209萬(wàn)噸每年原油常減壓蒸餾塔設(shè)計(jì)

目錄TOC\o"1-2"\h\z\u14052摘要 I22398Abstract II9330第一章總論 166541.1概述 1107671.2常減壓蒸餾工藝特征 1219951.3常減壓蒸餾技術(shù)方案選擇 1295971.4常減壓蒸餾技術(shù)發(fā)展趨勢(shì) 1221221.5文獻(xiàn)綜述 223369第二章工藝簡(jiǎn)述 4250972.1處理量的確定 4302352.2原油來(lái)源及原油的評(píng)價(jià)數(shù)據(jù) 4183372.3其它物性及條件 4219682.4設(shè)計(jì)計(jì)算的主要內(nèi)容 4243682.5產(chǎn)品方案及常減壓蒸餾流程 512986第三章常壓塔的工藝計(jì)算 717383.1計(jì)算各油品的參數(shù) 714093.2原油實(shí)沸點(diǎn)與平衡汽化關(guān)系換算 761313.3石腦油餾分恩氏與平衡汽化的關(guān)系換算 9130653.4噴氣燃料餾分恩氏與平衡汽化的關(guān)系換算 933953.5柴油餾分恩氏與平衡汽化的關(guān)系換算 1016153.6常減壓蒸餾產(chǎn)品收率及物料衡算 1095843.7決定氣提方式并決定氣提用量 1112683.8選擇塔板型式并決定各段塔板數(shù) 12237153.9確定塔內(nèi)各部位壓力和加熱爐出口壓力 12112803.10計(jì)算汽化段溫度，確定塔底溫度 13201713.11常壓精餾塔計(jì)算草圖 15138953.12塔頂及側(cè)線的溫度的假設(shè)與回流熱分配 16186203.13各側(cè)線及塔頂溫度的校核 17201793.14全塔汽液相負(fù)荷分布圖 21316413.15畫出本塔的氣液負(fù)荷圖 254568第四章常壓塔的操作彈性計(jì)算 27113544.1浮閥類型 27277164.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 27185994.3塔徑計(jì)算 28163334.4浮閥數(shù)及開孔率計(jì)算 29213434.5溢流堰及降液管的選擇 3050694.6水力學(xué)計(jì)算 31282914.7塔板的適宜操作區(qū)和負(fù)荷的上下限 3387164.8塔高的計(jì)算 3613669第五章減壓塔工藝計(jì)算及說(shuō)明 37180965.1減壓各餾分原始數(shù)據(jù)的計(jì)算 37289905.2原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)的計(jì)算 39217475.3減一線恩氏蒸餾與平衡汽化的關(guān)系換算 39173165.4減二線恩氏蒸餾與平衡汽化的關(guān)系換算 4077635.5減三線恩氏蒸餾與平衡汽化的關(guān)系換算 40321135.6減壓10mmHg下的平衡汽化溫度 41103145.7物料平衡 41199905.8確定塔板數(shù) 42114825.9塔板壓力及塔板壓降 4257585.10汽提蒸氣用量 4293335.11精餾塔計(jì)算草圖 43173705.12各側(cè)線溫度及塔頂溫度的求定 43194515.13全塔的熱平衡 44312565.14回流方式及回流熱分配 44286545.15側(cè)線及塔頂溫度的校核 45212075.16全塔汽液相負(fù)荷分布圖 48199825.17汽液相負(fù)荷分布圖 5223814第六章減壓塔工藝尺寸 53104836.1塔徑的計(jì)算及確定 53109136.2填料層高度的確定 53177646.3填料層壓降計(jì)算 54258916.4液體噴淋密度的驗(yàn)算 5419166.5液體分布器的計(jì)算 5426272第七章?lián)Q熱流程設(shè)計(jì) 55219787.1原油一路的換熱 5611947.2原油二路換熱 59234087.3原油三路換熱 60254557.4熱量利用率計(jì)算 63175827.5所需換熱器換熱面積計(jì)算 6368327.6原油一路的換熱 65151287.7原油二路換熱 688987.8原油三路換熱 69149937.9熱量利用率計(jì)算 72319867.10所需換熱器換熱面積計(jì)算 7230164第八章結(jié)論 749996參考文獻(xiàn) 7527645致謝 76摘要本次設(shè)計(jì)主要是對(duì)ESPO原油處理量能力為209萬(wàn)噸/年的常減壓塔及換熱流程的設(shè)計(jì)。常壓塔的設(shè)計(jì)主要是依據(jù)所給的原油評(píng)價(jià)數(shù)據(jù)，對(duì)常壓塔進(jìn)行工藝計(jì)算，對(duì)減壓塔進(jìn)行工藝計(jì)算以及對(duì)換熱流程的初步設(shè)計(jì)計(jì)算。設(shè)計(jì)的結(jié)果是：常壓塔采取兩側(cè)線，常壓塔塔頂生產(chǎn)汽油，兩個(gè)側(cè)線分別生產(chǎn)噴氣燃料和柴油，體積收率依次為16.0%、13.3%、21.7%，塔板外徑為4.2m,塔高為23.051m；減壓塔采取三側(cè)線,各側(cè)線重量收率依次為19.3%、19.9%、11.6%，采用M252Y規(guī)整填料，上部塔徑為6.4m,下部塔徑為3.2m，塔高為10m；換熱流程將原油分為三路分別逐級(jí)與產(chǎn)品換熱。本次設(shè)計(jì)結(jié)果表明，參數(shù)的校核結(jié)果與假設(shè)值之間誤差在允許范圍內(nèi)，其余均在經(jīng)驗(yàn)值范圍內(nèi)，本次設(shè)計(jì)就此完成。關(guān)鍵詞：常壓蒸餾塔；減壓蒸餾塔；換熱流程AbstractThedesignismainlydesignedfortheESPOcrudeoil'satmosphericvacuumdistillationtowerandheatexchangerwhichprocessingcapacityis2090000tons/year.Thedesignoftheatmospherictowerismainlybasedontheevaluationofcrudedata,theatmospherictowerprocesscalculation,thevacuumtowerprocesscalculationandtheheatexchangeprocessofpreliminarydesigncalculations.Theresultofthedesignis:theatmospherictowertakestwosides,theproductionoftheoverheadlineisgasoline,twolaterallineswereproducingjetfuelanddiesel,volumeyieldare16.0%,13.3%,21.7%,platedimeteris4.2m,heightis23.051m;vacuumtowertakes3sidings,thelineweightyieldwere19.3%,19.9%,11.6%,usingM525Ystructuredpacking,uppertowerdimeteris6.4m,thelowertowerdimeteris3.2m,heightis10m,heattransferprocessofcrudeoilisdividedinto3wayaresequentialandproductofheatexchanger.Theresultofthedesignshowsthatthevaluebetweenparameter'scheckresultsandtheassumptioniswithintheerrorrange,theremainingvalueisintheexperience'srange,thedesignisdonethereon.Keywords:Atmosphericdistillationtower;Vacuumdistillationtower;Theheattransferprocess第一章總論1.1概述石油是極其復(fù)雜的混合物，要從原油中提煉出多種多樣的燃料、潤(rùn)滑油和其他產(chǎn)品，基本途徑是：將原油分割成不同沸程的餾分，然后按照油品的使用要求，除去這些六分鐘的非理想組分，或者是經(jīng)由化學(xué)轉(zhuǎn)化形成所需要的組成，進(jìn)而獲得合格的石油產(chǎn)品。蒸餾正是一種合適的手段，而且常常也是一種最經(jīng)濟(jì)、最容易實(shí)現(xiàn)的分離手段。它能夠?qū)⒁后w混合物按其所含組分的沸點(diǎn)或蒸汽壓的不同而分離為輕重不同的各種餾分，或是分離為近似純的產(chǎn)物。正因?yàn)檫@樣，幾乎所有的煉油廠中，第一個(gè)加工裝置就是蒸餾裝置，例如常減壓蒸餾。1.2常減壓蒸餾工藝特征原油常壓精餾塔是常減壓蒸餾裝置的重要組成部分，此塔在接近常壓下操作，故稱常壓塔。原油在常壓塔里進(jìn)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)物稱常壓重油。將原油350℃以上的高沸點(diǎn)餾分在減壓和較低的溫度下通過(guò)蒸餾取得叫做減壓蒸餾，減壓蒸餾的核心設(shè)備是減壓精餾塔和抽真空設(shè)備。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)的不同，減壓塔可分為潤(rùn)滑油型和燃料型減壓塔，其特點(diǎn)是要求盡量避免油料發(fā)生分解反應(yīng)的條件下盡可能多地拔出減壓餾分油。1.3常減壓蒸餾技術(shù)方案選擇原油煉制加工方案，主要根據(jù)其特性、市場(chǎng)需要、經(jīng)濟(jì)效益、投資力度等因素決定。石油煉制加工方案大體可以分為三種類型：（1）燃料型主要產(chǎn)品是用燃料的石油產(chǎn)品。除了生產(chǎn)部分重油燃料油外，減壓餾分油和減壓渣油通過(guò)各種輕質(zhì)化過(guò)程轉(zhuǎn)化為各種輕質(zhì)燃料。（2）燃料－潤(rùn)滑油型除了生產(chǎn)燃料的石油產(chǎn)品外，部分或大部分減壓餾分油和減壓渣油還用于生產(chǎn)各種潤(rùn)滑油產(chǎn)品。

（3）燃料－化工型除了生產(chǎn)燃料產(chǎn)品外，還生產(chǎn)化工原料和化工產(chǎn)品。本設(shè)計(jì)根據(jù)原油評(píng)價(jià)數(shù)據(jù)中硫含量為0.65w%，不低，粘度偏高可知選擇燃料型加工方案為適宜方案。1.4常減壓蒸餾技術(shù)發(fā)展趨勢(shì)常壓撥出率和餾分質(zhì)量影響著直餾柴油的收率，對(duì)全廠的經(jīng)濟(jì)效益有重大的影響。目前，常壓塔的發(fā)展趨勢(shì)是塔盤數(shù)不斷增加，塔盤效率不斷提高。新設(shè)計(jì)的常壓塔，其精餾段的塔盤數(shù)不應(yīng)少于50層。適當(dāng)增加塔盤數(shù)投資增加不多，得到的經(jīng)濟(jì)效益卻非常顯著。而減壓蒸餾的趨勢(shì)為改進(jìn)減壓蒸餾，發(fā)展?jié)櫥秃褪灥纳a(chǎn)，為了在減壓塔獲得必需的分餾精度，同時(shí)又盡量減少全塔壓降，國(guó)內(nèi)外的發(fā)展趨勢(shì)都是采用全填料型的減壓塔，同時(shí)不斷改進(jìn)填料分布器的結(jié)構(gòu)，提高分餾效率，Mellapakplus等新型填料，已得到了廣泛應(yīng)用。1.5文獻(xiàn)綜述常減壓蒸餾技術(shù)現(xiàn)狀1.5.1國(guó)外蒸餾裝置技術(shù)現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢(shì)煉油廠的大型化是提高其勞動(dòng)生產(chǎn)率和經(jīng)濟(jì)效益，降低能耗和物耗的一項(xiàng)重要措施。按2004年一月底的統(tǒng)計(jì)，全世界共有717座煉油廠，總加工能力4103Mt/a。其中加工能力在10Mt/a以上的煉油廠126座，分散在34個(gè)國(guó)家和地區(qū)，有16座加工能力在20Mt/a以上?，F(xiàn)在單套蒸餾裝置一般都在5Mt/a以上，不少裝置已達(dá)到10Mt/a?，F(xiàn)在最大的單套蒸餾裝置處理量為15Mt/a。整體蒸餾裝置將原油分為：常壓渣油、含蠟餾分油、中間餾分油和石腦油組分。常壓部分出常壓渣油、中間餾分和石腦油以下的餾分。中間餾分在加氫脫硫分餾塔中分餾煤油、輕、重柴油，常壓渣油進(jìn)入高真空減壓蒸餾，分餾出的蠟油作為催化裂化裝置和加氫裂化裝置的原料。整體蒸餾裝置可以節(jié)省投資30％左右。電脫鹽方面：以Petrolite和Howe-Beaket二公司的專利技術(shù)較為先進(jìn)。Howe-Beaket技術(shù)主要為低速脫鹽，Petrolite已在低速脫鹽的基礎(chǔ)上開發(fā)了高速電脫鹽。塔內(nèi)件方面：以Koch-Glitcsh、Sulzer和Norton為代表，擁有較先進(jìn)的專利技術(shù)，公司開發(fā)出了SuperFRACI.SuperFRACV高效塔盤和Gempak填料，Sulzer在原有Mellapak填料的基礎(chǔ)上開發(fā)了Mllapakplus和Optiflow高效填料。產(chǎn)品質(zhì)量方面：國(guó)外蒸餾裝置典型的產(chǎn)品分餾精度一般為：石腦油和煤油的脫空度ASTMD86(5%-95%)13℃；煤油和輕柴油的脫空度ASTMD86(5%-95%)-20℃；輕蠟油與重蠟油的脫空度ASTMD1160(5%-95%)5℃，潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油也基本滿足窄餾分、淺顏色。1.5.2國(guó)內(nèi)蒸餾裝置技術(shù)現(xiàn)狀我國(guó)蒸餾裝置規(guī)模較小，大部分裝置處理能力為2.5Mt/a，僅有幾套裝置的加工能力超過(guò)4.5Mt/a。我國(guó)蒸餾裝置的總體技術(shù)水平與國(guó)外水平相比，在處理能力、產(chǎn)品質(zhì)量和撥出率方面存在較大的差距。最近幾年，隨著我國(guó)煉油工業(yè)的發(fā)展，為縮短與世界先進(jìn)煉油廠的差距，我國(guó)新建蒸餾裝置正向大型化方向發(fā)展，陸續(xù)建成了鎮(zhèn)海、高橋8Mt/a及西太平洋10Mt/a等大型化的蒸餾裝置等，其中高橋?yàn)闈?rùn)滑油型大型蒸餾裝置，擬建的大型蒸餾裝置也基本為燃料型。我國(guó)蒸餾裝置側(cè)線產(chǎn)品分離精度差別較大，如中石化有些煉油廠常頂和常一線能夠脫空，但尚有40%的裝置常頂與常一線恩氏蒸餾餾程重疊超過(guò)10℃，最多重疊達(dá)86℃。多數(shù)裝置常二線與常三線恩氏蒸餾餾程重疊15℃以上，實(shí)沸點(diǎn)重疊則超出25℃。潤(rùn)滑油餾分切割也同國(guó)外先進(jìn)水平存在一定差距，主要表現(xiàn)在輕質(zhì)潤(rùn)滑油餾分的發(fā)揮及中質(zhì)潤(rùn)滑油餾分的殘?zhí)?、顏色和安定性等方面存在差距較大。第二章工藝簡(jiǎn)述2.1處理量的確定根據(jù)任務(wù)書中所定：2XX萬(wàn)噸/年XX學(xué)號(hào)后兩位數(shù)，則本設(shè)計(jì)的處理量為209萬(wàn)噸/年；根據(jù)正常生產(chǎn)和檢修確定操作時(shí)間：8000小時(shí)/年2.2原油來(lái)源及原油的評(píng)價(jià)數(shù)據(jù)原油名稱：ESPO原油原油產(chǎn)地：俄羅斯東西伯利亞管道原油ESPO原油20℃密度為845.6kg/m,屬中質(zhì)原油；硫含量不低，為0.65ω%，20℃及50℃的運(yùn)動(dòng)粘度分別為12.570mm/s、5.354mm/s；傾點(diǎn)低，小于-35℃；酸值低，為0.08mgKOH/g；鹽含量高，為94.2mgNaCL/L；氮含量不高，為0.21ω%；殘?zhí)繛?.51ω%；金屬Ni、V含量含量低，分別為2.510μg/g及3.448μg/g；從餾程看,340℃前餾出量為59.0φ%，輕質(zhì)油收率較高。其特性因數(shù)為12.2，歸屬含硫石蠟基原油注意:該原油鹽含量較高，在原油加工過(guò)程中注意加強(qiáng)原油的脫鹽、防腐工作。2.3其它物性及條件常壓設(shè)兩個(gè)中段循環(huán)回流,每個(gè)中段循環(huán)回流取熱量為全塔回流熱的30％;過(guò)汽化油為2％(重)。減壓設(shè)為兩個(gè)中段回流，每個(gè)中段回流取熱量為全塔回流熱的40%,過(guò)汽化度為2%，塔頂循環(huán)回流量為20%。汽提水蒸汽均采用過(guò)熱水蒸汽:420℃,0.3MPa2.4設(shè)計(jì)計(jì)算的主要內(nèi)容常壓蒸餾塔工藝計(jì)算：1)工藝參數(shù)計(jì)算；2)操作條件的確定；3).蒸餾塔各點(diǎn)溫度核算；4).蒸餾塔汽、液負(fù)荷計(jì)算。常壓蒸餾塔尺寸計(jì)算：1)塔徑計(jì)算；2)塔高計(jì)算。常壓蒸餾塔水力學(xué)計(jì)算減壓蒸餾塔工藝計(jì)算1)工藝參數(shù)計(jì)算；2)操作條件的確定；3).蒸餾塔各點(diǎn)溫度核算；4).蒸餾塔汽、液負(fù)荷計(jì)算。減壓蒸餾塔尺寸計(jì)算換熱流程的熱量計(jì)算1)各級(jí)換熱最終溫度的確定；2)熱量利用率的計(jì)算；3)換熱面積的計(jì)算。2.5產(chǎn)品方案及常減壓蒸餾流程產(chǎn)品方案設(shè)計(jì)的產(chǎn)品方案是：常壓塔采取兩側(cè)線，常壓塔塔頂生產(chǎn)汽油，汽油的餾程為初餾點(diǎn)到165℃；兩個(gè)側(cè)線分別生產(chǎn)噴氣燃料和柴油，噴氣燃料的餾程為165℃~240℃，柴油的餾程為240℃~350℃。減壓塔采取三側(cè)線，三個(gè)側(cè)線的餾程依次為350℃~430℃,430℃~480℃,480℃~520℃。換熱流程將原油分為三路分別逐級(jí)與產(chǎn)品換熱。表2-1常壓產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)產(chǎn)品名稱沸點(diǎn)范圍℃產(chǎn)率%(重)相對(duì)密度特性因數(shù)恩氏蒸餾數(shù)據(jù),℃初10%30%50%70%90%終石腦油初~16516.630.709312.2434.260.386.8106.4125.7144.5151.2噴氣燃料165~24010.250.787011.96159.0181.2190.6199.4208.5224.7232.5柴油240~35022.230.836911.94245.0258.0274.4292.9311.3332.6342.4常壓渣油>35048.980.9214表2-2減壓產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)產(chǎn)品名稱沸點(diǎn)范圍℃產(chǎn)率%(重)特性因數(shù)相對(duì)密度恩氏蒸餾數(shù)據(jù),℃初10%30%50%70%90%終減一線350~43019.311.920.885352.86369.25377.23388.26401.76405.5減二線430~48019.912.110.896423.54430.65442.58449.63453.64462.60減三線480~52011.612.300.898471.26480.21483.67486.99489.44490.71減壓渣油>52049.20.9650常減壓蒸餾流程從原油的處理過(guò)程來(lái)看，上述常減壓蒸餾裝置分為原油初餾（預(yù)汽化）、常壓蒸餾和減壓蒸餾三部分，油料在每一部分都經(jīng)歷一次加熱——汽化——冷凝過(guò)程，故稱之為“三段汽化”。如從過(guò)程的原理來(lái)看，實(shí)際上只是常壓蒸餾與減壓蒸餾兩部分，而常壓蒸餾部分可采用單塔（僅用一個(gè)常壓塔，不用初餾塔）流程或者用雙塔（用初餾塔和常壓塔）流程。國(guó)內(nèi)大型煉油廠的原油蒸餾裝置多采用的典型三段汽化常減壓蒸餾流程：圖2-1常減壓塔的工藝流程圖本次設(shè)計(jì)僅采用常壓塔和減壓塔雙塔操作。第三章常壓塔的工藝計(jì)算3.1計(jì)算各油品的參數(shù)經(jīng)過(guò)系列計(jì)算，將各油品性質(zhì)繪制為下表：表3-1原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)名稱體積平均沸點(diǎn)恩氏蒸餾90~10%斜率立方均沸點(diǎn)/中平均沸點(diǎn)/特性因數(shù)K分子量M臨界溫度/℃臨界壓力/Mpa焦點(diǎn)壓力/Mpa焦點(diǎn)溫度/℃比重指數(shù)石腦油104.71.0525102.198.112.24103276.90.1212.87345.266.6噴氣燃料200.90.5438199.8198.211.96164387.00.0890.75413.747.25柴油293.80.9325292.3289.511.94239478.00.0680.55501.136.69原油12.20-3.2原油實(shí)沸點(diǎn)與平衡汽化關(guān)系換算序號(hào)餾出溫度℃窄餾分序號(hào)餾出溫度℃窄餾分序號(hào)餾出溫度℃窄餾分重，%ρ20,g/cm3重，%ρ20,g/cm3重，%ρ20,g/cm31653.90.6412922024.290.79681742557.480.88662805.890.68951024026.880.80541845062.8131007.980.71021125028.200.81271947066.77412010.340.72381227532.890.82112050071.40514012.730.73871330041.680.83442152073.99616516.630.75361432046.020.847822>52098.09718018.870.76631535049.110.8590820021.980.77691639552.880.8788已知原油的實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)見表3-2：表3-2原油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)1、由表3-2的相關(guān)數(shù)據(jù)繪制下圖2、由公式:餾分體積%=餾分的重量%×原油相對(duì)密度/餾分油相對(duì)密度可計(jì)算每餾分占原油體積%，得下圖由圖3-2可得到下表：表3-1原油常壓實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)汽化（體積分?jǐn)?shù)），%010305070溫度，℃21.1100.3228.1343.1479.0經(jīng)過(guò)一系列換算，將結(jié)果繪制下表：表3-2原油常壓平衡汽化蒸餾數(shù)據(jù)汽化（體積分?jǐn)?shù)）%010305070平衡蒸發(fā)各點(diǎn)參考溫度/℃97.8144.2237.0329.8422.6實(shí)際平衡汽化各點(diǎn)溫差/℃-4.020.000.53-3.2913.20實(shí)際平衡汽化溫度/℃93.78144.2237.53326.51435.80依表3-2畫出原油的常壓平衡汽化曲線,如下圖3-3所示：圖3-3原油平衡汽化蒸餾曲線（體積分?jǐn)?shù)）3.3石腦油餾分恩氏與平衡汽化的關(guān)系換算石腦油恩氏蒸餾10%～70%點(diǎn)斜率=（125.7－60.3）／（70－10）=1.09（℃／%）查《石油煉制工程》圖6-10得：平衡汽化50%點(diǎn)溫度－恩氏蒸餾50%點(diǎn)溫度=－15.2（℃）故平衡汽化50%點(diǎn)溫度=106.4－15.2=91.2（℃）將石腦油最終換算的平衡蒸發(fā)溫度匯總為表3-6所示：表3-3石腦油平衡蒸發(fā)溫度(0.101Mpa)恩氏蒸餾，(體)%0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡蒸發(fā)溫差，℃平衡蒸發(fā)50%點(diǎn)溫差，℃平衡蒸發(fā)溫度，℃34.260.386.8106.4125.7144.5151.226.126.519.619.318.86.710.015.99.39.28.02.4106.4－15.2=91.256.066.081.991.2100.4108.4110.83.4噴氣燃料餾分恩氏與平衡汽化的關(guān)系換算噴氣燃料恩氏蒸餾10%～70%點(diǎn)斜率=（208.5－181.2）/（70－10）=0.455（℃／%）查《石油煉制工程》圖6-10得：平衡汽化50%點(diǎn)溫度－恩氏蒸餾50%點(diǎn)溫度=2.1（℃）故平衡汽化50%點(diǎn)溫度=199.4＋2.1=201.5（℃）將噴氣燃料最終換算的平衡蒸發(fā)溫度匯總為表3-4所示：表3-4噴氣燃料平衡蒸發(fā)溫度(0.101Mpa)恩氏蒸餾，(體)%0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡蒸發(fā)溫差，℃159.0181.2190.6199.4208.5224.7232.522.29.48.89.116.27.88.45.83.74.25.81.9平衡蒸發(fā)50%點(diǎn)溫差，℃平衡蒸發(fā)溫度，℃199.4＋2.1=201.5183.6192.0197.8201.5205.7211.5213.43.5柴油餾分恩氏與平衡汽化的關(guān)系換算柴油恩氏蒸餾10%～70%點(diǎn)斜率=（320.4－261.2）／（70－10）=0.987（℃／%）查《石油煉制工程》圖6-10得：平衡汽化50%點(diǎn)溫度－恩氏蒸餾50%點(diǎn)溫度=7.9（℃）故平衡汽化50%點(diǎn)溫度=299.3＋7.9=307.2（℃）將噴汽燃料最終換算的平衡蒸發(fā)溫度匯總為表3-5所示：表3-5柴油平衡蒸發(fā)溫度(0.101Mpa)恩氏蒸餾，(體)%0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡蒸發(fā)溫差，℃平衡蒸發(fā)50%點(diǎn)溫差，℃平衡蒸發(fā)溫度，℃245.0261.2278.8299.3320.4346.5359.216.217.620.521.126.112.75.49.39.410.112.42.7299.3＋7.9=307.2283.1288.5297.8307.2317.3329.7332.43.6常減壓蒸餾產(chǎn)品收率及物料衡算3.6.1切割點(diǎn)和產(chǎn)品收率的確定切割點(diǎn)的確定方法以噴氣燃料和柴油之間切割點(diǎn)的確定為例，由前面的計(jì)算可知：噴氣燃料的實(shí)沸點(diǎn)終餾點(diǎn)是242.5℃，柴油的實(shí)沸點(diǎn)初餾點(diǎn)是207.9℃.則：噴氣燃料和柴油之間的切割點(diǎn)=（242.5＋207.9）/2=225.2℃在圖3-1原油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線上225.2℃處作一水平線交曲線一點(diǎn)，以此點(diǎn)做垂線交橫軸質(zhì)量分?jǐn)?shù)，此點(diǎn)值為27.1%按同樣的方法可找出石腦油和噴氣燃料切割點(diǎn)對(duì)應(yīng)的橫坐標(biāo)值為13.7%，由此可確定噴氣燃料的質(zhì)量收率為：27.1%-13.7%=13.4%同樣的方法在圖3-2上確定噴氣燃料的體積收率為：29.3%-16.0%=13.3%同理可確定各產(chǎn)品的切割點(diǎn)和收率，結(jié)果如下表：表3-6原油常壓切割方案產(chǎn)品實(shí)沸點(diǎn)切割點(diǎn)/℃實(shí)沸點(diǎn)沸程/℃收率/%密度恩氏蒸餾溫度/℃體積質(zhì)量0%10%30%50%70%90%100%石腦油142.411.9~156.916.013.70.709334.260.386.8106.4125.7144.5151.2噴氣燃料225.2127.9~242.513.313.40.7870159.0181.2190.6199.4208.5224.7232.5柴油359207.9~359.021.724.70.8369245.0258.0274.4292.9311.3332.6342.43.6.2物料衡算物料平衡可由同一原油，同一產(chǎn)品方案的相同裝置的常壓塔的生產(chǎn)數(shù)據(jù)確定，確定后列物料平衡表：表3-7物料平衡表（按每年開工8000小時(shí)計(jì)）物料產(chǎn)率（%）年處理量Mt/a時(shí)處理量kg/h分子流量kmol/h體積質(zhì)量石腦油16.013.728.6335791.25347.49噴氣燃料13.313.428.0135007.5213.46柴油21.724.751.6264528.75269.99重油49.048.2100.74125922.5-總和100100209261250原油100100209261250-3.7決定氣提方式并決定氣提用量只有塔底重油采用過(guò)熱水蒸氣汽提，使用的是溫度為420℃、壓力為0.3MPa的過(guò)熱水蒸氣，參考《石油煉制工程》表6-16取定汽提水蒸汽用量如下表：表3-8汽提水蒸氣用量油品質(zhì)量分?jǐn)?shù)（對(duì)產(chǎn)品），%kg/h塔底重油33777.68合計(jì)-3777.683.8選擇塔板型式并決定各段塔板數(shù)3.8.1塔板型的選擇根據(jù)設(shè)計(jì)要求和實(shí)際情況，采用板式塔。各種板式塔有關(guān)結(jié)構(gòu)性能比較如下表：表3-9各種塔板比較塔板優(yōu)點(diǎn)缺點(diǎn)泡罩塔板不容易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，對(duì)臟物不敏感結(jié)構(gòu)復(fù)雜造價(jià)高，塔板壓降大，霧末夾帶現(xiàn)象嚴(yán)重．塔板效率均勻篩板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，氣體，壓降小操作彈性地，篩孔小，易堵塞浮閥塔板生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率高，氣體壓降小，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低不宜處理易結(jié)焦，或黏度大噴射型塔板開孔率較大，可采用較高的空塔氣速，生產(chǎn)能力大，塔板效率高操作彈性大．氣相夾帶本次設(shè)計(jì)常壓塔板選用浮閥塔塔板。3.8.2各段塔板數(shù)的確定決定本常壓石油分餾塔的塔板數(shù)如下表：表3-10塔板數(shù)的確定被分離的餾分塔板數(shù)石腦油—噴氣燃料9噴氣燃料—柴油6柴油—汽化段3進(jìn)料—塔底4取兩個(gè)中段循環(huán)回流，每個(gè)中段循環(huán)回流用3層換熱塔板，所以全塔的換熱塔板數(shù)共為6層，全塔塔板數(shù)28層。3.9確定塔內(nèi)各部位壓力和加熱爐出口壓力取塔頂產(chǎn)品罐壓力為0.13MPa。塔頂采用兩級(jí)冷凝冷卻流程。取塔頂空冷器壓力降為0.01MPa，使用一個(gè)管殼式后冷器，殼程壓力降取0.017MPa。故塔頂壓力=0.13+0.01+0.017=0.157MPa(絕)取每層浮閥塔板壓力降為0.5kPa(4mmHg)，則推算得常壓塔各關(guān)鍵部位的壓力如下(單位MPa)：塔頂壓力0.157；常一線抽出板（第12層）上壓力=0.157+11×0.5×10-3=0.163；常二線抽出板（第21層）上壓力=0.157+20×0.5×10-3=0.167；汽化段壓力（第24層下）壓力=0.157+24×0.5×10-3=0.169；取轉(zhuǎn)油線壓力降為0.035MPa，則加熱爐出口壓力為：0.169＋0.035=0.204MPa3.10計(jì)算汽化段溫度，確定塔底溫度3.10.1計(jì)算汽化段中進(jìn)料的汽化率根據(jù)《塔的工藝計(jì)算》表1-7，過(guò)汽化量選定占進(jìn)料重量的2%（體積為2.03%）即過(guò)汽化油量為5225千克/時(shí)，其中過(guò)汽化油量占進(jìn)料體積占2.03%。要求進(jìn)料在汽化段的汽化率為eF為：eF（體積分?jǐn)?shù)）=（16.0+13.3+21.7+2.03）%=53.03%3.10.2汽化段的油汽分壓汽化段各物料量流量如表3-11： 表3-11汽化段物料流量表汽化段物料流量（kmol/h）石腦油347.49噴氣燃料213.46柴油269.99過(guò)汽化油17.42油汽量合計(jì)848.36其中過(guò)汽化油的相對(duì)分子量取300。則塔底汽提水蒸氣用量=3777.68/18=209.87kmol/h由此計(jì)算得汽化段的油氣分壓為0.169×848.36/（848.36＋209.87）=0.132(MPa)3.10.3汽化段溫度的初步求定從圖3-3可查得在常壓下汽化率53.03%（體積分?jǐn)?shù)）時(shí)的溫度為343.1℃，此即為欲求的汽化段的溫度tF。再按《石油化工工藝計(jì)算圖表》圖6-1-18烴類與原油窄餾分的蒸汽壓圖換算為汽化段油氣分壓0.132MPa條件下的溫度為361℃，由圖3-4所示。圖3-4油氣分壓0.132Mpa的溫度圖3.10.4汽化段溫度的校核校核的主要目的是看由要求的加熱爐出口溫度是否合理。校核的方法是作絕熱閃蒸過(guò)程的熱平衡計(jì)算以求得爐出口溫度。當(dāng)汽化率（體積分?jǐn)?shù)）=53.03%，=361℃時(shí)，進(jìn)料在汽化段中的焓計(jì)算結(jié)果如表3-10所示。所以=270.1×106/261250=1033.9（kJ/kg）表3-12進(jìn)料帶入汽化段的熱量（P=0.169MPa，t=361℃）油料焓，kJ/kg熱量，kJ/h氣相液相石腦油1189-1189×35791.25=42.56×106噴氣燃料1147-1147×35007.5=40.15×106柴油1130-1130×64528.75=72.92×106過(guò)汽化油1118-1118×5225=5.84×106重油-900900×120697.5=108.63×106合計(jì)--=270.1×106再按上述方法作出原油在加熱爐出口壓力0.204MPa下的平衡汽化曲線，因考慮到生產(chǎn)噴氣燃料，限定爐出口溫度為不超過(guò)370℃，讀出在370℃時(shí)的汽化率為49.27%（體積分?jǐn)?shù)）。顯然，<,即在加熱爐出口條件下過(guò)汽化油和部分常二線產(chǎn)品處于液相，據(jù)此可算出在加熱爐出口條件下的焓值。表3-13進(jìn)料在加熱爐出口攜帶的熱量（P=0.204MPa，t=370℃）物料焓，kJ/kg熱量，kJ/h氣相液相石腦油1223-1223×35791.25=43.77×106噴氣燃料1181-1181×35007.5=41.34×106柴油氣相1156-1156×62357.6=72.09×106液相-10011001×2171.15=2.17×106重油-929929×125922.5=116.98×106合計(jì)--Q0=276.36×106所以=276.36×106/261250=1057.8kJ/kg顯然=1057.8kJ/kg>=1033.9kJ/kg，校核結(jié)果表明略高于，所以在設(shè)計(jì)的汽化溫度361℃之下，既能保證所需的拔出率（體積分?jǐn)?shù)53.03%），爐出口溫度也不至于超過(guò)允許限度。3.10.5塔底溫度取塔底溫度比汽化段溫度低7℃，即361-7=354（℃）。3.11常壓精餾塔計(jì)算草圖將塔體、塔板、進(jìn)料及產(chǎn)品進(jìn)出口、中段循環(huán)回流位置、汽提返塔位置、塔底汽提點(diǎn)等繪成草圖如圖3-4所示。圖3-5常壓精餾塔計(jì)算草圖3.12塔頂及側(cè)線的溫度的假設(shè)與回流熱分配3.12.1假設(shè)塔頂及各側(cè)線的溫度參考同類裝置的操作數(shù)據(jù)，先假定塔頂及各側(cè)線抽出溫度如下：塔頂溫度：107℃；噴氣燃料抽出板（第12層）溫度：180℃柴油抽出板（第21層）溫度：280℃3.12.2全塔回流熱先判斷是飽和還是過(guò)熱水蒸氣。再根據(jù)《化工熱力學(xué)》附錄查水蒸汽的焓值并計(jì)算列表如下：按上述假設(shè)的溫度條件作全塔熱平衡（見表3-14），由此求出全塔回流熱。所以，全塔回流熱Q=（282.6－206.1）×106=76..5×106kJ/h表3-14全塔熱平衡物料流量密度操作條件焓，kJ/kg熱量kg/h壓力，MPa溫度，℃氣相液相kJ/h入方進(jìn)料2612500.84560.169361——汽提水蒸氣3777.7—0.34203316—合計(jì)265027.7—————出方石腦油35791.250.70930.157107611—噴氣燃料35007.50.7870.163180—448柴油64528.750.83690.169280—727渣油125922.50.92140.172354—885水蒸氣3777.7—0.1571072700—合計(jì)265027.7—————3.12.3回流方式及回流熱分配塔頂采用二級(jí)冷凝冷卻流程，塔頂回流溫度定為60℃。采用兩個(gè)中段回流。第一個(gè)回流介于塔頂與常一線之間（第3～5層），第二個(gè)回流介于常一線與常二線之間（第14～16層）。計(jì)算結(jié)果如表3-15所示：表3-15回流熱如下分配（回流熱配比4:3:3）回流熱%熱量，kJ/h塔頂4030.6×106第一中段回流3022.95×106第二中段回流3022.95×1063.13各側(cè)線及塔頂溫度的校核校核由下而上進(jìn)行。3.13.1柴油抽出層（第21層）溫度校核按范圍做21層以下的熱平衡表圖3-6第21層以下塔段的熱平衡圖由熱平衡得：282.63×106＋708L=242.77×106＋942L所以，內(nèi)回流L=170342（kg/h）柴油抽出層上柴油內(nèi)回流千克分子數(shù)為（取內(nèi)回流的分子量M=239）170342/239=721.7（kmol/h）柴油抽出板上方氣相總量為：347.49+213.46+269.99+848.36=1679.3（kmol/h）柴油蒸汽（即內(nèi)回流）分壓為：0.167×721.7/1679.3=0.072（MPa）表3-16第21層以下塔段的熱平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作條件焓kJ/kg熱量kJ/h壓力，MPa溫度，℃氣相液相入方進(jìn)料2612500.84560.169361--270.1×106汽提蒸汽3777.68-0.34203316-12.53×106內(nèi)回流L0.82500.167～275-708708L合計(jì)265027.68+L282.63×106＋708L出方常頂35791.250.70930.167280992-35.5×106常一線35007.50.78700.167280963-33.71×106常二線62357.60.83690.167280-72750.28×106常底125922.50.92140.171354-888111.82×106水蒸氣3777.68-0.1672803033-11.46×106內(nèi)回流L0.82500.167280942-942L合計(jì)265027.68+L242.77×106＋942L由柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算0.072MPa下平衡汽化0%點(diǎn)溫度。由《石油煉制工程》圖6-24查得0.072MPa下平衡蒸發(fā)30%的溫度是293.8由于5～760毫米汞柱范圍不同壓力下的平衡蒸發(fā)各段溫差是相等的，柴油餾出10-30%、0-10%的平衡蒸發(fā)溫差分別為9.3℃、5.4℃，所以0.084MPa下平衡蒸發(fā)0%點(diǎn)溫度為：293.8-9.3-5.4=279.1表3-17柴油平衡蒸發(fā)溫度(0.084Mpa)恩氏蒸餾，(體)%0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡蒸發(fā)溫差，℃平衡蒸發(fā)50%點(diǎn)溫差，℃常壓平衡蒸發(fā)溫度，℃245.0261.2278.8299.3320.4346.5359.216.217.620.521.126.112.75.49.39.410.112.42.7299.3＋7.9=307.2283.1288.5297.8307.2317.3329.7332.40.084MPa平衡汽化溫度，℃280.3285.7295.0304.4314.5326.9329.6由上求得的在0.072MPa下常二線抽出板的泡點(diǎn)溫度為279.1℃，與原假設(shè)的280℃很接近，可以認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。3.13.2噴氣燃料抽出板按范圍做12層以下的熱平衡表表3-18第12層以下塔段的熱平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作條件焓kJ/kg熱量kJ/h壓力/MPa溫度/℃氣相液相入方進(jìn)料2612500.84560.169361--270.1×106汽提蒸汽3777.7-0.34203316-12.5×106內(nèi)回流L0.76830.163～175-387340L合計(jì)265027.7+L282.6×106＋387L出方常頂35791.250.70930.163180745-26.66×106常一線35007.50.78700.163180-45315.86×106常二線64528.750.83690.167280-72746.91×106常底125922.50.92140.172354-888111.82×106水蒸氣3777.7-0.1631802832-16.37×106內(nèi)回流L0.76830.163180773-733L第二中段回流22.95×106合計(jì)266834.49+L234.9×106＋773L由熱平衡得282.6×106＋387L=234.9×106＋773L所以，內(nèi)回流L=123575.2（kg/h）噴氣燃料抽出層上噴氣燃料內(nèi)回流千克分子數(shù)為（取內(nèi)回流的分子量M=163）123575.2/163=758.1（kmol/h）常一線抽出板上方氣相總量為：347.49+310.25+758.1=1415.9（kmol/h）常一線蒸汽（即內(nèi)回流）分壓為：0.163×758.1/1415.9=0.09（MPa）由噴氣燃料常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算0.09MPa下平衡汽化0%點(diǎn)溫度。由《石油煉制工程》圖6-24查得0.09MPa下平衡汽化30%的溫度是194.6由于5～760毫米汞柱范圍不同壓力下的平衡蒸發(fā)各段溫差是相等的，柴油餾出10-30%、0-10%的平衡蒸發(fā)溫差分別為5.8℃、8.4℃，所以0.09MPa下平衡汽化0%點(diǎn)溫度為：194.6-5.8-8.4=180.4表3-19噴氣燃料平衡蒸發(fā)溫度（0.09Mpa)恩氏蒸餾，(體)%恩氏蒸餾，℃恩氏蒸餾溫差，℃平衡蒸發(fā)溫差，℃0%10%30%50%70%90%100%159.0181.2190.6199.4208.5224.7232.522.29.48.89.116.27.88.45.83.74.25.81.9平衡蒸發(fā)50%點(diǎn)溫差，℃平衡蒸發(fā)溫度，℃199.4＋2.1=201.5183.6192.0197.8201.5205.7211.5213.40.1011MPa平衡汽化溫度，℃180.4188.8194.6198.3202.5208.3210.2由上求得的在0.09MPa下常二線抽出板的泡點(diǎn)溫度為180.4℃，與原假設(shè)的180℃很接近，可以認(rèn)為原假設(shè)溫度是正確的。3.13.3塔頂溫度塔頂冷回流溫度＝60℃。其焓值＝163.3kJ/kg塔頂溫度＝107℃，回流（汽油）蒸汽的焓＝611kJ/kg。故塔頂冷回流量為：＝Q/（－）＝22.84×106/（611－163.3）＝51016.3（kg/h）塔頂油氣量（汽油＋內(nèi)回流蒸汽）為：（51016.3＋35791.25）/103＝842.79（kmol/h）塔頂水蒸氣流量為：6634.71/18＝368.6（kmol/h）塔頂油氣分壓為：0.157×842.79/（842.79＋368.6）＝0.1092（MPa）圖3-7石腦油的露點(diǎn)線相圖塔頂溫度應(yīng)該是石腦油在其油氣分壓下的露點(diǎn)溫度。由恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算得石腦油常壓露點(diǎn)溫度為110.8℃。已知其焦點(diǎn)溫度和壓力依次為345.2℃和2.87MPa，據(jù)此可在平衡汽化坐標(biāo)紙上作出石腦油平衡汽化100%點(diǎn)的p—t線，由該相圖可讀出油氣分壓為0.1092（MPa）時(shí)的露點(diǎn)溫度為110℃（如圖3-6）?？紤]到不凝氣的存在，該溫度乘以系數(shù)0.97，則塔頂溫度為106.8℃，與原假設(shè)溫度107℃很接近，故原假設(shè)正確。最后驗(yàn)證一下在塔頂條件下水蒸氣是否會(huì)冷凝。092=0.0478MPa相應(yīng)于此壓力下的飽和水蒸氣的溫度為78℃，遠(yuǎn)低于塔頂107℃，故在塔頂水蒸氣處于過(guò)熱狀態(tài)，不會(huì)冷凝。3.14全塔汽液相負(fù)荷分布圖選取塔內(nèi)幾個(gè)有代表性的部位（如塔頂、第一層板下方、各側(cè)線抽出板上方、中段回流進(jìn)出口處、汽化段及塔底汽提段），求出這些位置的氣、液負(fù)荷，就可以作出全塔氣、液相負(fù)荷分布圖。由于前面的計(jì)算結(jié)果，第一層，第十二層，第二十一層的汽液負(fù)荷已求出，再計(jì)算第五層（第一中段回流出口），第十五層（第二中段回流出口），第二十四層（進(jìn)料）汽液相負(fù)荷。3.14.1第1塊塔板下的氣液相負(fù)荷已知：=107℃,=114℃,M=104,=0.1575MPa=1.55atm查《石油煉制工程》圖3.14得=620kJ/kg=262kJ/kg已知，=22.84×106kJ/h，則=/(-)=22.84×106/（620-262）=63799（kg/h）=63799/(0.7138×1000)=89.4=35791.25/103+6334.71/18+63799/104=1312.9kmol/h=3.14.2第5層塔板下汽液相負(fù)荷已知：=130,=145,M=132,=0.159MPa=1.58atm表3-20第5層以下塔段的熱平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作條件焓kJ/kg熱量kJ/h壓力MPa溫度，℃汽相液相進(jìn)料2612500.84560.169361--270.1×106汽提蒸汽3777.68-0.34203316-12.5×106內(nèi)回流L0.74200.1600～130-330330L合計(jì)265027.7+L282.6×106+330L常頂35791.250.70930.1600145682-24.41×106常一線35007.50.78700.163180-45315.86×106常二線64528.750.83690.168280-72746.91×106常底125922.50.92140.172354-888111.82×106水蒸氣3777.68-0.16001452761-10.4×106內(nèi)回流L0.74200.1600145666-666L二段取熱22.95×106合計(jì)265027.7+L232.35×106+666L由熱平衡得282.6×106＋330L=232.35×106＋666L所以,內(nèi)回流L=149553.6kg/h第5層上內(nèi)回流千克分子數(shù)為（取內(nèi)回流的分子量M=132）149553.6/132=1133kmol/h第6層抽出板上方汽相總量為：347.49+3777.7/18+1133=1690.4kmol/h所以液相負(fù)荷=149533.6/(0.7420×1000)=202m3/h氣相負(fù)荷3.14.3第15層塔板下汽液相負(fù)荷已知：=242,=250,M=180,=0.165MPa=1.63atm表3-21第15層以下塔段的熱平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作條件焓kJ/kg熱量kJ/h壓力，MPa溫度，℃汽相液相進(jìn)料2612500.84560.169361--270.1×106汽提蒸汽3777.7-34203316-12.5×106內(nèi)回流L0.8060.165～242-664664L合計(jì)265027.7+L282.6×106+664L常頂35791.250.70930.165250913-32.68×106常一線35007.50.78700.165250892-31.23×106常二線64528.750.83690.168280-72746.91×106常底125922.50.92140.172354-888111.82×106水蒸氣3777.7-0.1652502972-11.2×106內(nèi)回流L0.8060.165250921-921L合計(jì)265027.7+L233.8×106+921L由熱平衡得282.6×106＋664L=233.8×106+921L所以,內(nèi)回流L=189883.3kg/h第15層下內(nèi)回流千克分子數(shù)為（取內(nèi)回流的分子量M=180）189883.3/180=1054.9kmol/h第16層板上方汽相總量為：347.49+213.46+3777.7/18+1054.9=1825.7kmol/h所以液相負(fù)荷=189883.3/(0.806×1000)=235.6m3/h氣相負(fù)荷3.14.4第24塊板下的汽液相負(fù)荷已知：=343,=361,M=300,=0.169MPa=1.67atm表3-22第24層以下塔段的熱平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作條件焓kJ/kg熱量kJ/h壓力，MPa溫度，℃汽相液相進(jìn)料2612500.84560.169361--270.1×106汽提蒸汽3777.68-0.34203316-12.53×106內(nèi)回流L0.85940.169～343-901901L合計(jì)265027.68+L282.63×106+901L常頂35791.250.70930.1693611172-41.95×106常一線35007.50.78700.1693611147-40.15×106常二線64528.750.83690.1693611118-72.14×106常底125922.50.92140.172354-888111.82×106水蒸氣3777.68-0.1693613195-12.07×106內(nèi)回流L0.85940.1693611009-1009L合計(jì)265027.68+L278.13×106+1009L由熱平衡得282.63×106＋901L=278.13×106+1009L所以,內(nèi)回流L=41667kg/h第25層上內(nèi)回流千克分子數(shù)為（取內(nèi)回流的分子量M=300）：41667/300=139kmol/h第25層上方汽相總量為：347.49+213.46+269.99+3777.68/18+139=1179.81kmol/h所以液相負(fù)荷=41667/(0.8594×1000)=48.5m3/h氣相負(fù)荷3.14.5噴氣燃料抽出層塔板下氣、液相負(fù)荷液相負(fù)荷=L/ρ=氣相負(fù)荷3.14.6柴油抽出層塔板下氣、液相負(fù)荷液相負(fù)荷=L/ρ=氣相負(fù)荷表3-27各層塔板汽、液相負(fù)荷板號(hào)液相負(fù)荷L，m3/h氣相負(fù)荷V,m3/h189.4226890.1452026366841216132678.515235.61648048.721206.545885.72448.52536736.83.15畫出本塔的氣液負(fù)荷圖圖3-8全塔汽液相圖第四章常壓塔的操作彈性計(jì)算4.1浮閥類型本次設(shè)計(jì)采用浮閥式塔板。浮閥塔板在石油化學(xué)工業(yè)上廣泛應(yīng)用在加壓、常壓、減壓下的精餾、穩(wěn)定、吸收、脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。浮閥塔板與常用的圓泡帽、篩板、舌形塔板的幾點(diǎn)比較如下：（1）處理能力較舌形、篩孔塔板徑小些，比圓泡塔板的處理能力約大20～40%（2）操作彈性較圓泡帽、舌形、篩板大。在很寬的氣液相負(fù)荷變化范圍內(nèi)，浮閥塔板能保持較高的效率。（3）干板壓力降較舌形、篩板大，比泡帽塔板小。塔板上的液面梯度也較小。（4）霧沫夾帶量比舌形、泡帽小，比篩板略大。（5）結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，安裝較方便；制造費(fèi)用為泡帽塔塔板的60～80%，為篩板的120～130%。因?yàn)榈?6塊板處的氣相負(fù)荷最大，因此選取此處數(shù)據(jù)為設(shè)計(jì)依據(jù)。根據(jù)《塔設(shè)備設(shè)計(jì)》表3-6得表4-1選用的浮閥塔參數(shù)標(biāo)記基本參數(shù)塔盤板厚SHL材質(zhì)閥片厚度閥片重量F1Z-3B233311.515.51Cr18Ni9Ti4.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)以汽、液相流量最大的點(diǎn)第16塊板為設(shè)計(jì)依據(jù)。進(jìn)入塔板的氣體：密度＝＝6.828流率＝51021.1/3600＝14.17進(jìn)入塔板的液體：密度＝806.0流率＝255.5/3600＝0.071起泡傾向：輕微操作條件：操作壓力165KPa；操作溫度250℃4.3塔徑計(jì)算板間距的選取選間距為：計(jì)算塔板汽相空間截面積上最大的允許氣體速度其中，──────汽相重度，kg/m3──────液相重度，kg/m3──────塔板間距，m──────氣體體積流率，m3/s──────液體體積流率，m3/s適宜的氣體操作速度取系統(tǒng)因數(shù)由于選取的板間距，故選定安全系數(shù)K=0.83故適宜的氣體操作速度為=0.830.981.50=1.22（m/s）計(jì)算氣相空間截面面積按《塔的工藝計(jì)算》式（5-3）計(jì)算──────計(jì)算的氣相空間截面積，計(jì)算降液管內(nèi)液體流速當(dāng)>0.75:==0.160（m/s）取兩值中較小的:取(m/s)計(jì)算降液管面積取兩值中較大者:取計(jì)算塔橫截面積和塔徑計(jì)算塔橫截面積計(jì)算塔徑采用的塔徑及設(shè)計(jì)的空塔氣速根據(jù)浮閥塔直徑系列，選取采用的塔徑D為：D=4.2m采用的塔截面面積：采用的空塔氣速：采用的降液管面積：采用的降液管面積占塔截面面積的百分?jǐn)?shù)：4.4浮閥數(shù)及開孔率計(jì)算計(jì)算浮閥孔的臨界速度閥孔臨界速度按《塔的工藝計(jì)算》式（5-14）為：相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因數(shù)為：計(jì)算塔板開孔率開孔率可按《塔的工藝計(jì)算》式(5-13)求得為：==28.0%其中，──────開孔率，%；──────閥孔氣速，。確定浮閥數(shù)浮閥孔總面積：浮閥數(shù)：（個(gè)）(對(duì)型浮閥取米)4.5溢流堰及降液管的選擇液體在塔板上的流動(dòng)形式據(jù)《塔的工藝計(jì)算》表5-3選用雙溢流。決定溢流堰、降液管由從《塔的工藝計(jì)算》圖5-8查得：所以堰長(zhǎng)堰寬：溢流堰高度及塔板上的清液層高度的選擇本系統(tǒng)采用液膜控制，為了保證有較高的塔板傳質(zhì)效率，同時(shí)考慮塔板壓力降及泄露情況，取堰高為25mm。從《塔的工藝計(jì)算》圖5-5查得堰上液層高度為：塔板上清夜層高度為：液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間：降液管流速：降液管底緣距塔板高度取降液管底緣出口處流速為0.3m/s4.6水力學(xué)計(jì)算塔板壓降1、由《塔的工藝計(jì)算》式（5-30）計(jì)算干板壓力降2、氣體通過(guò)塔板上液層的壓力降由《塔的工藝計(jì)算》式（5-34）計(jì)算氣體通過(guò)上液層的壓力降==0.0561（米液柱）忽略液層表面張力造成的壓力降，則氣體通過(guò)塔板的總壓力降為：（米液柱）霧沫夾帶量1、由所以A=0.159n=0.95，故取=0.7為液體表面張力：由其中，為十六層臨界溫度，由十二層和二十一層的臨界溫度用插值法求得：查《石油化工工藝計(jì)算圖表》圖8-1-1得K=11.95解得：（達(dá)因/厘米）氣體粘度M和P為十六層分子量和臨界壓力，分別為180和1.93=0.002厘泊厘泊=0.0021.02=千克秒/米從而==0.780故由《塔的工藝計(jì)算》式（5-36）得：夾帶量千克（液體）/千克（氣體）〈10%泄露量取泄露時(shí)閥孔的動(dòng)能因數(shù)為小于設(shè)計(jì)時(shí)的閥孔動(dòng)能因數(shù)（9.56）淹塔情況設(shè)該塔不設(shè)內(nèi)堰，液相流過(guò)一層塔板時(shí)所需克服的壓力降為：其中：，0.0871+0.081+0.01377=0.1816（米液柱）≦（0.4～0.6）（）所以滿足要求，不會(huì)發(fā)生淹塔情況。降液管負(fù)荷計(jì)算降液管內(nèi)的允許最大流速：==0.193(m/s)取小值現(xiàn)在設(shè)計(jì)的降液管流速為0.0517m/s小于0.1666m/s,所以降液管沒有超負(fù)荷。4.7塔板的適宜操作區(qū)和負(fù)荷的上下限霧沫夾帶線取e=10%為霧沫夾帶上限，即化簡(jiǎn)后得：當(dāng)假設(shè)一個(gè)液體負(fù)荷，即可算出和它對(duì)應(yīng)的空塔氣速，就可以在適宜操作區(qū)的座標(biāo)圖上得出一點(diǎn)。適當(dāng)?shù)乃愠鰩c(diǎn)，就可以畫出霧沫夾帶線。而，，其中，，，近似取E＝1，在操作范圍內(nèi)取若干個(gè)值，相應(yīng)的計(jì)算結(jié)果如下表4-2。表4-2霧沫夾帶數(shù)據(jù)點(diǎn)，，，，17023.5048.502.69211031.7756.772.39315039.0764.072.23419045.7470.742.11523051.9576.952.03625054.9279.921.99727057.8182.811.96830062.0287.021.92940075.13100.131.811050087.18112.181.7311700109.10134.101.6212800119.26144.261.5813850124.17149.171.56根據(jù)上面數(shù)據(jù)可作出物沫夾帶線1（見圖4-1）。淹塔線0.4125=且=3.874==0.0805=把已知數(shù)據(jù)代入，計(jì)算淹塔界線，整理得出：在操作范圍內(nèi)取若干個(gè)值，相應(yīng)的計(jì)算結(jié)果如下表4-3。表4-3淹塔數(shù)據(jù)點(diǎn)，， ，1700.0243.3521100.0323.2831500.0393.2041900.0463.1452300.0523.0762500.0553.0472700.0583.0083000.0622.9994000.0752.80105000.0872.63117000.1092.27128000.1192.07138500.1241.96根據(jù)上面數(shù)據(jù)可作出淹塔線2（見圖4-1）。降液管超負(fù)荷上限因?yàn)榻狄汗茉试S的最大流速為0.1666m/s,根據(jù)做降液管超負(fù)荷界線3（見圖4-1）降液管超負(fù)荷下限，由此可計(jì)算出降液管負(fù)荷的下限值。根據(jù)公式，式中取E＝1，堰長(zhǎng)L＝2.94m。由此可求出降液管負(fù)荷下限：由此可作出圖中直線4（見圖4-2）。泄露線下限為，即根據(jù)可做出泄露界線5（見圖4-2）。4.7.6做圖匯總?cè)缦聢D圖4-1適宜操作區(qū)圖4.8塔高的計(jì)算4.8.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚颖P到塔頂封頭的直線距離為了減少塔頂出口氣體中攜帶液體量，塔頂空間一般取1.2~1.5m，以利于氣體中的液滴自由沉降。此處取1.3m。4.8.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底部最末一層塔底下封頭切線的距離，對(duì)塔底產(chǎn)品量大的塔，停留時(shí)間一般取3-5分鐘。本設(shè)計(jì)停留時(shí)間取3分鐘。由公式：得，式中，，4.8.3塔體高度第五章減壓塔工藝計(jì)算及說(shuō)明5.1減壓各餾分原始數(shù)據(jù)的計(jì)算1.將原油350℃~520℃的減壓部分產(chǎn)品分為三個(gè)側(cè)線，減一線為350℃~430℃，減二線為430℃~480℃，減三線為480℃~520℃，大于520℃的部分為減壓渣油。2.由原油蒸餾數(shù)據(jù)表2-1繪制中比性質(zhì)曲線圖5-1中比密度曲線3.由原油10℃餾分的質(zhì)量總收率數(shù)據(jù)表5-1計(jì)算各側(cè)線產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)，計(jì)算結(jié)果如表5-2所示：表5-1原油10℃餾分的質(zhì)量總收率數(shù)據(jù)收率w/%百分度℃十分度℃010203040506070809030049.1149.9550.7951.6252.4640053.6555.1856.7158.5560.6862.8164.7966.7768.3169.8650071.4072.7073.99由表5-1作出原油10℃餾分的質(zhì)量總收率圖5-2。其中，由中比密度曲線可推出減一線產(chǎn)品的密度為0.885，減二線產(chǎn)品的密度為圖5-2原油10℃餾分的質(zhì)量總收率0.896，減三線產(chǎn)品的密度為0.898.由此可算出減一線體積分?jǐn)?shù)為10%的時(shí)候?qū)?yīng)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：同理可得30%，50%，70%，90%時(shí)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別為31.4%，52.33%，73.26%，94.2%。同理也可推出減二線體積分?jǐn)?shù)對(duì)應(yīng)的各點(diǎn)質(zhì)量分?jǐn)?shù)為10.6%，31.79%，52.98%，74.17%，95.36%。減三線體積分?jǐn)?shù)對(duì)應(yīng)的各點(diǎn)質(zhì)量分?jǐn)?shù)為10.62%，31.86%，53.1%，74.34%，95.58%。根據(jù)表5-1利用內(nèi)插法即可算出減一線，減二線，減三線各點(diǎn)體積分?jǐn)?shù)對(duì)應(yīng)的實(shí)沸點(diǎn)溫度，計(jì)算結(jié)果如下表5-3所示：表5-2各側(cè)線產(chǎn)品的實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)產(chǎn)品體積分?jǐn)?shù)10%30%50%70%90%減一線質(zhì)量分?jǐn)?shù)10.47%31.4%52.33%73.26%94.2%溫度/℃366.44381.34395.73409.62423減二線質(zhì)量分?jǐn)?shù)10.6%31.79%52.98%74.17%95.36%溫度/℃433.36446.42458.93470.88482.27減三線質(zhì)量分?jǐn)?shù)10.62%31.86%53.1%74.34%95.58%溫度/℃487.75493.96499.98505.81511.454.根據(jù)《石油煉制工程》中式6-6，計(jì)算各側(cè)線產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)，表5-3各側(cè)線產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)產(chǎn)品溫度，℃體積分?jǐn)?shù)0%10%30%50%70%90%減一線352.86369.25377.23388.26401.76405.5減二線423.54430.65442.58449.63453.64462.60減三線471.26480.21483.67486.99489.44490.715.2原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)的計(jì)算經(jīng)過(guò)系列計(jì)算，將各油品性質(zhì)繪制為下表：表5-4原料及產(chǎn)品的有關(guān)參