印尼贝兰纳克原油常压蒸馏设计

印尼贝兰纳克原油常压蒸馏设计 印尼贝兰纳克原油常压蒸馏塔设计 内容摘要 本次主要是对每年生产400万吨的印尼贝兰纳克原油的常压 工艺 钢结构制作工艺流程车尿素生产工艺流程自动玻璃钢生产工艺2工艺纪律检查制度q345焊接工艺规程 设计。 通过此次设计对原油的基本性质、实沸点蒸馏、窄馏分性质和蒸馏产品性质的分析，熟悉了炼油厂以石油为原料生产各类石油产品的流 3程。贝兰纳克原油20?时的密度为0.8032g/cm，API度为43.7，盐含量为14.1gNaCl/l，硫含量为178μg/g，属于低硫中间基原油。 原油是极其复杂的混合物，要从原油提炼出多种多样的燃料、润滑油和其他产品，基本途径是:将原油分割为不同沸程的馏分。然后按照油品的使用要求，除去这些馏分中的非理想组分，或者是经由化学转化形成所需要的组成，进而获得合格的石油产品。由于塔的性质是本次设计采取塔顶出汽油，采用三个侧线，分别出汽油、煤油、轻柴油和重柴油。设计了一个常压塔一段汽化蒸馏装置，此装置由管式加热炉、常压塔、换热器及冷却器构成，在常压塔外侧为侧线产品设汽提塔。流程简单，投资和操作费用少。设计步骤大致分为三大部分:产品 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 及流程的确定、常压塔的工艺计算及说明、浮阀塔的设计及水力计算及换热计算。 本次设计采用浮阀塔板，全塔共用34快塔板，2段中段回流，分别取热30%和20%，塔顶冷回流取热50%。经过对常压塔的工艺计算、浮阀塔的设计及水力学计算，求出塔径为6.0m,塔板弹性为1.12负荷上限为设计点的1.17倍。经过对常压塔的工艺计算，浮阀塔的设计及水力计算，换热流程三大章的设计和计算。得出: ? 由原油性质本次设计采取塔顶出汽油，三个侧线，即汽油、煤油、轻柴油、重柴油。各产品质量收率分别为19.3、19.7、15.2、10.3。总拔出率为62.91%。塔底出重油。 ? 选用浮阀塔，常压塔板数为34块，中段回流数为2。 ? 塔顶、一线抽出板、二线抽出板、三线抽出板压力分别为0.157、0.161、0.166、0.170。温度为126?、180?、252?、310?。 ? 塔顶冷回流取热50%，第一中段回流取热30%，第二中段回流取热20%。 ? 常压塔的塔径为6.0m,开孔率为32.2%，塔板数34个，空塔气速为1 1.120m/s。 ? 浮阀总数为8568个。 ? 溢流堰长度为4.2m，出口堰高度为50mm，降液管停留时间为15s。 ? 塔板弹性为1.12，负荷上限为设计点的1.17倍。 换热流程共经过12次换热达到工艺要求。 ? 关键词: 原油; 常压蒸馏; 物料衡算; 热量衡算; 塔; 换热 2 目 录 内容摘要 .....................................................................................................................................................1 目 录.........................................................................................................................................................3 前 言.........................................................................................................................................................6 第一章 产品方案及工艺流程.....................................................................................................................9 1.1产品方案 ..........................................................................................................................................9 1.2 工艺流程..........................................................................................................................................9 第二章 工艺计算及说明 .......................................................................................................................... 11 2.1设计数据 ........................................................................................................................................ 11 2.1.1 已知数据 ................................................................................................................................. 11 2.1.2 原油的实沸点及窄馏分数据 ................................................................................................... 11 2.2 原油实沸点蒸馏曲线的绘制 .......................................................................................................... 12 2.3 常压塔工艺计算 ............................................................................................................................. 14 2.3.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算 ........................................................................ 14 2.3.2 产品的有关数据计算 .............................................................................................................. 17 2.3.3 物料衡算 ................................................................................................................................. 18 2.3.4 确定塔板数和汽提蒸汽用量 ................................................................................................... 20 2.3.5 操作压力 ................................................................................................................................. 22 2.3.6 汽化段温度.............................................................................................................................. 23 2.3.7 塔底温度 ................................................................................................................................. 25 2.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配 ................................................................................ 25 2.3.9 侧线及塔顶温度的校核........................................................................................................... 25 2.4 全塔气、液相负荷分布 .................................................................................................................. 27 2.4.1第1块板下的气液相负荷 ........................................................................................................ 27 2.4.2第8块板下的的气液相负荷 .................................................................................................... 27 第三章 塔的设计及水力学计算 ............................................................................................................... 37 3.1塔板的操作条件 .............................................................................................................................. 37 3.2塔板间距初选.................................................................................................................................. 37 3.3塔径初算 ......................................................................................................................................... 37 3.4浮阀数及开孔率的计算 .................................................................................................................. 39 3.5溢流堰及降液管的决定 .................................................................................................................. 39 3.6水力学计算 ..................................................................................................................................... 40 3.7塔板上的适宜操作区和负荷上下限 ............................................................................................... 41 第四章 塔的内部工艺结构 ...................................................................................................................... 44 4.1板式塔的内部工艺结构 .................................................................................................................. 44 4.2 塔高H ............................................................................................................................................ 45 第五章 换热流程设计 .............................................................................................................................. 47 5.1换热流程计算.................................................................................................................................. 47 5.1.1初馏塔之前的换热流程............................................................................................................ 47 5.1.2 一、二路原油同时与重油(一次)换热 ................................................................................ 52 5.2热量利用率计算 .............................................................................................................................. 52 常压塔计算结果 ....................................................................................................................................... 53 3 符号 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf ?T—温差，? ?F—实沸点蒸馏参考50,-平衡汽化参考线50,，? D—温度校正值，? 3g—重力加速度，m/h M—分子量，g/mol Q—热量，kJ/h L—内回流，kg/h hi—焓值，kJ/kg Hi—焓值，kJ/kg L—液相负荷，kmol/h V—气相负荷，kmol/h 3 ρ—密度，g/m ,—表面张力，达因/厘米 Ht—板间距，m Wa—气体操作速度，m/s K—系统参数 s K—安全参数 F—气相空间截面积，? a V—计算降液管内液体流速，m/s d F—降液管面积，? d D—塔径，m c (W)—阀孔临界速度，m/s hC Ф—开孔率 N—浮阀数，个 l—堰长，m W—堰宽，m d hw—堰高，m how—堰上液层高度，m hc—塔板上的清夜高度，m τ—液体在降液管的停留时间，m Vd—降液管流速，m/s h —降液管底缘距塔板高度，m b ?P—干板压力降，米液柱 d ΔP—气体通过塔板上液层的压力降，米液柱 vl 2,—蒸汽粘度，kg.s/ mv 3V—液相流量，m/s l 4 3V—气相流量，m/s v F—阀孔动能因数 0 V—气速，m/s K—常数，取0.107; D—破沫网直径，m 3θ—气体流量，m/s H—塔底空间，m b H—塔高，m W—流量，kg/h c A—传热面积，? µ—油品物性,cp i K—总传热系数(以管外壁表面积为基准)，kcal/?h? h—管内流体的膜传热系数(以管外壁表面积为基准)，kcal/?h? i r—管内流体的结构热阻(以管外壁表面积为基准)，?h?/kcal i r—管子的热阻(一般金属管子可以忽略不计)，?h?/kcal p h—管外流体的膜传热系数(以管外壁表面积为基准)，?h?/kcal 0 r—管外流体的结垢热阻(以管外壁表面积为基准)，?h?/kcal 0 5 前 言 背景 我国炼油工业经过50多年的发展，到21世纪初期，已经形成281Mt/a的原油加工能力，生产的汽油、煤油、柴油、润滑油等石油产品基本满足的国民经济的发展和人民生活的需要。但是，进入21世纪，特别是我国成为世界贸易组织的正式成员后，按照市场准入、关税减让的相关壁垒协议，国内成品油市场将逐渐融入国际市场，不可避免的要参与世界贸易大环境下的竞争，基本依靠自有技术发展起来的我国炼油工业面临着严峻挑战。 石油是重要的能源之一，我国的工业生产和经济运行都离不开石油，但是又不能直接作为产品使用，必须经过加工炼制过程，连制成多种在质量上符合使用要求的石油产品，才能投入使用。 国民经济和国防部门众多的各种应用场合对石油产品提出了许多不同的使用要求。随着我国社会经济情况的变化、科学技术水平以及工业生产水平的大幅度提高，对石油产品质量指标的要求不断严格，所要求的石油产品的品种和数量也不断增加。目前，我国原油的年加工量约为2亿吨。而国内所能提供原油量仅为1.3亿吨，为了满足原油的需求量，则需要每年从国外二十多个国家和地区进口约6940万吨原油。为了更好的提高石油资源的利用率，增加企业的经济效益，对从国外进口的原油炼制构成进行开发研究也是十分必要的。 目前，我国将石油产品分为染料、润滑剂、石油沥青、石油蜡、石油焦、溶剂和化工原料六大类。 常减压蒸馏的概述 原油精馏装置是炼油企业的“龙头”，是炼油工业的第一道工序，为二次加工装置提供原料，是原油加工的基础，其能量的综合利用程度和拔出率高低体现在石化企业的效益上，因此，开展常压精馏装置的研究很有意义。 原油常减压蒸馏作为原油的一次加工工艺，在原油加工总流程中占有重要作用在炼厂具有举足轻重的地位，其运行的好坏直接影响到后续的加工过程。其中重要的分离设备—常压塔的设计，是能否获得高收率、高质量油的关键。近年来常减压蒸馏技术和管理经验不断创新，装置节能消耗显著，产品质量提高。但与国外先进水平相比，仍存在较大的差距，装置能耗仍然偏高，分馏精度和减压拔出深度偏低，对含硫原油的适应性差等。进一步提高常减压装置的操作水平和运行水平，显著日益重要，对提高炼油企业的经济效益也具有重要意义。 常减压蒸馏过程经过一百多年的发展，已成为一个比较完整成熟的工艺。目前，国内外大致都是采用由初馏塔、常压塔、压塔，常压炉、减刃压炉组成的三塔两炉工艺流程，但是仍存在一些问题。 近年来，我国常减压蒸馏装置，呈现了规模大型化，原油加工品种多样化生产操作智能化等趋势，技术水平有了较大的提高。作为炼油企业的“龙头”，常减压蒸馏装置技术水平高低，不但关系到原油的有效利用，而且对全厂的质量，产品收率，经济效益都有很大影响，这就要求我们积极应用先进适用技术，继续推动常减压蒸6 馏技术进步，促进整体炼油水平的不断提高。 与国际先进水平相比，我国常减压蒸馏装置仍然存在较大的差距，主要是装置规模小，运行负荷低，运行周期短，关键工艺技术落后，能耗依然偏高等。 原油中的汽油馏分含量低，渣油含量高是我国原油馏分组成的一个特点。此次设计的大庆原油属于低硫石蜡基原油，凝固点高，蜡含量高，胶质含量适中，沥青质含量低，金属含量中Ni含量较高。 为了更好地提高原油的生产能力，本着投资少，能耗低，效益高的思想对大庆原油进行常压蒸馏设计。设计的基本方案:原油—换热系统—电脱盐系统—加热炉系统—常压系统—仪表控制系统，经常压蒸馏得到汽油、煤油、柴油等燃料出装置及常压重油去催化裂化车间。 装制设备的考虑因素 塔设备是化工，石油化工、炼油厂等厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关材料报道，塔设备的投资费占整个工艺设备投资费的较大比例，它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液;两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列的各项要求1.生产能力大。在较大的气夜流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或者液泛等破坏正常操作的现象。2.操作稳定、弹性大。塔设备的气夜负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。3.流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将有助于节省生产中的动力消耗，用来降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还可以使系统无法维持必要的真空度。4.结构简单、材料用量小、制造和安装容易，这可以减少基建过程中的投资费用。5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 石油的用途 石油作为一种能流密度高，便于存储、运输、使用的清洁能源已广泛应用于国民经济的方方面面。石油炼制工业是国民经济最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40,依赖于石油产品，汽车，飞机，轮船等交通运输器械使用的燃料几乎全部是石油产品，有机化工原料主要也是来源于石油炼制工业，世界石油总产量的10%用于生产有机化工原料。 石油是十分复杂的烃类非烃类化合物的混合物。石油产品种类繁多，市场上各种牌号的石油产品达1000种以上，大体上可分为以下几类: ? 燃料:如各种牌号的汽油、航空煤油、柴油、重质燃料油等; ? 润滑油:如各种牌号的内燃机油、机械油等; ? 有机化工原料:如生产乙烯的裂解原料、各种芳烃和烯烃等; ? 工艺用油:如变压器油、电缆油、液压油等; 7 ? 沥青:如各种牌号的铺路沥青、建筑沥青、防腐沥青、特殊用途沥青等; ? 蜡:如各种食用、药用化妆品用，包装用的石蜡和地蜡; ? 石油焦炭:如电极用焦、冶炼用焦、燃料焦等。 从上述石油产品品种之多和用途之广也可以看到石油炼制工业在国民经济和国防中的重要地位。 石油作为一种能流密度高，便于储存、运输、使用的清洁能源已广泛应用于国民经济的方方面面。按2001年中国各行业石油消费构成看，交通运输业占30%以上，是消费石油最多的行业。 在交通运输业中，汽车是最大的石油消费用户。在石油产品中，汽油的85%,90%和柴油的30%被汽车所消耗。面对中国目前汽车的飞速发展，保有量的迅猛增长，不能不未雨绸缪，以防石油短缺制约汽车工业的正常发展。从世界范围看，汽车的出现把石油工业推向了快速发展的轨道，加快了石油产品的消费和需求。 燃料包括汽油、柴油及喷气燃料(航空煤油)等发动机燃料以及灯用煤油、燃料油等。我国的石油产品中燃料约占80%，而其中约60%为各种发动机燃料，所产柴油和汽油的比例约为1.3:1;润滑剂包括润滑油和润滑脂，主要用于降底机件之间的磨擦和防止磨损，以减少能耗和延长机械寿命。其产量不多，仅占石油产品总量的2%左右，但品种达数百种之多;石油沥青用于道路、建筑及防水等方面;其产量约占石油产品总量3%;石油蜡属于石油中固态烃类，是轻工、化工和食品等工业部门的原料，其产量约占石油产品总量的1%;石油焦可用以制作炼铝及炼钢用电极等，其产量约为石油产品总量的2%;约有10%的石油产品，是用作石油化工原料和溶剂，其中包括制取乙烯的原料(轻油)，以及石油芳烃和各种溶剂油。 82002年，中国原油生产量位居世界第5位，由2001年的1.649×10t，增加到 8872002年的1.689×10t，进口石油1.004×10t(原油6.94×10t，石油产品3.1×77610t)，其中东进口3.89×10t，比2001年增加4.7×10t，进口国家和地区接近20个。 印尼贝兰纳克原油性质和其他原油之间的区别 32 印尼贝兰纳克原油密度小，仅为0.8032g/cm，50?粘度小，为4.281mm/s,凝点较高，为32.6?，含蜡量高，达到43.88m,，采样时在温热的状态下流动性好，放置一晚后于第二天早上已经凝固，采样需要加热，容易融化，因此，在炎热的夏秋季节可以单独输送，闪电13?，表明其轻组分含量不少，饱和烃含量高，酸值低，为0.03μg/g，含盐较高，为14.1mgNaCl/L，加工时需要脱盐处理，原油K值为大于12.5，因此，印尼贝兰纳克原油属低硫石蜡基轻质原油。 8 第一章 产品方案及工艺流程 1.1产品方案 确定原油加工方案是炼厂设计和生产的首要任务。炼厂根据所加工原油的性质、市场需求、加工技术的先进性和可靠性以及经济效益等方面的综合考虑，进行全面的分析、研究对比，才能制定出合理的加工方案。 [1]根据印尼贝兰纳克原油本身的特性，本次设计产品为燃料型方案。印尼贝兰纳克原油常压塔的塔顶产品调合为燃料汽油。 常压塔顶:汽油 常压一线:煤油 常压二线:轻柴油 常压三线:重柴油 1.2 工艺流程 原油进入厂区后(温度为45?)，进注缄后，由原油泵抽出，分为平衡的两路进行换热。第一路原油与汽油、重柴(五次)换热、轻柴(三次)换热、常一中路(二次)换热和重柴(四次)换热，至此原油温度升至131?左右，进入电脱盐罐，从电脱盐罐出来的一路原油再次与轻柴(二次)换热、常压一中段(一次)换热、重柴(三次)换热、轻柴(一次换热)、重柴(二次)换热和重柴(一次)换热至此原油温度升至268?左右，与二路原油混合再次加热;原油二路和煤油(三次)换热、常二中段(四次)换热、重油(五次)换热、煤油(二次)和常二中段(三次)换热，原油温度至此升为129?左右，进入电脱盐罐，从电脱盐罐出来的二路原油与重油(四次)换热、煤油换热、常二中段(二次)换热、重油(三次)换热、常二中(一次)换热和重油(二次)换热，至此原油温度升至269?左右，同一路原油混合后同重油(一次)换热，温度升至298?。进入常压加热炉，加热至365?左右。 从常压炉出来的原油温度在365?左右，自常压塔的第30块板进入常压塔。塔顶的油气经过空冷、水冷、一部分作冷回流，经常压塔顶回流泵打回常压塔，另一部分作为产品流出装置。一线煤油与原油换热三次，温度至71?左右去产品罐，二线轻柴油与原油换热两次次，温度至70?左右去产品罐，常压第一中段回流从常压塔的第13板抽出，经过常压泵与原油换热，温度降至140?左右，然后回流至常压塔。常压第二中段回流从常压塔的23板抽出，经过常压泵与原油换热，温度降至197?左右，然后回流至常压塔。 9 10 第二章 工艺计算及说明 2.1设计数据 2.1.1 已知数据 1)原油类型:印尼贝兰纳克混合原油(1#、2#、3#按1:1:2比例混合) 2)处理量: 400万吨/年 3)操作时间:330天/年 4)汽提蒸汽:420?，0.3MPa(绝压) 2.1.2 原油的实沸点及窄馏分数据 1.印尼贝兰纳克混合原油的性质 表2.1 印尼贝兰纳克混合原油的一般性质 分析项目 性质 分析项目 性质 0.8032 43.88 密度(20?)/ g/cm? 含蜡量/m% 13.18 0.66 35?mm?/s 硅胶胶质/m% 6.084 0.09 40?mm?/s 总氯/μg/g 粘度 5.353 0.09 45?mm?/s 沥青质/m% 4.281 — 50?mm?/s 元素分析 13 N/μg/g 178 闪点(闭口)/? 32.6 S/μg/g 13.96 凝点/? 0.004 C/m% 17.5 灰分/m% 14.1 H/m% 85.26 含盐/mg/L 0.03 API 43.7 酸值mgKOH/g 0.008 >12.5 机械杂质/% K值 0.15 水分/m% 2(产品的恩氏蒸馏数据 11 表2.2 产品的恩氏蒸馏数据 温度/? 密度产品 3/g/cm 10% 30% 50% 70% 90% 初馏点 终馏点 47.5 77.2 92.1 105.1 117.2 132.2 160.5 0.7103 汽油 152.4 172.6 183.6 192.2 203.9 217.4 231.3 0.7722 煤油 250.9 261.0 273.0 277.5 283.6 290.0 293.1 0.7952 轻柴 - 297.8 302.6 318.4 331.2 345.1 353.1 0.8179 重柴 324 377 388 410 446 499 519 0.8579 重油 3.原油的实沸点蒸馏数据 表2.3 印尼贝兰纳克混合原油的实沸点蒸馏及窄馏分性质 占原油% 占原油% 馏分范围? 馏分范围? 每馏分 总收率 每馏分 总收率 2.81 2.81 4.69 54.70 HK,60 320,340 1.30 4.11 3.65 58.35 60,80 340,360 3.26 7.37 1.76 60.11 80,100 360,380 2.96 10.33 2.86 62.79 100,120 380,395 4.83 15.16 7.45 70.24 120,145 395,425 2.51 17.67 0.64 70.88 145,165 425,440 3.92 21.59 5.52 76.40 160,180 440,460 4.75 26.34 4.31 80.71 180,200 460,480 3.75 30.09 4.63 85.34 200,220 480,500 1.22 31.31 0.83 86.17 220,230 500,520 4.47 35.78 0.67 86.64 230,250 520,530 5.58 41.36 0.27 87.11 250,275 530,540 5.36 46.72 >540 12.89 100.00 275,300 3.29 50.01 300,320 2.2 原油实沸点蒸馏曲线的绘制 由表2.3相关数据绘制下表 12 600 500 实400沸 点 温300 度 / 200? 100 0 0102030405060708090100 馏出体积分数/% 图2.1 原油实沸点蒸馏曲线(体积分数) 600 500 实400 沸 点 温300 度 / ?200 100 0 0102030405060708090100 馏出质量分数/% 图2.2 原油实沸点蒸馏曲线(质量分数) 13 2.3 常压塔工艺计算 2.3.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算 【汽油】 1)由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.2确定50%点实沸点温度，由图 查得恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为0.5?，所以有: 50%点实沸点温度,105.1+0.5=105.6? 2)由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.1查知实沸点曲线温差，结果表 如下: 表2.5 汽油恩氏蒸馏温差与实沸点温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差/? 实沸点蒸馏温差/? 29.7 47.3 0,10% 14.9 26.7 10%,30% 13 20.9 30%,50% 12.1 18.1 50%,70% 15 19.4 70%,90% 28.3 30.3 90%,100% 3)由50%点及各段曲线温差计算实沸点曲线的各点温度 30%点,105.6,21.0,84.6? 10%点,84.6,26.8,57.8? 0%点,57.8,47.1,10.7? 70%点,105.6，18.2,123.8? 90%点,123.8，19.2,143.0? 100%点,143.0，30.6,173.6? 【煤油】 1)由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.2确定实沸点蒸馏50%点，由图查 得实沸点50%与恩氏蒸馏50%温差为5.0?，所以有: 50%点实沸点温度,192.2+5.0,197.2? 2)由《石油化工工艺计算图表》[3]中图2.2.1查得实沸点蒸馏曲线各段温 差: 14 表2.7 煤油恩氏蒸馏温差与实沸点温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差/? 实沸点蒸馏温差/? 20.2 35.1 0,10% 11 21.0 10%,30% 8.6 14.7 30%,50% 11.6 17.6 50%,70% 13.6 18 70%,90% 13.9 15.4 90%,100% 4)由实沸点50%点温度计算其他实沸点各点温度: 30%点,197.2,14.4,182.8? 10%点,182.8,21.0,161.8? 0%点,161.8,35.2,126.6? 70%点,197.2，18.6,215.8? 90%点,215.8，17.8,233.6? 100%点,233.6，15.6,249.2? 【轻柴油】 对于恩氏蒸馏温度高出246?者需要考虑裂化影响，进行温度校正， 公式 小学单位换算公式大全免费下载公式下载行测公式大全下载excel公式下载逻辑回归公式下载 如下: lgD,0.00852t,1.691 (2.1)[2] 式中:D――温度校正值(加至t上)，?; t——超过246?的恩氏蒸馏温度，?。 1) 按式2.1对高于246?的恩氏蒸馏温度进行裂化校正，校正后的恩氏蒸 馏数据如下: 表2.8 轻柴油裂化校正后恩氏蒸馏温度 0 10 30 50 70 90 100 馏出体积分数，% 253.7 264.4 277.3 282.2 288.9 296.0 299.5 温度/? 2)由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.2确定实沸点蒸馏50%点，由 图查得实沸点50%与恩氏蒸馏50%温差为12.4?，所以有: 50%点实沸点温度,282.2，12.4,294.6? 3)由《石油化工工艺计算图表》[3]中图2.2.1查得实沸点蒸馏曲线各 段温差: 15 表2.9 轻柴油恩氏蒸馏温差与实沸点温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差/? 实沸点蒸馏温差/? 10.7 21.2 0,10% 12.9 23.8 10%,30% 4.9 8.8 30%,50% 6.7 10.4 50%,70% 7.1 9.8 70%,90% 3.5 3.8 90%,100% 4)由实沸点50%点温度计算其他实沸点各点温度: 30%点,294.6,8.8,285.8? 10%点,285.8,23.8,262.0? 0%点,262.0,21.2,240.8? 70%点,294.6，10.4,305.0? 90%点,305.0，9.8,314.8? 100%点,314.8，3.8,318.6? 【重柴油】 1)按式2.1对高于246?的恩氏蒸馏温度进行裂化校正，校正后的恩氏蒸 馏数据如下: 表2.10 重柴油裂化校正后恩氏蒸馏温度 0 10 30 50 70 90 100 馏出体积分数，% - 304.8 310.3 328.9 344.7 362.9 374.7 温度/? 2)由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.2确定实沸点蒸馏50%点，由 图查得实沸点50%与恩氏蒸馏50%温差为18.8?，所以有: 50%点实沸点温度,328.9，18.8,347.7? 3)由《石油化工工艺计算图表》[3]中图2.2.1查得实沸点蒸馏曲线各段温差: 表2.11 重柴油恩氏蒸馏温差与实沸点温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差/? 实沸点蒸馏温差/? 5.5 11.4 10%,30% 18.6 28.2 30%,50% 15.8 22.2 50%,70% 18.2 22.4 70%,90% 11.8 13.6 90%,100% 4)由实沸点50%点温度计算其他实沸点各点温度: 30%点,347.7,28.2,319.5? 10%点,319.5,11.4,308.1? 70%点,347.7，22.2,369.9? 90%点,369.9，22.4,392.3? 100%点,392.3，13.6,405.9? 16 2.3.2 产品的有关数据计算 1.体积平均沸点 汽油:t,(t，t，t，t，t)/5,(77.2+92.1+105.1+117.2+132.2)/5,104.8? v1030507090 煤油:t,(t，t，t，t，t)/5,(172.6+183.6+192.2+203.8+217.4)/5,194.0?v1030507090 轻柴:t,(t，t，t，t，t)/5,(261.0+273.0+277.5+283.6+290.0)/5,277.0? v1030507090 重柴:t,(t，t，t，t，t)/5,(297.8+302.6+318.4+331.2+345.1)/5,319.0? v1030507090 2.恩氏蒸馏10%,90%馏分的曲线斜率 汽油:S,(132.2,77.2)/(90,10),0.6875?/% 煤油:S,(217.4,172.6)/(90,10),0.5600?/% 轻柴:S,(290.0,261.0)/(90,10),0.3625?/% 重柴:S,(345.1,297.8)/(90,10),0.5913?/% 3.立方平均沸点 由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.1.1查得立方平均沸点校正值 表2.12 产品的立方平均沸点 产品 校正值/? 立方平均沸点/? 103.2 汽油 ,1.6 192.8 煤油 ,1.2 276.0 轻柴油 ,1.0 318.0 重柴油 ,1.0 4.中平均沸点 由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.1.1查得中平均沸点校正值 17 表2.13 产品的中平均沸点 产品 校正值/? 中平均沸点/? 101.0 汽油 ,3.8 191.0 煤油 ,3.0 275.6 轻柴油 ,1.4 316.2 重柴油 ,2.8 2015.6 5. d与d的换算 415.6 15.620由公式:d,d，?d，查GB1885—83 15.64 表2.14 产品的密度换算 3 315.6产品 ?d，g/cmd，g/cm 15.6 0.0045 0.7148 汽油 0.0039 0.7761 煤油 0.0037 0.7989 轻柴油 0.0035 0.8232 重柴油 0.0033 0.8612 重油 6.产品的分子量M、比重指数API?、特性因数K 分子量M由《石油化工工艺计算图表》[3]查得，API?由《石油炼制工程》[2]中公式 15.6API?,141.5/d,131.5计算 15.6 表2.15 产品的分子量和API 产品 分子量 比重指数API? 特性因数K 102 66.5 12.2 汽油 157 50.8 12.2 煤油 235 45.6 12.4 轻柴油 272 40.4 12.4 重柴油 446 32.8 12.7 重油 2.3.3 物料衡算 1(切割点和产品收率的确定 切割点的确定方法以汽油和煤油之间的切割点的确定为例，由前面的计算可知: 汽油的实沸点终馏点是173.6?，煤油的实沸点初馏点是126.6?。 则:汽油和煤油之间的切割点,(173.6，126.6)/2,150.1? 在图2.1原油实沸点蒸馏曲线上150.1?处作一水平线交曲线一点，以此点作 垂线交横轴体积分数，此点值为19.3%，按同样方法可找出煤油和轻柴油切割点对 应的横坐标值为39.0%，由此可确定汽油的体积收率为: 39.0%,19.3%,19.7% 同样方法在图2.2上确定汽油的质量收率为:33.8%,16.2%,17.6% 同理可确定各产品的切割点和收率，结果表如下: 表2.16 原油常压切割方案及产品性质 实沸点切实沸点收率/% 密度恩氏蒸馏温度/? 产品 割点/? 沸程/? (ρ)体积 质量 20 18 3/g/cm 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100 % 150.1 19.3 16.2 0.7103 47.5 77.2 92.1 105.1 117.2 132.2 160.5 汽油 10.7, 173.6 245.0 19.7 17.6 0.7722 152.4 172.183.6 192.2 203.8 217.4 231.3 煤油 126.6, 6 249.2 318.6 15.2 16.8 0.7952 250.9 261.273.0 277.5 283.6 290.0 293.1 轻柴 240.8, 0 318.6 373.4 10.3 8.5 0.8197 — — 297.8 302.6 318.4 331.2 345.1 重柴 318.6, 405.9 2.物料衡算 表2.17 物料衡算表(开工天数330d/年) 产率% 处理量/产量 4/10t/a /t/d /kg/h /kmol/h 体积 质量 100 100 400 12121 50504 原油 19.3 16.2 64.8 1964 81833 802 汽油 19.7 17.6 70.4 2133 88875 566 煤油 15.2 16.8 67.2 2036 84833 361 轻柴油 10.3 8.5 34.0 1030 42917 158 重柴油 35.5 40.9 163.6 4958 206583 463 重油 3.初馏塔说明 原油进入常压塔中的进料量为505041kg/h。原油进入常压塔部分的物料组成为:汽油:19.3%，煤油:19.7%，轻柴油:15.2%，重柴油:10.3%，重油:35.5% (各组分均为体积分数)。由此可做出初馏塔的原油沸点蒸馏曲线(见图2—3)。 19 600 550 500 A450 400实 沸350点3温2300度 ， 4?250 200 150 100 50 0 0102030405060708090100 馏出体积分数，% 图2.3 常压塔实沸点蒸馏曲线 由此图，可求出原油平衡汽化数据，做出常压下平衡汽化蒸馏曲线2。 2.3.4 确定塔板数和汽提蒸汽用量 1.塔板数参考值 表2.18 《石油炼制工程》表7.7常压塔塔板数国外文献推荐值 被分离的馏分 推荐板数 轻汽油——重汽油 6,8 汽油——煤油 6,8 煤油——柴油 4,6 轻柴油——重柴油 4,6 进料——最低侧线 3,6 4 汽提段或侧线汽提 表2.19 《石油炼制工程》中表7—8国内某些炼厂常压塔塔板数 被分离的馏分 D厂 N厂 S厂 8 10 9 汽油——煤油 20 9 9 6 煤油——轻柴油 7 4 6 轻柴油——重柴油 8 4 6 重柴油——裂化原料 4 4 3 最低侧线——进料 4 6 4 进料——塔底 2(选取塔板型式和塔板数 塔板采用浮阀塔板，参考《石油炼制工程》[2]表7.7和表7.8选定塔板数如下: 表2.20 塔板数 被分离的馏分 板数 9 汽油——煤油 6 煤油——轻柴油 6 轻柴油——重柴油 3 重柴油——汽化段 4 塔底汽提段 考虑到采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层。全塔塔板数总数为 34层。 3.汽提蒸汽用量 侧线产品及塔底重油都采用过热水蒸气汽提，使用的是温度为420?、压力位 0.3MPa的过热水蒸气，参考《石油炼制工程》[2]图7.52和汽提水蒸气用量取汽提 水蒸气如下表: 表2.21 汽提水蒸气用量 kg/h kmol/h 油 品 质量分数(对产品)，% 3 2666 148 一线煤油 3 2545 141 二线轻柴油 2.8 1202 67 三线重柴油 4 8263 459 塔底重油 14767 815 合 计 , 精馏塔计算草图: 21 汽油481833kg/h 蒸汽14676kg/h回流 0.157Mpa 126? 塔顶冷回流取热 6 97.21×10kJ/h 1 煤油汽提蒸汽180? 0.161 Mpa 2666kg/h 第一中段回流(取9 6kJ/h) 煤油38.88×1010 88875kg/h 13 252? 轻柴油气提蒸汽19 2545kg/h 0.166 第二中段回流轻柴油84833kg/h 6(58.33×kJ/10Mpa 21 h 23 重柴油汽提蒸汽310? 1202kg/h 27 0.170 重柴油 42917kg/h Mpa 30 进料 353? 505041kg/h 31 过汽化油 10101kg/h 34 塔底气提蒸汽 8263kg/h 346? 塔底重油图2.4 常压塔计算草图 206583kg/h 2.3.5 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。取塔顶空冷凝器 压力降为0.01MPa，使用一个管壳式后冷器，壳层压力降取0.017MPa。故塔顶压力: 塔顶压力,0.13，0.01，0.017,0.157MPa(绝压) 取每层浮阀塔板压力降为0.5kPa(4mmHg)，则推算得常压塔各关键部位的压 力如下(单位为MPa): 塔顶压力位0.157; 一线抽出板(第9层)上压力0.161; 22 二线抽出板(第18层)上压力0.166; 三线抽出板(第27层)上压力0.170; 汽化段压力(第30层下)0.172; 取转油线压力降为0.035MPa，则 加热炉出口压力,0.172，0.035,0.207MPa 2.3.6 汽化段温度 1.汽化段中进料的汽化率与过汽化度 取过汽化度为进料的2%(质量分数)或2.03%(体积分数)，即过汽化量 10101kg/h。 要求进料在汽化段中的汽化率e，由于采用了初馏塔，所以常压塔中的各馏分的体F 积分数为: 汽油:19.3% 煤油:19.7% 轻柴油:15.2% 重柴油:10.3% e(体积分数),19.3%，19.7%，15.2%，2.03%，10.3%,66.5% F 2.汽化段油气分压 汽化段中各物料的流量如下: 表2.22 汽化段各物料的流量 802Kmol/h 汽油 566Kmol/h 煤油 361Kmol/h 轻柴油 158kmol/h 重柴油 21kmol/h 过汽化油 1908kmol/h 油气量合计 其中过汽化油的相对分子量取494，还有水蒸气459Kmol/h(塔底汽提)。由此可 计算得汽化段的油气分压为: 0.172×1908/(459，2350),0.139(MPa) 3.汽化段温度的初步确定 汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.139MPa下的汽化66.5%(体积分数)的温度，为此需要作出0.139MPa下原油的平衡汽化曲线。在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法作出原油的p—T—e相图的情况下，曲线4可以用以下简化方法求定:由图2.3可得到原油在常压下的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为250?。利用《石油炼制工程》[2]中烃类与石油窄馏分的蒸汽压图，将此交点温度250?换算为0.139MPa下的温度，为265?。将此交点作垂直于横坐标轴的直线A，在A上找得265?点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4，即为原油在0.139MPa下的平衡汽化曲线。由曲线4可以查得e为66.5%(体积分数)对应的温F 度为353?，此即为欲求的汽化段进料温度t。此t是由相平衡关系求得，还需对FF 它校核。 23 4.tF的校核 要求的加热炉出口温度是否合理。校核的方法是作绝 校核的主要目的是看由tF 热闪蒸过程的热平衡计算以求得炉出口的温度。 当汽化率e(体积分数),66.5%，t,353?时，进料在汽化段的焓h计算下 FFF表。表中各物料的焓值由《石油炼制工程》[2]中介绍的方法和《石油化工工艺计算 图表》[2]求得。 表2.23 进料带入的汽化段热量Q(p,0.172MPa，t,353?) F 油料 焓/kJ/kg 热量/kJ/h 气相 液相 1159 — 6汽油 1159×81833,94.8×10 1142 — 6煤油 1142×88875,101.5×10 1138 — 6轻柴油 1138×84833,96.6×10 1125 — 6重柴油 1125×42917,48.3×10 1105 — 6过汽化油 1105×10101,11.2×10 — 971 6重油 971×196482,190.8×10 — — 6合计 Q,543.2×10 F 6 所以，h,543.2×10/505041,1076(kJ/kg) F 再求出原油在加热炉出口条件下的焓h。按前述方法作出原油在炉出口压力0 0.207MPa下的平衡汽化曲线(图中的曲线3)。此处忽略了原油中所含的水分，若原油含水则要作炉出口处的油气分压下的平衡汽化曲线。限定炉出口处温度不超过365?，由曲线3可读出365?时的汽化率e为65%(体积分数)。显然e,e，即00F在炉出口条件下，过汽化油和部分重柴油处于液相(液相部分非常少)。据此可算出进料在炉出口条件下的焓值h，见表2.24。 0 表2.24 进料在炉出口处携带的热量(p,0.207MPa，t,365?) 油料 焓/kJ/kg??? 热量/kJ/h 气相 液相 1192 — 6汽油 1192×81833,97.5×10 1172 — 6煤油 1172×88875,104.2×10 1167 — 6轻柴油 1167×84833,99.0×10 1151 — 6重柴油 1149×42917,49.4×10 — 962 6重油 962×206583,198.7×10 — — 合计 6Q,548.8×10 0 6所以，h,548.8×10/505041,1087(kJ/kg) 0 校核结果表明h略高于h，所以在设计的汽化段温度353?下，既能保证所需 0F 的拔出率(体积分数为66.5%)，炉出口的温度也不至于超过允许的限度。 24 2.3.7 塔底温度 取塔底温度比汽化段温度低7?，即为 353,7,346(?) 2.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配 1.假设塔顶及各侧线温度 参考同类装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度如下: 塔顶温度 126? 煤油抽出板(第9层)温度 180? 轻柴油抽出板(第18层)温度 252? 重柴油抽出板(第27层)温度 310? 2.全塔热回流 按上述假设的温度条件做全塔热平衡(见表2.25)，由此求出全塔回流热。 表2.25 全塔热回流 物料 流率/kg/h 密度(ρ) 操作条件 焓/kJ/kg 热量/ 203 /g/cmkJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 505041 0.8032 0.172 353 1075 — 6入进料 548.98×10 方 14676 — 0.3 420 3316 — 6汽提蒸汽 48.67×10 519717 — — — — — 6合计 597.65×10 81833 0.7103 0.157 166 607 — 6 汽油 49.67×10 出 88875 0.7722 0.161 193 — 431 6煤油 38.31×10 84833 0.7952 0.166 246 — 631 6轻柴油 53.53×10 42917 0.8197 0.170 310 — 799 6重柴油 方 34.29×10 206583 0.8579 0.175 346 — 904 6重油 186.75×10 14676 — 0.157 150 2772 — 6水蒸汽 40.68×10 519717 — — — — — 6合计 403.23×10 666 所以，全塔回流热Q,597.65403.23(kJ/h) ×10,×10,194.42×10 3.回流方式及回流热的分配 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 一个位于煤油侧线和轻柴油侧线之间(第11,13层)，第二个位于轻柴油侧线和重 柴 油侧线之间之间(第20,22层)。 回流热分配如下: 6 塔顶回流取热 50%Q,97.21×10kJ/h 0 6 第一中段回流取热 20%Q,38.88×10kJ/h c1 6 第二中段回流取热 30%Q,58.33×10kJ/h c2 2.3.9 侧线及塔顶温度的校核 校核由下而上进行。 25 1.重柴油抽出板(第27)温度 物料 流率kg/h 密度操作条件 焓，kJ/kg 热量 kJ/h (ρ)压力，温度，? 气相 液相 203g/cm MPa 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 6 进料 550.49×10入8263 — 0.3 420 3316 — 6汽提蒸汽 27.40×10 方 L 0.8197 0.17 302 — 766 766L 内回流 513304+L— — — — — 6合计 577.89×10+766L 81833 0.7103 0.17 310 1029 — 6 汽油 84.21×10 88875 0.7722 0.17 310 1017 — 6煤油 90.39×10 出 84833 0.7952 0.17 310 1008 — 6轻柴油 85.51×10 42917 0.8197 0.17 310 — 799 6 重柴油 34.29×10 方 206583 0.8579 0.175 346 — 904 6重油 186.75×10 8263 — 0.17 310 3093 — 6水蒸汽 25.56×10 L 0.8197 0.17 310 1002 — 1002L 内回流 513304+L— — — — — 6合计 506.71×10+1002L 由热平衡得 66 , 577.89×10，766L506.71×10，1002L 所以，内回流 L,301610(kg/h)或 361010/240,1257kmol/h 重柴油抽出板上方的气相总量为: 802，566，361 ，459，1257,3445(kmol/h) 重柴油蒸汽(即内回流)分压为: 0.17×1257/3453,0.0619(MPa) 由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.0619MPa下平衡汽化0点温度。可以用《石油炼制工程》[2]中图7—15和图7—16先换算得常压下平衡汽化数据，再用图7—26换算成0.0619MPa下的平衡汽化数据。结果如下: 0 10% 30% 50% 项 目 293.1 297.8 302.6 318.4 恩氏蒸馏温度，? 4.7 4.8 15.8 — 恩氏蒸馏温差，? 1.8 2.1 7 — 平衡汽化温差，? — — — 333.4 常压下平衡汽化温度，? 307.7 309.5 311.6 318.6 0.0578MPa下平衡汽化温度，? 由上求得的在0.0619MPa下的重柴油的泡点温度为307.7?，与原假设的310?很接近，所以原假设温度是正确的。 2.轻柴油抽出板和煤油抽出板的温度 校核的方法和校核重柴油抽出板温度的方法相同，可通过作出第18块板以下和第9块板以下塔段的热平衡来计算。由于计算过程相同，故计算过程从略。计算结果和假设值相符，故认为原假设值是正确的。即轻柴油抽出板的温度为252?，26 煤油抽出板的温度为180?。 3.塔顶温度 V,60?。其焓值h,t,161.8kJ/kg 塔顶冷回流的温度t0L00 V塔顶温度t,126?，回流(汽油)蒸汽的焓h,t,607kJ/kg。故塔顶冷回流1L01 量为: 6VV L,Q/(h,t,h,t),97.21×10/(607,161.8),218351(kg/h) 0L01L00 塔顶油气量(汽油，内回流蒸汽)为 (218351，81833)/102,2943(kmol/h) 塔顶水蒸气流量为 14676/18,815(kmol/h) 塔顶油气分压为 0.157×2943/(2943，815),0.123 (MPa) 塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度。已知其焦点温度和压力依次为326?和4.59MPa，据此可在平衡汽化坐标纸上作出汽油平衡汽化100%点的p—t线，由该相图可读出油气分压为0.123MPa时的露点温度为134?。考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为128.8?，与原假设温度126?很接近，故原假设正确。 最后验证一下在塔顶条件下水蒸气是否会冷凝。 塔顶水蒸气分压为0.157,0.128,0.034(MPa) 相应于此压力下的饱和水蒸气的温度为52?，远低于塔顶126?，故在塔顶，水蒸气处于过热状态，不会冷凝。 2.4 全塔气、液相负荷分布 选取塔内几个有代表性的部位(如塔顶、第一层板下方、各侧线抽出板上方、中段回流进出口处、汽化段及塔底汽提段)，求出这些位置的气、液负荷，就可以作出全塔气、液相负荷分布图。 2.4.1第1块板下的气液相负荷 已知:t,126?，t,133?，M,107，P,1.575atm 122 查《石油炼制工程》[2]图3.17得: vL h,615.0kJ/kg，h,295.0kJ/kg ，，L1t2L1t1 6已知，Q,97.21×10kJ/h，则 0 vL6 L,Q/(h,h),97.21×10/(615.0,295.0),303781kg/h ，，10L1t2L1t1 3 L,303781/(0.7103×1000),427.7m/h 1 V,81833/102，14676/18，303781/107,4456.7kmol/h 2 3 V,nRT/p,4456.7×0.082×(273.15，133)/1.57,94540m/h 222 2.4.2第8块板下的的气液相负荷 已知:t,172?，t,180?，M,155，p,1.61atm 89 表2.26 第8块板以下的热平衡计算 27 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量/ 3 /g/cmkJ/h 压力温度/? 气相 液相 /MPa 505041 0.8032 0.172 360 1075 — 6 进料 542.92×10入14676 — 0.3 420 3316 — 6汽提蒸汽 48.67×10 方 0.7722 0.161 172 — 406 L 406L 内回流 88 — — — — — 519737+L 6合计 8591.59×10+406L 8 81833 0.1703 0.161 180 745 — 6 汽油 60.97×10 88875 0.7722 0.161 180 — 424 6煤油 37.68×10 出 84833 0.7952 0.161 252 — 633 6轻柴油 53.70×10 42917 0.8197 0.161 310 — 811 6 重柴油 34.81×10 方 206583 0.8579 0.175 346 — 907 6重油 187.37×10 14676 — 0.161 180 2830 — 6汽提蒸汽 41.53×10 — — — — — — 6一段取热 38.88×10 — — — — — — 6二段取热 58.33×10 L 0.8063 0.161 180 690 — 690 L 内回流 88 — — — — — — 6合计 513.27×10+690L 8 66由热平衡，有:591.59×10，406L,513.27×10，690L 88 L,275775kg/h 8 L,275775/772.2,357.13kmol/h 8 V,81833/102，14676/18，275775/155,3396.8kmol/h 9 3V,nRT/p,3396.8×0.082×(273.15，180)/1.61,78397m/h 999 3、第9块板下的气液相负荷 已知:t,180?，t,188?，M,159，p,1.615atm 91010 第9块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量/ 3 /g/cmkJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 505041 0.8032 0.172 360 1090 — 6 进料 550.59×10入14676 — 0.3 420 3316 — 6汽提蒸汽 48.67×10 方 L 0.7722 0.1615 180 — 424 424L 内回流 99 519717+L— — — — — 6合计 9 599.16×10+424L 9 0.7103 0.1615 188 716 — 6 汽油 81833 58.59×10 0.7722 0.1615 188 708 — 6煤油 88875 62.92×10 出 0.7952 0.1615 252 — 633 6轻柴油 84833 53.71×10 0.8197 0.1615 310 — 811 6 重柴油 42917 34.81×10 方 0.8579 0.175 346 — 907 6重油 206583 187.37×10 28 — 0.1615 188 2846 — 6汽提蒸汽 14676 41.77×10 — — — — — — 6一段取热 38.88×10 — — — — — — 6二段取热 58.33×10 L 0.8063 0.1615 200 708 — 708L 内回流 99 — — — — — — 6合计 536.56×10+708L 9 66 由热平衡,得:599.16×10，424L,536.56×10，708L 99 L,220423kg/h 9 3L,220423/772.2,285.45m/h 9 V,81833/102，14676/18，88875/157，220423/159,3570kmol/h 10 3/p,3570×0.082×(273.15，188)/1.615,83590m/h V,nRT101010 4、第10块板下的气液相负荷 已知:t,188?，t,200?，M,166，p,1.62atm 101111 第10块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量/ 3 /g/cmkJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 505041 0.8032 0.172 353 1075 — 6 进料 542(92×10入14676 — 0.3 420 3316 — 6汽提蒸汽 48.67×10 方 L 0.7749 0.162 188 — 439 439L 内回流 1010 519717+L— — — — — 6合计 10 591.59×10+439L 10 0.7103 0.162 196 752 — 6 汽油 81833 51.54×10 0.7722 0.162 196 740 — 6煤油 88875 65.77×10 出 0.7952 0.166 252 — 633 6轻柴油 84833 53.70×10 0.8197 0.17 310 — 811 6 重柴油 42917 34.81×10 方 0.8579 0.175 346 — 907 6重油 206583 187.37×10 — 0.162 196 2864 — 6汽提蒸汽 14676 42.03×10 — — — — — — 6一段取热 38.88×10 — — — — — — 6二段取热 58.33×10 L 0.7749 0.162 196 736 — 736L 内回流 1010 — — — — — — 6合计 542.43×10+736L 10 66由热平衡，得:591.59×10，439L,542.43×10，736L 1010 L,165522kg/h 10 3 L,165522/774.9,214m/h 10 V,165522/166，81833/102，14676/18，88875/157,3181kmol/h 11 3 V,nRT/p,3181×0.082×(273.15，196)/1.62,75540m/h 111111 5、第13块板下气液相负荷 已知:t,212?，t,220?，M,194，p,1.63atm 131414 第13块板下的热平衡计算表 29 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量 3 /g/cm/kJ/h 压力温度/? 气相 液相 /MPa 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 入14676 — 0.3 420 3316 — 6汽提蒸48.67×10 方 汽 L 0.7850 0.163 212 — 512 512L 内回流 1313 519717+L— — — — — 6合计 13 599.16×10+512L 13 81833 0.7103 0.163 220 807 — 6 汽油 66.86×10 88875 0.7722 0.163 220 797 — 6煤油 72.34×10 出 84833 0.7952 0.163 252 — 633 6轻柴油 53.70×10 42917 0.8197 0.163 310 — 811 6 重柴油 34.81×10 方 206583 0.8579 0.175 346 — 907 6重油 187.37×10 14676 — 0.163 220 2908 — 6汽提蒸43.62×10 汽 — — — — — — 6二段取58.33×10 热 0.7850 0.163 220 792 — L792L 内回流 13 13 — — — — — — 6合计 516.09×10+792L 13 66 由热平衡，得:599.16×10，512L,516.09×10，792L 1313 L,296679kg/h 13 3 L,296679/785,377.9m/h 13 V,81833/102，14676/18，88875/157，296679/194,3713kmol/h 14 3 V,nRT/p,3713×0.082×(273.15，220)/1.63,92115m/h 141414 6、第17块板下气液相负荷 已知:t,246?，t,252?，M,235，p,1.66atm 171818 第17块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量/ 3 /g/cmkJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.7940 0.166 246 — 615 615L内回流 1717 6— — — — — 599.16×10+615L519717+L合计 17 17 81833 0.7103 0.166 252 882 — 6 汽油 72.18×10 88875 0.7722 0.166 252 866 — 6煤油 76.97×10 出 84833 0.7952 0.166 252 — 633 6轻柴油 53.70×10 42917 0.8197 0.166 310 — 811 6 重柴油 34.81×10 方 206583 0.8579 0.175 346 — 929 6重油 187.37×10 14676 — 0.166 252 2972 — 6汽提蒸汽 43.62×10 30 — — — — — — 6二段取热 58.33×10 0.7940 0.166 252 857 — 857LL内回流 1717 6+857L— — — — — — 526.99×10合计 17 66 由热平衡，得:599.16×10，615L,526.99×10，857L 1717 L,298223kg/h 17 3 L,298223/794,375.6m/h 17 V,81833/102，14676/18，88875/157，298223/235,3453kmol/h 18 3 V,nRT/p,3453×0.082×(273.15，252)/1.66,89575m/h 181818 7、第18块板下的气液相负荷 已知:t,252?，t,258?，M,238，p,1.665atm 181919 第18块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量 3 /g/cm/kJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1075 — 542.92×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.7952 0.1665 252 — 633 633L内回流 1818 6— — — — — 591.59×10+633L519717+L合计 18 18 81833 0.7103 0.1665 258 899 — 6 汽油 73.57×10 88875 0.7722 0.1665 258 878 — 6煤油 78.03×10 出 84833 0.7952 0.1665 258 — 636 6轻柴油 53.95×10 42917 0.8197 0.1665 310 — 811 6 重柴油 34.81×10 方 206583 0.8579 0.175 346 — 907 6重油 187.37×10 14676 — 0.1665 258 2984 — 6汽提蒸汽 43.79×10 — — — — — — 6二段取热 58.33×10 L 0.7952 0.1665 258 870 — 870L内回流 1818 6+870L— — — — — — 529.85×10合计 18 66 由热平衡，得:591.59×10，633L,529.85×10，870L 1818 L,260506kg/h 18 3 L,260506/759.2,328m/h 18 V,81833/102，14676/18，88875/157，260506/238,3278kmol/h 19 3 V,nRT/p,3278×0.082×(273.15，258)/1.665,85755m/h 191919 8、第19块板下的气液相负荷 已知:t,258?，t,263?，M,242，p,1.67atm 192020 第19块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量 3 /g/cm/kJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.7965 0.167 258 — 640 640L内回流 1919 31 6— — — — — 599.16×10+640L合计 519717，L19 19 6 81833 0.7103 0.167 263 912 — 74.63×10 汽油 6 88875 0.7722 0.167 263 906 — 80.53×10煤油 6 出 84833 0.7952 0.167 263 883 — 74.91×10轻柴油 6 42917 0.8197 0.167 310 — 811 34.81×10重柴油 6 206583 0.8579 0.175 346 — 907 187.37×10重油 方 6 14676 — 0.167 263 2994 — 43.94×10汽提蒸汽 6 — — — — — — 58.33×10二段取热 0.7965 0.167 263 879 — 879LL内回流 1919 6+879L— — — — — — 554.52×10合计 19 66 由热平衡，得:599.16×10，640L,554.52×10，879L L,186820kg/h 191919 3 L,186820/796.5,234.55m/h 19 V,81833/102，14676/18，88875/157，84833/235，186820/242,20 3316.7kmol/h 3 V,nRT/p,3316.7×0.082×(273.15，263)/1.67,87315m/h 202020 9、第22块板下的气液相负荷 已知:t,277?，t,282?，M,255，p,1.685atm 222323 第22块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量 3 /g/cm/kJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.8062 0.1685 277 — 703 703L内回流 2222 6519717+L— — — — — 599.16×10+703L合计 22 22 81833 0.7103 0.1685 282 962 — 6 汽油 78.72×10 88875 0.7722 0.1685 282 937 — 6煤油 83.28×10 出 84833 0.7952 0.1685 282 929 — 6轻柴油 78.81×10 42917 0.8197 0.1685 310 — 811 6 重柴油 34.81×10 方 206583 0.8062 0.175 346 907 929 6重油 187.37×10 14676 — 0.1685 282 3035 — 6汽提蒸汽 44.54×10 L 0.8062 0.1685 282 918 — 918L内回流 2222 6+918L— — — — — — 507.55×10合计 22 66由热平衡，得:599.16×10，703L,507.55×10，918L 2222 L,426372kg/h 22 3 L,426372/806.2,529m/h 22 V,81833/102，14676/18，88875/157，84833/235，426372/255=4217kmol/h 23 3 V,nRT/p,4217×0.082×(273.15，282)/1.685,113927m/h 232323 10、第26块板下的气液相负荷 已知:t,303?，t,310?，M,272，p,1.7atm 262727 第26块板下的热平衡计算表 32 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量/ 3 /g/cmkJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.8175 0.17 303 — 766 766L内回流 2626 6— — — — — 599.16×10+766L合计 519717，L26 26 81833 0.7103 0.17 310 1025 — 6 汽油 83.88×10 88875 0.7722 0.17 310 1008 — 6煤油 89.59×10 出 84833 0.7952 0.17 310 1004 — 6轻柴油 85.17×10 42917 0.8197 0.17 310 — 811 6 重柴油 34.81×10 方 206583 0.8847 0.175 346 — 907 6重油 87.37×10 14676 — 0.17 310 3093 — 6汽提蒸汽 45.39×10 L 0.8175 0.17 310 999 — 999L内回流 2626 6+999L— — — — — — 526.21×10合计 26 66由热平衡，得:599.16×10，766L=526.21×10，999L2626 L,313090kg/h 26 3L,313090/817.5,383m/h 26 V,81833/102，14676/18，88875/157，84833/235，313090/272,3696kmol/h 27 3V,nRT/p,3696×0.082×(273.15，310)/1.7,103963m/h 272727 11、第27块板下的气液相负荷 已知:t,310?，t,317?，M,278，p,1.705atm 272828 第27块板下的热平衡计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量 3 /g/cm/kJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.8197 0.1705 310 — 816 816L内回流 2727 6— — — — — 599.16×10+816L合计 519717，L27 27 81833 0.7103 0.1705 317 1041 — 6 汽油 85.19×10 88875 0.7722 0.1705 317 1025 — 6煤油 91.09×10 84833 0.7952 0.1705 317 1018 — 6轻柴油 86.36×10 出 42917 0.8197 0.1705 317 1010 — 6重柴油 方 43.35×10 206583 0.8579 0.175 346 — 907 6重油 187.37×10 6 14676 — 0.1705 317 3112 — 45.67×10汽提蒸汽 0.8197 0.1705 317 1010 — 1010LL内回流 2727 6+1010L— — — — — — 539.03×10合计 27 66由热平衡，得:599.16×10，816L,539.03×10，1010L 2727 L,309948kg/h 27 3 L,309948/819.7,378m/h 27 33 ,81833/102，14676/18，88875/157，84833/235，42917/272，V28 309948/278=3817kmol/h 3V,nRT/p,3817×0.082×(273.15，317)/1.705,108347m/h 282828 12、第30块板下的气液相负荷 已知:t,342?，t,353?，M,292，p,1.72atm 303131 第30块板下的热负荷计算表 物料 流率/kg/h 密度操作条件 焓/kJ/kg 热量 3 g/cm/kJ/h 压力/MPa 温度/? 气相 液相 6 505041 0.8032 0.172 353 1090 — 550.59×10 进料 6入 14676 — 0.3 420 3316 — 48.67×10汽提蒸汽 方 L 0.8380 0.1705 342 — 879 879L内回流 3030 6— — — — — 599.16×10+879L合计 519717，L30 30 81833 0.7103 0.1705 353 1159 — 6 汽油 94.84×10 88875 0.7722 0.1705 353 1142 — 6煤油 101.50×10 84833 0.7952 0.1705 353 1138 — 6轻柴油 出 96.54×10 42917 0.8197 0.1705 353 1125 — 6重柴油 方 48.28×10 206583 0.8579 0.175 350 — 912 6重油 188.40×10 14676 — 0.1705 353 3180 — 6汽提蒸汽 46.67×10 L 0.8380 0.1705 353 1088 — 1088L内回流 3030 6+1088L— — — — — — 576.11×10合计 30 66 由热平衡，得:599.16×10，879L,576.11×10，1088L3030 L,110287kg/h 30 3 L,110287/838,132m/h 30 V,81833/102，14676/18，88875/157，84833/235，42917/272，31 110287/292=2922kmol/h 3 V,nRT/p,2922×0.082×(273.15，353)/1.72,87226m/h 313131 13、全塔气液相负荷数据 表2.26 全塔气液相负荷数据表 3333 板 号 液相/m/h 气相/m/h 板 号 液相/m/h 气相/m/h 1 427.7 19 234.6 85755 2 94540 20 87315 8 357.1 22 529 9 285.5 78397 23 113927 10 214 83590 26 383 11 75540 27 378 103963 13 377.9 28 108347 14 92115 30 132 17 325.6 31 87226 18 328 89575 34 全塔液相负荷图 1 3 5 7 9 11 13塔15板 号17 19 21 23 25 27 29 31 0501001502002503003504004505005503液相负荷，m/h 图2.5 全塔液相负荷图 全塔气相负荷图 1 3 5 7 9 11 13塔 15板 号17 19 21 23 25 27 29 31 3/h60000650007000075000800008500090000950001E+051E+051E+051E+05 气相负荷，m 图2.6 全塔气相负荷图 35 36 第三章 塔的设计及水力学计算 浮阀塔板在石油化学工业上广泛应用在加压、常压、减压下的精馏、稳定、吸收、脱吸等传质过程中。国内目前使用的浮阀塔直径从200到64000毫米，使用效果较好。 浮阀塔板的一般结构式在带降液管的塔板上开有许多孔作为气流通道，孔上方设有可上下浮动的阀片，上升的气流经过阀片与横流过塔板的液相接触，进行传质。浮阀塔板与常用的圆泡帽、筛板、舌形塔板的几点比较如下: (1)处理能力较舌形、筛孔塔板径小些，比圆泡塔板的处理能力约大20,40%。 (2)操作弹性较圆泡帽、舌形、筛板大。在很宽的气液相负荷变化范围内，浮阀塔板能保持较高的效率。 (3)干板压力降较舌形、筛板大，比泡帽塔板小。塔板上的液面梯度也较小。 (4)雾沫夹带量比舌形、泡帽小，比筛板略大。 (5)结构较简单，安装较方便;制造费用为泡帽塔塔板的60,80%，为筛板的120,130%。 此部分计算参考《塔的工艺设计》[6]。因为第23块板处的气相负荷最大，因此选取此处数据为设计依据。 3.1塔板的操作条件 以气相流量最大点第23块板为设计依据。 进入塔板的气体: PM168.5，2553 密度ρ,,,9.309kg/m vRT8.314，(273.15，282) ,72 粘度μ,3.8×10kg.s/mv 3 流率V,113927/3600,31.646m/s v 进入塔板的液体: 3 密度ρ,806.2kg/m L 表面张力σ,17.57dyn/cm L 3 流率V,528.8/3600,0.147m/s L 起泡倾向:轻微 操作条件: 操作压力:168.5KPa 操作温度:282? 选取F型33克浮阀。 1 3.2塔板间距初选 先选定塔板间距为H,0.8m t 3.3塔径初算 1.计算塔板气相空间截面积上最大的允许气体速度 37 0.055，9.81，0.8806.2,9.309，,,=1.544m/s Wmax9.3090.147806.21，2，31.6469.309 2.适宜的气体操作速度 取K,0.98 s 由于选取的板间距H,0.8m，故取K,0.82 s 故适宜的气体操作速度W,K.K. W,0.82×0.98×1.544,1.241(m/s) asmax 3.计算气相空间截面积 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.2): V31.6462v F,,,25.500(m) aW1.241a 4.计算降液管内液体流速 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.4): V,0.17K.K,0.17×0.82×0.98,0.137(m/s) ds 由《塔的工艺计算》[5]中式(5—5B): ,,33V,6.97×10K.K.,6.97×10×0.82×0.98× ds =0.141(m/s) 0.8，(806.2,9.309) 由于，0.137<0.141，所以取V,0.137m/s d 5.计算降液管面积 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.6): V0.147‘2L F,,,1.073(m) d0.137Vd 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.7): ‘2 F,0.11F,0.11×25.500,2.805(m) da ‘2 取F,2.805md 6.计算塔横截面积和塔径 计算塔横截面积F按《塔的工艺计算》[5]中式(5.8): t ‘2 F,F，F,25.500，2.805,28.305m tad 计算塔径D按《塔的工艺计算》[5]中式(5.9): c Ft28.305 D,,,6.0(m) c0.7850.785 7.采用塔径及相应的设计空塔气速 根据浮阀塔板直径系列，选取采用的塔径为:D,6.0m。 222塔截面积:F,0.785D,0.785×6.0,28.26(m) 采用的空塔气速:W,V/F,31.646/28.26,1.120(m/s) V 塔径圆整后，其降液面积: 38 ‘2,. F,28.26×2.805/28.305,2.801(m) Fdd 采用的降液面积占采用的塔截面积F的百分数: F/F,2.801/28.26,9.91% d 3.4浮阀数及开孔率的计算 1.计算阀孔临界速度 阀孔临界速度(W)按《塔的工艺计算》[5]中式(5.14): hc 72.872.80.5480.548() (W),,,3.09(m/s) ()hc,v9.309 相应的阀孔动能因数为: 31/2 9.309 F,(W)(,3.09×,9.43m/s(kg/m)0hc 2.计算塔板开孔率 塔板上浮阀的开孔率υ按《塔的工艺计算》[5]中式(5.13): W1.120，100% υ,,×100%,36.2% W3.09h 3.确定浮阀数 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.18)得阀孔的总面积: 2 F,F×υ,28.26×36.2%,10.230(m) h 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.19)得浮阀数: 10.230Fh N,,,8568(个) 220.785(d)0.785，0.039h 3.5溢流堰及降液管的决定 1.决定流体在塔板上的流动型式 根据《塔的工艺计算》[5]中表5.3，塔板上流体流动形式选择双溢流型式 2.决定溢流堰 采用弓形溢流堰，因F/F,9.91%，从《塔的工艺计算》[5]中图5.8查得: d l/D,0.7 ?堰长l,0.7×6.0,4.2(m) W/D,0.56 d ?堰宽W,0.56×6.0,3.36(m) d 3.溢流堰高度及塔板上清液层高度的决定 由于本设计中原油为轻质原油，系统是气膜控制，取堰高h为50毫米。在 W 《塔的工艺计算》[5]中图5.5可查得堰上液层高度为: h,0.066(m) ow 塔板上的清液层的高度为:h,h，h,0.05，0.066,0.116m Lwow4.液体在降液管的停留时间及流速 39 液体在降液管的停留时间τ按《塔的工艺计算》[5]中式(5.26): F,H2.801，0.8dt,,15(s),5s τ,0.147VL 降液管流速V: d V,V/F,0.147/2.801,0.0525(m/s) dLd 5.降液管底缘距塔板高度 取降液管底缘出口处流速W,0.25m/s b Vl0.147 降液管底缘距塔板高度:h,,,0.14(m) bl，W4.2，0.25b 3.6水力学计算 1.塔板压力降 (1)干板压力降 由《塔的工艺计算》中式(5—30)计算干板压力降?P: d 0.1753.09 ?P,19.9,19.9×,0.030(米液柱) d806.2 (2)气体通过塔板上液层的压力降 由《塔的工艺计算》中式(5—34)计算塔板上液层压力降?P: VL ,,3 ?P,0.4h，2.35×10,0.4×0.05，2.35×10VLw 3600，0.14732/3×(),0.079(米液柱) 4.2 (3)液体表面张力所造成的压降 此压降很小，忽略。 则气体通过一块板的总压降?P,?P，?P,0.030，0.079,0.109(米液tdVL柱) 2.雾沫夹带 根据《塔的工艺计算》中式(5—36)计算雾沫夹带: e, 28.26,2，2.801式中，ε,,,0.802 28.26 ,5 m,5.63×10 806.2,9.30917.57,50.4250.295() ,5.63×10××(),0.62 ,79.3093.8，10 A，n系数的选取: 7 当H,350mm时，A,9.48×10，n,4.36 t 当H350mm时，A,0.159，n,0.95 t 40 取υ,0.7，A,0.159，n,0.95 ?e,0.049kg(液体)/kg(气体),0.1 3.泄漏 ,5，小于设计的阀孔动能因数9.47。 取泄漏时阀孔动能因数为F0 4.淹塔情况 计算液相流过一层塔板时所需克服的压力降?P，?P,?P，?P，h LLtdkl ??P,0.109米液柱 t h,0.116米液柱 l 22 ?P,0.2×(W),0.2×0.25,0.0125米液柱 dkb ??P,0.109，0.116，0.0125,0.2375液柱,(0.4,0.6)(H，h) Ltw 符合要求。 5.降液管的负荷 计算降液管内的允许最大流速V: ()dmax V,0.17K,0.17×0.98,0.1666(m/s) ()dmaxs 由《塔的工艺计算》[5]中式(5—44B): ,,33806.2,9.309 V,6.97×10K,6.97×10×0.98×,0.193(m/s) ds 0.193m/s为降液管内允许的最大流速，现设计的降液管流速为0.0525m/s，所 以降液管没有超负荷。 3.7塔板上的适宜操作区和负荷上下限 1.雾沫夹带线 取e,10%为雾沫夹带的上限，即: 0.1, 13.305 整理上式，可得:,0.052h,1.72 L3.7W 当假设一个液体负荷，即可算出和它对应的空塔气速，就可以在适宜操作区的 座标图上得出一点。适当的算出几点，就可以画出雾沫夹带线。 而，h,h，h,50，h，其中h,2.84E，l,4.2m，近似取E,1 lwowowow 在操作区范围内取若干个V值，相应的空塔气速如下: L3V/m/h 20 40 60 80 100 120 140 200 300 400 550 L W/m/s 1.876 1.790 1.731 1.684 1.647 1.615 1.587 1.521 1.443 1.388 1.326 根据上面数据可作出雾沫夹带线1(见图3.1)。 2.淹塔界线 设降液管内液面高度控制在0.5(H，h)，按下式计算: tw 0.5×(0.8，0.05),0.425m 0.425,?P，h，?P tldk 41 ,32，2.35×10，h，h，0.153(W) ,5.37.，0.4hwowwb ?V,W×F,10.230W Vhhh W,V/10.230 hV 由《塔的工艺计算》[5]中式(5.27):h, b h,0.14m b ?W,1.701V bL 把已知数据ρ、ρ、h及W、W代入，计算淹塔界线，整理得出: LVwhb 22/32 0.03127V，0.261V，h，2.1317V,0.355 VLowL W,V/F,V/15.198 VV 在操作范围内取若干个V值，相应的空塔气速如下: L 320 40 60 80 100 120 140 200 300 400 550 V，m/h L 3.813 3.789 3.183 3.772 3.756 3.740 3.725 3.711 3.669 3.604 3.441 W，m/s 根据上面数据可作出淹塔线2(见图3.1)。 3.降液管负荷上限 因降液管允许的最大流速为0.167m/s， 33 V,0.167F,0.167×2.805,0.468m/s,1686.4m/h Ld 3根据V,1686.4m/h可作出降液管超负荷界线3(见图3.1)。 L 4.降液管负荷下限 h,0.066m，由此可计算出降液管负荷的下限值。根据《化工原理》[10]中式3.6，ow 2V2.84L3E()h,，式中取E,1，堰长l,4.2m，由此可求出降液管负荷下限: ow1000L 3V,470.53m/h L 由此可作出图中直线5(见图3.1)。 5.漏液线 9.309下限为F,5，即W,5/,5/,1.639m/s 0h W,υ(W,0.362×1.679,0.611m/s h 根据W,0.611m/s可作出漏液界线4(见图3.1)。 3在图3.1中连接座标原点及设计点A(V,40.39m/s相对应的W,1.40m/s，VvL 33,470.53m/h)可得操作线CAB;B为负荷上限(V,550m/h，W,1.32m/s;相当l 33于V,37.3m/s)，C为符合下限(V,470.53m/h，W,1.18m/s;相当于V,lll 333.35m/s)。塔板弹性为2.43。从图3.1中可看出，塔板的操作离雾沫夹带极限较远。 从图3.1可得出，设计的塔板的弹性为1.12，负荷上限为设计点的1.17倍，不 太理想。 42 4 3.52 3 12.55W/m/s2 B 1.5 适宜操作区C14A 0.5 30/m/hL 050100150200250300350400450500550600 图3.1 适宜操作区图 V 43 第四章 塔的内部工艺结构 炼油装置板式塔的内部工艺结构(塔板结构除外)包括塔顶、塔底、塔裙 以及塔的各种类型的进口、抽出板出口，塔的各种类型防冲挡板、防涡器、破沫网等。 4.1板式塔的内部工艺结构 1.塔顶 (1)物料出口 一般为平接式，其直径与塔顶工艺管线相同。 ? 为了减少塔顶出口气体中携带液体的量，塔顶空间一般取1.2—1.5m。以利于气体中的液滴自由下降，取塔顶空间H=1.2m，顶层塔盘到丝网底面的距离d H=900mm。 t ? 破沫网用以分离气体中携带的液体，以提高产品的质量，改善塔顶气体压缩机的操作。破沫网的直径取决于气量与选定的气速。一般可按下式计算气速与破沫网的直径。 ,,LV,4Qk ,V,VV,， D, 式(4.1); 式中:V—气速，m/s;当雾沫携带量有波动时，此气速应为上式计算的0.75。而最小取计算气速的0.30。一般常用气速V=1—3m/s。 K—常数，取0.107; D—破沫网直径 m; 3Q—气体流量m/s。 806.2,9.309 所以V,0.107× ,0.99(m/s); 9.309 4，91672 所以破沫网直径D, ,5.72(m) 3.14，0.99，3600 2.进口 进口包括顶回流、中段回流、蒸汽以及原料进口、原料进料段的高度。它取决进料的结构形式及介质状态。一般进料管大小均采用与工艺管线相同的直径。 (1)塔顶回流进口 为确保塔板操作稳定防止回流液入塔时直接冲击塔板产生液峰或在塔板上飞溅。因此回流液在进口处应考虑设置防冲设施。采用图8—5形式的进口管，防止液体直接冲击塔板。 (2)中段回流进口 对于易起泡沫的回流液，采用中段结构形式，回流液进口管插入降液管外侧，尽可能 靠近上层塔板。 (3)油气进口 一般进口管应与降液管平行，与塔板上液流方向成垂直布置。同时进口管应靠近上层塔板。 44 (4)气提蒸汽进口 为保证气提蒸汽均匀分布，在塔内设有蒸汽分配管。安装在液面上方，分配管 o角或垂直向上。开孔面积最小应为1.3—1.5。 开孔方向应与塔壁成45 3. 抽出盘及出口 (1)抽出斗 再降液管下面加以凹陷作为抽出斗，抽出嘴子装在斗底或斗侧;斗的水平截面积一般应保证净液流速不大于0.06m/s，凹陷深度最小应是抽出嘴直径的1.5倍。 (2)一般抽出口嘴子尺寸 一般均推荐采用与工艺管线一样的直径。 4.人孔 在炼油装置塔器中，每隔(6—8)块塔板处设一个人孔，人孔的直径一般为450,550mm。人孔伸出塔器筒体表面200,250mm。本设计中取每隔6块塔板设一个人孔，人孔直径为500mm，人孔伸出塔器筒体长度为250mm。 5. 塔底 (1)塔底空间 是塔底第一块塔板到塔底切线的距离。对塔底产品量大的塔，停留时间一般取3-5分钟。本设计停留时间取3分钟。 (2)设塔底空间 2设塔底空间为H则(DH,V(t 式(4—2); 塔塔bb 206583，3/60故H,,0.731m b2500，6.0，3.14/4 (3)塔底出口 直径一般取与工艺管线直径相同。 (4)防涡器 为使液体物料流出时不致产生涡流，将气体带进泵里而使泵抽空或为了使液面 的操作稳定，故在许多设备底部的液体出料端设置防涡口。 6.塔裙 选取裙座高度为2m，裙座上必须开设人孔，以方便检修见表4.1: 表4.1 人孔结构尺寸及开设个数 D M 裙座直径 数量 中心高度 4600mm 2 500mm 200mm 950mm 7.封头 选用椭圆形封头。 4.2 塔高H 塔高应用下式进行计算:H,H，(n,1)H，H dtt 式中:H——塔顶空间，m; d H——塔板间距，m; t 45 ——塔底空间，m。 Hb 所以，塔高 H,1.2，(34,1)×0.8，0.731,28.33(m) 46 第五章 换热流程设计 常减压蒸馏装置的能耗在炼厂全厂能耗中占有重要比重，其燃料消耗大约相当于加工原油量的2%，为全厂消耗自用燃料量最大的装置，在原油蒸馏装置中，原油升温及部分汽化所需的热量很大。在某些蒸馏装置中，原油换热后的终温达300?左右，热量的回收率达到60%以上。由此可见，换热流程的设计对炼厂的节能有很重要的意义。 5.1换热流程计算 换热流程设计如下: 图5.1 换热流程图 5.1.1初馏塔之前的换热流程 1.原油一路换热流程 (1)原油一路和汽油换热 热源初温T,120?，对应H,326.2kJ/kg 11 终温T,70?，对应H,185.1kJ/kg 22 原油初温t,45?，对应h,122kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 石脑油1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W/2(h,h)得，h,168.6kJ/kg ，石脑油原c12212 查得:t,65? (由《石油炼制工程》[2]查得)下同 2 (2)原油一路和重柴五次换热 热源初温T,135?，对应H,324.1kJ/kg 11 终温T,86?，对应H,194.4kJ/kg 22 原油初温t,65?，对应h,168.3kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重柴1c 12 47 ,W,/2(h –h ) Q原油2c 21 由ηW(H,H),W/2(h,h)得，h,210.4kJ/kg ，重柴原c12212 查得:t,83? 2 (3)原油一路和轻柴三次换热 热源初温T,144?，对应H,349.6kJ/kg 11 终温T,98?，对应H,228.2kJ/kg 22 原油初温t,83?，对应h,210.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 轻柴1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,230.4kJ/kg ，轻柴原c12212 查得:t,95? 2 (4)原油一路和常一中段二次换热 热源初温T,164?，对应H,404.1kJ/kg 11 终温T,114?，对应H,263kJ/kg 22 原油初温t,95?，对应h,230.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 常一中1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,268kJ/kg ，一中回流原c12212 查得:t,110? 2 (5)原油一路和重柴四次换热 热源初温T,174?，对应H,429.2kJ/kg 11 终温T,135?，对应H,324.1kJ/kg 22 原油初温t,110?，对应h,268kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重柴1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,322.4kJ/kg ，重柴原c12212 查得:t,131? 2 (6)原油一路和轻柴二次换热 热源初温T,201?，对应H,393.6kJ/kg 11 终温T,144?，对应H,349.6kJ/kg 22 原油初温t,131?，对应h,322.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 轻柴1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,337.8kJ/kg ，轻柴原c12212 查得:t,140? 2 (7)原油一路和常一中路一次换热 热源初温T,212?，对应H,519.2kJ/kg 11 终温T,164?，对应H,404.1kJ/kg 2248 ,140?，对应h,337.8kJ/kg 原油初温t11 则:Q,ηW,(H,H) 常一中1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,389.4kJ/kg ，常一中原c12212 查得:t,159? 2 (8)原油一路和重柴三次换热 热源初温T,234?，对应H,572.3kJ/kg 11 终温T,174?，对应H,429.2kJ/kg 22 原油初温t,159?，对应h,389.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重柴1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,418.7kJ/kg ，重柴原油c12212 查得:t,170? 2 (9)原油一路和轻柴一次换热 热源初温T,246?，对应H,611.3kJ/kg 11 终温T,201?，对应H,393.6kJ/kg 22 原油初温t,170?，对应h,418.7kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 轻柴1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,494.1kJ/kg ，轻柴原油c12212 查得:t,197? 2 (10)原油一路和重柴二次换热 热源初温T,273?，对应H,673.2kJ/kg 11 终温T,234?，对应H,572.3kJ/kg 22 原油初温t,197?，对应h,494.1kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重柴1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,573.6kJ/kg ，重柴原油c12212 查得:t,230? 2 (11)原油一路和重柴一次换热 热源初温T,310?，对应H,812kJ/kg 11 终温T,273?，对应H,673.2kJ/kg 22 原油初温t,223?，对应h,565.2kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重柴1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W/2(h,h)得，h,699.2kJ/kg ，重柴原c12212 查得:t,268? 2 49 2.原油二路换热流程 (1)原油二路和煤油三次换热 ,118?，对应H,288.9kJ/kg 热源初温T11 终温T,71?，对应H,187.0kJ/kg 22 原油初温t,45?，对应h,122kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 汽油1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,169.8kJ/kg ，汽油原油c12212 查得:t,66? 2 (2)原油二路和常二中路四次换热 热源初温T,133?，对应H,318.2kJ/kg 11 终温T,81?，对应H,202kJ/kg 22 原油初温t,66?，对应h,169.8kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 常二中1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,192.4kJ/kg ，常二中原油c12212 查得:t,79? 2 (3)原油二路和重油五次换热 热源初温T,145?，对应H,324kJ/kg 11 终温T,97?，对应H,223.1kJ/kg 22 原油初温t,79?，对应h,192.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重油1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,228.2kJ/kg ，重油原油c12212 查得:t,94? 2 (4)原油二路和煤油二次换热 热源初温T,165?，对应H,420.8kJ/kg 11 终温T,118?，对应H,288.9kJ/kg 22 原油初温t,94?，对应h,228.2kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 汽油1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,280.4kJ/kg ，汽油原油c12212 查得:t,113? 2 (5)原油二路和常二中路三次换热 热源初温T,176?，对应H,429.2kJ/kg 11 终温T,133?，对应H,318.2kJ/kg 22 原油初温t,113?，对应h,280.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 常二中1c1250 ,W,/2(h –h ) Q原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,314.4kJ/kg ，常二中原油c12212 查得:t,129? 2 (6)原油二路和重油四次换热 热源初温T,204?，对应H,483.9kJ/kg 11 终温T,145?，对应H,324kJ/kg 22 原油初温t,129?，对应h,314.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重油1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,341.7kJ/kg ，重油原油c12212 查得:t,141? 2 (7)原油二路和煤油换热 热源初温T,180?，对应H,483.9kJ/kg 11 终温T,165?，对应H,410.3kJ/kg 22 原油初温t,141?，对应h,341.7kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 煤油1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,385.4kJ/kg ，煤油原油c12212 查得:t,158? 2 (8)原油二路和常二中路二次换热 热源初温T,238?，对应H,572.3kJ/kg 11 终温T,176?，对应H,429.2kJ/kg 22 原油初温t,158?，对应h,385.4kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 常二中1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,422.6kJ/kg ，常二中原油c12212 查得:t,171? 2 (9)原油二路和重油三次换热 热源初温T,251?，对应H,610.2kJ/kg 11 终温T,204?，对应H,483.9kJ/kg 22 原油初温t,171?，对应h,422.6kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重油1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,502.3kJ/kg ，重油原油c12212 查得:t,199? 2 (10)原油二路和常二中一次换热 热源初温T,274?，对应H,694.3kJ/kg 11 终温T,238?，对应H,572.3kJ/kg 2251 ,199?，对应h,502.3kJ/kg 原油初温t11 则:Q,ηW,(H,H) 常二中1c12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W /2(h,h)得，h,573.6kJ/kg ，常二中原油c12212 查得:t,230? 2 (11)原油二路和重油二次换热 热源初温T,307?，对应H,778.5kJ/kg 11 终温T,274?，对应H,694.3kJ/kg 22 原油初温t,223?，对应h,565.2kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重油1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W/2(h,h)得，h,703.4kJ/kg ，重油原c12212 查得:t,269? 2 5.1.2 一、二路原油同时与重油(一次)换热 热源初温T,346?，对应H,935kJ/kg 11 终温T,307?，对应H,778.5kJ/kg 22 原油初温t,268?，对应h,699.2kJ/kg 11 则:Q,ηW,(H,H) 重油1c 12 Q,W,/2(h –h ) 原油2c 21 由ηW(H,H),W/2(h,h)得，h,778.8kJ/kg ，原重油c12212 查得:t,298? 2 5.2热量利用率计算 1.热源提供热量计算 6 汽油提供的热量: 81833×(326.0,185.4),11,51×10kJ/h 6 煤油提供的热量: 88875×(483.9,187.1),26.38×10kJ/h 6 轻柴提供的热量: 84833×(611.3,228.2),32.50×10kJ/h 6 重柴提供的热量: 42917×(812.0,194.4),26.51×10kJ/h 6 重油提供的热量: 206583×(935,223.1),147.07×10kJ/h 6 一中段回流提供的热量:296750×(519-263),75.97×10kJ/h 6 二中段回流提供的热量:426372×(694.3-202),209.86×10kJ/h 总热量: 6 Q,(11.51，26.38，32.50，26.51，147.07，75.97，209.86)×10 6,529.8×10kJ/h 2.原油加热到设计温度需要的热量 6 Q,505042×(778.8,122),331.71×10kJ/h 2 3.热量利用率 η,331.71/529.8,62.91% 52 常压塔计算结果 经过对常压塔的工艺计算和浮阀塔的水力学计算以及换热流程的设计计算。得 出: (1)本次设计产品方案为: 产率% 产量 410t/a t/d kg/h kmol/h 体积 质量 19.3 16.2 64.8 1964 81833 802 汽油 19.7 17.6 70.4 2133 88875 566 煤油 15.2 16.8 67.2 2036 84833 361 轻柴油 10.3 8.5 34.0 1030 42917 158 重柴油 35.5 40.9 163.3 4958 206583 463 重油 注:本次设计为燃料型加工，最终石脑油和常压塔塔顶出来的汽油调和生产 燃料汽油。 (2)常压塔工艺设计计算结果 项 目 数值及说明 6.0 塔径D/m 28.33 塔高H/m 0.8 板间距H/m T 塔板型式 双溢流弓形降液管 1.120 空塔气速u/m/s 4.2 堰长l/m 0.05 堰高h/m w 0.166 板上清液层高度/m 8568 浮阀数N/个 9.43 阀孔动能因数F0 3.09 临界阀孔气速u/m/s oc 1157 单板压降?p/Pa 15 液体在降液管内停留时间θ/s 31686.4 降液管负荷上限(V)/m/h Lmax3470.53 降液管负荷下限(V)/m/h Lmin 1.12 操作弹性 34 板数/块 (3)换热流程一共通过12次换热达到工艺要求，换热效率为62.91%。