×107kJ/h=30.14MW
查文献[2] 图2-2得
5.5.10 求辐射室出口烟气温度
当tw=380℃ Tw=653.15K
根据公式
作吸收曲线如图5-2，假设不同的Tg求出不同的
，列表如下：
表5-2 烟气吸收曲线列表
T，K
873
923
973
1023
1073
1123
1173
1223
，KW/m2
31.41
41.63
53.30
66.57
81.63
98.65
121.42
139.32
查文献[7] P19图2-2 700℃时，
；900℃时，
由PL=1.972（atm m） 得烟气黑度
查文献[7] P55图8-5得：
700℃时，
F=0.676
900℃时，
F=0.660
代入以上公式：700℃时，
＝81.8kw/m2 A点
900℃时，
=68.9kw/m2 B点
在图上分别作A、B点，作AB线与曲线交点温度为1050K，所求温度tp为777℃。
图5-2 作图法求烟气出口温度
5.5.11 辐射段热负荷
（1）当tp=777℃查烟焓图5-1得，
=0.346
QR=（1-0.03-0.346）×10.84×107=6.76×107kJ/h
占加热炉总热负荷的6.76/9.397＝71.9％
（2）辐射管表面热强度
=
=31.65kw/m2
（3）辐射室油品入口温度tw
辐射室出口处油品的总热焓量为：
Qo=220200×1041.01 =2.29×108 kJ/kg
辐射室入口每千克油品的比焓＝（2.29×108－0.676×108）/220200＝733.0kJ/kg
查油品热焓图得温度为293℃
（4）管壁平均温度Tw
Tw=
与假设的380℃相近，不必重算。
5.6 对流室的计算
5.6.1 对流室的热负荷
Qc=Q-QR=9.397×107 -6.67×107=2.637×107 kJ/h
5.6.2 对流室主要尺寸
5.6.2.1 对流室下段（初底油）传热计算
（1）初底油吸收热量：Qc1=7.531×107-6.67×107=7.71×106kJ/h
烟气出辐射段温度t1=777℃其比焓值为Ht1=870kJ/kg，假设烟气出口温度为t2，其比焓为Ht2，根据热平衡有（假设热损失为0.3％）
7.71×106＝40585（Ht1－ Ht2）（1－0.3％）
解得 Ht2＝674kJ/kg，查烟焓图5-1得t2=620℃
传热温差： 烟气 777℃
620℃
初底油 360℃
280℃
温差 417℃ 340℃
T=（417-340）/㏑（417/340） =377℃
烟气平均温度 Tg=（777-417）/㏑（777/417）+273=851.4K
（2）管内膜传热系数
管径di=0.108m，管内介质质量流速 GF= 1.45×866.0=1256kg/（m2s）
=1.5
=1.5
=686kcal/（m2h℃）=2872.28kJ/（m2h℃）
（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数
a.钉头表面传热系数
＝57.55kcal/（m2h℃）=240.96 kJ/（m2h℃）
包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数
= 44.69kcal/（m2h℃）=187.12 kJ/（m2h℃）
b.钉头效率
所采用的钉头为
12 标准钉头，钉头高0.025m，当
＝57.55时，查文献[4] P79LY-500-图7有
c.钉头管光管部分管外对流传热系数
＝26.23kcal/（m2h℃）=109.83 kJ/（m2h℃）
包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数
23.19kcal/（m2h℃）
d.钉头外膜传热系数
每米管长光管的表面面积：
=0.127×3.14=0.400m2
每米管长钉头部分表面面积：
×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）
=0.7913m2
每米管长钉头外的光管部分表面面积：
0.400－0.785×0.0122×
＝0.3152m2
=97.84kcal/（m2h℃）
（4）总传热系数Kc1
=85.63 kcal/（m2h℃）
（5）对流管表面积及管排数
＝63.81m2
（排）， 取4排
（6）对流管表面热强度
kJ/ m2h =33.60kw/m2
5.6.2.2 对流室中段（过热水蒸汽）对流传热计算（采用1管程）
（1）传热温差及热负荷
过热水蒸气的吸收量：Qc2=0.231×107kJ/h
烟气进入该段温度t1=620℃，其焓值为Ht1=674kJ/kg烟气，假设烟气出该段温度为t2，其比焓为Ht2，根据热平衡有（假设热损失为0.3％）
0.231×107＝40585（Ht1－ Ht2）（1－0.3％）
解得Ht2＝615kJ/kg 查烟焓图得t2=575℃
传热温差： 烟气 620℃
454℃
过热水蒸气 420℃
180℃
温差 200℃ 395℃
＝（395－200）/㏑（395/200） =286.52℃
烟气平均温度Tg=（620-575）/㏑（620/575）+273=623.76K
（2）管内膜传热系数
选用
127×8标准钉头管， Sc=0.254m， 取nw=8
b＝
=（8-0.5）×0.254+0.127+2（0.025+0.03）=2.142m
=（0.127+1000/16×0.012×0.025×2）Lc
=0.1645Lc
假设Lc=4.87m 则
0.801
校核
：
2. 8
因为2<
<4 满足条件Lc，b合理。
管内介质质量流速
GF=
=27.44 kg/（m2s）
=5
＝
107.44 kcal/（m2h℃）
（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数
a.钉头表面传热系数
＝52.42kcal/（m2h℃）
包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数
41.53kcal/（m2h℃）
b.钉头效率，所采用的钉头为
127 标准钉头，钉头高0.025m，
当
＝52.42kcal/（m2h℃）时，查文献[4] P79LY-500-图7有
c.钉头管光管部分管外对流传热系数
＝23.90kcal/（m2h℃）
包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数
21.35kcal/（m2h℃）
d.钉头外膜传热系数
每米管长光管的表面面积：
=0.127×3.14=0.400m2
每米管长钉头部分表面面积：
×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）
=0.7913m2
每米管长钉头外的光管部分表面面积：
0.400-0.785×0.0122×12/0.016＝0.3152m2
=89.70kcal/（m2h℃）
（4）总传热系数Kc2
48.88 kcal/（m2h℃）
（5）对流管表面积及管排数
＝52.30m2
=4.0 （排）， 取4排
（6）对流管表面热强度
= 44168kJ/ m2h =12.28kw/m2
5.6.2.3 对流室上段（冷原油）对流传热计算（采用4管程）
（1）传热温差及热负荷
冷原油的吸收热量:Qc3=1.635×107kJ/h。冷原油进口温度130℃，出口温度230℃， 烟气进入该段温度t1=575℃，其焓值为Ht1=615kJ/kg烟气，假设烟气出该段温度为t2，其比焓为Ht2，根据热平衡有（假设热损失为0.4％）
1.635×107＝40585（Ht1－ Ht2）（1－0.4％）
解得 Ht2＝195kJ/kg，查烟焓图得t2=200℃
传热温差： 烟气 575℃
200℃
冷原油 230℃
130℃
温差 345℃ 70℃
T=（345-70）/㏑（345/70） =172℃
烟气平均温度 Tg=（575-200）/㏑（575/200）+273=528K
（2）管内膜传热系数
选用
127×8标准钉头管， Sc=0.254m， 取nw=8
b＝
=（8-0.5）×0.254+0.127+2（0.025+0.03）=2.142m
=（0.127+1000/16×0.012×0.025×2）Lc
=0.1645Lc
假设Lc=4.87m 则
0.801
校核
：
2.8
因为2<
<4 满足条件Lc，b合理。
管内介质质量流速
GF=
=
kg/（m2s）
=1.5
＝1.5
kcal/（m2h℃）
（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数
（a）钉头表面传热系数
＝52.53kcal/（m2h℃）
包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数
=41.60kcal/（m2h℃）
（b）钉头效率
所采用的钉头为
12标准钉头，钉头高0.025m，当
＝52.53kcal/（m2h℃）时，查文献[4] P79LY-500-图7有
（c）钉头管光管部分管外对流传热系数
＝23.95kcal/（m2h℃）
包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数
=21.39kcal/（m2h℃）
（d）钉头外膜传热系数
每米管长光管的表面面积：
=0.127×3.14=0.400m2
每米管长钉头部分表面面积：
×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）
=0.7913m2
每米管长钉头外的光管部分表面面积：
0.400－0.785×0.0122×
＝0.3152m2
=91.33kcal/（m2h℃）
（4）总传热系数Kc1
=67.20kcal/（m2h℃）
（5）对流管表面积及管排数
＝337.84m2
（排）， 取20排
（6）对流管表面热强度
48395.7kJ/ m2h =13.46kw/m2
5.6.3 对流室高度
对流室设置一排遮蔽管（
127×8）
总排数为N＝Nc1+Nc2+Nc3+1=4+4+20+1=29排
HL=
×29×0.254=6. 4m
对流室炉管总根数＝29×4＝116根
5.6.4 全炉热效率
查烟焓图5-1，在烟气出口温度为200℃ qg=176.2kJ/kg
Qg=176.2×17.99=3170kJ/ kg
5.7 炉管内的压力降
5.7.1 确定汽化段的当量长度
假设Pe=0.3Mpa，由附录B初底油的p-T-e相图查得此时汽化点温度为341℃，液相比焓为Ie=1066.9 kJ/kg。
因为炉出口辐射管入口处温度为360℃，汽化分率为38.0%（m）。
查油品热焓图得：
炉出口处气液两相混合焓
=0.380×1222+[（1-0.380）×1066.9]=1001.4kJ/kg
开始汽化时（322℃）油料液相比焓
=910.8kJ/kg
辐射管入口处（300℃）油料液相比焓
=753.66kJ/kg
辐射管的当量长度：
取
=60，则：
=
=533.04m
汽化段当量长度
m
5.7.2 汽化段中气、液两相的混合密度
K
0.254MPa
假设汽化段气相摩尔质量MV =210 kg/kmol，则汽化段气相密度：
=10.3kg/m3
在汽化段平均条件下可得液相密度：
0.8660－0.00064（342－20）=0.66g/c m3
汽化段平均气化率：
汽化段气液相混合密度：
5.7.3 汽化段中气、液两相的混合流速
汽化段气液相混合流速：
m/s
5.7.4 汽化段的压力降
摩擦系数：
汽化点处压力降：
MPa
汽化点处压力：
=0.357+0.208=0.565MPa
5.7.5 汽化点处的压力
汽化点处压力：
=0.357+0.208=0.565MPa
与假定Pe＝0.3MPa不符，需重复以上计算。
5.7.6 重复计算
（1）重新假设Pe＝0.5MPa 则汽化点温度t=346℃，
炉出口处气液两相混合焓I0=1086.7kJ/kg
开始汽化时（363℃）的液相比焓为Ie=910.0 kJ/kg
辐射管入口温度（300℃）的液相比焓为Ii=753.66 kJ/kg，则汽化段当量长度为
Le= 533.04m
m
（2）汽化段中气、液两相的混合密度
汽化段平均温度TV =（346＋360）/2+273＝626K
汽化段平均压力PV=（0.5+0.208）/2=0.354Pa
取MV=210kg/kmol，
则
14.33 kg/m3
在汽化段取平均条件下可得液相密度：
0.8660－0.00064（346－20）=0.657g/cm3
而汽化段平均汽化率为
=19.0%
故汽化段气液两相混合密度：
（3）汽化段中气、液两相的混合流速
m/s
（4）汽化段的压力降
摩擦系数：
=0.0947MPa
（5）汽化点处的压力
Pe=0.0947+0.208=0.3027M Pa，与假定Pe＝0.5MPa不符。
5.7.7 用作图法求解汽化段的压力
第一次计算结果比值，
A点
第二次计算结果比值，
B点
连接第一次试算结果A点与第二次试算结果B点交横坐标于0.438 MPa，此即为所求解的汽化段压力
（见图5-3）.
故汽化段的压力降：
MPa
图5-3 加热炉炉管压降图
5.7.8 加热段的压力降
查图5-3，当汽化段的压力为0.438MPa时，得汽化点的温度为342℃，该点液相比焓值为
=910.2kJ/kg。
故真正的汽化段当量长度应重新计算.
汽化段当量长度：
m
则辐射管加热段的当量长度：
533.04－282.5=250.54m
对流管（包括遮蔽管）的当量长度
：
=
=399.48m
所以汽化点以前的总当量长度：
250.54+399.48=650.02m
汽化点以前炉管平均温度： （280+342） /2+273=584K
管内介质的平均密度：
0.8660－0.00064（342－20）=0.6599g/c m3
管内平均流速：
m/s
摩擦系数：
故汽化点以前炉管的压力降：
0.136 MPa
炉管总压力降：ΔP=0.230+0.136=0.366MPa
故炉管入对流室的压力：P=0.366+0.208=0.574MPa
5.8 烟囱的设计计算
5.8.1 烟囱的直径
取烟气质量流速Gg=3.5kg/（m2s） ， 则
Ds=
=
=1.59m
（一般Gg=2.0~3.5 kg/（m2.s））
5.8.2 烟囱和对流室产生的抽力
炉膛高H＝17m，对流室高Hc=6.4m，辐射室烟气的出口温度为1050K，对流室烟气的平均温度为Tf=851.4K，烟囱内烟气的平均温度Tm=（200-50）+273=423K
取大气温度为Ta=20+273=293K
（1）(P(烟囱产生的抽力
（2）(P(对流室产生的抽力
（3）总抽力
=
=0.371HS+5.071
5.8.3 总压力降
（1）烟气由辐射室至对流室的压力降
对流室截面积与辐射室截面积之比为：
=0.224
由文献[7] P94表11-1查得
＝0.420
烟气在对流室入口的密度：ρ1＝354/1050＝0.337kg/m3
烟气在对流室入口的流速：
（2）烟气流过对流室的压力降
对流室三段管径均不一样，应分开求压力降。
a.对流室下段压力降
对流室的截面积为：A2=5.46×2.142＝11.695m2
每排炉管所占截面积为：Ap=0.127×5.46×8＝5.547m2
每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×5.46×8=1.638m2
每排自由通道的面积为：Ae= A2-Ap-As=11.695－5.547－1.638＝5.11m2
钉头区域外部的流通面积为：
Aso=[2.142-（0.127+2×0.025）×8]×5.46=4.541m2
钉头区域内部的流通面积为：Asi= Ae- Aso=5.11-4.541=0.569m2
钉头与钉头之间的间隙为：
＝0.016－0.012＝0.004m
两临管钉头端间的间隙为：
＝0.127－2×0.025＝0.077m
由式
有
∴
＝2.43kg/（m2s）
当
=851.4K，由文献[11]P90LY-700-1得烟气粘度：
cP，
排
=0.610mmH2O柱
b.对流室中段压力降
对流室的截面积为：A2=5.46×2.142＝11.695m2
每排炉管所占截面积为：Ap=0.127×5.46×8＝5.547m2
每排钉头所占截面积为：As=0.127×0.025×2/0.016×5.46×8=1.638m2
每排自由通道的面积为：Ae=A2-Ap-As =11.695－5.547－1.638＝5.11m2
钉头区域外部的流通面积为：
=[2.142－（0.127+2×0.025）×8]×5.46=4.541m2
钉头区域内部的流通面积为：Asi= Ae－Aso=5.11-4.541＝0.569m
钉头与钉头之间的间隙为：
＝0.016－0.012＝0.004m
两临管钉头端间的间隙为：
＝0.127－2×0.025＝0.077m
代入式中，
∴
＝2.430kg/（m2s）
当
=623.7K，由文献[4] P90 LY-700-图1得烟气粘度：
cP，
排
＝0.507 mmH2O柱
c.对流室上段压力降
对流室的截面积为： A2=5.46×2.142＝11.695m2
每排炉管所占截面积为：Ap=0.127×5.46×8＝5.547m2
每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×5.46×8=1.638m2
每排自由通道的面积为：Ae= A2-Ap-As=11.695－5.547－1.638＝5.11m2
钉头区域外部的流通面积为：
Aso=[2.142-（0.127+2×0.025）×8]×5.46=4.541m2
钉头区域内部的流通面积为：Asi= Ae- Aso=5.11-4.541=0.569m2
钉头与钉头之间的间隙为：
＝0.016－0.012＝0.004m
两临管钉头端间的间隙为：
＝0.127－2×0.025＝0.077m
由式
有
∴
＝2.430kg/（m2s）
当
=528K，由文献[4] P90LY-700-图1得烟气粘度：
cP，
排
＝0.897 mmH2O柱
＝
＋
＋
＝0.610＋0.507＋0.897＝2.014 mmH2O柱
（3）烟气由对流室到烟囱的压力降
烟囱截面积与对流室截面积之比：
=0.170
查文献[7] P94表11-1得
＝0.442
烟气的密度为
=354/423=0.837kg/m3
=0.322 mmH2O
（4）烟囱的摩擦损失
烟囱内烟气的平均温度为Tm=423K，查文献[4] P90 LY-700-图1得烟气粘度，
=0.00237cP Re
=2.348×
查文献[4] P90 LY-600-图1得
又烟气密度
kg/m3，
=0.0136HsmmH2O柱
（5）烟气通过烟囱挡板的压力降
假设挡板在操作时打开50％，查文献[7] P95表11-2有
＝4.0
0.746mmH2O柱
（6）烟气在烟囱出口的动能损失
0.746mmH2O柱
（7）总压力降
＝00206＋2.014＋0.322＋0.0136Hs＋2.984＋0.837＋2
＝8.1776＋0.0136Hs
5.8.4 烟囱的最低高度
＝
即 8.1776+0.0136Hs＝0.371Hs＋5.071 ∴Hs＝8.69m
为了能吊起辐射管，烟囱必须有如下最低高度：
=16×2/3+2.1=12.8m
取烟囱最低高度为12.8m。
将加热炉工艺计算结果列于下表（见表5-3）
表5-3 加热炉计算结果汇总
介质
冷油
过热水蒸气
初底油
加热炉部位
对流室上段
对流室中段
对流室下段
辐射段
入口
出口
入口
出口
入口
出口
入口
出口
操作温度/℃
130
230
180
420
280
300
300
360
操作压力/MPa
1.0
—
1.0
0.3
—
—
—
0.208
冷油流速/m/s
1.45
过剩空气系数
1.20
炉效率/%
86.67
炉管表面热强度/kW/m2
13.46
12.28
33.60
31.65
炉管
形式
钉头管
光管
每排管数×管程×管排数
8×4×4
8×1×4
8×8×20
96×8
规格
127×8
127×8
127×8
127×8
炉管长度/mm
4870
4870
4870
16000
加热炉结构尺寸/m
辐射室
烟囱
对流室
直径
高度
直径
高度
长度Lc
宽度
高度
8.15
17
1.59
12.8
4.87
2.142
6.4
注：遮蔽管选用规格为Φ127×8的光管。
6 结论
本次设计的题目是《2.0Mt/a阿曼原油常压蒸馏装置工艺设计》。
（1）阿曼原油的加工方案为燃料-化工型;
（2）对初馏塔进行工艺设计，初顶油为重整料，初底油进入常压塔第32层塔板（t=352℃，P=0.173MPa）进行分馏；
（3）对常压塔进行工艺设计，常压塔采用35层双溢流F1型浮阀塔盘，塔径为4.2m，塔高为24.8m，板间距为0.60m；除常一线（即航煤）采用再沸器汽提外，其余侧线产品及塔底均采用过热水蒸气汽提；塔顶设置冷回流（取热比例为42％），塔侧设两个中段循环回流（取热比例一中占24％，二中占34％）；
（4）对常压塔进行水利学计算，操作弹性为3.43；
（5）加热炉采用立式圆筒加热炉，全炉热效率为86.67%。
参考文献
[1] 西安石油大学化工系选编．石油炼制设计数据图表集（上、下册）[M]．西安石油，1995
[2] 林世雄．石油炼制工程[M]（第三版）．北京：石油工业出版社，2000：191
[3] 石油密度温度系数表．[S]．GB1885-83
[4] 中国石化总公司石油化工规划院．石油化工设备手册（第三分篇）[M]．北京：中国石化出版社
[5] 谭天恩等．化工原理(上、下册)[M]．北京：化学工业出版社，1998
[6] 倪炳华．化工单元设计[M]．西安：西北大学出版社，2001
[7] 朱玉琴．管式加热炉[M]．西安石油大学，1999
致谢
一学期的时间一晃而过，这本厚厚的毕业设计，记录了我这一学期的生活，也见证了我大学的最后时光。
首先， 在此我要向我的指导老师—李彦老师致以最崇敬的感谢。李老师总是在百忙之中抽出时间来为我们解答设计过程中的疑问，从开题报告到本次设计的完成李老师都给予了细心的指导和帮助。李老师的谦虚为人和严谨的治学态度以及诲人不倦的高尚师德永远值得我们学习！
其次，衷心感谢大学四年关心、帮助我的各位老师和同学，谢谢你们！
最后，对参加论文评阅的各位老师及各位同学表示由衷的感谢！
附录
图1 原油的P-T-e相图
温度，℃
图2 初底油的P-T-e相图
毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明
原创性声明
本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得 及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。
作 者 签 名： 日 期：
指导教师签名： 日 期：
使用授权说明
本人完全了解 大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。
作者签名： 日 期：
学位论文原创性声明
本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。
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日期： 年 月 日
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本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅。本人授权 大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。
涉密论文按学校规定处理。
作者签名：
日期： 年 月 日
导师签名： 日期： 年 月 日
独 创 声 明
本人郑重声明：所呈交的毕业设计(论文)，是本人在指导老师的指导下，独立进行研究工作所取得的成果，成果不存在知识产权争议。尽我所知，除文中已经注明引用的内容外，本设计（论文）不含任何其他个人或集体已经发表或撰写过的作品成果。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体均已在文中以明确方式标明。
本声明的法律后果由本人承担。
作者签名:
二〇一〇年九月二十日
毕业设计（论文）使用授权声明
本人完全了解**学院关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定。
本人愿意按照学校要求提交学位论文的印刷本和电子版，同意学校保存学位论文的印刷本和电子版，或采用影印、数字化或其它复制手段保存设计（论文）；同意学校在不以营利为目的的前提下，建立目录检索与阅览服务系统，公布设计（论文）的部分或全部内容，允许他人依法合理使用。
（保密论文在解密后遵守此规定）
作者签名:
二〇一〇年九月二十日
基本要求：写
毕业论文
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主要目的是培养学生综合运用所学知识和技能，理论联系实际，独立分析，解决实际问题的能力，使学生得到从事本专业工作和进行相关的基本训练。毕业论文应反映出作者能够准确地掌握所学的专业基础知识，基本学会综合运用所学知识进行科学研究的方法，对所研究的题目有一定的心得体会，论文题目的范围不宜过宽，一般选择本学科某一重要问题的一个侧面。
毕业论文的基本教学要求是：
1、培养学生综合运用、巩固与扩展所学的基础理论和专业知识，培养学生独立分析、解决实际问题能力、培养学生处理数据和信息的能力。2、培养学生正确的理论联系实际的工作作风，严肃认真的科学态度。3、培养学生进行社会调查研究；文献资料收集、阅读和整理、使用；提出论点、综合论证、总结写作等基本技能。
毕业论文是毕业生总结性的独立作业，是学生运用在校学习的基本知识和基础理论，去分析、解决一两个实际问题的实践锻炼过程，也是学生在校学习期间学习成果的综合性总结，是整个教学活动中不可缺少的重要环节。撰写毕业论文对于培养学生初步的科学研究能力，提高其综合运用所学知识分析问题、解决问题能力有着重要意义。
毕业论文在进行编写的过程中，需要经过开题报告、论文编写、论文上交评定、论文答辩以及论文评分五个过程，其中开题报告是论文进行的最重要的一个过程，也是论文能否进行的一个重要指标。
撰写意义：1.撰写毕业论文是检验学生在校学习成果的重要措施，也是提高教学质量的重要环节。大学生在毕业前都必须完成毕业论文的撰写任务。申请学位必须提交相应的学位论文，经答辩通过后，方可取得学位。可以这么说，毕业论文是结束大学学习生活走向社会的一个中介和桥梁。毕业论文是大学生才华的第一次显露，是向祖国和人民所交的一份有份量的答卷，是投身社会主义现代化建设事业的报到书。一篇毕业论文虽然不能全面地反映出一个人的才华，也不一定能对社会直接带来巨大的效益，对专业产生开拓性的影响。但是，实践证明，撰写毕业论文是提高教学质量的重要环节，是保证出好人才的重要措施。
2.通过撰写毕业论文，提高写作水平是干部队伍“四化”建设的需要。党中央要求，为了适应现代化建设的需要，领导班子成员应当逐步实现“革命化、年轻化、知识化、专业化”。这个“四化”的要求，也包含了对干部写作能力和写作水平的要求。
3.提高大学生的写作水平是社会主义物质文明和精神文明建设的需要。在新的历史时期，无论是提高全族的科学文化水平，掌握现代科技知识和科学管理方法，还是培养社会主义新人，都要求我们的干部具有较高的写作能力。在经济建设中，作为领导人员和机关的办事人员，要写指示、
通知
关于发布提成方案的通知关于xx通知关于成立公司筹建组的通知关于红头文件的使用公开通知关于计发全勤奖的通知
、总结、调查报告等应用文；要写说明书、广告、解说词等说明文；还要写科学论文、经济评论等议论文。在当今信息社会中，信息对于加快经济发展速度，取得良好的经济效益发挥着愈来愈大的作用。写作是以语言文字为信号，是传达信息的方式。信息的来源、信息的收集、信息的储存、整理、传播等等都离不开写作。
论文种类：毕业论文是学术论文的一种形式，为了进一步探讨和掌握毕业论文的写作规律和特点，需要对毕业论文进行分类。由于毕业论文本身的内容和性质不同，研究领域、对象、方法、表现方式不同，因此，毕业论文就有不同的分类方法。
按内容性质和研究方法的不同可以把毕业论文分为理论性论文、实验性论文、描述性论文和设计性论文。后三种论文主要是理工科大学生可以选择的论文形式，这里不作介绍。文科大学生一般写的是理论性论文。理论性论文具体又可分成两种：一种是以纯粹的抽象理论为研究对象，研究方法是严密的理论推导和数学运算，有的也涉及实验与观测，用以验证论点的正确性。另一种是以对客观事物和现象的调查、考察所得观测资料以及有关文献资料数据为研究对象，研究方法是对有关资料进行分析、综合、概括、抽象，通过归纳、演绎、类比，提出某种新的理论和新的见解。
按议论的性质不同可以把毕业论文分为立论文和驳论文。立论性的毕业论文是指从正面阐述论证自己的观点和主张。一篇论文侧重于以立论为主，就属于立论性论文。立论文要求论点鲜明，论据充分，论证严密，以理和事实服人。驳论性毕业论文是指通过反驳别人的论点来树立自己的论点和主张。如果毕业论文侧重于以驳论为主，批驳某些错误的观点、见解、理论，就属于驳论性毕业论文。驳论文除按立论文对论点、论据、论证的要求以外，还要求针锋相对，据理力争。
按研究问题的大小不同可以把毕业论文分为宏观论文和微观论文。凡届国家全局性、带有普遍性并对局部工作有一定指导意义的论文，称为宏观论文。它研究的面比较宽广，具有较大范围的影响。反之，研究局部性、具体问题的论文，是微观论文。它对具体工作有指导意义，影响的面窄一些。
另外还有一种综合型的分类方法，即把毕业论文分为专题型、论辩型、综述型和综合型四大类：
1．专题型论文。这是分析前人研究成果的基础上，以直接论述的形式发表见解，从正面提出某学科中某一学术问题的一种论文。如本书第十二章例文中的《浅析领导者突出工作重点的方法与艺术》一文，从正面论述了突出重点的工作方法的意义、方法和原则，它表明了作者对突出工作重点方法的肯定和理解。2．论辩型论文。这是针对他人在某学科中某一学术问题的见解，凭借充分的论据，着重揭露其不足或错误之处，通过论辩形式来发表见解的一种论文。3．综述型论文。这是在归纳、总结前人或今人对某学科中某一学术问题已有研究成果的基础上，加以介绍或评论，从而发表自己见解的一种论文。4．综合型论文。这是一种将综述型和论辩型两种形式有机结合起来写成的一种论文。如《关于中国民族关系史上的几个问题》一文既介绍了研究民族关系史的现状，又提出了几个值得研究的问题。因此，它是一篇综合型的论文。
写作步骤：毕业论文是高等教育自学考试本科专业应考者完成本科阶段学业的最后一个环节，它是应考者的 总结 性独立作业，目的在于总结学习专业的成果，培养综合运用所学知识解决实际 问题 的能力。从文体而言，它也是对某一专业领域的现实问题或 理论 问题进行 科学 研究 探索的具有一定意义的论说文。完成毕业论文的撰写可以分两个步骤，即选择课题和研究课题。
首先是选择课题。选题是论文撰写成败的关键。因为，选题是毕业论文撰写的第一步，它实际上就是确定“写什么”的问题，亦即确定科学研究的方向。如果“写什么”不明确，“怎么写”就无从谈起。
教育部自学考试办公室有关对毕业论文选题的途径和要求是“为鼓励理论与工作实践结合，应考者可结合本单位或本人从事的工作提出论文题目，报主考学校审查同意后确立。也可由主考学校公布论文题目，由应考者选择。毕业论文的总体要求应与普通全日制高等学校相一致，做到通过论文写作和答辩考核，检验应考者综合运用专业知识的能力”。但不管考生是自己任意选择课题，还是在主考院校公布的指定课题中选择课题，都要坚持选择有科学价值和现实意义的、切实可行的课题。选好课题是毕业论文成功的一半。
第一、要坚持选择有科学价值和现实意义的课题。科学研究的目的是为了更好地认识世界、改造世界，以推动社会的不断进步和发展 。因此，毕业论文的选题，必须紧密结合社会主义物质文明和精神文明建设的需要，以促进科学事业发展和解决现实存在问题作为出发点和落脚点。选题要符合科学研究的正确方向，要具有新颖性，有创新、有理论价值和现实的指导意义或推动作用，一项毫无意义的研究，即使花很大的精力，表达再完善，也将没有丝毫价值。具体地说，考生可从以下三个方面来选题。首先，要从现实的弊端中选题，学习了专业知识，不能仅停留在书本上和理论上，还要下一番功夫，理论联系实际，用已掌握的专业知识，去寻找和解决工作实践中急待解决的问题。其次，要从寻找科学研究的空白处和边缘领域中选题，科学研究。还有许多没有被开垦的处女地，还有许多缺陷和空白，这些都需要填补。应考者应有独特的眼光和超前的意识去思索，去发现，去研究。最后，要从寻找前人研究的不足处和错误处选题，在前人已提出来的研究课题中，许多虽已有初步的研究成果，但随着社会的不断发展，还有待于丰富、完整和发展，这种补充性或纠正性的研究课题，也是有科学价值和现实指导意义的。
第二、要根据自己的能力选择切实可行的课题。毕业论文的写作是一种创造性劳动，不但要有考生个人的见解和主张，同时还需要具备一定的客观条件。由于考生个人的主观、客观条件都是各不相同的，因此在选题时，还应结合自己的特长、兴趣及所具备的客观条件来选题。具体地说，考生可从以下三个方面来综合考虑。首先，要有充足的资料来源。“巧妇难为无米之炊”，在缺少资料的情况下，是很难写出高质量的论文的。选择一个具有丰富资料来源的课题，对课题深入研究与开展很有帮助。其次，要有浓厚的研究兴趣，选择自己感兴趣的课题，可以激发自己研究的热情，调动自己的主动性和积极性，能够以专心、细心、恒心和耐心的积极心态去完成。最后，要能结合发挥自己的业务专长，每个考生无论能力水平高低，工作岗位如何，都有自己的业务专长，选择那些能结合自己工作、发挥自己业务专长的课题，对顺利完成课题的研究大有益处。
致 谢
这次论文的完成，不止是我自己的努力，同时也有老师的指导，同学的帮助，以及那些无私奉献的前辈，正所谓你知道的越多的时候你才发现你知道的越少，通过这次论文，我想我成长了很多，不只是磨练了我的知识厚度，也使我更加确定了我今后的目标：为今后的计算机事业奋斗。在此我要感谢我的指导老师——***老师，感谢您的指导，才让我有了今天这篇论文，您不仅是我的论文导师，也是我人生的导师，谢谢您！我还要感谢我的同学，四年的相处，虽然我未必记得住每分每秒，但是我记得每一个有你们的精彩瞬间，我相信通过大学的历练，我们都已经长大，变成一个有担当，有能力的新时代青年，感谢你们的陪伴，感谢有你们，这篇论文也有你们的功劳，我想毕业不是我们的相处的结束，它是我们更好相处的开头，祝福你们！我也要感谢父母，这是他们给我的，所有的一切；感谢母校，尽管您不以我为荣，但我一直会以我是一名农大人为荣。
通过这次毕业设计，我学习了很多新知识，也对很多以前的东西有了更深的记忆与理解。漫漫求学路，过程很快乐。我要感谢信息与管理科学学院的老师，我从他们那里学到了许多珍贵的知识和做人处事的道理，以及科学严谨的学术态度，令我受益良多。同时还要感谢学院给了我一个可以认真学习，天天向上的学习环境和机会。
即将结束*大学习生活，我感谢****大学提供了一次在**大接受教育的机会，感谢院校老师的无私教导。感谢各位老师审阅我的论文。
毕业论文（设计说明书）撰写规范
毕业设计（论文）是学生在校学习成果的集中体现，毕业论文或毕业设计说明书是学生提交毕业设计（论文）资料中的主要部分。为了提高我校的毕业设计（论文）质量，使毕业论文（设计说明书）在内容和格式上更加统一规范，特编写此规范。
一、论文内容要求
1．毕业论文字数根据专业及课题不同要求在8000字以上，论文内容应完整、准确，层次分明，数据可靠，文字简练，分析透彻，推理严谨，立论正确。毕业设计说明书字数不低于8000字。
2． 论文撰写前应翻译完整的外文文献1～2篇（中文字数不低于3000字），要求翻译的内容与课题相关；撰写与课题内容相关的文献综述2000字以上。
3．论文应采用国家正式公布实施的简化汉字、法定计量单位和国家制图标准。
4．论文采用的术语、符号、代号全文必须统一，并符合规范要求。论文中使用新的专业术语、缩略语、习惯用语，应加以注释。
5．文稿中的插图、照片必须确保能复制或微缩。
二、论文各部分要求
论文内容一般应由十个主要部分组成，依次为：(1)封面，(2)中文摘要，(3)英文摘要，(4)关键字，(5)目录，(6)前言，(7)论文正文，(8)参考文献，(9)附录，(10)致谢。各部分的具体要求如下：
1．封面 采用学校统一的封面格式，封面上填写论文题目、作者姓名、学号、所在院（系）、专业名称、指导教师姓名及完成日期。
论文题目不宜过长，一般不超过25个字。
2．中文摘要 摘要是论文不加注释和评论的简短陈述，具有独立性和自含性，摘要中有数据、有结论，是一篇完整的短文，可以独立使用和引用，论文摘要在写法上一般不分段落，常采用无人称句。摘要中一般不用图表、化学反应式、数学表达式等，不能出现非通用性的外文缩略语或代号，不得引用参考文献。写作论文摘要时应注意能反映出以下几方面的内容：论文所研究的问题及其目的和意义；论文的基本思路和逻辑结构；问题研究的主要方法、内容、结果和结论。论文摘要一般200～400字。
设计说明书的摘要一般为1000～2000字，摘要应该包含论文中的基本信息，应说明本项研究工作的目的和意义、研究方法（实验方法）、结果和结论，重点是结果和结论。注意突出具有创新性的成果和新见解。
3．英文摘要 英文摘要内容应与中文摘要基本对应，要符合英语语法，语句通顺，文字流畅。
4．关键词 关键词是为了文献标引而从论文中选取出来的用以表示全文主题内容信息款目的单词或术语。每篇论文一般选取3～8个关键词。
5．目录 目录是论文的大纲，反映论文的梗概。目录页每行由标题名称和页码组成，包括中英文摘要；前言；主要内容的章、条、款序号和标题；小结；参考文献；注释；附录；可供参考的文献题录、索引等。
6．前言 前言是论文的第一章，是论文评阅人、答辩委员和读者了解论文研究背景和概况的主要篇章。主要目的是向论文评阅人、答辩委员和读者阐述论文中所要研究的问题以及与其有关的背景或对一些事项的说明。前言通常应包括以下四个方面：论文所研究的目标、国内外研究现状以及研究目的和意义；论文使用的理论工具、研究方法及技术路线；论文的基本思路和逻辑结构；论文参考的文献资料、使用的符号、计算公式等需要说明的问题。前言在写法上不分章节，提倡无人称句。
7．论文正文 论文正文是主体，一般由标题、文字叙述、图、表格和公式等五个部分构成。写作形式可因课题性质不同而变化，一般可包括理论分析、数据资料、计算方法、实验和测试方法，经过整理加工的实验结果分析和讨论，与理论计算结果的比较，个人的论点以及本研究方法与已有研究方法的比较。要求实事求是、理论正确、逻辑清楚、层次分明、文字流畅、数据真实、公式推导计算无误。文中若有与导师或他人共同研究的成果，必须明确指出；如果引用他人的结论，必须明确注明出处，并与参考文献一致。
8．参考文献 只列作者直接阅读过、在正文中被引用过的文献资料。参考文献一律放在论文结论后，不得放在各章之后。每条文献的项目必须完整，诸项缺一不可。各类文献的书写格式均应符合国家标准《GB771487文后参考文献著录规则》。论文中引用参考文献时，应在引出处的右上方用方括号标注阿拉伯数字编排的序号，按文中引用出现的顺序列在正文的末尾。特别在引用别人的科研成果时，应在引用处加以说明。文科论文可选用页脚注。
9．附录 一般作为论文主体的补充项目。主要列入正文内过分冗长的公式推导；供查读方便所需的辅助性数学工具或重复性数据表格；由于过分冗长而不宜放置在正文中的计算机程序清单；论文使用的缩写说明；调查、实验材料等。
10．致谢 对于提供各类资助、指导和协助完成研究工作以及提供对论文写作各种工作有利条件的单位及个人表示感谢。致谢应实事求是，真诚客观。
三、编排格式
1．论文封面中题目为小一号黑体字，可以分成1或2行居中打印；作者姓名、学号、所在院（系）、专业名称、指导教师姓名及完成日期等为仿宋—GB2312三号(详见附1)。
2．中文题目、摘要及关键词（详见附2）
（1）中文题目以黑体小一号字居中分成1或2行打印。
（2）中文题目下空二行居中打印“摘 要”，采用四号黑体字，摘要内容另起行前空两字，采用小四号宋体字打印。
（3）“关键词”为小四号黑体字，与摘要内容隔开一行，另起一行左对齐，空两字符后跟关键词，每一关键词之间用分号隔开，最后一个关键词后不打标点符号，关键词采用小四号宋体字打印。
3．英文题目、摘要及关键词 论文中的英文一律采用“Times New Roman”字体（详见附3）。
（1）论文英文题目全部采用大写字母，可分成1～3行居中二号字加粗打印。每行左右两边至少留五个字符空格。
（2）英文题目下空二行居中四号加粗打印“ABSTRACT”，再下空一行小四号字打印英文摘要内容，英文摘要与中文摘要相对应。摘要内容每段开头留四个字符空格。
（3）摘要内容后下空一行居左，以小四号加粗打印“KEY WORDS”， 留两字符空格，其后是关键词，采用小四号打印。
4．目录 应将文内的章节标题编排清楚，目录中的章、条一般编排到二级，也可编排到三级（章、条、款），标题应该简明扼要。标题层次一般不应超过四级。“目录”两字用小二号粗黑体，下空两行为章、条、款及其开始页码，以小四宋体、1.3倍行距打印。章、条、款层次代号如下：（详见附4）
1 (章的标题) XXXX…………………………………………………… 1
1.1 (条的标题) XXXX ……………………………………………… 2
1.1.1 (款的标题) XXXX…………………………………………… 3
5．正文 每章的标题以小三号黑体字左起打印；“章”下空一行为“条”的标题,条的标题以四号黑体字左起打印；“条”下一行为“款”的标题，款的标题以小四号黑体字左起打印。换行后打印正文内容，正文用小四号宋体字，行距1.25左右，正文中标题同目录相对应（详见附5）。正文中的标题层次一般不应超过四级，四级以后可单独编号，如编写作(1) (2) (3) …或① ② ③…或a. b. c.…等。正文中用的单位名称的书写可以采用国际通用符号，也可以用中文名称，但全文应统一，不能两种混用。正文中用的量和单位要严格执行GB3100～3102：93有关量和单位的规定。具体要求参阅《常用量和单位》计量出版社，1996。
6．图 图应有编号和图题。图号采用阿拉伯数字分章依序编排，图号后空一格为图题，如“图2-1 ××××”等，图的编号和图题应置于图下方的居中位置，五号黑体字打印。版式为四周环绕型；靠右侧置放（详见附5）。论文中的插图应具有鲜明性，切忌与列表及文字表述重复。插图中的术语、符号、单位等应同正文表述所用保持一致。插图要清楚，坐标比例不要过分放大，同一幅图上不同曲线的点要分别用不同形状标出；图内文字采用小五号宋体字。
7．表 表应有编号和表题。表号采用阿拉伯数字分章依序编排，表号后空一格为表题，如“表2-1 ××××”等，表的编号和表题应置于表上方的居中位置，采用黑体五号字；表内文字符号采用小五号宋体打印，表内必须按规定的符号标注单位；制表一律采用三线制。列表中的参数应标明量和单位的符号（详见附5）。
8．公式 公式一律使用公式编辑器编辑。公式序号采用阿拉伯数字分章依序编排，如“（2-13）”、“（4-5）”等，序号标注于该式所在行(当有续行时，应标注于最后一行)的最右边；公式书写方式应在文中相应位置另起一行居左空四个字符横排，对于较长的公式只可在符号处（+、-、*、/、≤≥等）转行（详见附5）。
9．参考文献 “参考文献”以小四号黑体字左起打印，另起行以五号宋体字列参考文献。参考文献的排列顺序与在正文中的引用顺序一致，著录格式及示例详见附6。
10．正文中的说明性注解 采用随文脚注，用上标形式“①”等数字表示。
11．论文的附录依次为附录1，附录2……编号。附录中的图表公式另编排序号，与正文分开。
四、打印及装订要求
1．论文文稿一律采用白色A4纸标准大小打印，文稿四周应留中空白边缘，以便装订、复制和读者批注。页面设置为上方和左侧分别留边2.5 cm，下方和右侧分别留2.0cm，页眉、页脚：各为1.5、2.0 cm。
2．由统一封面装订成册。顺序为①封面；②中文题目、摘要及关键词；③英文题目、摘要及关键词；④目录；⑤前言；⑥正文（包括结论和参考文献）；⑦附录；⑧致谢。
五、其他
1．外文翻译及文献综述的撰写格式可参照执行。
2．工程设计制图国家标准目录见附7。
毕业设计（论文）工作条例内容选编
一、毕业设计（论文）的组织管理
全校毕业设计（论文）工作在主管校长统一领导下进行，实行分级管理，层层负责的办法。
1．教务处作为毕业设计（论文）工作的学校主管部门，其主要职责是：
（1）贯彻落实上级主管部门对毕业设计（论文）工作的指导文件和批示精神，并结合学校实际制定相应的管理规定，明确学校毕业设计（论文）工作的整体目标。
（2）负责协调毕业设计（论文）过程中的有关问题，进行毕业设计（论文）工作的宏观指导。
（3）对各学院毕业设计（论文）教学过程中的各个环节进行质量监督和检查，组织评选“校优秀毕业设计（论文）”对学校毕业设计（论文）工作进行总结和表彰。
2．二级学院（系）应成立毕业设计（论文）工作委员会，具体负责本项工作的落实，其主要职责是：
（1）贯彻落实学校有关毕业设计（论文）的管理规定，制定学院工作
计划
项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载
和实施细则。
（2）审查、汇总毕业设计（论文）题目，安排指导教师。
（3）统一安排、布置学院毕业设计（论文）工作任务。
（4）定期检查毕业设计（论文）工作进度，协调处理院内毕业设计（论文）中的问题，考核检查教师的毕业设计（论文）指导情况。
（5）组织毕业设计（论文）答辩和成绩复查，总结学院毕业设计（论文）工作，并向学校推荐“校优秀毕业设计（论文）”。
二、指导教师职责
指导教师应本着教书育人的宗旨，在对毕业设计（论文）进行业务指导的同时，引导学生养成正确的思维方法、工作作风和严谨治学的科学态度。
1．毕业设计（论文）的指导教师应由具有讲师或讲师以上职称的教师担任。助教、研究生不能单独指导毕业设计（论文），只能协助指导教师工作。副教授以上职称教师参与指导毕业设计（论文）的比例应高于90%。
对于来自外单位，且部分或全部工作需在外单位进行的课题，亦可聘请该单位工程师以上的技术人员担任指导工作。教研室应派专人联系，了解情况，掌握进度。
2．毕业设计（论文）指导教师职责
（1）拟定毕业设计（论文）课题，下达任务书，制定指导计划和工作程序，并严格执行。
（2）根据任务书，与学生共同制定“毕业设计（论文）工作进度计划表”，明确“阶段工作内容”，并采取多种形式检查学生的工作进度和质量，及时解答和处理学生提出的有关问题，原则上每周必须仔细检查一次，并在每一阶段结束时给本阶段工作评定成绩，成绩填入“毕业设计（论文）分阶段评分表”。
（3）指导学生写出开题报告、翻译外文并给予评阅。
（4）指导学生按规范要求正确撰写毕业设计（论文），并在答辩前认真审查学生的毕业论文或设计结果（包括论文正文、实验报告、计算书、或设计说明书、工艺卡、图纸等），并写出毕业设计（论文）的学术评语。
（5）参加毕业设计（论文）答辩。
三、毕业设计（论文）对学生的要求
学生在毕业设计（论文）过程中必须做到：
1．努力学习，刻苦钻研，勤于实践，勇于创新。
2．虚心接受指导教师和工程技术人员的指导。
3．独立按时完成规定的工作任务，不得弄虚作假，不准抄袭他人内容，否则其毕业设计（论文）成绩按不及格处理。
4．严格遵守纪律，毕业设计（论文）期间，无故缺席按旷课处理；缺席时间超过四分之一以上者，不准参加答辩，其成绩按不及格处理。
5．未在规定时间内完成毕业设计（论文）或不按时参加答辩者，其成绩按不及格处理。
四、答辩及成绩评定
答辩工作由各系毕业设计（论文）答辩委员会主持，下设若干答辩小组。答辩委员会由系领导及专家5～7人组成，答辩委员会主任可由分管教学的系主任、教研室主任或学术水平较高的教师担任。成员名单在答辩前二周报院答辩工作委员会审核。
1．答辩委员会的主要职责是
（1）组织并领导答辩小组进行毕业设计（论文）答辩工作；
（2）审定学生毕业设计（论文）的最后成绩及评语；
（3）完成毕业设计（论文）答辩工作的总结报告。
2．答辩小组的主要职责
（1）答辩前阅读有关毕业设计（论文）资料，了解学生毕业设计（论文）内容及指导教师评语；
（2）需事先准备好一定数量的问题，所提问题要有一定的深度和广度；
（3）认真听取学生在答辩中的陈述和对问题的回答；
（4）依据评分标准初步给定毕业设计（论文）成绩。
3．答辩日期和地点由答辩委员会在一周前向学生正式公布，同时报送教务处，以便组织院有关人员参加、检查答辩工作。
4．答辩程序
（1）学生陈述（约10分钟）
（2）答辩小组提出问题
（3）学生回答
（4）答辩小组总评分。每位学生答辩时间控制在30分钟左右。
5．答辩评分标准应从四个方面综合考虑：（1）设计（论文）的性质、难度、分量、综合训练等情况；（2）设计（论文）的质量、价值及有无创造性；（3）答辩中自述和回答问题的正确程度；（4）工作态度。评分具体标准各系可根据学生整体水平和课题特点分别拟定。
6．毕业设计（论文）的成绩评定必须从严掌握。严格按照分阶段评分进行，无前一阶段成绩，不得进入下一阶段评分。答辩不通过，总成绩不能评为合格。最后以五级（优、良、中、及格、不及格）记分登记入册，优秀率一般不高于20％。系级优秀设计（论文）再经院答辩工作委员会审定，评出10％为院级优秀设计（论文）。学院对院级优秀设计（论文）予以表彰，并日后编订成册。
7．毕业设计（论文）不能免修、缓修、只能重做。
初底油220200kg/h
进料 252525kg/h
初顶油
32325.0kg/h
0.186MPa
213℃
0.177MPa
10
0.157MPa
0.162MPa
0.166MPa
0.170MPa
0.172MPa
344℃
351℃
32
272℃
27
23
21
210℃ 19
18
13
11
174℃ 9
141℃
1
第一中段回流
取热
12.31×106kJ/h
第二中段回流
取热
18.46×106kJ/h
进料
220200kg/h
过汽化油
4404kg/h
塔底汽提蒸汽
3340kJ/h(420℃)
塔底重油133583.3kg/h
-10#柴油汽提蒸汽833kg/h(420℃)
-10#柴油27779.2kg/h
-20#柴油汽提蒸汽597kg/h
-20#柴油21337.5kg/h
再沸器取热：2.10×106kJ/h
航煤22729.2kg/h
塔顶冷回流
取热25.85×106kJ/h
重整料
14770.8kg/h
32
27
重油133583.3kg/h
t=344℃
-10#柴油27779.2kg/h
t=272℃
重整料: 14770.8kg/h
航煤: 22729.2kg/h P=0.170MPa
-20#柴油:21337.5kg/h t=272℃
水蒸汽:3340kg/h
汽提蒸汽
3340kg/h
P=0.3MPa
t=420℃
进料220200kg/h
热量:204.57×106kJ/h
32
19
重油133583.3kg/h
t=344℃
-20#柴油21337.5kg/h
t=210℃
重整料:14770.8kg/h
航煤:22729.2kg/h P=0.166MPa
水蒸汽:4173kg/h t=210℃
汽提蒸汽
4173kg/h
P=0.3MPa
t=420℃
进料220200kg/h
热量:
204.57×106kJ/h
32
9
重油133583.3kg/h
t=344℃
航煤22729.2kg/h
t=192℃
重整料:14770.8kg/h
水蒸汽:4770kg/h
P=0.162MPa t=192℃
汽提蒸汽
4770kg/h
P=0.3MPa
t=420℃
进料220200kg/h
热量:
204.57×106kJ/h
总热量:
Q=224.3×106 kJ/h
15
133.9℃
B
� EMBED Equation.DSMT4 ���
A
19
0 50 100 150 200 250 300 350 400 450
PAGE
75
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