常压塔设计(B5)

常压塔 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 (B5) 抚顺石油学院盘锦函授站 陈国栋 2002年6月 ———————————————————————————————————————————— 第 1 页 共 56 页 1 2 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 1 2 3 ———————————————————————————————————————————— 第 2 页 共 56 页 常压蒸馏装置工艺设计 本文论述了常压蒸馏在石油行业中的地位、作用及发展史。它是炼油厂炼油能力最大 的装置，它的能耗、收率和分割精度对全厂，特别是深加工装置和石油化工装置具有显 著的影响。石油是极其复杂的混合物，要从原油中获得各种各样的燃料、润滑油和其他 产品，蒸馏正是一种合适、经济的手段，也是容易实现的 方法 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 。并且原油中含有硫、砷、 盐等副食性的化合物，对装置有很大的副腐蚀，使装置的使用寿命有很大的减短，针对 这种情况，本设计对防腐蚀、幽怨的拔出率、分馏精度和节能降耗等方面的技术改造进 行了 说明 关于失联党员情况说明岗位说明总经理岗位说明书会计岗位说明书行政主管岗位说明书 。本设计原料油为年处理量250万吨的大庆原油，加工 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 为燃料型加工方案，为了满足时常经济的需要，产品为汽油、煤油、轻柴油、重柴油，常压渣油送至减压部 分继续进行减压蒸馏。本设计采取经验的方法，对常压塔的操作参数，常压塔的工艺尺 寸，常压塔的汽、液相负荷，产品的收率，产品的切割温度，以及塔板的水力学进行了 计算。此外，本设计对常压加热炉的总的热法院和、烟囱、辐射段及对流段的工艺尺寸 进行了计算，并对它们进行了校核，基本上符合要求，。本设计可以为炼厂同类型的装置 的设计与操作提供参考。 关键词：常压塔 常压炉 蒸馏 石油 原油的蒸馏是原油加工的第一道工序。原油经过蒸馏分离成各种油品和加工装置的原 料。原油经过蒸馏装置设计和操作的好坏，对炼油厂的产品质量、收率以及对原油的有 效利用都有很大影响。 众所周知，石油是极其复杂的混合物，要从原油中提炼出各种各样的燃料、润滑油 和其它产品，蒸馏正是一种合适的手段。而且常常也是一种最经济、最容易实现的分离 手段。而且常减压蒸馏能够将液体混合物按其所含组分的沸点及蒸汽压的不同而分离为 轻重不同的各种馏分。 正因为如此，几乎所有的炼厂中，石油的第一个加工装置就是蒸馏装置，借助于蒸 ———————————————————————————————————————————— 第 3 页 共 56 页 馏过程，可以按所制订的产品方案将原油分割成相应的直馏汽油、煤油、轻柴油和重柴 油馏分及各种润滑油馏分等。这些半成品经过适当的精制和调配便成为合格的产品。 随着炼油工业的发展变化，蒸馏装置逐年改进，现代工业正常减压蒸馏装置在现在炼厂 中的作用也越来越重要。 常减压蒸馏在炼厂中是原油深度加工的基础装置，它要求为二次加工和三次加工创 造条件，因此研究原油蒸馏的工艺特征对原油蒸馏设计起到很大的指导作用。 原油的精馏是属于复杂精馏，它的特点如下： （1）石油产品是一种范围较宽的馏分，因此它的分馏精确度远较一般的蒸馏系统要求低。 （2）原油的本身是一种含有上千种组分的复杂的烃类混合物，因此其计算不能用二元和 多元的精馏的计算方法而只能采用经验的方法。 （3）原油分馏塔的提馏段中气相回流的产生和热量的供应方式有二元和多元精馏塔也有 所不同。原油精馏塔塔底温度较高，由于热源的限制和高温裂解的影响，故不采用重沸 器传热，而用加热炉传热。 （4）由于原油分馏塔热量一般较固定，没有调节的余地。因此，塔的总回流热由全塔热 平衡决定，而不是根据产品分离的精确度计算要求确定。 （5）根据产品的要求，分馏操作系统分汲进行。 （6）减压操作的目的是从原油中拔出尽可能多的馏分油，但是常压塔一般只能拔出沸点 在360?左右的馏分，若要进一步提高拔出率，则必须要有更高的汽化温度，就会导致油 品的裂解。 当然，近几十年来，随着石油炼油工业的进展，原油的精馏技术也取得了较大的技术 发展。 1、原油中的杂质对蒸馏装置中的设备及管线腐蚀影响着装置开工周期的长短。抑制腐蚀 的方法：对低温的塔顶及塔顶油气馏出线上的冷凝冷却系统采取化学腐蚀措施；施行“一 脱四注”一脱盐、脱水，注碱、注中和剂，注缓蚀剂和注水。对温度大于250?的塔体及塔底出口系统的设备和管线等高温部位，选用合适的耐蚀材料。 ———————————————————————————————————————————— 第 4 页 共 56 页 2、提高拔出率与分馏精确度 原油通过蒸馏得到的各馏分油的总和与原油的处理量之比称为总拔出率。 在不影响质量的情况下，提高拔出率显然有利，常压塔的拔出率提高。为深加工创 造了条件，但提高拔出率常受到产品质量的制约。甚至会降低塔的分馏精确度，使产品 质量下降。 由于常压下减压蒸馏生产的产品不同，又在不同的压力下操作，因此对拔出率和分 馏精确度有不同的侧重。常压蒸馏生产轻质馏分，馏分组成要求严格，常以提高分馏精 确度为主。减压系统当生产裂化材料时，对馏分组成要求不严，对馏出油只要求其残炭 和重金属含量要少，因此，在此前提下尽可能提高拔出率。提高拔出率主要从以下几个 方面着手： （1）完善和提高平式减压蒸馏技术，这是提高拔出率的主要途径 （2）优化操作方案，搞好平稳，操作。 （3）开展强化蒸馏实验等。 3节约能量降低能耗 针对目前现状，要我们在提高总拔出率降低能耗等方面采用一系列措施，以解决常 减压装置面临的问题。 （1） 从我国实际出发，节能应于节材、降耗、优质、增产、增收溶为一体，如优化换 热网络，优化中段回流取热比例，降低过汽化率，增加循环回流换热等。 节约的途径： （1）继续工艺流程革新研究，探索常压装置的多塔流程。如预闪流程和初馏塔开侧线流 程，双减压塔流程等。以达到减少工艺节能的目的。 （2）全面系统地建立起适合我国原油及其产品特性的关联和数据库。 （3）提高推广以分馏塔及加热炉为主体的先进过程控制。 （4）利用计算机，我国常减压装置的工艺过程的参数进行节能优化分析。 （5）技术改造中，应用窄点设计法，并逐步向过程能量组合方法发展。 ———————————————————————————————————————————— 第 5 页 共 56 页 2、节能的一些措施 （1）狭点技术：该技术对于给定的热源组合和热组给出了换热的极限，使设计者知道换 热潜力的大小，由英国一名教授70年代提出。 （2）减压蒸馏大气冷凝器用水改用常用塔馏分替代。如前苏联彼尔姆石油炼油与有机合 成联合生产企业的减压蒸馏节能措施是大气冷凝器不使用水，而以冷却的常压塔馏分（柴 油、塔顶循环回流等）替代取。另外，蒸汽喷射系统和减压塔在蒸馏过程中没有完全蒸 发出来的粘稠减压馏分将常压塔的部分柴油压到重油中，使柴油馏分起到汽化剂的作用， 将部分冷却渣油送回塔底。采用上述方法后，降低能耗，改善减压馏分油的质量，如颜 色、粘度、馏分组成等。 填料和塔内件的应用，及减压塔系统机械抽真空来代替蒸汽抽真空对于节能大大有 利。 总之，我国的常减压蒸馏还面临着众多的问题，有待于我们逐步探讨、研究、解决。 今后我国的目的是搞好“一脱四注”进一步优化换热流程，提高换热终温，提高和稳定 加热炉效果，抓紧减压，转油线的改造。有 计划 项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载 地更换新型塔盘和新型填料；提高真空 度，增加总拔出率，加强设备防腐工作，大力推广流程模拟和计算机过程控制。 设计说明书 常减压装置是炼厂原油加工的头一个工艺装置，它是采用蒸馏的方法将原油分割成 不同的馏分及渣油，作为炼厂产品或下一工序的原料选出该装置。由于原油系由种类繁 多的单体烃所组成的复杂混合物，并含有少量的硫、氮、氧、重金属的化合物和盐类， 其组成因产地不同而变化，因而增加了原油蒸馏的复杂性。另外，由于炼厂对目的产品 的要求不同，所采用加工方案和装置联合方式也不同，因此，在进行常减压蒸馏装置设 计时，应根据具体条件从工艺流程工艺设备操作参数、目的产品、等因素加以综合分析， 比较确定经济合理的设计。 一、原油评价及加工方案的确定： 确定一种原油的加工流程是炼油厂设计和生产的首要任务。根据所加工原油的特性，对 ———————————————————————————————————————————— 第 6 页 共 56 页 产品的需求、加工技术的先进性、生产的灵活性和经济效益等方面的大量资料，进行全 面综合分析，研究对比，方能得到合理的加工流程方案。必须对原油进行评价。 原油的性质及评价 由大庆油的一般性质，其特点是含蜡量高凝点高硫含量低，由原油的硫含量及两个 关键馏分兵相对密度来分，大庆原油属于低硫蜡基原油，由相关的经验数据，可知，大 庆油的各类馏分的油的性质大致如下： 1、直馏汽油率烷值较低，初馏点~200?馏分率烷值为37但汽油的感铅性好，每公斤汽 油加1.3克回乙基铅后，辛烷值增加22个单位，由37增加到59 2、航煤的刻度较小，结晶点较高，只能符合2号喷气燃料指标。直馏180-300?馏分因其烃含量较低，无焰高度大，含硫较少，经过适量精制，可得到高质量灯用煤油。 3、柴油馏分的柴油指数一般高于70，180-300?馏分可作-20号轻柴油，180-330?馏分可作-10号轻柴油，具有良好的燃烧性能，煤油柴油由宽馏分含烷烃多，是制取乙烯的良 好裂解材料。 4、润滑油脱蜡结果表明，脱蜡油收率为55.8-66.1%，粘度指数比较高，320-500?馏分油，由于含烷烃量高（cp＞73），稠环芳烃含量低，硫氮重金属含量低，是很好的裂化原料。 5、大庆汽油350-550?馏分油，由于粘度指数较高，这段馏分是良好的生产润滑油的原 料。 6、大庆油中胶质、沥表质含量低。 （二）生产方案的确定： 一、原油加工方案的确定，是从原油评价数据为依据，综合考虑，对产品的需要，技术 的先进性，生产的灵活性，及经济合理性等因素的结果。 由于大庆原油馏分较差，为了提高汽油煤油柴油及液化气等轻质产品的收率，必须采用 深度加工的方法，大庆原油就是良好的裂化原料故将大部分重油作为催化裂化的原料， 而放弃润滑油的生产。按照产品规格要求，产品切割方案确定如下： 1、初馏点~130?作重整原料或汽油 ———————————————————————————————————————————— 第 7 页 共 56 页 由于大庆油的直馏汽油辛烷值很低，与二次加工汽油调合后，辛烷值可达70-80。且含铅量较高，为了提高汽油的质量，应该大力发展宽馏重整生产高质量的汽油。同时可 得到价格较高的芳烃。 2、 130~230?作航空煤油 此段馏分的结晶点为-570，可作2号航煤，另外，由于-57与1号喷炮的结晶-60?只差30?可通过加氢降凝处理得到1号航煤，以满足我国目前发展的航空事业的需要。 3、230~300?作轻柴油 由于人民生活水平的日益提高，对灯用某油需要量大大减少，因此本装置不生产灯 用煤油而是0号柴油 4、300~350?作重柴油，由于重柴油价格较低，需求量不大，也可以作为调合组分。 5、350-535?作催化裂化原料 6、＞ 535?用作焦化原料和燃料油 ———————————————————————————————————————————— 第 8 页 共 56 页 由于大庆油的减渣中胶质，沥青质含量低，不能直接生产沥青产品，而将其作为焦 化原料，生产一些汽油、柴油和石油焦等。一部分减压用作本设计装置的加热炉的燃料，燃料汽 以满足燃烧需要。 总体流程大致如下： 初顶、常顶 芳烃 初顶、常顶 催化重整 常一线 汽油 航煤 常 常二线 减 轻柴 硬常三线 重柴 燃料气 度 蒸减顶 液态烃 原油 馏减一线 装芳烃 催化裂化 置 减二线 重柴 减三线 气体 汽油 减底 柴油 延迟焦化 焦炭 二、常减塔的工艺流程 原油蒸馏工艺流程主要考虑以下几个问题： 1流程方案的确定 2汽化段数的确定 3换热方案的选择 1流程方案的确定： 确定大致的流程如上面所示 2汽化段数的确定： 常压蒸馏有单塔和双塔两种流程，国内一般采用双塔流程。国外为单塔流程，采用 ———————————————————————————————————————————— 第 9 页 共 56 页 单塔还是双塔流程？应具体条件对有关因素进行综合分析决定。现将各因素概括如下： （1）原油的砷含量： 原油中砷含量的多少和原油被加热温度的变化，对原油中砷含量有直接的影响。 砷含量过高影响铂重整装置加氢催化剂的使用寿命， 因而一般将重整原料砷含量控制在 200 PPB以下，这也是采用双塔流程的原因，国内加工大庆原油的炼厂，一般用双塔流程， 并且采用初馏塔顶砷含量小的馏分做铂重整装置的原料。 （2）原油轻质馏分的含量 轻质馏分含量较少的原油，经过一系列换热器使其温度逐渐声高，一部分轻质油品 随着原油温度的上升更而逐渐汽化，因而增加了原油通过其管路系统的阻力。结果是增 大了原油泵所需扬程和该管路系统设备的压力登记，从而增加了电能的消耗和设备器材 的金属重量。因此处理轻质油含量较多的原油时，采用从初馏塔分出部分轻质油后，再 与高温度热源换热的流程，可以显著地减少换热系统的阻力。但大庆原油中汽油馏分较 少（10%左右）采用初馏塔 可不考虑此因素。 （3）原油脱水效果 当炼厂使用电脱盐脱水系统，油田脱水很差或原油乳化现象严重，而电脱盐脱水效 果不佳时，会因热过程中的汽化，造成系统大的压降特别是在水蒸发时，盐分析出附在 管壁时，传热 系数下降，压降进一步增大，严重时堵塞管路。而设置初馏塔，水分在初 馏段汽化时，则可减轻上述盐结垢和盐堵现象。 （4）原油的含硫量和含盐量 加工含硫原油时，温度超过160-180?时，含硫化合物分解放出H S而原油中的盐份2 则水析出HCL，造成蒸馏塔顶部，汽相馏出管线与冷凝冷却系统等低温部位的腐蚀，设 置初馏塔系统，从而减轻了常压塔顶的副食，经济上合理。 除外，采用初馏塔，对平稳操作，确保产品质量收率，都能起到很好的作用。 综上所述，考虑到大庆原油的特点，选用初馏塔是比较合理的，更能适应各种条件的变 ———————————————————————————————————————————— 第 10 页 共 56 页 化。 设置减压塔的原因 原油中350?馏分以上的高沸点馏分是馏分润滑油和催化裂化、加氢裂化等装置的原 料。原油经常压蒸馏流程蒸出小于350?馏分后，常压渣油如果稍高于常压条件下蒸出高 沸点组分，其平衡汽化温度就需大大超出油料热裂化的允许温度，蒸馏过程就无法实现 了。为了降低汽化温度，确保到沸点组分的蒸出和产品质量，需要降低汽化段的压力使 油在低于大气压下操作，并使油品汽化温度在最高允许温度下。这种操作过程就是减压 蒸馏过程。 3、换热方案的选择 换热问题直接影响到装置的投资，钢材耗量和换热费用。如何选择最佳条件是设计 装置的重要问题。正确地选择换热流程是降低生产成本的关键。特别是世界燃料价格显 著上涨、石油资源不足的情况下，从降低能耗的观点看，采用换热系统的优化设计具有 重要的意义。 设计一个完善的换热流程，所要涉及的因素很多，一般来说，先进的换热流程应:达 到：换热量多，原油预热温度较高且合理；传热系数高；换热器的热强度较大；压力降 较小；操作、检修方便。最终体现综合效果是最大限度地节约投资和操作费用。衡量一 个换热流程标志如下： （1） 合理利用本装置余热，尤其是低温热源。 （2） 在经济合理条件下，热流换热后进冷却器的温度宜尽可能低。 （3） 冷热流合理搭配，换热次序合理安排，使整个换热系统的平均温差最大。 （4） 选择合理的冷热流的流体力学状态，使整个换热系统处于动力消耗可能小的原则 下，而总传热系数最大。 换热流程中应考虑的因素： （1） 温位与热容量：热流温位越高，热容量就愈大、愈值得换热利用；反之，热六的 热容量较小，在换热过程中温降很快，使平均传热温度差较低，除了温度外，热容量也 ———————————————————————————————————————————— 第 11 页 共 56 页 是一贯人重要的标志。 （2） 粘度：粘度越大，传热愈差。 （3） 原油的预热温度：进初馏塔的预热温度根据原油的含砷量，初馏塔拔出量及操作 条件等因素的决定，而进常压炉的原油预热温度应尽可能高， （4） 热源的利用：特别是低温热源的利用。 （5） 热时管程和壳程的选取：一般来说，对于一些有特殊要求的截止，如腐蚀性的， 有毒性的和容易结垢以走管程为宜，温度和压力很高的截止也宜于走管程。在没有特殊 要求的情况下，主要着眼于提高传热系数和最充分利用允许压力降值。 综合炼厂实际经验，考虑到上述几个方面，制定流程大致如下： 40-50 ?的原油脱盐脱水后分两路换热： 一路：依次与减一1，渣油5，渣油4，渣油3，减二1，常二中换热至220?二路：依次与减二3，常三，减三2，常二，减二2，渣油2换热至220?，与一路汇合，同时由炉1炉2烟气预热的冷进料汇入，一起流入初馏塔的第17曾塔板上进行分馏。初馏塔顶油气 经初顶空冷、初顶温冷，冷却冷凝20-40?进入初顶分离罐，进行油水分离。顶油一部分 打入塔顶作回流，一部分出装置。 初底油分两路依次与减三1换热后，汇合再与渣油1换热至温度为280?，进入常压炉。 常顶塔顶汽油组分冷凝冷却，一部分打入塔顶作回流，另一部分继续冷却出装置 。 常一线由常压塔第9层抽出，进入气提塔上段，由于常一线生产航油，故不用水蒸气汽 提与常三线换热，提出的轻馏分返回第8层板下，常一线用泵抽出，进入空气预热器预 热空气，然后冷却出装置。 常二线由第18曾板下抽出，进入汽提塔下段，经水蒸气汽提后轻馏分返回第26层下，常三线进入隆起预热器预热空气，然后换热出装置。 常一中循环回流由第13层板抽出，发生蒸汽冷却，打回第11层板上。 常二中循环回流由第22层板抽出，换热冷却后，打回第20层板上。 三、常压塔的设计 ———————————————————————————————————————————— 第 12 页 共 56 页 本次设计的任务就是常压塔的设计，内容有汽相液相复负荷的计算，塔径、塔高及 塔板水力学性能的计算等。塔内汽、液相负荷是通过热平衡逐板计算，塔径有塔内的最 大汽、液负荷决定，通过塔板水力学实验证设计是否合理？操作是否适宜？在该计算过 程中，各参数的确定采用了很多经验数据，现分别说明如下： 1、压力：常压塔顶压力是塔顶回流罐或产品罐的压力家上塔顶冷换系统的阻力。由于在 一定的产品收率条件下，增加塔的操作压力择许响应地提高常压炉油品的出口温度，不 但增加了炉子的热负荷，切受油品极限加热温度的制约，此常压塔的操作压力采用较低 值是比较经济合理的，经谨严知，产品罐的压力为1.30 ，冷凝冷却系统的压力降为0.27 ，于是塔顶压力可定为1.57 。 2、温度：常压塔顶温度可选用塔顶回流或塔顶循环回流控制，是在塔顶油气分压下产品 的露点温度。即产品平衡蒸发100%的温度。又塔顶馏分物包括塔顶产品，塔顶回流蒸汽， 不凝气和水蒸汽。由于塔顶不凝气量很少可忽略不计。将计算所得的塔顶温度采取系数 为0.97作为采用塔顶温度。 侧线油品抽出温度可由回流或抽出量来控制，是在该抽出层油气分压下未经汽提的油品 的泡点温度。考虑到同样条件下汽提前后的侧线产品的温度都差不多，通常按汽提后侧 线产品在该处油气分压下的泡点温度来计算。 汽化段温度即是进料的绝热闪蒸温度，可由汽化段和炉出口操作压力、产品总收率、汽 提蒸汽用量来定。 塔底温度一般采用经验数据，此温度比汽化段温度低5-10?上面各温度具体数见后面计算。 3、侧线汽提及塔底汽提 对于侧线汽提，由于油品分馏塔要求分离精度较低，侧线抽出的产品必然喊有比该 侧线还轻的低沸点物质。而使用汽提就是除去这些轻馏分从而提高产品的闪点、初馏点 及10%点温度。 塔底汽提则可以塔底重油中轻馏分含量，从而提高馏油的收率，总的来说，汽撞的 ———————————————————————————————————————————— 第 13 页 共 56 页 目的，就是降低油气分压，以便轻馏分更多地留出来。 本次设计，使用292bar ,400?的过热水蒸汽。 4、过汽化率 常压塔进料的汽化率至少应等于塔项产品和各侧线产品之和，否则不能保证要求的 拔出率或轻质油收率为了使常塔精馏段最低一个侧线以下的几层塔板上有一定的液相回 流以保证最低侧线产品的质量，原油进塔后的汽化率，应比塔上部各种产品收率高一些， 要有一定的过汽化率。 过汽化率越大，相应进料温度也要提高。全塔取出的回流热也将增加，也就相应增 加加热炉的热负荷和塔顶冷凝热负荷，要在保证侧线质量的前提下尽量减少过汽化率， 为设计取过汽化率为2%（重量） 5、回流方式及取热比 汽液负荷高温下进入塔内，而产品在较低温度下抽出，即进入塔内的热量比离开塔 的热量多，所以回流的目的首先是取之塔内多余的热量，使分馏塔达到热量平衡。在提 取回流的同时，使各塔板上的汽液相充分接触，达到了传热，传负目的。同时，打入液 相回流也可达到平衡塔的蒸汽负荷的目的。 本设计常压塔没塔顶冷回流：一中循环回流；二中循环回流，回流取热比为4：3：3；中 段回流进口温度为80? 虽然热回流设计己为日益发展的蒸馏工艺的采纳，它有仅回收了常顶油汽的低温位 热量，减少了减却负荷，且能降低塔顶压力，进而降低常压炉出口温度但它的流程较冷 回流复杂的多。设计不当使系统压力降过大，引起常顶压力上升。所以，本设计仍采用 塔顶冷回流。 6、塔项冷却系统 采用二段冷凝冷却系统，将塔顶油气冷到基本上冷凝，即将回流部分用泵送回塔顶， 只有出装置的产品部分才进一步冷却到安全温度下。采用此种方案的优点，由于油气和 水蒸汽在第一线基本上冷凝，集中了绝大部分热负荷，而此时的传热温差较大，单位传 ———————————————————————————————————————————— 第 14 页 共 56 页 热负荷需要的传热面积可以减小。到二级冷却时虽然传热温度较小，但其热负荷只占总 热负荷的很小一部分。因此，总的来说，二级冷凝冷却方案所需的总传热面积要比一级 冷凝冷却方案小的多。 7、塔板型式和板间距 本设计采用浮阀塔板 塔板的根本作用就是在全塔板上使汽、液相均匀鼓泡，充分良好接触在加大气体负 荷时，不需过量的雾沫夹带；而加大液体负荷时不要出现液冷现象。而浮阀塔板没有能 上下浮动的阀片，能在较宽范围内保持高的分馏效率，操作弹性较大，又在不同的气体 负荷下，浮阀可以在一定开度范围内自行调节，随着气体负荷的变化相应地变化浮阀的 流通面积，可在宽广的操作范围内使得气、液接触较好，塔板效率较高，应用较为广范。 1、 目的：通过对化学工程的学习，基本掌握常压塔设计过程中的原始数据处理，设计 出基本符合要求的常压塔。 2、 任务： （1）、作原油实沸点蒸馏曲线、平衡汽化曲线。 （2）、产品切割，物料平衡。 （3）、画出常压塔计算草图。 （4）、作出汽液相负荷分布图。 （5）、绘出常减压蒸馏装置工艺流程图 基础数据 ———————————————————————————————————————————— 第 15 页 共 56 页 31、 原油实沸点：原油密度：（20?）g/cm0.8990 3馏程? 占原油（每馏分）m% 密度（20?）g/cm 占原油（每馏分）v% 〈150 3.4 0.7250 4.2 150—180 2.1 0.7760 2.4 180—200 1.5 0.7780 1.7 200—230 2.5 0.7880 2.9 235—250 2.1 0.7950 2.4 250—275 2.6 0.8010 2.9 275__300 3.5 0.8070 3.9 300—350 7.6 0.8320 8.2 350--395 9.0 0.8540 9.5 395--425 6.5 0.8760 6.7 425--500 18.7 0.8920 18.8 〉500 39.3 0.9020 39.1 2、 各产品数据 项目 密度（20?） g/cm馏程? 3 HK 10% 30% 50% 70% 90% KK 0.7301 80 100 120 135 149 168 200 常顶 0.7752 170 196 206 215 224 238 259 常一线 0.7972 256 267 275 278 285 294 305 常二线 0.8119 309 319 322 326 331 338 345 常三线 0.9120 340 常底 设计要求 1、 常压塔处理能力为：300万吨/年，按8000小时计算。 2、 常压塔型式为：塔顶为汽油和气体，常一线为煤油，常二线为柴油，在一、二线之 ———————————————————————————————————————————— 第 16 页 共 56 页 间设一个中段循环回流，在二、三线之间设一个中段循环回流。 3、 常压塔的取热分配为：塔顶回流（回流温度40?）：中段循环回流40：30：30。 1、 比重指数 d= d+校正值，校正值查《石油炼制设计数据图表集》上册（以后简称《图表集》15..64 P24 表?-2-28 常顶（汽油） d= 0.7301+0.0049=0.7350 15..6 常一线（煤油） d= 0.7752+0.0047=0.7799 15..6 常二线（轻柴油） d= 0.7972+0.0046=0.8018 15..6 常三线（重柴油） d= 0.8119+0.0045=0.8164 15..6 常底（重油） d= 0.9120+0.0039=0.9159 15..6 oo2、API指数 根据公式API=141.5/ d-131.5计算得到 15..6 o常顶（汽油） API=141.5/0.7350-131.5=61.02 o常一线（煤油） API=141.5/0.7799-131.5=49.93 o常二线（轻柴油） API=141.5/0.8018-131.5=44.98 o常三线（重柴油） API=141.5/0.8164-131.5=41.82 o常底（重油） API =141.5/0.9159-131.5=22.99 3、体积平均沸点 由公式t= （t+t+t+t+t）/5 得： v1030507090 常顶（汽油） t=（100+120+135+149+168）/5=134.4 v 常一线（煤油） t=（196+206+215+224+238）/5=215.8 v ———————————————————————————————————————————— 第 17 页 共 56 页 常二线（轻柴油） t=（267+275+278+285+294）/5=279.8 v 常三线（重柴油） t=（319+322+326+331+338）/5=327.2 v 4、恩氏蒸馏曲线斜率 由公式： 斜率=（t-t）/（90-10）?/% 9010 常顶=(168-100)/(90-10)=0.85 常一=(238-196)/(90-10)=0.53 常二=(294-267)/(90-10)=0.34 常三=(338-319)/(90-10)=0.24 5、中平均沸点 根据《石油炼制工程》P57式?-2-10 P59式?-2-14 常顶（汽油） ln?4=-1.53181-0.012800×134.40.66670.3333+3.64678×0.85=1.587 ?4=4.89 t=134.4-4.89=129.51?=402.66K me 常一线（煤油） 0.66670.3333ln?4=-1.53181-0.012800×215.8+3.64678×0.53=0.959 ?4=2.61 t=215.8-2.61=213.19?=486.34K me 常二线（轻柴油） 0.66670.3333ln?4=-1.53181-0.012800×279.8+3.64678×0.34=0.466 ?4=1.59 t=279.8-1.59=278.21?=551.36K me 常三线（重柴油） 0.66670.3333ln?4=-1.53181-0.012800×327.2+3.64678×0.24=0.127 ?4=1.14 t=327.2-1.14=326.06?=599.21K me 6、特性因数K ———————————————————————————————————————————— 第 18 页 共 56 页 根据《石油炼制工程》P64式?-2-18 1/3K=1.216×（TK）/ d 15..6 1/3常顶 K=1.216×402.66/0.7350=12.21 1/3常一 K=1.216×486.34/0.7799=12.26 1/3常二 K=1.216×551.36/0.8018=12.43 1/3常三 K=1.216×599.21/0.8164=12.55 7、分子量 根据K 、d查《石油炼制工程》P66图?-2-10 得： 15..6 常顶M=118 常一M=176 常二M=244 常三M=300 8、平衡汽化温度 首先校正恩氏蒸馏温度高于246?的温度，考虑到裂化，用下式校正：logD=0.00852t-1.691 式中D—温度校正值（加至t上），? 校正后的各馏分温度为： 馏分 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 常顶（汽油） 80 100 120 135 149 168 200 常一线（煤油） 170 196 206 215 224 238 262 常二线（轻柴） 259 271 279 283 290 301 313 常三线（重柴） 318 330 333 338 344 353 363 （1）常顶（汽油） 恩氏蒸馏10—70% 斜率=（149-100）/（70-10）=0.82?/% 用《石油炼制工程》P239图?-1-13，确定平衡汽化50%点。由图查得它与恩氏蒸馏50% 点之差值为-10.5?。 所以平衡汽化50%点=135-10.5=124.5? ———————————————————————————————————————————— 第 19 页 共 56 页 查《石油炼制工程》P240图?-1-14平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关 系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 80 100 120 135 149 168 200 恩氏蒸馏温差，? 20 20 15 14 19 32 平衡汽化温差，? 8 11 6.8 6.2 8.2 12 平衡汽化温度，? 98.7 106.7 117.7 124.5 130.7 138.9 150.9 （2）常一线（煤油） 恩氏蒸馏10—70% 斜率=（224-196）/（70-10）=0.467?/% 用图?-1-13 确定平衡汽化50%点。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值为3.9?。 所以平衡汽化50%点=215+3.9=218.9? 查图?-1-14平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 170 196 206 215 224 238 262 恩氏蒸馏温差，? 26 10 9 9 14 24 平衡汽化温差，? 11.6 5.9 4.4 3.9 6 8.0 平衡汽化温度，? 197 208.6 214.5 218.9 222.8 228.8 236.8 （3）常二线（轻柴） 恩氏蒸馏10—70% 斜率=（290-270）/（70-10）=0.32?/% 用图?-1-13 确定平衡汽化50%点。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值为12.1?。 所以平衡汽化50%点=283+12.1=295.1? 查图?-1-14平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 259 271 279 283 290 301 313 ———————————————————————————————————————————— 第 20 页 共 56 页 恩氏蒸馏温差，? 12 8 4 7 11 12 平衡汽化温差，? 4.8 4.4 2 3.2 4.2 3.8 平衡汽化温度，? 283.7 288.5 293.1 295.1 298.3 302.5 306.3 （4）常三线（重柴） 恩氏蒸馏10—70% 斜率=（344-330）/（70-10）=0.23?/% 用图?-1-13 确定平衡汽化50%点。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值为22?。 所以平衡汽化50%点=338+22=360? 查图?-1-14平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 318 330 333 338 344 353 363 恩氏蒸馏温差，? 12 3 5 6 9 10 平衡汽化温差，? 14.4 2.0 2.4 2.4 3.8 2.4 平衡汽化温度，? 351.2 355.6 357.6 360 362.4 366.2 368.6 9、临界参数 根据《石油炼制工程》P86?-2-26式 t 2 =85.66+0.9259D-0.0003959D c D= d×(1.8 t+132) 15..6v 常顶(汽油) D=0.7350×（1.8×134.4+132）=274.83 2t=85.66+0.9259×274.83-0.0003959×274.83=310.22? c 常一线（煤油） D=0.7799×（1.8×215.8+132）=405.89 2t=85.66+0.9259×405.89-0.0003959×405.89=396.25? c 常二线（轻柴） D=0.8018×（1.8×279.8+132）=509.66 2t=85.66+0.9259×509.66-0.0003959×509.66=454.72? c 常三线（重柴） D=0.8164×（1.8×327.2+132）=588.59 2t=85.66+0.9259×588.59-0.0003959×588.59=493.48? c ———————————————————————————————————————————— 第 21 页 共 56 页 根据《石油炼制工程》P86?-2-26图、?-2-28图、?-2-29图查得临界压力 常顶P=3.32MPa 常一P=2.12MPa cc 常二P=1.57MPa 常三P=1.45MPa cc 表1油品的有关性质参数 平衡汽化温临界参数 密度 度? 比重指数 特性因数 油品 分子量 P API K 温20压力 0% 100% 度? Mpa 0.7301 61.02 12.21 118 150.9 310.2 3.32 常顶 0.7752 49.93 12.26 176 197 236.8 396.2 2.12 常一线 0.7972 44.98 12.43 244 283.7 306.3 454.7 1.57 常二线 0.8119 41.82 12.55 300 351.2 368.6 493.4 1.45 常三线 0.9120 22.99 常底 0.8990 原油 根据原油实沸点数据画图（见附图） 1、实沸点计算 （1）常顶（汽油） 用《图表集》P96图3-2-2 确定实沸点蒸馏50%。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值为1.9?。 所以实沸点蒸馏50%=135+1.9=136.9? 《图表集》P95查图3-2-1实沸点蒸馏曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 80 100 120 135 149 168 200 ———————————————————————————————————————————— 第 22 页 共 56 页 恩氏蒸馏温差，? 20 20 15 14 19 32 实沸点温差，? 20 24 35 实沸点温度，? 136.9 156.9 180.9 215.9 （2）常一线（煤油） 用《图表集》P96图3-2-2确定实沸点蒸馏50%。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值为6.8?。 所以实沸点蒸馏50%=215+6.8=221.8? 《图表集》P95查图3-2-1实沸点蒸馏曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 170 196 206 215 224 238 262 恩氏蒸馏温差，? 26 10 9 9 14 24 实沸点温差，? 42.2 19.2 15.6 13.8 20.8 24.2 实沸点温度，? 144.8 187.0 206.2 221.8 235.6 256.9 280.6 （3）常二线（轻柴） 用《图表集》P96图3-2-2 确定实沸点蒸馏50%。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值为12.5?。 所以实沸点蒸馏50%=283+12.5=295.5? 《图表集》P95查图3-2-1实沸点蒸馏曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 259 271 279 283 290 301 313 恩氏蒸馏温差，? 12 8 4 7 11 12 实沸点温差，? 23.8 16.2 7.9 9.2 15 13.9 实沸点温度，? 247.6 271.4 287.6 295.5 304.7 319.7 333.6 （4）常三线（重柴） 用《图表集》P96图3-2-2 确定实沸点蒸馏50%。由图查得它与恩氏蒸馏50%点之差值———————————————————————————————————————————— 第 23 页 共 56 页 为20.6?。 所以实沸点蒸馏50%=338+20.6=358.6? 《图表集》P95查图3-2-1 实沸点蒸馏曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 318 330 333 338 344 353 363 恩氏蒸馏温差，? 12 3 5 6 9 10 实沸点温差，? 23.8 6.2 9 8.4 10.4 11.8 实沸点温度，? 319.6 343.4 349.6 358.6 367 377.4 389.2 2、 切割温度 根据公式 切割点=（t +t）/2计算得到： 1000 常顶（汽油） （215.9+144.8）/2=180.4? 常一（煤油） （280.6+247.6）/2=264.1? 常二（轻柴） （333.6+319.6）/2=326.6? 常三（重柴） （389.2+313.8）/2=351.5?（313.8是根据经验值，设计 没给） 表2物料平衡表（8000小时） 产率 处理量或产量 油品 体% 重% 万吨/年 吨/天 千克/时 千摩/时 原油 100 100 300 9000 375000 常顶 7.1 5.94 17.82 534.6 22275 189 常一 8.4 7.46 22.38 671.4 7975 159 产 品 常二 9.6 8.77 26.31 789.3 32887.5 135 常三 3.9 3.63 10.89 326.7 13612.5 45 常底 71 74.20 222.60 6678 278250 ———————————————————————————————————————————— 第 24 页 共 56 页 2使用的是温度420?压力3Kg/cm 表3气提水蒸气用量 油 品 %（重，对油） 千克/时 千摩/时 3 839 46.6 常一线 3 987 54.8 常二线 3 408 22.7 常三线 2 5565 309 常底重油 7799 433.2 合计 选用浮阀塔板 常顶——常一线：9层； 常一线——常二线：6层； 常二线——常三线：6层； 常三线——汽化段：3层； 塔底汽提段：4层 考虑采用两个中段回流，每个采用3层塔板，共6层。全塔塔板数总计34层。 见附图 取产品罐压力为1.35atm（绝），塔顶采用二级冷凝冷却流程，取塔顶空冷器压力降为 0.1atm。使用一个管式冷却器为冷凝器，壳程压力降为0.18atm（包括管线），所以塔顶压力为 1.35+0.1+0.18=1.63atm（绝） 决定塔板压降：采用浮阀塔板，每块塔板压力降为0.005atm推算常压塔各关键压力如下： 塔顶压力 1.63atm 常一抽出板上压力（9层） 1.675 atm（绝） ———————————————————————————————————————————— 第 25 页 共 56 页 常二抽出板上压力（18层） 1.72 atm（绝） 常三抽出板上压力（27层） 1.765 atm（绝） 汽化段压力（30层下） 1.78 atm（绝） 取转油线压力降为0.35atm则： 加热炉出口压力=1.78+0.35=2.13 atm（绝） 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%（重）2.03%（体）即过汽化油量为3750Kg/h 要求进料在汽化段中的汽化率e=（7.1+8.4+9.6+3.9+2.03）%=31.03% F 表4汽化段中各物料的流量 名称 流量kmol/h 189 常顶 159 常一 135 常二 45 常三 过汽化油 25（假定过汽化油分子量为300） 309 水蒸气（塔底汽提） 2、 汽化段油气 P = 1.78×（189+159+135+45+25）/（189+159+135+45+25+222）=1.14atm 分 3、 汽化段温度的初步确定 （1）、由常压实沸点蒸馏曲线换算到常压下的平衡汽化曲线，在附图中实沸点蒸馏曲线 查得原油下列数据： 馏出体积%（V） 0% 10% 30% 50% 70% 温度? 63 210 355 450 540 ———————————————————————————————————————————— 第 26 页 共 56 页 a、计算实沸点蒸馏曲线的参考斜率及其各点温度参考线的10%和70%点为210?、540?该参考线的斜率=（540-210）/（70-10）=5.5?/% 0%=210-5.5（10-0）=155? 30%=210+5.5（30-10）=320? 50%=210+5.5（50-10）=430? b、求平衡汽化参考线的斜率及各点温度P242图?-1-15根据实沸点蒸馏曲线的10%、70%斜率（5.5?/%）查得平衡汽化参考线的斜率为3.7?/%查图?-1-15?F=22.4? 所以平衡汽化参考线50%点=实沸点蒸馏参考线50%点-?F =430-22.4=407.6? 0%=407.6-3.7（50-0）=222.6? 10%=407.6-3.7（50-10）=259.6? 30%=407.6-3.7（50-30）=332.6? 70%=407.6-3.7（70-50）=481.6? c、计算实沸点蒸馏曲线与参考线的各点温度?F ?F =63-158.3=-92 0% ?F=210-210=0 10% ?F=355-313.4=35 30% ?F=450-416.8=20 50% ?F=540-540=0 70% d、求平衡汽化曲线各点温度查图?-1-15查得各馏出%时的比值得0%=0.25；10%=0.4；其余各点0.33 平衡汽化曲线各点与其参考线各点的温差?T等于实沸点蒸馏曲线与其参考线相应点的 各点温差?Fi%乘以对应的比值由此得平衡汽化各点的?T 0%点?T=-92×0.25=-23? 10%点?T=0×0.4=0? ———————————————————————————————————————————— 第 27 页 共 56 页 30%点?T=35×0.33=11.55? 50%点?T=20×0.33=6.6? 70%点?T=0×0.33=0? 平衡汽化曲线各点温度等于其他的参考线各点温度加上相应值得平衡汽化点： 0%=222.6-23=199.6 10%=259.6+0=259.6 30%=332.6+1.55=344.5 50%=407.6+6.6=414.2 70%=481.6+0=481.6 （2）、做原油常压下平衡汽化曲线2，查得与曲线1的交点为305?。利用书中图?-2-3查得在1.14atm305?下的温度为310?。在图中通过交点且垂直横坐标作直线M，在M线上找到310?交点，过此点作平行于2线的曲线3，即为在1.14atm下的平衡汽化曲线。 （3）、在油气分压下的平衡汽化曲线上，由汽化率求汽化段温度由图中3线查得e =31.03%F （V）t=355? F 4、校核t F 校核的主要目的是看由t要求的加热炉出口温度是否合理。校核方法是作热闪蒸过程的F 热平衡计算以求得炉出口温度。当汽化率e=31.03%（V）t=355?时进料在汽化段中的焓FF h计算查《图表集》图7-3-1石油馏分焓图： F 表5进料带入汽化段的热量Q F （P=1.78atm，t=355?） 焓，千焦/公斤 油 料 热量，千焦/时 汽相 液相 1182.9 6常顶 22275×1182.9=26.35×10 61178.8 常一线 27975×1178.8=33.1×10 61170.4 常二线 32887.5×1170.4=38.5×10 ———————————————————————————————————————————— 第 28 页 共 56 页 61166.2 常三线 13612×1166.2=15.9×10 61120 过汽化油 7500×1120=8.4×10 6 960 常底重油 278250×960=267.1×10 6 合计 389.35×10 6所以h=389.35×10/375000=1038.27KJ/Kg F 求出原油在加热炉出口条件下的焓h。按上述方法作出原油在2.13atm，t=305?之下的平衡汽化曲线查得温度为340?；过340?点作平衡汽化曲线4。因考虑生产需要，所以 限定炉出口温度不超过360?，由曲线4读出360?时，e汽化率e=25.5%（V）e小于000 e。所以在炉出口条件下的过汽化油和部分常三线处于液相。据此可算出在炉出口条件下F 的焓值。 汽相量=[（25.5%-7.1%-8.4%-9.6%）/3.9%]×13612.5=1396kg/h 液相量=13612.5-1396=12216.5 kg/h 表6进料在炉出口处携带的热量Q 0 （P=2.13atm，t=360?） 焓，千焦/公斤 油 料 热量，千焦/时 汽相 液相 1193.3 6常顶 26.6×10 61184.9 常一线 33.3×10 61176.7 常二线 38.6×10 61173.1 常三线 1.6×10 6 988.1 12.2×10 6 974 常底重油 271×10 6 合计 383.2×10 6所以h=383.2×10/375000=1021.9KJ/Kg 0 核算结果表明：h 高于h，所以在设计的汽化段温度355?之下，既能保证所需的拔出0F 率（31.03%），炉出口温度也不至于超过允许温度。 ———————————————————————————————————————————— 第 29 页 共 56 页 取塔底温度比进料温度低7?，即 355-7=348? 1、 假设塔顶温度及各侧线温度 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 155? 常一线抽出板（9层）温度 180? 常二线抽出板（18层）温度 250? 常三线抽出板（27层）温度 320? 2、确定塔回流热 表7全塔热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 375000 0.8990 1.78 355 进料 382×10 6 67799 3.0 420 3316 汽提蒸汽 25.86×10 6382799 合计 407.86×10 出方 622274 0.7301 1.63 155 705.6 常顶 15.72×10 627974 0.7752 1.675 180 448 常一线 12.42×10 632888 0.7972 1.72 250 640.6 常二线 21.06×10 613612 0.8119 1.765 320 858.3 常三线 11.68×10 6278250 0.9120 1.78 348 891 常底重油 247.92×10 67798 1.63 155 2785 水蒸气 21.72×10 6382799 合计 330.52×10 ———————————————————————————————————————————— 第 30 页 共 56 页 66所以全塔回流热Q=（407.86-330.52）×10=77.34×10KJ/h 3、 确定回流方式及回流热分配 塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度确定为40?。采用两个中段回流，一个位于 常一线与常二线之间（11—13层），第二个位于常二线与常三线之间（20—22层）。 回流热分配如下： 塔顶回流取热40% Q6=30.94×10KJ/h 0 6第一中段回流取热30% Q=23.2×10KJ/h 1 6第二中段回流取热30% Q=23.2×10KJ/h 2 1、 ———————————————————————————————————————————— 第 31 页 共 56 页 常顶8838.38kg/h 蒸汽2505.68 kg/h 150? 1 第一中段回流1.61atm 9 常一汽提蒸汽233.58 kg/h 取热3.375×106KJ/h 10 常一9343.43 kg/h 13 第二中段回流1.61atm 6 取热3.375×10KJ/h 18 常二汽提蒸汽230.43 kg/h 20 常二9217.17 kg/h 22 27 常三汽提蒸汽332.6 kg/h 常三13383.8 kg/h 30 进料126262.6 kg/h 347? 过气化油2525.25 kg/h 31 总热量： 113.7×106KJ/h 34 塔底汽提蒸汽1707.07 kg/h ———————————————————————————————————————————— 第 32 页 共 56 页 340? 塔底重油85479.8 kg/h 图 2 物料平衡图 表8第27层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 6375000 0.8990 1.78 355 进料 382×10 65564 3.0 420 3316 汽提蒸汽 18.44×10 L 0.830 1.765 304 785.4 内回流 785.4L 638056+ L 合计 785.4L+400.44×10 出方 622274 0.7301 1.765 320 1088.6 常顶 12.12×10 627974 0.7752 1.765 320 1067 常一线 14.92×10 632888 0.7972 1.765 320 1055.1 常二线 17.35×10 613612 0.8119 1.765 320 858.3 常三线 5.84×10 6278250 0.9120 1.78 348 891 常底重油 123.96×10 65564 1.765 320 3129 水蒸气 8.7×10 L 0.830 1.765 320 1055.1 1055L 内回流 638056+ L 合计 1055L+182.89×10 66 由热平衡得785.4L+400.44×10=1055L+365.78×10 所以，内回流 L=128560kg/h ———————————————————————————————————————————— 第 33 页 共 56 页 或 128560/287=448kmol/h（取内回流的分子量287） 常三线抽出板上方汽相总量为： 189+159+135+309+448=1240kmol/h 常三线蒸汽（内回流）分压为： 1.765×448/1240=0.638atm 由常三线常压恩氏蒸馏数据换算0.638atm下平衡汽化0%点温度。可以用图?-1-13、?-1-14先换算得常压下平衡汽化数据，再用图?-1-24换算成0.638 atm下的平衡汽化数据。其计算结果如下： 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温度，? 318 330 333 338 恩氏蒸馏温差，? 12 3 5 平衡汽化温差，? 4.4 2.0 2.4 平衡汽化温度，? 360 0..537atm下平衡汽化温度，? 320.2 324.6 326.6 329 由上求得的0.64atm下常三线的泡点温度为320.2?，与原假设的320?接近，可以认为原假设温度正确。 ———————————————————————————————————————————— 第 34 页 共 56 页 表9第18层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 6375000 0.8990 1.78 355 进料 382×10 65972 3.0 420 3316 汽提蒸汽 19.8×10 L 0.7962 242.2 611.3 内回流 611.3L 611.3L+401.8合计 6×10 出方 622274 0.7301 1.72 250 908.6 常顶 20.24×10 627974 0.7752 1.72 250 891.8 常一线 24.94×10 632888 0.7972 1.72 250 640.6 常二线 21.06×10 613612 0.8119 1.765 320 858.3 常三线 12.12×10 6278250 0.9120 348 891 常底重油 247.92×10 65972 1.72 250 2989.1 水蒸气 17.84×10 L 1.72 250 870.9 870.9L 内回流 6 常二中回流 23.2×10 870.9L+367.3合计 626×10 66 由热平衡得611.3L+401.8×10=870.9L+367.32×10 所以，内回流 L=132820kg/h 或 132820/233.3=569.3kmol/h（取内回流的分子量233.3） 常二线抽出板上方汽相总量为： 189+159+135+309+569.3=1361.3kmol/h 常二线蒸汽（内回流）分压为： 1.72×569.3/1361.3=0.719atm ———————————————————————————————————————————— 第 35 页 共 56 页 由常二线常压恩氏蒸馏数据换算0.719atm下平衡汽化0%点温度。可以用图?-1-13、?-1-14先换算得常压下平衡汽化数据，再用图?-1-24换算成0.719atm下的平衡汽化数据。 其计算结果如下： 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温度，? 259 271 279 283 恩氏蒸馏温差，? 12 8 4 平衡汽化温差，? 4.8 4.4 2.0 平衡汽化温度，? 291.5 0.754atm下平衡汽化温度，? 255.8 260.6 265 267 由上求得的0.786atm下常三线的泡点温度为255.8?，与原假设的250?接近，可以认为原假设温度正确。 表10第9层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 375000 0.8990 1.78 355 进料 382×10 6 66958 3.0 420 3316 汽提蒸汽 23.08×10 L 0.7642 172 421.2 内回流 421.2L 6 合计 421.2L+405.0×10 出方 622274 0.7301 1.675 180 741.1 常顶 16.5×10 627974 0.7752 1.675 180 448 常一线 12.52×10 632888 0.7932 1.72 250 640.6 常二线 21.06×10 613612 0.8119 1.765 320 858.3 常三线 11.68×10 6278250 0.9120 348 891 常底重油 247.92×10 ———————————————————————————————————————————— 第 36 页 共 56 页 66958 1.675 180 2891. 水蒸气 20.12×10 1.675 180 749.9 749.9L 内回流 6 常一中回流 23.2×10 6 常二中回流 23.2×10 6 合计 749.9L+376.2×10 66由热平衡得421.2L+405.08×10=749.9L+376.2×10 所以，内回流 L=87861kg/h 或 87861/173=253.9kmol/h（取内回流的分子量173） 常一线抽出板上方汽相总量为： 189+508+135+309+54.8=1195.8kmol/h 常一线蒸汽（内回流）分压为： 1.72×508/1195.8=0.731atm 由常一线常压恩氏蒸馏数据换算0.731atm下平衡汽化0%点温度。可以用图?-1-13、?-1-14先换算得常压下平衡汽化数据，再用图?-1-24换算成0.731atm下的平衡汽化数据。其计算结果如下： 恩氏蒸馏，（体）% 0% 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温度，? 170 196 206 215 恩氏蒸馏温差，? 26 10 9 平衡汽化温差，? 11.6 5.9 4.4 平衡汽化温度，? 227.9 0.800atm下平衡汽化温度，? 181.1 192.7 198.6 203 由上求得的0.731atm下常一线的泡点温度为181.1?，与原假设的180?接近，可以认为原假设温度正确。 塔顶冷回流温度t 0LL0，t0=40?，其焓值h为126KJ/Kg。 ———————————————————————————————————————————— 第 37 页 共 56 页 VL0，t1塔顶温度t=155?，回流（塔顶）h=705.6 KJ/Kg，所以塔顶冷回流量 1 VL6LL0，t1L0，t0=Q/（h-h）=30.94×10/(705.6-126)=53382Kg/h 0 塔顶油气量（塔顶+内回流蒸汽）为 （53382+22274）/118=641.2Kmol/h 塔顶水蒸汽量为 7799/18=433.3 Kmol/h 塔顶油气分压为1.63×641.2/（641.2+433.3）=0.97atm 由常顶常压恩氏蒸馏数据换算0.97atm下平衡汽化100%点温度。可以用图?-1-13、?-1-14先换算得常压下平衡汽化数据，再用图?-1-24换算成0.97atm下的平衡汽化数据。其计算结果如下： 恩氏蒸馏，（体）% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏温度，? 135 149 168 200 恩氏蒸馏温差，? 14 19 32 平衡汽化温差，? 6.2 8.2 12 平衡汽化温度，? 150.9 0.97atm下平衡汽化温度，? 129 133.7 140.5 152.3 由上求得的0.97atm下常三线的泡点温度为152.3?，与原假设的155?接近，可以认为原假设温度正确。 塔顶水蒸汽分压为1.63-0.97=0.66atm查图表集中表1-3-7知，在0.65atm下，水蒸汽冷凝温度为87.5?，低于塔顶温度155?，所以在塔顶水蒸汽处于过热状态，不会冷凝。 1、 塔顶（第一块板上）汽液相负荷 汽相量V =D+S+L=94+216.6+26691/118=536.8Kmol/h根据PV=Nrt得V=536.8×0.082×101 3（273+155）/1.63=11558m/h VL6液相量LL1，t2L1，t1=Q/h-h Q= Q=15.47×10KJ/h 1221 ———————————————————————————————————————————— 第 38 页 共 56 页 VL1，t2用内差法求得第二块塔板上的温度159?查图h=688.8 KJ/h L6 hL1，t1=394.8 KJ/h，所以L=15.47×10/(688.8-394.8)=52619Kg/h 1 3d=0.7350，t=155?，查图?-2-8 p=620 Kg/m 3所以L=52619/620=84.9m/h 1 2、 第二块塔板汽相负荷 t=159?，P=1.635atm，分子量M=122 2 V=D+S+L=94+216.6+52619/122=741.9Kmol/h 21 3V=741.9×0.082×（273+159）/1.635=16075.9 m/h 2 3、 常一线抽出板（9块）上方汽液相负荷 3第8块板t=178?，P=1.67atm，分子量M=176，d=0.7799 ，p=650Kg/m由表10可知L=43931 Kg/h 3V=94+193+43931/176=536.6Kmol/h所以V=536.6×0.082×（273+178）/1.67=11883 m/h 3L=43931/650=67.6 m/h 4、 常二线抽出板（18块）上方汽液相负荷 3第17块板t=242?，P=1.715atm，分子量M=244，d=0.8018 ，p=645Kg/m由表9可知L=66410Kg/h V=94+79+165.8+66410/244=610.9Kmol/h所以V=610.9×0.082×（273+242） 3/1.715=15044.5m/h 3L=66410/645=102.96 m/h 5、 常三线抽出板（27块）上方汽液相负荷 3第26块板t=312?，P=1.76atm，分子量M=300，d=0.8164，p=620Kg/m由表8可知L=64280Kg/h V=94+79+67+154.5+64280/300=608.8Kmol/h所以V=608.8×0.082×（273+312） 3/1.76=16592.3m/h 3L=64280/620=103.7m/h ———————————————————————————————————————————— 第 39 页 共 56 页 6、 汽化段和汽化段下（30层）方汽液相负荷 （1）、汽化段上（30） 3第30块板t=355?，P=1.78atm， d=0.8941，p=689Kg/m由表4可知L=过汽化量=12.5 Kmol/h 3V=94+79+67+23+154.5+12.5=430Kmol/h所以V=430×0.082×（273+355）/1.78=12440m/h 3L=3750/689=5.44m/h （2）、汽化段下（31） 3 t=353?，d=0.9159 p=720Kg/m 3L=W=139125/691=201.3 m/h V=154.7+139125×0.96%/350=158.3Kmol/h所以V=158.3×0.082×（273+353） 3/1.78=4565.5m/h 7、 一中循环回流进出口抽出板上下的汽液相负荷 （1）、按图中隔离体系A作13层以上塔板的热平衡 表11第13层以上塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 22274 0.7301 1.695 215 834.2 常顶 18.58×106 627974 0.7752 1.695 215 817.4 常一线 22.86×10 66958 3.0 215 2863.2 汽提蒸汽 19.92×10 L 0.8048 215 813.2 内回流 813.2L 813.2L+71.36合计 6×10 出方 622274 0.7301 1.675 155 705.6 常顶 15.7×10 627974 0.7752 1.675 180 479.2 常一线 13.14×10 ———————————————————————————————————————————— 第 40 页 共 56 页 66958 1.675 180.5 2724.6 水蒸气 18.94×10 L 0.8048 1.675 180 557 557L 内回流 23.2 常一中取热 6 常顶取热 30.94×10 557L+102.12合计 6×10 66 由热平衡得813.2L+61.36×10=557L+102.12×10 所以，内回流 L=159094.4kg/h 3 p=645Kg/mt=215? 3L=159094/645=246.6m/h L按同类装置取一中回流进出口温度为114?，P=0.8048查图得h11=273KJ/Kg取 3P=(645+724)/2= 684.5Kg/m 所以一中循环量 6L=11.6×10/(557-273)=40845 kg/h 3L=40845/684.5=59.7 m/h，所以13块板上的液相量为 3L=246.6+109.4=365.14 m/h 汽相量 V=186+158+135+396+159094/202=1652.6Kmol/h所以V=1652.6×0.082×（273+215） 3/1.695=39838.6m/h （2）、按图中隔离体系B作11层以上塔板的热平衡 表12第11层以上塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 22274 0.7301 1.685 198 804 常顶 17.1×106 627974 0.7752 1.685 198 783 常一线 21.9×10 ———————————————————————————————————————————— 第 41 页 共 56 页 66958 3.0 198 2808 汽提蒸汽 19.14×10 L 0.8030 198 791.4 内回流 791.4L 791.4L+29.34合计 6×10 出方 622274 0.7301 1.675 155 690.6 常顶 15.38×10 627974 0.7752 1.675 180 472.2 常一线 13.2×10 66958 1.675 155 2695 水蒸气 18.74×10 L 0.8030 1.675 198 569 569L 内回流 6 常顶取热 30.94×10 569L+78.26合计 6×10 66 由热平衡得791.4L+59.14×10=569L+78.26×10 所以，内回流 L=85071.34kg/h 3第10块板t=198?，P=1.685atm，分子量M=185，d=0.776，p=638Kg/m V=189+158+135+386+85071.34/185=1324.56Kmol/h所以V=1324.56×0.082×（273+198） 3/1.685=30388.8m/h 3L=85071.34/638=133.34m/h 8、 二中循环回流进出口抽出板上下的汽液相负荷 （1）、按图中隔离体系A作22层以上塔板的热平衡 表13第22层以上塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 22274 0.7350 1.745 285 991.2 常顶 22.08×106 627974 0.7957 1.745 285 982.8 常一线 27.30×10 632888 0.8139 1.745 285 978.6 常二线 32.18×10 ———————————————————————————————————————————— 第 42 页 共 56 页 66538 1.745 285 3049 蒸汽 21.22×10 6420 3.0 420 3316 蒸汽 2.78×10 L 0.805 285 961.8 内回流 961.8L 961.8L+105.3合计 66×10 出方 622274 0.7350 1.63 155 705.6 常顶 15.6×10 627974 0.7957 1675 180 472.2 常一线 13.2×10 632888 0.8139 1.72 250 790 常二线 25.88×10 67799 1.63 155 2785 水蒸汽 21.32×10 L 0.805 1.745 285 735 735L 内回流 6 塔顶取热 30.94×10 6 常一中回流 23.2×10 6 常二中回流 23.2×10 735L+153.32合计 6×10 66 由热平衡得961.8L+105.36×10=735L+153.32×10 所以，内回流 L=212080kg/h 3 p=600Kg/mt=285?，d=0.805 3L=212080/600=313.26m/h 二中抽出板温度为285?，p=0.805按同类装置取二中回流进出口温差为90?，所以二中 L回流进口温度为195?，查图得h20=478.8KJ/Kg 所以二中循环量 6L=11.6×10/(735-478.8)=45277 kg/h 3L=45277/600=75.46m/h，所以22块板上的液相量为 3L=176.73+75.46=252.19 m/h 汽相量 ———————————————————————————————————————————— 第 43 页 共 56 页 V=94+79+67+165.8+106040/254=823.3Kmol/h所以V=823.3×0.082×（273+285） 3/1.745=21587.4m/h （2）、按图中隔离体系B作20层以上塔板的热平衡 表14第20层以上塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度 操作条件 焓KJ/kg 热量KJ/h 大气压 ? 汽相 液相 入方 22274 0.7350 1.735 270 965.2 常顶 21.3×106 627974 0.7957 1.735 270 944.2 常一线 26.42×10 632888 0.8139 1.735 270 935.8 常二线 30.78×10 66958 1.735 270 3004 蒸汽 20.90×10 6840 3.0 420 3316 蒸汽 2.78×10 L 0.765 1.735 270 933.1 内回流 933.1L 933.1L+102.38合计 6×10 出方 622274 0.7350 1.63 155 705.6 常顶 15.32×10 627974 0.7957 1.675 180 472.2 常一线 13.2×10 632888 0.8139 1.72 250 654.4 常二线 21.32×10 66958 1.63 155 2785 水蒸汽 21.32×10 L 0.765 1.735 270 710 710L 内回流 6 塔顶取热 30.94×10 6 常一中回流 23.2×10 合计 710L+126.3× 610 66 由热平衡得933.1L+102.38×10=710L+126.3×10 所以，内回流 L=107216kg/h ———————————————————————————————————————————— 第 44 页 共 56 页 3第20块板t=270?，P=1.735atm，分子量M=239，d=0.76，p=510Kg/m 20块板下的液相量为 3L=53608/510=210m/h 20块板上的汽相量为 V=188+158+135+322.6+107216/239=1260Kmol/h所以V=1260×0.082×（273+270） 3/1.735=32341m/h 表15汽液相负荷统计表 塔板数 塔顶 9 11 13 18 20 22 27 30 31 1 2 汽相负23116 32151.8 23766 36388.8 39038.6 30089 32341 43174.8 49616.6 24880 9131 3荷m/h 液相负169.8 135.2 133.4 366 206 210 504.4 207.4 10.88 402.6 荷m/h 九、塔板水力学计算 由全塔汽、液相负荷，第22层塔板汽液相负荷最大。因此以此处汽液相负荷为基准 计算。 进入塔板的气体： 重度=（22274+27974+32888+6958+212080）/43174.8 = 7.0 kg/m3 第22层塔板的分子量为248，查教材P82图?-2-24得： 33流率=43174.8m/h=12.00 m/s -3 -72 粘度= 0.0073*10Pa.s=7.3*10kg.s/m ———————————————————————————————————————————— 第 45 页 共 56 页 进入塔板的液体： 3 重度r=212080/252.2=840 kg/mL 由内差法得第22层蒸汽临界压力：473.9?，特性因数=12.44 （Tc-T）/Tc=[(473.9+273-296.5)]/ (473.9+273)=0.24 查教材图?-2-44得： δk=122, 又k=12.44 所以δ=9.80达因/厘米 流率Vc=252.2 m3 3/h=0.070 m/s (一) 塔径的计算 1、 塔板间距的选定： 参考有关数据，根据经验选间距为700mm，故Ht=700mm. 2、 塔径的初算： 1) 由公式：Wmax=[[0.055*（gHt）1/2 1/2 1/2]/[1+2*(Vc/Vl)*( r /r)]*[( r- r )/ r] lvlvv 1/2 1/2 =[[0.055*（9.8*0.7）]/[1+2*(0.07/6)*( 420/7)]*[(420-7 )/ 7] =0.94m/s 2) 适宜气体操作速度： Wα=K*Ks* Wmax 式中Ks为系数因数：Ks=0.97 ———————————————————————————————————————————— 第 46 页 共 56 页 =0.97*0.82*0.94 K为安全系数： K=0.82 =0.745 m/s 3) 计算气相空间截面积： Fα=W/ Wα=6/0.745=8.05m2 4) 计算降液管内液体流速： Vd=0.17K*Ks=0.17*0.97*0.82=0.135 m/s Vd=7.98*10-3 1/2* K*Ks*[Ht*( r- r )] lv -3 1/2 =7.98*10*0.97*0.82*[0.7*(420-7 )]=0.108 m/s 取两者较小值：Vd=0.108 m/s 5） 计算降液管面积 Fα`=0.07/0.108=0.648 m2 2 Fα`=0.11 Fα=0.11*8.05=0.88 m 2取两者较大值： =0.88 m 6） 计算塔截面积的塔径： 2横截面积：Ft= Fα+ Fα`=0.88+8.05=8.93 m 1/2 1/2塔径：Dc= (Ft/0.785)= (9.58/0.785)=3.88m 7) 采用塔径及相应的空塔速度： ———————————————————————————————————————————— 第 47 页 共 56 页 根据浮阀塔及直径系列，选取采用的塔径为4.0m 22 采用的塔截面积：F=0.785**3.5=11.32m 2采用的降液管面积：Fα=(F/Ft)* Fα`=(9.62/8.93)*0.88=0.95 m 采用的降液管面积占采用的塔截面积F的百分数为： Fα/F=0.88/9.62=9.15% 采用的空塔气速：W=Vr/F=6/9.62=0.624m/s (二) 浮法塔板的布置及浮阀数、开孔率的计算： 1） 排列采用三角形排型： 2） 计算阀孔临界速度： 对F1型重阀：由公式（Wh）c=(122.5/7)0.548=4.8 相应的阀孔性能因数： 1/21/23 1/2 F0=（Wh）cVr=4.8*7=12.70(kg/m) 3) 计算塔板开孔率： 塔板浮阀开孔率：?=（W/Wh）*100%=（0.624/4.8）*100%=13% 4）确定浮阀数： 阀孔总面积：Fh=F*?=9.62*13%=1.25m2 -32 浮阀数：N=Fh/(0.785*d) d=3.9*10m hh ———————————————————————————————————————————— 第 48 页 共 56 页 -32 =1.25/[0.785*(3.9*10)]=1047个 （三）溢流堰及降液管的决定： 1）决定液体在塔板上的流动形式： 根据经验,参考《塔的工艺计算》P134表5-3，决定选用双溢流塔板。 2）决定溢流堰：采用弓形溢流堰 因为Fα/F=9.15%,对于本设计的溢流则取为19.76% 从《塔的工艺计算》P-137图5-8查得： Lw1/D=0.70 Lw1=0.7*3.5=2.45m Lw2/D=0.89 Lw2=0.89*3.5=3.11m 查得Wd/d=0.157 所以堰宽=0.157*3.5=0.55m 3) 溢流堰高度及塔板上清夜层高度的决定： 本设计属于气膜控制，保证较高的传质速率，同时考虑到塔板压力降及泄漏情况， 取堰高how=50mm，堰上液层高度为： 双溢流L?（0.5-0.7） how=2.84*[222.3/（2*2.28）]=0.038m 所以堰上清液层高度为：hl=hw+how=0.038+0.05=0.088 5) 液体在降液管内停留时间及流速： τ= Fα*Ht/Vc=0.88*0.7/0.07=8.8>5s ———————————————————————————————————————————— 第 49 页 共 56 页 降液管流速：Vd=Vc/ Fα=0.07/0.95=0.074m/s 6) 降液管底缘塔板的高度： 取降液管底缘出口吹塑未除留苏韦Wb=0.3m/s 对弓形降液管：hb=rd/（L*Wb）=0.074/(2*2.28*0.3)=0.054 （四）塔板水力学计算： 1、塔板总压力降： （1） 干板压力降：?Pd ?Pd=5.37×Wh2?2×g×rV?rL =5.37×4.8×4.8×7/（2×9.8×420） =0.105m （2） 气体克服表面引力的压力降?P?：可忽略 （3） 气体通过塔板上的总压力降?Pvl Pvl=0.4hv+2.35×0.001×（3600vl/L）2/3 2/3 =0.4×0.05+2.35×0.001×（3600×0.07/4.56） =0.054m （4） 气体通过块塔板的总压力降?Pt ?Pt=?Pd+?P?+ Pvl ———————————————————————————————————————————— 第 50 页 共 56 页 =0.054+0.105 =0.159m液柱 2、雾沫夹带 由公式e=A（0.052hl-1.72）/Htn123.7 φ×（W/ε×m） 式中e=（F-2Fd）/F=0.80 0.2950.425 m=5.63×0.00005×（9.8/7）×（（420-7）/7.3×0.0000007） =0.33 2 又因为Ht＜750mm故A=0.159m，n=0.95 又知：hl=0.088m，Ht=0.7m 0.9523.7 所以e=0.159×（0.052×88-1.72）/（700×0.7）×（0.624/0.8×0.33） =0.044Kg＜10% 3、泄露：由于本设计开孔率φ=13%，对26克V-4浮阀，取泄露时阀H的动能因数F=510，0 小于设计的阀孔动能因数12.8 4、淹塔情况 由于本设计没进回堰，于是液相流过塔板的压力降： ?Pl= ?Pt+hl+?PdR ?Pt=0.159m液柱 hl=0.088m液柱 ———————————————————————————————————————————— 第 51 页 共 56 页 22 ?PdR=0.153×（wb）=0.153×0.3=0.014m ? Pl=0.159+0.088+0.014 =0.261m液柱＜（0.4～0.6）（Ht～Hw） 可以防止发生淹塔，符合要求。 5、降液管的负荷： 计算降液管的允许最大流速Vd 由公式Vd=0.17Ks=0.17×0.97=0.165m/s 本设计Ht＜750mm 所以Vd=7.98×0.001×Ks×（Ht（Pl-rv））1/2 1/2 =7.98×0.001×0.97×（0.7×（420-7）） =0.132m/s 取两者中较小值：Vd=0.132m/s 3现设计的降液管流速为0.07m/s 6、塔板上适宜的操作区和操作线： （1） 雾沫夹带线： 取e=0.1为雾沫夹带上限： 所以0.1=0.159×（0.052hl-1.72）/（7000.9523.7×0.7）×（w/（0.8×0.33）） ———————————————————————————————————————————— 第 52 页 共 56 页 3.7整理得：1.13/w=0.052ht-1.72 32/3 Vl=30m/h hw=2.84E（Vl/l） hl=（hw+hw）=50+hw 000 2/3 =2.84×（30/4.56）=59.97mm w=0.94 3 Vl=90 m/h hw=20.74mm hl=70.74mm w=0.86 0 3 Vl=120 m/h hw=25.13mm hl=75.13mm w=0.84 0 3Vl=190 m/h hw=34.13mm hl=84.13mm w=0.79 0 3Vl=250 m/h hw=40.99mm hl=90.99mm w=0.77 0 3Vl=300 m/h hw=46.28mm hl=96.28mm w=0.75 0 3Vl=350 m/h hw=51.29mm hl=101.29mm w=0.73 0 所以取点，（30，0.94），（90，0.86），（120，0.84），（190，0.79），（250，0.77），（300， 0.75），（350，0.73）作雾沫夹带线。 （2）、淹塔界线： 设降液管内液面高度控制在0.5（Ht+hw） 0.5× （0.7+0.05）=0.375m 所以0.375=?Pt+hl+?PdR =5.37×wh2rv/2grl+0.4hw+2.35×0.001（3600Vl/L）2/32 +hw+hw+0.153（wb）0 因为rv=WhFh， Fh=1.25 ———————————————————————————————————————————— 第 53 页 共 56 页 所以Wh=rv/1.25 又hb=VL/WbL 所以Wb=VL/L×0.042 3 3 将已知数据rv=7.0Kg/m rl=420Kg/m， hv=0.05m，Wb=0.3m代入： 20.375=5.37×（rv/1.84）×6.1/（2×9.81×597）+6.4×0.05+2.35×0.001（3600Vl/4.56）2/3 2 +hw+0.05+0.153（Vl/4.56×0.04）0 2/3整理得：0.305=8.26×0.0001×rv+0.2（vl）+4.17+hw 0 3 rL=90m/h， hw=20.74， 代入上式得：w=1.21 0 33 rL=120m/h， w=1.15 rl=190 m/h， w=1.1 33rL=250m/h， w=1.05 rl=300 m/h， w=1.0 3rlL=350 m/h， w=0.95 由（90，1.21），（120，1.15），（190，1.1），（250，1.05），（300，1.0），（350， 0.95），作淹塔界线。 （3）降液管超负荷计算： 因降液管最大流速为：Vd=0.132m/s Vd=0.132×Fd=0.132×0.95=0.125 m33/s=450 m/h 3由rl=450 m/h可作降液管超负荷界线 （4）泄露线 ———————————————————————————————————————————— 第 54 页 共 56 页 1/2下限为F=5， 即wh=5/（rl） 0 1/2所以wh=5/（7）=1.89m/s 3w=wh×φ=1.89×13%=0.246m/s 3根据w=0.328m/s作泄露界线 （5）取堰上液层高度how=6mm 作出负荷气相下限： how=2.84*(Vl/l)2/32/3 =2.84*( Vl/4.56) 3 所以Vl=14m/h 由上面的各线组成塔的适宜操作区 3 在图中连接坐标原点O及设计点A(Vl=0.07m/s ,Vv=0.624m/s)可作得操作线OCAB,B 3为负荷上限（Vl=285 m/h,w=0.75）是由雾沫夹带线控制的,C为负荷下限（Vl=90 33m/h,w=0.328+Vv=3.72 m/s）， 于是塔板操作弹性：Vv上/Vv下=0.75/0.328=2.29 塔板的设计基本合理。 ———————————————————————————————————————————— 第 55 页 共 56 页 一、 总结分析 通过对常压塔的简单设计计算，对常压塔的温度、压力、汽、液相负荷等设计过程 基本掌握。将自己在以后的实际工作中起到很大帮助。 在设计过程中，遇到了一些问题，如：原始数据不全；有些数据根据实际情况进行 推算；图表集的数据查得不够精确；自己作的图不够准确；查找焓值由于图不太清楚， 对热量计算影响很大等诸多因素，这样对塔的设计结果有很大的影响。 总之，此次毕业设计是对自己所学专业的一次终合考试，设计的结果基本正确。如 有不足之处恳请老师指点。 二、参考资料 《石油炼制工程》上册 1998年6月第2版 林世雄主编 石油工业出版社 《石油炼制设计数据图表集》上册 上海化工学院 《塔的工艺计算》 1979年7月第1版 石油工业出版社 ———————————————————————————————————————————— 第 56 页 共 56 页