故所得液泛点率均小于，故不会产生过量的液沫夹带。塔板阻力计算塔板阻力临界孔速因阀孔气速大于其临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态下计算干板阻力塔板清夜层阻力液体表面张力所造成的阻力,未找到引用源。很小，可忽略不计。与气体流经层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为,未找到引用源。则单板压降,未找到引用源。,未找到引用源。,未找到引用源。,未找到引用源。降液管液泛校核降液管中清液层高度由式计算，式中流体流过降液管底隙的阻力，其阻力为浮阀塔板上液面落差般较小可以忽略，于是降液管内清液层的高度为取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层的高度为故不会发生降液管液泛。液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的时间大于，才能保证液体所夹带气体释出故所夹带气体可以释放出来。严重漏液校核当阀孔的动能因子低于时，将会发生严重漏液，故漏液点的孔速,可取的相应孔流气速,稳定系数,故不会发生严重漏液。塔板负荷性能图过量液沫夹带线关系式在前面已知物系性质及塔盘的结构尺寸，同时给定泛点率时，即可表示出气﹑液相之间的关系。根据前面液沫夹带的校核，选择表达式为气令，则上式可整理为化简得或上式为线性方程，有两点即可确定。当时，。当时，。由此两点作过量液沫夹带线。液相下限线关系式对于平直堰，其堰上液头高度必须大于，取，即可确定液相流量的下限线。取，代入，求得的值可见该线为垂直轴的直线，记为。严重漏液线关系式动能因子时会发生严重漏液，故取，计算相应气相流量式中以以上为常数表达式，为平行轴的直线，即漏液线，也称之为气相下限线，记为。液相上限线关系式取时降液的最大流量为可见，该线为平行轴的直线，记为④。降液管液泛线关系式当当塔降液管内泡沫层上升至上层塔板时，即发生了降液管液泛。根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛工况下的关系。或显然，为了避免降液管液泛的发生，应使，将上式中均表示为与的函数关系，整理即可获得表示液管液泛的关系式。在前面的核算中可知，由表面张力影响所致的阻力在中所占的比例很小，在整理中可忽略，使关系式得到简化,未找到引用源。,未找到引用源。,未找到引用源。,未找到引用源。,未找到引用源。其中,未找到引用源将给定的条件或设计确定的数据代入上式整理得上式计算降液管液泛线上的点由表中的数据作出降液管的液泛线，记为。将以上的﹑﹑﹑④﹑五条线标绘在同直角坐标系中，塔板的负荷性能图如图所示。将设计点标绘在图中如点所示，由原点及作直线。操作线交严重漏液线与，液沫夹带线于，由此可见，该塔板操作负荷的上下限受严重漏液线及液沫夹带线的控制。分别从图中﹑两点读得气相流量的下限及上限，并求得该塔的操作弹性。加氢脱硫反应器计算选择性反应器体积计算空速体积进料体积流率反应器有效体积，空速体积取。反应器有效体积进料体积流率空速体积反应器总体积反应器有效体积催化剂装填率，催化剂装填率取。式中反应器直径反应器高度，。反应器高径比选取，即,带入上式,代入数据得。催化剂床层高度确定对于反应热较小的加氢反应器，般要设层，该设计催化剂层的分配比为则催化剂上层高度为催化剂下层高度为催化剂装填量计算催化剂自然装填密度为，密相装填密度为，故催化剂自然装填量为,密相装填量为。中间产品性质轻汽油与重汽油混合后设计要求的产品质量指标如下硫含量为或更少硫醇含量为或更少混合产品铜片腐蚀级混合产品饱和蒸汽压等于或低于装置进料的饱和蒸汽压，烯烃含量小于等于体积分数，损失小于。产品主要性质指标见表。表产品主要性质项目混合汽油相对密度硫硫醇硫铜片腐蚀级烯烃体积分数烷烃体积分数芳烃体积分数冬季馏程初馏点终馏点其他重要设备的设计及选型说明其他重要设备原料油过滤为防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞，导致压降过大造成的非正常停工，在装置内设置原料油过滤器，滤除大于的固体颗粒。般加氢精制装置要求滤除大于的固体颗粒，这说明工艺对杂质的要求更为苛刻，般采用过滤器开工时串联第台过滤器滤除以上杂质，第二台过滤器滤除以上杂质正常操作时开备更换滤芯，两台过滤器均可滤除以上杂质的方式。原料油缓冲罐采用氢气密封由于原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止反应器床层结焦，装置内原料油缓冲罐需要气封。加氢精制装置气封般采用氮气或燃料气，但考虑到催化剂对进料杂质中氮含量小于小于的要求，用氢气进行气封。空冷器前注水加氢过程中生成的和，在定温度下会生成和结晶，沉积在低温换热器和空冷器管束中，引起系统压降增大。因此，在反应产物进入空冷器前注入除盐水来溶解铵盐。催化剂采用器外再生，干法硫化催化剂若非硫化态，会被还原成金属形式，导致金属烧结催化剂结块金属表面活性降低超温和结焦堵塞。采用干法硫化，在氢气存在条件下注入并升温。在硫化过程中，反应器温差不能超过，若超温，可减少硫化剂的注入量，或迅速降低反应器入口温度到。循环气中硫化氢浓度应保持在摩尔分数。硫化反应产生的水，在分离器中被回收，如有必要则进行分离器排污。硫化剂分解会产生甲烷，累积在循环气中。硫化过程中循环气的氢纯度要高于体积分数。循环氢系统设置脱硫塔为防止循环氢中的硫化氢与进料中烯烃在反应器中生成硫醇，设置循环氢脱硫塔，使用复合型溶剂脱硫。装置下游无需设置脱硫醇装置。塔设备选型为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则使气液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离。在塔内使气液两相具有最大限度的接近逆流，以提供最大的传质推动力。根据塔内气液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。按塔内气液接触方式，有逐级接触式和微分接触式之分。板式塔内设置定数量的塔板，气体以鼓泡状蜂窝状泡沫状或喷射形式穿过板上的液层，进行传质传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上流动，气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。综合各方因素和设计要求与优化，选择浮阀塔。车间设备布置设计绘制车间平面布置图工艺装置装置内按流程式联合布置，取消装置间的防火间距，设备及建构筑物之间的距离按装置内部设施考虑，节约占地，减少管线长度。改扩建项目，新区全部装置按同开同停，同期检修考虑，与已有老区的检修分开，全部装置仪表控制集中在个中心控制室。各生产装置设备布置按流程式密集布置在主管桥两侧，构筑物采用钢结构，空冷及泵根据流程需要放置在管桥框架下，大型机泵敞开式，加热炉位于边缘布置。硫磺回收延迟焦化装置，取消硫磺焦炭固体产品堆场，铁路直接进入装置装车外运，减少二次倒运。储运火灾危险性类别相同近的储罐合并布置，尽量采用浮顶外浮顶储罐，原油储罐大型化，减少同开同停装置的中间罐或只在装置内设缓冲罐，液化石油气采用低温常压储