石油專業(yè)畢業(yè)論文2500KTA常減壓裝置減壓塔設(shè)計

1、2500kt/a常減壓裝置減壓塔設(shè)計1 前言原油常減壓裝置是煉油廠加工原油的第一套裝置，它擔(dān)負著將原油進行初步分離的任務(wù)，是煉油廠和許多石油化工企業(yè)的龍頭裝置。原油一次加工能力即原油蒸餾裝置的處理能力常被視為一個國家煉油工業(yè)發(fā)展水平的標志。目前我國單套原油蒸餾裝置處理能力最大達到8mt/a，在裝置及設(shè)備大型化等方面有了新的進展。防腐技術(shù)，初餾塔提壓操作，回收輕烴等新工藝在許多常減壓裝置得到工業(yè)應(yīng)用。本課題來源于生產(chǎn)實際，其目的是核算或設(shè)計一套對石油進行初步分離的常減壓裝置。意義在于，通過常減壓蒸餾對原油的處理，可以按所指定的產(chǎn)品方案將原油分割得到直餾汽油、煤油、輕柴油、重柴油餾分以及各種潤滑油

2、餾分等，為二次加工、三次加工提供更多的原料油。蒸餾過程和設(shè)備的設(shè)計是否合理，操作是否良好，對煉油廠生產(chǎn)的影響甚為重大，因此需要考慮多方面因素以達到最優(yōu)化設(shè)計。本文在闡述常減壓裝置的工藝流程前提下完成減壓塔的設(shè)計，文中重點放在塔設(shè)計過程中的工藝計算、塔體和塔板主要尺寸設(shè)計、流體力學(xué)的驗算與操作負荷性能圖，在此基礎(chǔ)上設(shè)計合理的蒸餾設(shè)備，基本符合設(shè)計生產(chǎn)任務(wù)。由于設(shè)計數(shù)據(jù)不夠完善，而作者的知識和經(jīng)驗有限，文中如有錯誤和不妥之處懇請讀者和同行批評指正。2 選題背景2.1 研究目的和意義石油是極其復(fù)雜的混合物。要從原油提煉出多種多樣的燃料、潤滑油和其他產(chǎn)品，其本的途徑是：將原油分割為不同沸程的餾分然后按

3、照油品的石油要求，除去這些餾分中的非理想組分，或者是經(jīng)由化學(xué)轉(zhuǎn)化形成所需要的組成，進而獲得合格的石油產(chǎn)品。因此，煉油廠必須解決原油的分割和各種石油餾分在加工過程中的分離問題。蒸餾正是一種合適的手段，而且常常也是一種最經(jīng)濟、最容易實現(xiàn)的分離手段。原油蒸餾是原油加工的第一道工序，通過蒸餾將原油分成汽油、煤油、柴油等各種油品和后續(xù)加工過程的原料，原油蒸餾裝置在煉化企業(yè)中占有重要的地位，被稱為煉化企業(yè)的“龍頭”。在煉油廠中一般把常壓裝置和減壓裝置連在一塊構(gòu)成常減壓裝置。本課題來源于生產(chǎn)實際，其目的是核算或設(shè)計一套對石油進行初步分離的常減壓裝置。意義在于，通過常減壓蒸餾對原油的處理，可以按所指定的產(chǎn)品方

4、案將原油分割得到直餾汽油、煤油、輕柴油、重柴油餾分以及各種潤滑油餾分等，為二次加工、三次加工提供更多的原料油。蒸餾過程和設(shè)備的設(shè)計是否合理，操作是否良好，對煉油廠生產(chǎn)的影響甚為重大，因此需要考慮多方面因素已達到最優(yōu)化設(shè)計。2.2 國內(nèi)外發(fā)展現(xiàn)狀由于我國的原油性質(zhì)與國外的主要原油有較大的不同，并考慮到我國能源緊張的情況，我國原油蒸餾裝置在改進工藝技術(shù)，盡量提高輕油拔出率，改進產(chǎn)品質(zhì)量和降低能耗等方面采取了不少措施，取得了較顯著的效果。主要有以下幾點：2.2.1 防腐蝕抑制原油蒸餾裝置中設(shè)備和管線腐蝕的主要方法是：對低溫的塔頂以及塔頂油氣餾出線上的冷凝冷卻系統(tǒng)采取化學(xué)防腐措施，即“一脫三注”深度電

5、脫鹽、注氨、注緩蝕劑和注堿性水。2.2.2 提高拔出率與分餾精確度原油通過蒸餾得到的各餾分油的總和與原油處理量之比叫做總拔出率。減壓系統(tǒng)當(dāng)生產(chǎn)裂化原料時，對餾分組成要求不嚴，對餾分油只要求起殘?zhí)亢椭亟饘俸恳?，在此前提下?yīng)盡可能提高拔出率。提高原油拔出率主要是提高減壓塔的拔出率，或提高原油的切割深度。在減壓拔出率上，國內(nèi)與國外相比存在一定差距。我國原油減壓渣油實沸點的切割溫度一般多為520-540左右，即減壓蒸餾最多只能拔出沸點在540以前的餾分。而國外采用深度的切割技術(shù)，已將減壓渣油的切割溫度設(shè)在565，有的減壓蒸餾的切割溫度甚至設(shè)在600以上。在相同的氣化溫度下，真空度愈高，則油品氣化率

6、愈高，塔的拔出率也就愈高。提高拔出率主要從幾個方面著手：完善和提高干式減壓蒸餾技術(shù)，這是提高拔出率的重要途徑；優(yōu)化操作方案，搞好平穩(wěn)操作；開展強化蒸餾的試驗（即通過向油中加入某種添加劑，改變油的分散狀態(tài)，以此來提高拔出率）等。2.2.3 節(jié)約能量降低消耗在原油加工能耗中，原油常減壓蒸餾裝置所占的比例從1980年的25.5%下降到目前的10%以下。這幾年中，通過調(diào)整換熱流程，提高原油換熱溫度（最高達300以上）；降低加熱爐排煙溫度，控制過?？諝庀禂?shù)等方法提高加熱爐熱效率（有的高達90%以上）；發(fā)展干式減壓蒸餾，降低蒸汽用量；強化低溫位熱源回收利用，提高熱回收率；優(yōu)化操作，控制最佳回流比；推廣調(diào)速

7、電機，新型保溫材料，磁化節(jié)油器等新技術(shù)，使常減壓蒸餾裝置的水、電、氣、燃料油（氣）的能耗大幅度降低。2.2.4 蒸餾裝置的輕烴回收回收烯烴不僅是石油資源合理利用的需要，也是加工輕質(zhì)含硫原油實際生產(chǎn)操作的要求。目前蒸餾裝置的輕烴回收一般采用兩種方法：一是與催化裂化裝置聯(lián)合回收輕烴，其最大優(yōu)點是蒸餾裝置無需增加新的設(shè)備；二是采用提壓操作回收輕烴，選用初餾塔-閃蒸塔-常壓組成三塔工藝流程是合理可行的。原油一次加工能力即原油蒸餾裝置的處理能力常被視為一個國家煉油工業(yè)發(fā)展水平的標志。1997年我國的原油加工能力已達到200mt/a，居世界第四位，2010我國將新增煉油能力1億噸。2.3 減壓精餾塔的工藝

8、特征對減壓塔的基本要求是在盡量避免油料發(fā)生分解反應(yīng)的條件下盡可能多地拔出減壓餾分油。做到這一點的關(guān)鍵在于提高汽化段的真空度，為了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔頂抽真空系統(tǒng)外，一般還采取以下幾種措施：（1）減低從汽化段到塔頂?shù)牧鲃訅航担饕揽繙p少塔板數(shù)和降低氣相通過每層塔板的壓降。通常在減壓塔的兩個側(cè)線餾分之間只設(shè)35塊精餾塔板就能滿足分餾的要求。為了降低每層塔板的壓降，減壓塔內(nèi)應(yīng)采用壓降較小的塔板，常用的有舌型塔板、網(wǎng)孔塔板、篩板等。近年來，國內(nèi)外已有部分地或全部用各種型式的填料以進一步降低壓降。例如在減壓塔操作時，每層舌形塔板的壓降約為0.2kpa，用矩鞍環(huán)（英特洛克斯）填料時

9、每米填料層高的壓降約0.13 kpa，而每米填料高的分離能力約相當(dāng)于1.5塊理論塔板。（2）降低塔頂油氣餾出管線的流動壓降。為此，現(xiàn)代減壓塔塔頂都不出產(chǎn)品，塔頂管線只供抽真空設(shè)備抽出不凝氣之用，以減少通過塔頂餾出管線的氣體量。因為減壓塔頂沒有產(chǎn)品餾出，故只采用塔頂循環(huán)回流而不采用塔頂冷回流。（3）一般的減壓塔塔底汽提蒸汽用量比常壓塔大，其主要目的是降低汽化段中的油氣分壓。從總的經(jīng)濟效益來看，減壓塔的操作壓力與汽提蒸汽用量之間有一個最優(yōu)的配合關(guān)系，在設(shè)計時必須具體分析。近年來，少用或不用汽提蒸汽的干式減壓蒸餾技術(shù)有較大的發(fā)展。（4）縮短渣油在減壓塔內(nèi)的提留時間。塔底減壓渣油是最重的物料，如果在高

10、溫下提留時間過長，則其分解、縮合等反應(yīng)會進行得比較顯著。其結(jié)果，一方面生成較多的不凝氣使減壓塔的真空度下降；另一方面會造成塔內(nèi)結(jié)焦。因此，減壓塔底部的直徑常?？s小以縮短渣油在塔內(nèi)的提留時間。（5）減壓塔處理的油料比較重、黏度比較高，而且還可能含有一些表面活性物質(zhì)。加之塔內(nèi)的蒸氣速度又相當(dāng)高，因此蒸氣穿過塔板上的液層時形成泡沫的傾向比較嚴重。為了減少攜帶泡沫，減壓塔內(nèi)的板間距比常壓塔大。加大板間距同時也是為了減少塔板數(shù)。此外，在塔的進料段和塔頂都設(shè)計了很大的氣相泡沫空間，并設(shè)有泡沫網(wǎng)等設(shè)施。由于上述各項工藝特征，從外形來看，減壓塔比常壓塔顯得粗而短。此外，減壓塔的底座較高，塔底液面與塔底油抽出泵

11、入口之間的高差在10cm左右，這主要是為了給熱油泵提供足夠的灌注頭。3 設(shè)計方案確定3.1 方案論證根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)不同，減壓塔可分為潤滑油型和燃料油型兩種。然而燃料型減壓塔的汽、液相負荷分布與常壓塔或潤滑油型減壓塔有很大不同，而潤滑油型減壓塔的分餾精確度的要求與原油常壓分餾塔差不多，故它的設(shè)計計算也與常壓塔大致相同。所以在選取減壓塔的設(shè)計類型時，我選潤滑油型減壓塔做為設(shè)計對象，這樣可以方便于后面與常壓塔有關(guān)的計算。根據(jù)設(shè)計任務(wù)書，擬訂設(shè)計內(nèi)容，現(xiàn)簡單介紹板式塔的設(shè)計，綜述如下：板式塔的設(shè)計包括設(shè)計方案確定、工藝計算、塔體和塔板主要尺寸設(shè)計、流體力學(xué)的驗算與操作負荷性能圖、主要接管尺寸和輔助設(shè)備的

12、選擇。3.1.1 板式塔的工藝計算在板式塔設(shè)計方案確定后首先要進行工藝計算，工藝計算內(nèi)容包括物料衡算、熱量衡算和全塔氣液負荷分布計算等。3.1.2 板式塔主要尺寸設(shè)計工藝計算完成后，要進行板式塔板主要尺寸設(shè)計，首先根據(jù)具體操作條件和物性參數(shù)確定采用塔型，然后對該塔型的塔徑及塔板結(jié)構(gòu)進行設(shè)計，具體方法參考有關(guān)塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計專著，其步驟為：（）確定已知工藝條件：操作溫度及壓力、氣液相負荷、氣液相密度等；（）設(shè)計塔徑；（）設(shè)計堰參數(shù)：確定流型、降液管及堰尺寸；（）孔徑、孔數(shù)與布置：選擇合理的孔徑及孔數(shù)、對孔布置。3.1.3 流體力學(xué)的驗算與操作負荷性能圖流體力學(xué)的驗算與操作負荷性能圖目的在于校驗各項工

13、藝尺寸已確定了的塔板，在設(shè)計任務(wù)規(guī)定的氣液相負荷下能否正常操作，以便決定是否需要對有關(guān)的工藝尺寸進行必要的調(diào)整。塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)確定后，該塔板在不同的氣液相負荷內(nèi)有一穩(wěn)定的操作范圍，越出穩(wěn)定區(qū)，塔的效率顯著下降，甚至不能正常操作，將出現(xiàn)各種不正常的流體力學(xué)的界限，用曲線表示出來便是操作負荷性能圖。流體力學(xué)的驗算與確定操作負荷性能圖步驟為：（） 漏夜計算：計算漏夜點，并計算其穩(wěn)定性；（） 計算塔板壓降；（） 校核液泛情況；（） 計算液體夾帶量；（） 確定操作負荷的允許上下限。3.2 工藝流程概述圖1 原油常減壓蒸餾裝置流程示意圖典型的原油常減壓蒸餾裝置是以精餾塔和加熱爐為主體而組成的所謂管式蒸餾裝置

14、。經(jīng)過脫鹽、脫水的原油（一般要求原油含水小于0.5%、含鹽小于10mg/l）由泵輸送，流經(jīng)一系列換熱器，與溫度較高的蒸餾產(chǎn)品換熱，再經(jīng)管式加熱爐被加熱至370左右，此時原油的一部分已汽化，油氣和未汽化的油一起經(jīng)過轉(zhuǎn)油線進入一個精餾塔。此塔在接近大氣壓力之下操作，故稱常壓（精餾）塔，相應(yīng)的加熱爐就稱作常壓（加熱）爐。原油在常壓塔里進行精餾，從塔頂餾出汽油餾分或重整原料油，從塔側(cè)引出煤油和輕、重柴油等側(cè)線餾分。塔底產(chǎn)物稱作常壓重油，一般是原油中沸點高于350的重組分，原油中的膠質(zhì)、瀝青質(zhì)等也都集中在其中。為了取得潤滑油料和催化裂化原料，需要把沸點高于350的餾分從重油中分離出來。如果繼續(xù)在常壓下進

15、行分離，則必須將在重油加熱至四五百度以上，從而導(dǎo)致重油，特別是其中的膠質(zhì)、瀝青質(zhì)等不安定組分發(fā)生嚴重的分解、縮合等化學(xué)反應(yīng)。這不僅會降低產(chǎn)品的質(zhì)量，而且會加劇設(shè)備的結(jié)焦而縮短生產(chǎn)周期。為此，將常壓重油在減壓條件下進行蒸餾，溫度條件限制在420以下。減壓塔的殘壓一般在8.0kpa左右或更低，它是由塔頂?shù)某檎婵障到y(tǒng)造成的。從減壓塔頂逸出的主要是裂化氣、水蒸氣以及少量的油氣，餾分油則從側(cè)線抽出。減壓塔底產(chǎn)品是沸點很高（約500以上）的減壓渣油，原油中絕大部分的膠質(zhì)、瀝青質(zhì)等都集中于其中。減壓渣油可作鍋爐燃料、焦化原料，也可以進一步加工成高黏度潤滑油、瀝青或催化裂化原料。4 參數(shù)的確定表4-1 原始數(shù)

16、據(jù)潤滑油餾分的性質(zhì)油品餾出體積相對分子量密度收率0%10%30%50%70%90%100%減頂901351591912042412671360.78730.85減一2002582753003133203312370.81914.3減二3573673843974164244473360.843917.0減三4224414504544634804904360.86769.2減底3964948850.932531.84.1 平均沸點的計算4.1.1 體積平均沸點減頂：tv=(t10+t30+t50+t70+t90)/5=186同理，減一線：293.2，減二線：397.6，減三線：457.64.1.2

17、 恩氏蒸餾10%90%餾分的曲線斜率減頂：斜率s=(90%餾出溫度-10%餾出溫度)/（90-10）=（241-135）/80=1.325減一線：0.775，減二線：0.7125，減三線：0.48754.1.3 立方平均沸點根據(jù)tv和s，由石油煉制工程圖3-4查得立方平均沸點tcu的校正值表4-2 立方平均沸點名稱tv/stcu校正值tcutm校正值tmtme減頂1861.325-3.2182.8-12.6173.4178.1減一線293.20.775-1.2292-6287.2289.6減二線397.60.71-0.8396.8-2.4395.2396減三線457.60.49-0.2457.

18、4-1.6456456.74.2 特性因數(shù)k根據(jù)石油煉制與石油化工計算方法圖表集表1-2-26查得各分餾產(chǎn)品的密度校正值，由石油煉制工程圖3-6查得k表4-3 特性因數(shù)k名稱k減頂0.00460.791947.212.85減一線0.00450.823640.311.96減二線0.00430.848235.411.42減三線0.00420.871830.610.944.3 平衡汽化溫度以下為各段平衡汽化溫度計算:4.3.1 減頂段表4-4 減頂平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾溫度90135159191204241267恩氏蒸餾溫差4524321337

19、26恩氏蒸餾10%-70%點斜率=（204-135）/（70-10）=1.15由石油煉制工程圖7-15查得平衡汽化50%點-恩氏蒸餾50%點=-6平衡汽化50%點=191-6=185由石油煉制工程圖7-16查得表4-5 減頂平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%平衡汽化溫差22.5141762015平衡汽化溫度131.51541681851912112264.3.2 減一線表4-6 減一線平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾溫度200258275300313320331恩氏蒸餾溫差58172513711恩氏蒸餾10%-7

20、0%點斜率=（313-258）/（70-10）=0.92由石油煉制工程圖7-15查得平衡汽化50%點-恩氏蒸餾50%點=+9平衡汽化50%點=300+9=309由石油煉制工程圖7-16查得表4-7 減一線平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%平衡汽化溫差328.513652.5平衡汽化溫度255.5287.5296309315320322.54.3.3 減二線表4-8 減二線平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾溫度357367384397416424447恩氏蒸餾溫差10171319823恩氏蒸餾10%-70%點斜率=（

21、416-367）/（70-10）=0.82由石油煉制工程圖7-15查得平衡汽化50%點-恩氏蒸餾50%點=+27平衡汽化50%點=397+27=424由石油煉制工程圖7-16查得表4-9 減二線平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%平衡汽化溫差3.58.56.58.53.57.5平衡汽化溫度405.5409417.5424432.5436443.54.3.4 減三線表4-10 減三線平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾溫度422441450454463480490恩氏蒸餾溫差199491710恩氏蒸餾10%-70%點斜率

22、=（463-441）/（70-10）=0.37由石油煉制工程圖7-15查得平衡汽化50%點-恩氏蒸餾50%點=+5平衡汽化50%點=454+5=459由石油煉制工程圖7-16查得表4-11 減三線平衡汽化溫度餾出（體積分數(shù)）0%10%30%50%70%90%100%平衡汽化溫差74.51.536.52.5平衡汽化溫度446453457.5459462468.54714.4 減壓10mmhg下的平衡汽化溫度4.4.1 減頂參考石油煉制工程圖7-26將常壓平衡汽化溫度換算成10mmhg下的平衡汽化數(shù)據(jù)，其結(jié)果如下表：表4-12 減頂10mmhg下的平衡汽化溫度項目0%10%30%50%70%90%

23、100%平衡汽化溫差22.5141762015常壓平衡汽化溫度131.515416818519121122610mmhg下平衡汽化溫度8.53145626888103同理可計算出減一線、減二線、減三線的相關(guān)數(shù)據(jù)，匯總?cè)缦卤恚罕?-13 減一線、減二線、減三線10mmhg下的平衡汽化溫度0%10%30%50%70%90%100%減頂8.53145626888103減一線100.5132.5141154160165167.5減二線241.5245253.5260268.5272279.5減三線272279283.5285288294.52975 減壓塔的工藝計算5.1 減壓塔的物料平衡表5-1 減

24、壓塔的物料平衡油品重量產(chǎn)率w%處理量kg/hkmol/h進料250* f率197343412.4減頂0.852.125265619.5減一線4.310.751343756.7減二線17.042.553125158減三線9.2232875065.9減底31.879.599375112.35.2 確定塔板數(shù)根據(jù)同類減壓塔的經(jīng)驗數(shù)據(jù)，確定塔板數(shù)為19層減頂減一線 5層減一線減二線 4層（含第一中段循環(huán)回流）減二線減三線 4層（含第二中段循環(huán)回流）減三線過汽化油 3層進料段以下 3層5.3 餾塔計算草圖圖2 精餾塔計算草圖將塔體、塔板、進料及產(chǎn)品進出口、中段循環(huán)回流位置、汽提返塔位置、塔底汽提點等繪成

25、草圖。以后的計算結(jié)果如操作條件和物料流量等可以陸續(xù)填入圖中。這樣的計算草圖可使設(shè)計計算對象一目了然，便于分析計算結(jié)果的規(guī)律性，避免漏算重算，容易發(fā)現(xiàn)錯誤，因而是很有用的。5.4 塔板壓力及塔板壓降對于潤滑油型塔板，由于塔板數(shù)較少，國內(nèi)一般維持塔頂殘壓為40mmhg、真空度為710720mmhg，每層塔板壓降為1.5mmhg，一層破沫網(wǎng)2mmhg。令塔頂真空度為720mmhg，殘壓為：40mmhg減一線抽出板(第5層)殘壓：40+51.5=47.5mmhg減二線抽出板（第9層）殘壓：47.5+41.5=53.5mmhg減三線抽出板（第13層）殘壓：53.5+41.5=59.5 mmhg汽化段（第

26、16層下）殘壓：59.5+31.5+2=66 mmhg塔底殘壓：70.5 mmhg取轉(zhuǎn)油線壓力降為262.2 mmhg，則加熱爐出口壓力=66+262.2=328.6 mmhg5.5 汽提蒸氣用量側(cè)線產(chǎn)品和塔底殘油都用過熱水蒸氣汽提，使用溫度為420，壓力0.3mpa的過熱水蒸氣。參考石油煉制工程圖7-52和表7-12，取汽提蒸氣用量如下：表5-2 汽提蒸氣用量蒸氣用量（對產(chǎn)品）%kg/hkmol/h減一線2%268.7414.93減二線2%1062.5059.03減三線2%575.0031.94減底3%2981.25165.63合計4887.49271.535.6 各側(cè)線溫度及塔頂溫度的求定

27、由蒸餾裝置的操作參數(shù)取進料溫度為390，取塔底溫度比進料溫度低7，則塔底溫度為383，參考同類型裝置的經(jīng)驗數(shù)據(jù)，假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度為：減頂：75減一線：170減二線：280減三線：2985.7 全塔的熱平衡其中過汽化油量=1973432%=3946.86kg/h表5-3 全塔的熱平衡物料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相減頂26560.787339012643.36減一線134370.8191390124816.77減二線531250.8439390123565.61減三線287500.8676390122335.15減底993750.9325

28、390100599.87過汽化油3946.8639011874.68汽提蒸氣4887.49420331616.21合計 241.65出方減頂26560.7873755231.39減一線134370.81911704195.63減二線531250.843928071237.83減三線287500.867629888825.53減底993750.932538398497.79汽提蒸氣4887.4975263412.87合計 181.04全塔回流熱 5.8 回流方式及回流熱分配塔頂回流油品溫度為60，使用兩個中段回流，第一個位于減一線與減二線之間（59層），第二個位于減二線與減三線之間（913層）。

29、回流熱分配如下：塔頂回流取熱20% 第一中間段回流取熱45% 第二中間段回流取熱35% 5.9 側(cè)線及塔頂溫度的校核5.9.1 減三線抽出板下的熱平衡數(shù)據(jù)表5-4 減三線抽出板下的熱平衡數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣2981.2542033169.89內(nèi)回流l0.8501298653653l合計出方減頂26560.78732989922.63減一線134370.819129897613.11減二線531250.843929895250.57減三線287500.867629892826.68減

30、底993750.932538398497.79汽提蒸氣2981.2529830729.16內(nèi)回流l0.8501298971971l合 計= 則：l=111164kg/h=111164/440 kmol/h =252.65kmol/h減三線抽出板上的氣相總量： 減三線內(nèi)回流油氣分壓：59.5252.65/718.56=20.92mmhg參考石油煉制工程圖7-26將常壓平衡汽化數(shù)據(jù)換算成20.92 mmhg下的平衡數(shù)據(jù)，其結(jié)果如下表5-5 將常壓平衡汽化數(shù)據(jù)換算成20.92 mmhg下的平衡數(shù)據(jù)項目0%10%30%50%平衡汽化溫差74.51.53常壓平衡汽化溫度446453457.545920.

31、92mmhg下平衡汽化溫度298.5305.5310以上求得的在20.92 mmhg下減三線的泡點溫度為298.5，與原假設(shè)的298很接近，故假設(shè)正確。5.9.2 減二線的溫度校核表5-6 減二線抽出板下的平衡數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣3556.25420331611.79內(nèi)回流l0.8501280703703l合 計 出方減頂26560.78732809632.63減一線134370.819128094613.11減二線531250.843928092950.57減三線287500.8

32、67629875426.68減底993750.932538398497.79汽提蒸氣3556.2528031569.16內(nèi)回流l0.8501280929929l合 計 = 則：l=185486.7kg/h=185486.7/400 kmol/h =463.7kmol/h減二線抽出板上的氣相總量：19.5+56.70+463.7+197.57=737.47kmol/h減二線內(nèi)回流油氣分壓：53.5463.7/737.47=33.64mmhg參考石油煉制工程圖7-26將常壓平衡汽化數(shù)據(jù)換算成33.64 mmhg下的平衡數(shù)據(jù)，其結(jié)果如下表5-7 將常壓平衡汽化數(shù)據(jù)換酸為33.64mmhg下的平衡汽化

33、溫度數(shù)據(jù)項目0%10%30%50%平衡汽化溫差3.58.56.58.5常壓平衡汽化溫度405.5409417.542433.64 mmhg下平衡汽化溫度282.5286292.5以上求得的在33.64 mmhg下減二線的泡點溫度為282.5，與原假設(shè)的280很接近，故假設(shè)正確。5.9.3 減一線的溫度校核表5-8 減一線抽出板下的平衡數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣4618.75420331615.32內(nèi)回流l0.8252170364364l合計 出方減頂26560.78731706911.8

34、4減一線134370.81911704195.63減二線531250.843928071237.83減三線287500.867629888825.53減底993750.932538398497.79汽提蒸氣4618.75170282113.03內(nèi)回流l0.8252170691691l合計 = 則：l=180764.5kg/h=180764.5/328.8 kmol/h =549.77kmol/h減一線抽出板上的氣相總量：19.5+256.60+549.77=825.9kmol/h減一線內(nèi)回流油氣分壓：47.5549.77/825.9=31.62mmhg參考石油煉制工程圖7-26將常壓平衡汽化數(shù)

35、據(jù)換算成31.62 mmhg下的平衡數(shù)據(jù)，其結(jié)果如下表5-9 將常壓平衡汽化數(shù)據(jù)換算成31.62 mmhg下的平衡數(shù)據(jù)項目0%10%30%50%平衡汽化溫差328.5136常壓平衡汽化溫度255.5287.529630931.62mmhg下平衡汽化溫度171.5203.5212以上求得的在31.62mmhg下減一線的泡點溫度為171.5，與原假設(shè)的170很接近，故假設(shè)正確。5.9.4 塔頂溫度校核原定塔頂冷凝回流溫度為60，其焓值為塔頂溫度為75，回流汽油蒸氣的焓值為塔頂冷回流量：kg/h塔頂油氣量：塔頂水蒸氣流量：塔頂油氣分壓：塔頂溫度應(yīng)該是減頂油在其油氣分壓下的露點溫度，在平衡汽化坐標紙上

36、作出減頂油在10mmhg下平衡汽化100%的p-t 相圖，由圖可讀出在下的露點溫度77.2，與原假設(shè)的75很接近，故假設(shè)正確。6 全塔氣液負荷分布圖6.1 第1層塔板上的氣液負荷表6-1 第1層塔板上的氣液負荷數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣4887.49420331616.21內(nèi)回流l0.801675193193l合 計 出方減頂26560.7873945651.50減一線134370.81911704195.63減二線531250.843928071237.83減三線287500.8676

37、29875421.68減底993750.932538398497.79水蒸氣4887.4994266313.02塔頂取熱12.12一中段27.27二中段21.21內(nèi)回流l0.801694653合 計 = 則：氣相總量6.2 減一線抽出板的氣液負荷l =549.77kmol/h氣相總量v=825.9kmol/h6.3 第5層板上的氣液負荷表6-2 第5層板上的氣液負荷數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣4618.75420331615.32內(nèi)回流l0.8331170406406l合 計 出方減頂26

38、560.7873197.57792.07減一線134370.8191197.574510.01減二線531250.843928071237.83減三線287500.867629875421.68減底993750.932538398497.79水蒸氣4618.75197.5287413.27一中段27.27二中段21.21內(nèi)回流l0.8331197.5745745l合 計 = 則：氣相總量6.4 減二線抽出板的氣液負荷l =463.7kmol/h氣相總量v=737.47kmol/h6.5 第9層板上的氣液負荷表6-3 第9層板上的氣液負荷數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg

39、熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣3556.25420331611.79內(nèi)回流l0.8331280703703l合 計 出方減頂26560.78732808882.36減一線134370.819128087911.81減二線531250.843928086245.79減三線287500.867629875421.68減底993750.932538398497.79水蒸氣3556.25280322811.48二中段21.21內(nèi)回流l0.8331280864864l合 計 = 則：氣相總量6.6 減三線抽出板的氣液負荷l =463.7kmol/h氣相總量v

40、=737.47kmol/h6.7 第13層板上的氣液負荷表6-4 第13層板上的氣液負荷數(shù)據(jù)物 料流 率kg/h密 度kg/m3溫 度焓kj/kg熱 量106kj/kg入方氣相液相進料197343390225.44汽提蒸氣2981.2542033169.89內(nèi)回流l0.8723300703703l合 計 出方減頂26560.787330010132.69減一線134370.819130099213.33減二線531250.843930098052.06減三線287500.867630097127.92減底993750.932538398497.79水蒸氣4618.7530030949.22內(nèi)回

41、流l0.8723300982982l合 計 = 則：氣相總量6.8 氣液相負荷分布圖圖3 減壓塔的汽液相負荷分布圖7 減壓塔的工藝尺寸7.1 減壓塔上段的計算取上段氣液負荷最大的減一線抽出板來進行上段直徑及其它的計算：7.1.1 空塔氣速u最大空塔氣速取塔盤間距查設(shè)計計算圖表9-1 得=根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù) 即，這里取0.7則空塔氣速m/s7.1.2 減壓塔上段的塔徑計算氣體流速=按標準圓整，d=6.4m ，可見這里的d與的關(guān)系與基礎(chǔ)化學(xué)工程表10-5的經(jīng)驗關(guān)系相符。7.1.3 確定板間距800mm7.1.4 板上清夜層高度7.2 塔板結(jié)構(gòu)7.2.1 溢流程數(shù)選擇根據(jù)基礎(chǔ)化學(xué)工程下

42、冊表10-6推薦，塔盤選雙流型，溢流堰為弓型，降液管為弓型。7.2.2 溢流堰裝置計算（1） 堰長取堰長（2） 降液管面積查化工原理下冊圖11-16得，所以 ， （3） 校核液體在降液管中的提留時間由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-14 得（4） 堰高由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-9 得因為 ， 由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊圖10-21 查得由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-10 得mm（5） 降液管下端與下層板間距 一般，這里取0.20m/s7.3 浮閥數(shù)與塔板布置（1）浮閥選型根據(jù)基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊表10-2推薦，選擇f1z-3c型，閥片厚度2mm，閥重33g，h=11.5mm，l=11.5mm，直徑39mm，重閥。（2

43、）閥孔氣速根據(jù)由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-17，取所以取臨界閥孔氣速的80%為適宜氣速，即（3） 浮閥數(shù)n根據(jù)基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊圖10-18（5） 塔板布置根據(jù)基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊圖10-26因為m，取邊緣區(qū)寬度，兩邊安定區(qū)寬度，進口堰前寬度，浮閥按等腰三角形叉排，閥孔間距，。閥孔總面積開孔區(qū)面積m所以開孔率7.4 塔板壓降和淹塔情況校核7.4.1 干板壓降全開前全開后7.4.2 液層阻力降7.4.3 塔板的總壓降，值一般很小，可以忽略。全開前全開后7.4.4 淹塔的校核m這里系數(shù)一般取0.57.4.5 降液管的超負荷 （符合要求）7.4.6 霧沫夾帶校核（1） 計算泛點百分率由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10

44、-33根據(jù)基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊圖10-29 查得 由表10-8查得系統(tǒng)因數(shù)為1.0，所以將數(shù)據(jù)代入10-33 得由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-34， 代入數(shù)據(jù)得，因此，符合要求。（2） 夾帶量的計算由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-36式10-37中 將代入式10-37得再將代入式10-36得，符合要求。7.5 操作性能圖圖4 精餾段塔板負荷性能圖7.5.1 霧沫夾帶線取e=75%為霧沫夾帶的上限所以即 表7-1 數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線2項目12345假設(shè) l()0.0460.060.120.210.30165.62164327561080e1.021.021.031.051.0636.2442.0967.4

45、799.88127.904045.8571.23103.64131.669.688.206.105.174.72237.33196.05175.71149.73127.287.5.2 液泛線取液泛時 表7-2 數(shù)據(jù)即可作出液泛線5項目1234假設(shè) l()0.0460.060.120.21165.6216432756e1.021.021.031.0547.1145.5237.147.33286.84278.95253.68214.747.5.3 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限由式得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線47.5.4 液相負荷下限線對于平直堰上，取堰上液層高

46、度作為最小液體負荷標準由基礎(chǔ)化學(xué)工程下冊式10-10得 代入上式得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線37.5.5 漏液線取為操作下限所以據(jù)此可作出漏液線17.5.6 操作點在負荷性能圖上，作出操作點a，連接oa，即作出操作線，由圖可看出，該閥板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由附錄查得： 故操作彈性=7.6 減壓塔下段塔徑確定塔底減壓渣油是最重的油料，如果在高溫下停留時間過長，則其分解，縮合等反應(yīng)會進行得比較顯著。其結(jié)果，一方面生成較多的不凝氣使減壓塔的真空度下降；另一方面會造成塔內(nèi)結(jié)焦。因此，減壓塔的直徑常常縮小以縮短渣油在塔內(nèi)的停留時間。根據(jù)以往經(jīng)驗數(shù)值取下段塔徑為3.2米。此外有的減壓塔還在塔底打入急冷油以降低塔底溫度，減少渣油分解，結(jié)焦的傾向。7.7 確定塔高由煉油過程與設(shè)備所述取又因為所以7.8 主要設(shè)備計算結(jié)果匯總