[理学]石油大学常减压蒸馏毕业论文

[理学]石油大学常减压蒸馏毕业论文 目录 文献综述 ........................................................ 5 第一章 原油的加工及常减压蒸馏 ................................... 6 1.1原油的性质及加工 ......................................... 6 1.1.1原油的性质 ......................................... 6 1.1.2原油的加工 ......................................... 7 1.2蒸馏 .................................................... 9 1.2.1蒸馏定义、特点、分类及主要仪器 ..................... 9 1.2.2蒸馏的历史、原理及装置投入 ......................... 9 1.2.3溶液蒸馏及蒸馏方法的分类 .......................... 13 1.2.4实验室蒸馏操作 .................................... 15 1.2.5蒸流器的历史及应用 ................................ 17 1.2.6分子蒸馏 .......................................... 20 1.2.7常减压蒸馏的概述 .................................. 21 1.3常减压蒸馏装置的减压拔出现状和改进 措施 《全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观软件质量保证措施下载工地伤害及预防措施下载关于贯彻落实的具体措施 .................. 22 1.3.1国内整流装置减压系统的拔出现状....................23 1.3.2提高减压系统拔出率的措施..........................26 第二章 设计说明书 .............................................. 29 1 2.1 我国主要原油性质 ...................................... 29 2.2回流方式 ............................................... 31 2.3操作条件的确定.......................................... 33 第三章 设计计算 ................................................ 37 3.1基础数据 ............................................... 38 3.2工艺设计过程及结果 ...................................... 39 3.2.1体积平均沸点 ...................................... 39 3.2.2恩氏蒸馏曲线斜率 .................................. 39 3.2.3立方平均沸点tc ................................... 40 u 3.2.4特性因数K ........................................ 41 3.2.5平衡汽化温度 ...................................... 41 3.2.6临界温度 .......................................... 45 3.2.7临界压力 .......................................... 46 3.2.8焦点温度 .......................................... 47 3.2.9焦点压力 .......................................... 48 3.2.10实沸点切割范围 ................................... 48 3.2.11相对分子质量 ..................................... 51 3.2.12实沸点切割温度 ................................... 52 3.3产品收率和物料平衡 ...................................... 54 3.4汽提水蒸气用量.......................................... 55 3.5塔板形式和塔板数 ........................................ 55 2 3.6精馏塔板计算草.......................................... 57 3.7操作压力 ............................................... 58 3.8汽化段温度 ............................................. 59 3.8.1汽化段中进料的气化率与过汽化度 .................... 59 3.8.2汽化段油气分压 .................................... 59 3.8.3汽化段温度的初步求定 .............................. 59 3.8.4t校核 ............................................ 60 F 3.9塔底温度 ............................................... 62 3.10塔顶及侧线温度的假设与回流分配 ......................... 62 3.10.1假设塔顶及各侧线温度 ............................. 62 3.10.2全塔回流热 ....................................... 63 3.10.3回流方式及回流热分配 ............................. 63 3.11侧线及塔顶温度核算 ..................................... 64 3.11.1.重柴油抽出板(第27层)温度核算 ................. 64 3.11.2.重柴油抽出板(第22层)温度核算 ................. 67 3.11.3.煤油抽出板(第9层)温度核算 .................... 70 3.12全塔汽、液相负荷 ....................................... 72 3.12.1第32层塔板上汽液相负荷 .......................... 73 3.12.2第31层塔板上汽液相负荷..........................74 3.12.3第28层塔板上汽液相负荷 .......................... 75 3.12.4第26层塔板上汽液相负荷 .......................... 77 3 3.12.5第24层塔板上汽液相负荷 .......................... 79 3.12.6第21层塔板上汽液相负 ............................ 81 3.12.7第34层塔板上汽液相负 ............................ 83 3.12.8第17层塔板上汽液相负 ............................ 83 3.12.9第18层塔板上汽液相负 ............................ 85 3.12.10第13层塔板上汽液相负 ........................... 87 3.12.11第10层塔板上汽液相负 ........................... 89 3.12.12第8层塔板上汽液相负 ............................ 91 3.12.13第3层塔板上汽液相负 ............................ 91 3.12.14第2层塔板上汽液相负 ............................ 93 3.12.15第1层塔板上汽液相负 ............................ 95 文献综述........................................................96 4 文献综述 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、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的挑战。 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，但是又不能作为产品直接使用，必须经过加工炼制过程，炼制成多种在质量上符合 要求 对教师党员的评价套管和固井爆破片与爆破装置仓库管理基本要求三甲医院都需要复审吗 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吨，为了满足原油的要求量则需要每年从国外二十多个国家和地区进口约为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。 5 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。 第一章 原油的加工及常减压蒸馏 1.1原油的性质及加工 1.1.1原油的性质 原油的性质随产地的不同有很大差别,即使在同一油田中,不同的油井,同一油井不同的采油层位,原油的组成和性质也有很大差异。我国所产原油80%以上为含蜡原油,世界各国所产的原油中也有相当数量的含蜡原油。含蜡原油的凝点高,流变性复杂,给原油的生产、储存以及运输带来诸多问题和困难,比如输油能耗高,管道运行存在安全隐患等。江汉油田原油含蜡量比较高,油井结蜡严重,研究江汉原油油样的物性,可为原油析蜡过程和油井清蜡、防蜡方法的研究提供理论依据。笔者对凝点、粘度、析蜡点和含蜡量分别进行 ,1, 了实验 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 ,旨在对该地区的原油的开采、加工、运输提供一定的参考。 原油常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，在工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，是能否获得高效率、高质量油的 6 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一次，温度至115?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。关键。近年来常减压蒸馏技术和管理经验不断创新，装置节能消耗显著提高。但与国外先进水平相比，仍存在较大差距。 1.1.2原油的加工 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。第一路原油与初顶油、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)和重柴(二次)换热，至此原油温度升至230?左右，与二路原油混合进入初馏塔;原油二路和汽油(二次)换热、常二中段(四次)换热、重油(五次)换热、汽油(一次)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)换热和常二中(一次)换热，至此原 7 油温度升至230?左右，与一路原油混合进入初馏塔加工。初馏塔塔顶出来的塔顶油气即初顶油经换热之后，部分回流初馏塔内，部分进入产品罐。塔底物料温度为223?左右，分为平衡两路，一路和重柴(一次)换热温度升至268?左右，和二路混合再次加热。二路和重油(二次)换热，温度升至269?左右，同一路混合后同重油(一次)换热，温度升至298?。进入常压 【2】加热炉，加热至365?左右。 图1—1常减压蒸馏装置 8 1.2蒸馏 1.2.1蒸馏定义、特点、分类及主要仪器 蒸馏定义:指利用液体混合物中各组分挥发性的差异而将组分分离的传质过程。将液体沸腾产生的蒸气导入冷凝管，使之冷却凝结成液体的一种蒸发、冷凝的过程。蒸馏是分离混合物的一种重要的操作技术，尤其是对于液体混合物的分 离有重要的实用意意。 蒸馏的特点:1、通过蒸馏操作，可以直接获得所需要的产品，而吸收和取还需要如其它组分。2、蒸馏分离应用较广泛，历史悠久。3、能耗大，在生产过程 中产生大量的气相或液相 。 蒸馏主要仪器:蒸馏烧瓶,温度计,冷凝管,牛角管,酒精灯,石棉网,铁架台,锥形瓶,橡胶塞。 1.2.2蒸馏的历史、原理及装置投入 蒸馏的历史:在古希腊时代，Aristotle曾经写到:“通过蒸馏，先使水变成蒸汽继而使之变成液体状，可使海水变成可饮用水”。这说明当时人们发现了蒸馏的原理。古埃及人曾用蒸馏术制造香料。在中世纪早期，阿拉伯人发明了酒的蒸馏。在十世纪一位名叫Avicenna的哲学家曾对蒸馏器进行过详细的描述。 9 蒸馏的原理:利用液体混合物中各组分挥发度的差别，使液体混合物部分汽化并随之使蒸气部分冷凝，从而实现其所含组分的分离。是一种属于传质分离的单元操作。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。 其原理以分离双组分混合液为例。将料液加热使它部分汽化，易挥发组分在蒸气中得到增浓，难挥发组分在剩余液中也得到增浓，这在一定程度上实现了两组分的分离。两组分的挥发能力相差越大，则上述的增浓程度也越大。在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的气相直接接触，以进行汽液相际传质，结果是气相中的难挥发组分部分转入液相，液相中的易挥发组分部分转入气相，也即同时实现了液相的部分汽化和汽相的部分冷凝。 液体的分子由于分子运动有从表面溢出的倾向。这种倾向随着温度的升高而增大。如果把液体置于密闭的真空体系中，液体分子继续不断地溢出而在液面上部形成蒸气，最后使得分子由液体逸出的速度与分子由蒸气中回到液体的速度相等，蒸气保持一定的压力。此时液面上的蒸气达到饱和，称为饱和蒸气，它对液面所施的压力称为饱和蒸气压。实验证明，液体的饱和蒸气压只与温度有关，即液体在一定温度下具有一定的蒸气压。这是指液体与它的蒸气平衡时的压力，与体系中液体和蒸气的绝对量无关。 将液体加热至沸腾，使液体变为蒸气，然后使蒸气冷却再凝结为液体，这两个过程的联合操作称为蒸馏。很明显，蒸馏可将易挥发和不易挥发的物质分离开来，也可将沸点不同的液体混合物分离开来。但液体混合物各组分的沸点必须相差很大(至少30?以上)才能得到较好的分离效果。在常压下进行蒸馏时，由于大气压往往不是恰好为0.1MPa，因而严格说来，应对观察 10 到的沸点加上校正值，但由于偏差一般都很小，即使大气压相差2.7KPa，这项校正值也不过?1?左右，因此可以忽略不计。 将盛有液体的烧瓶放在石棉网上，下面用煤气灯加热，在液体底部和玻璃受热的接触面上就有蒸气的气泡形成。溶解在液体内的空气或以薄膜形式吸附在瓶壁上的空气有助于这种气泡的形成，玻璃的粗糙面也起促进作用。这样的小气泡(称为气化中心)即可作为大的蒸气气泡的核心。在沸点时，液体释放大量蒸气至小气泡中，待气泡的总压力增加到超过大气压，并足够克服。由于液柱所产生的压力时，蒸气的气泡就上升逸出液面。因此，假如在液体中有许多小空气或其它的气化中心时，液体就可平稳地沸腾，如果液体中几乎不存在空气，瓶壁又非常洁净光滑，形成气泡就非常困难。这样加热时，液体的温度可能上升到超过沸点很多而不沸腾，这种现象称为“过热”。一旦有一个气泡形成，由于液体在此温度时的蒸气压远远超过大气压和液柱压力之和，因此上升的气泡增大得非常快，甚至将液体冲溢出瓶外，这种不正常沸腾的现象称为“暴沸”。因此在加热前应加入助沸物以期引入气化中心，保证沸腾平稳。助沸物一般是表面疏松多孔、吸附有空气的物体，如碎瓷片、沸石等。另外也可用几根一端封闭的毛细管以引入气化中心(注意毛细管有足够的长度，使其上端可搁在蒸馏瓶的颈部，开口的一端朝下)。在任何情况下，切忌将助沸物加至已受热接近沸腾的液体中，否则常因突然放出大量蒸气而将大量液体从蒸馏瓶口喷出造成危险。如果加热前忘了加入助沸物，补加时必须先移去热源，待加热液体冷至沸点以下后方可加入。如果沸腾中途停止过，则在重新加热前应加入新的助沸物。因为起初加入的助 11 沸物在加热时逐出了部分空气，再冷却时吸附了液体，因而可能已经失效。另外，如果采用浴液间接加热，保持浴温不要超过蒸馏液沸点20摄氏度，这种加热方式不但可以大大减少瓶内蒸馏液中各部分之间的温差，而且可使蒸气的气泡不单从烧瓶的底部上升，也可沿着液体的边沿上升，因而可大大减少过热的可能。 纯粹的液体有机化合物在一定的压力下具有一定的沸点，但是具有固定沸点的液体不一定都是纯粹的化合物，因为某些有机化合物常和其它组分形成二元或三元共沸混和物，它们也有一定的沸点。不纯物质的沸点则要取决于杂质的物理性质以及它和纯物质间的相互作用。假如杂质是不挥发的，则溶液的沸点比纯物质的沸点略有提高(但在蒸馏时，实际上测量的并不是不纯溶液的沸点，而是逸出蒸气与其冷凝平衡时的温度，即是馏出液的沸点而不是瓶中蒸馏液的沸点)。若杂质是挥发性的，则蒸馏时液体的沸点会逐渐升高或者由于两种或多种物质组成了共沸点混合物，在蒸馏过程中温度可保持不变，停留在某一范围内。因此，沸点的恒定，并不意味着它是纯粹的化合物。 蒸馏沸点差别较大的混合液体时，沸点较低者先蒸出，沸点较高的随后蒸出，不挥发的留在蒸馏器内，这样，可达到分离和提纯的目的。故蒸馏是分离和提纯液态化合物常用的方法之一，是重要的基本操作，必须熟练掌握。但在蒸馏沸点比较接近的混合物时，各种物质的蒸气将同时蒸出，只不过低沸点的多一些，故难于达到分离和提纯的目的，只好借助于分馏。纯液态化合物在蒸馏过程中沸程范围很小(0.5,1?)。所以，蒸馏可以利用来测定 12 沸点。用蒸馏法测定沸点的方法为常量法，此法样品用量较大，要10 mL以上，若样品不多时应采用微量法。 蒸馏装置的投入:在工厂的能源消耗中占了很大的比例。随着能源价格的不断上涨，公众对能耗问题也越来越敏感，工厂对蒸馏装置优化问题也更加关注。但工厂总是在降耗方法的选择上徘徊不定，错过了很多提高能源使用效率的机会。本文介绍了一些简单的操作步骤和程序，能够对能源的效率进行验证，对所需操作变更、小型项目及其收益进行识别。 能源的节约可能来自于设备的更换、工艺的改进或者操作方法的调整。而其中，操作方法的调整是回报率和可靠性最高的。不必要的能耗取决于若干因素，包括:不适当的控制点、错误的控制项选择、未发挥的系统能力、过度分馏或蒸出速率过大、设备效率低、无基本的热集成步骤等等。改进了这些基本问题，工厂的利润都能够有所增加。多数情况下，只需几步简单的操作变更就可以降低能耗，降低投入。 一般在蒸馏塔底部采取的控制措施取决于推断的蒸馏残渣成分的温度。而在蒸馏塔底测量温度时，合适的测量点取决于许多因素，包括控制响应、过程增益、系统组成、能源费用等。大多数情况下，简单的推断式成分控制与若干个不在蒸馏塔底的蒸馏塔盘控制点(根据系统状况，一般为3~20个)一起工作是最有效的。这一方法也同样适用于对蒸馏塔顶馏出的推断式控制。 13 1.2.3溶液蒸馏及蒸馏方法的分类 含有非挥发性组分的溶液蒸馏时，溶剂蒸气由冷凝管导出，不挥发性的组分留在瓶内残液中，一次简单蒸馏即可将大部分溶剂蒸出，从而达到分离目的。由拉乌尔定律，在一定压力下，稀溶液中溶剂的蒸气压等于纯溶剂的蒸气压乘以该溶剂在溶液中的摩尔分数: p溶剂=po溶剂x溶剂 式中p溶剂、po溶剂分别是溶液中溶剂的蒸气压和纯溶剂的蒸气压;由于溶液中x溶剂<1，溶液中溶剂的蒸气压总比纯溶剂的蒸气压低一些。蔗糖水溶液的蒸馏曲线。曲线1和曲线2分别表示水和蔗糖水溶液的温度-蒸气压曲线。溶液中蔗糖分子的存在会降低溶液表面上水分子的密集度，从而降低溶液的蒸气压。因此在相同的温度下溶液的蒸气压(B点)低于水的蒸气压(A点)。在100oC时水会沸腾(在1个大气压下)，而溶液还不会沸腾。只有在更高的温度下(B′点)溶液才会沸腾。对于这一类溶液，蒸馏操作或者是用来回收纯溶剂，或者是用来得到固体溶质。 蒸馏方法的分类:?闪急蒸馏:将液体混合物加热后经受一次部分汽化的分离操作。?简单蒸馏:使混合液逐渐汽化并使蒸气及时冷凝以分段收集的分离操作。?精馏:借助回流来实现高纯度和高回收率的分离操作 ，应用最广泛。对于各组分挥发度相等或相近的混合液，为了增加各组分间的相对挥发度，可以在精馏分离时添加溶剂或盐类，这类分离操作称为特殊蒸馏，其中包括恒沸精馏、萃取精馏和加盐精馏;还有在精馏时混合液各组分之间发生化学反应的，称为反应精馏。 14 1.2.4实验室蒸馏操作 蒸馏操作是化学试验中常用的实验技术，一般应用于以下几方面: (1)分离液体混合物，仅对混合物中各成分的沸点有较大的差别，才能达到较有效的分离; (2)测定纯化合物的沸点; (3)提纯，通过蒸馏含有少量杂质的物质，提高其纯度; (4)回收溶剂，或蒸出部分溶剂以浓缩溶液 加料:将待蒸馏液通过玻璃漏斗小心倒入蒸馏瓶中，要注意不使液体从支管流出。加入几粒助沸物，安好温度计，温度计应安装在通向冷凝管的侧口部位。再一次检查仪器的各部分连接是否紧密和妥善。 加热:用水冷凝管时，先由冷凝管下口缓缓通入冷水，自上口流出引至水槽中，然后开始加热。加热时可以看见蒸馏瓶中的液体逐渐沸腾，蒸气逐渐上升。温度计的读数也略有上升。当蒸气的顶端到达温度计水银球部位时，温度计读数就急剧上升。这时应适当调小煤气灯的火焰或降低加热电炉或电热套的电压，使加热速度略为减慢，蒸气顶端停留在原处，使瓶颈上部和温度计受热，让水银球上液滴和蒸气温度达到平衡。然后再稍稍加大火焰，进行蒸馏。控制加热温度，调节蒸馏速度，通常以每秒1,2滴为宜。在整个蒸馏过程中，应使温度计水银球上常有被冷凝的液滴。此时的温度即为液体与蒸气平衡时的温度，温度计的读数就是液体(馏出物)的沸点。蒸馏时加热 15 的火焰不能太大，否则会在蒸馏瓶的颈部造成过热现象，使一部分液体的蒸气直接受到火焰的热量，这样由温度计读得的沸点就会偏高;另一方面，蒸馏也不能进行得太慢，否则由于温度计的水银球不能被馏出液蒸气充分浸润使温度计上所读得的沸点偏低或不规范。 观察沸点及收集馏液:进行蒸馏前，至少要准备两个接受瓶。因为在达到预期物质的沸点之前，带有沸点较低的液体先蒸出。这部分馏液称为“前馏分”或“馏头”。前馏分蒸完，温度趋于稳定后，蒸出的就是较纯的物质，这时应更换一个洁净干燥的接受瓶接受，记下这部分液体开始馏出时和最后一滴时温度计的读数，即是该馏分的沸程(沸点范围)。一般液体中或多或少地含有一些高沸点杂质，在所需要的馏分蒸出后，若再继续升高加热温度，温度计的读数会显著升高，若维持原来的加热温度，就不会再有馏液蒸出，温度会突然下降。这时就应停止蒸馏。即使杂质含量极少，也不要蒸干，以免蒸馏瓶破裂及发生其他意外事故。 蒸馏完毕，应先停止加热，然后停止通水，拆下仪器。拆除仪器的顺序和装配的顺序相反，先取下接受器，然后拆下尾接管、冷凝管、蒸馏头和蒸馏瓶等。 操作时要注意: (1)在蒸馏烧瓶中放少量碎瓷片，防止液体暴沸。 (2)温度计水银球的位置应与支管口下缘位于同一水平线上。 (3)蒸馏烧瓶中所盛放液体不能超过其容积的2/3，也不能少于1/3。 (4)冷凝管中冷却水从下口进，上口出。 16 (5)加热温度不能超过混合物中沸点最高物质的沸点。 1.2.5蒸流器的历史及应用 考古人员在西安市张家堡广场东侧发掘出四百四十余座汉代墓葬，其中一处规格较高的西汉王莽时期墓葬中，发现一盅工艺奇特的铜蒸馏器，可能是历史上最早的蒸馏器。 这盅铜蒸馏器通高三十六厘米，由筒形器、铜鍑和豆形盖组成。其中筒形器底部有一米格形箅，为古代炊具中用作隔层的器具。底边有一小管状流，铜鍑三蹄形足，豆形器盖上部呈盘形，相合处为榫铆结构，可在一定范围内自由活动。出土时放置有序，铜鍑置于筒形器内，豆形盖置于铜鍑之上。这样组合的蒸馏器此前从未发现，尽管其工作原理尚不明确，但从构造看来，应是用作蒸馏药酒。 此前中国曾出土东汉时期的青铜蒸馏器，而西安张家堡汉墓发现的铜蒸馏器则较其更早。西安文物保护考古所副所长程林泉表示，其出土为汉代饮食和医药技术的研究提供了十分珍贵的实物资料。 另外，在蒸馏器出土所在的编号M115墓葬中，考古人员还发掘出二百多件器物，其中包括五件大型铜鼎和四件大型釉陶鼎。据《周礼》记载，西周时天子用九鼎随葬。M115的墓主追慕周代礼制，使用九鼎随葬，可见其特殊身份地位。九鼎和另一件随葬品仿铜釉陶鼎是王莽托古改制的真实物证，具有极为重要的学术价值和历史意义。 17 发掘四百四十余座汉墓群位于汉长安城东侧，距长安城仅二千五百米，共出土陶、铜、铁、铅、玉石、骨等各类文物近三千件。这批墓葬以小型汉墓为主，其中三座西汉晚期至新莽时期的中型墓葬最为重要，不仅出土了西汉时期墓葬常见的器物，如红彩陶器、釉陶器、鼎、盒、壶、仓、奁、灶等，在M110号墓葬中，还出土了玉衣残片。而M114号墓葬中出土的大型精美釉陶器，在西安地区两汉墓葬中亦十分罕见。专家表示，是次发掘对于研究汉代社会生活、汉长安城布局等方面提供了重要的 材料 关于××同志的政审材料调查表环保先进个人材料国家普通话测试材料农民专业合作社注销四查四问剖析材料 ，并有助进一步解读汉文化的形成与发展。 蒸馏器的应用:蒸馏酒是乙醇浓度高于原发酵产物的各种酒精饮料。白兰地、威士忌、朗姆酒和中国的白酒都属于蒸馏酒，大多是度数较高的烈性酒。 蒸馏酒的原料一般是富含天然糖分或容易转化为糖的淀粉等物质。如蜂蜜、甘蔗、甜菜、水果和玉米、高粱、稻米、麦类马铃薯等。糖和淀粉经酵母发酵后产生酒精，利用酒精的沸点(78.5摄氏度)和水的沸点(100摄氏度)不同，将原发酵液加热至两者沸点之间，就可从中蒸出和收集到酒精成分和香味物质。 用特制的蒸馏器将酒液，酒醪或酒醅加热，由于它们所含的各种物质的挥发性不同，在加热蒸馏时，在蒸汽中和酒液中，各种物质的相对含量就有所不同。酒精(乙醇)较易挥发，则加热后产生的蒸汽中含有的酒精浓度增加，而酒液或酒醪中酒精浓度就下降。收集酒气并经过冷却，得到的酒液虽然无色，气味却辛辣浓烈。其酒度比原酒液的酒度要高得多，一般的酿造酒，酒 18 度低于20%。 蒸馏酒则可高达60%以上。我国的蒸馏酒主要是用谷物原料酿造后经蒸馏得到的。 现代人们所熟悉的蒸馏酒分为“白酒”(也称“烧酒”)，“白兰地”，“威士忌”。 “伏特加酒”，“兰姆酒”等。白酒是中国所特有的，一般是粮食酿成后经蒸馏而成的。白兰地是葡萄酒蒸馏而成的，威士忌是大麦等谷物发酵酿制后经蒸馏而成的。兰姆酒则是甘蔗酒经蒸馏而成的。 蒸馏水:用蒸馏方法制备的纯水。可分一次和多次蒸馏水。水经过一次蒸馏，不挥发的组分(盐类)残留在容器中被除去，挥发的组分(氨、二氧化碳、有机物)进入蒸馏水的初始馏分中，通常只收集馏分的中间部分，约占60,。要得到更纯的水，可在一次蒸馏水中加入碱性高锰酸钾溶液，除去有机物和二氧化碳;加入非挥发性的酸(硫酸或磷酸)，使氨成为不挥发的铵盐。由于玻璃中含有少量能溶于水的组分，因此进行二次或多次蒸馏时，要使用石英蒸馏器皿，才能得到很纯的水，所得纯水应保存在石英或银制容器内。 蒸馏水机采用列管降膜蒸发原理，原料水通过特殊分布器均匀地布膜流动在管壁上，大大提高了蒸发效率，并采用特殊的螺旋分离装置，能可靠地除去热原和微粒。二次蒸汽反复利用，使热能得到了充分发挥，具有明显的节能效果，是医院、药厂、电子、科研等行业理想的蒸馏水设备。 19 1.2.6分子蒸馏 分子蒸馏是一种在高真空度下进行液液分离操作的连续蒸馏过程。在高真空度条件下，由于分子蒸馏器的加热面和冷凝面之间距离小于或等于被分离物料的分子平均自由程，当分子从加热面上形成的液膜表面上进行蒸发时，分子间相互发生碰撞，无阻拦地向冷凝面运动并在冷凝面上冷凝，从而达到分离的目的。 图1—2分子蒸馏流程图 分子蒸馏是在待分离组分远低于常压沸点的温度下挥发的，并且各组分在受热情况下停留时间短，非凡适合于分离高沸点、高粘度、热敏性的天然产物。分子蒸馏技术因而能够实现远离沸点下的操作，又具备蒸馏压强低、受热时间短、分离程度高等特点，能大大降低高沸点物料的分离成本，极好地保护热敏性物质的品质。国外在20世纪30年代出现分子蒸馏技术，并在 20 60年代开始工业化反应。国内于80年代中期开始分子蒸馏技术研发。目前，该项技术已广泛应用于石油化工、食品香料等领域，非凡适用于天然物质的提取与分离。本文简述了分子蒸馏的原理、提取器和在香精香料工业中的应用。 1.2.7常减压蒸馏的概述 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。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 【3】油企业的经济效益也具有重要意义。 1.常压蒸馏 常压蒸馏是石油加工的“龙头装置”，后续二次加工装置的原料，及产品都是由常减压蒸馏装置提供。常减压蒸馏主要是通过精馏过程，在常压和减压的条件下，根据各组分相对挥发度的不同，在塔盘上汽液两相进行逆向接 21 触、传质传热，经过多次汽化和多次冷凝，将原油中的汽、煤、柴馏分切割 【4】出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及蜡油及渣油等。 2.减压蒸馏 减压蒸馏液体的沸点是指它的蒸气压等于外界压力时的温度，因此液体的沸点是随外界压力的变化而变化的，如果借助于真空泵降低系统内压力，就可以降低液体的沸点，这便是减压蒸馏操作的理论依据。 减压蒸馏是分离可提纯有机化合物的常用方法之一。它特别适用于那些在常压蒸馏时未达沸点即已受热分解、氧化或聚合的物质。 【】5 表1—1 2008年两大石油公司蒸馏装置能力 全国合计 中国石化集团 中国石油集团 炼油企业数 35 26 蒸馏装置套数 58 46 设计加工能力，Mt/a ~400 209.80 136.95 2008年加工量，Mt/a 开工负荷率，% 174.89 122.18 83.36 89.21 1.3常减压蒸馏装置的减压拔出现状和改进措施 随着原油供需矛盾趋紧和原油价格持续走高，中国石化炼油企业原油采购日益重质化，造成部分常减压蒸馏装置的减压系统超负荷，蜡渣油分割不清，蜡油馏分流失到渣油当中，渣油量的增大又造成炼油厂重油装置能力吃紧和不必要的能量消耗，部分企业还不得以出售渣油，削弱了加工重质原油的应有效益。为了缓解加工原油变重对二次加工装置的影响，提高重油加工 22 装置的营运水平，充分发挥原油采购重质化的效益，提高蒸馏装置减压系统的拔出水平显得尤为重要。 1.3.1国内蒸馏装置减压系统的拔出现状 目前，国内还未真正掌握减压深拔成套技术，少数几套装置虽然从国外SHELL和KBC公司引进了减压深拔工艺包，但对该项技术的吸收掌握还需要一段时间。通常来讲，国外的减压深拔技术是指减压炉分支温度达到420oC以上，原油的实沸点切割点达到565~620?。中国石油化工股份有限公司近几年新引进的减压深拔技术是按原油的实沸点切割点达到565?设计，也即是国外减压深拔技术的起点，其余减压装置未实现深度拔出的主要原因是装置建成时问较早，当时多按原油实沸点切割点为520~540?设计，无法实现 【】6减压深拔。 一、影响减压系统拔出率的因素 减压塔汽化段的压力和温度是影响减压拔出深度的两个关键因素。炉管 【】7注汽量、塔底吹汽量、进料量、洗涤段的效果等对总拔出率也有影响。 汽化段压力由汽化段到塔顶总压降和塔顶抽真空系统操作决定，汽化段真空度越高，油品汽化越容易，减压拔出深度越高(国外的先进设计，汽化段残压可以达到1(33~2(00kPa)。汽化段温度的提高受限于炉管的结焦和高温进料的过热裂化倾向，在汽化段压力不变的情况下，以不形成结焦和过热裂化为前提，应尽量提高汽化段温度。汽化段温度升高，油品汽化程度也会增加，减压拔出深度提高。 二、存在的主要问题 23 通过分析系统内有必要实施减压深拔操作的20余套减压装置的函调数据，未达到深度拔出的装置主要表现出以下几个问题。 1.常压系统拔出率不足造成减压系统超负荷 2.多数装置的常压渣油350oC馏出为5,以上，最高达到15,。常压渣油中的柴油组分过多会增加减压炉的负荷，增大减压塔的汽相负荷，并加大减压塔填料层(或塔盘)的压降，直接影响到减压塔汽化段的 【】8真空度。 减压炉出口温度较低造成油品汽化率较低。 多数减压装置为了减少炉管结焦的风险，减少渣油发生热裂化反应，减压炉分支温度多在400?以下，减压塔汽化段温度多在385?以下，常压渣油在此温度下的汽化程度不足。提高减压炉出口的温度主要受以下几个因素制约。 (1)炉管的材质:多数装置的减压炉辐射管采用Cr5Mo，已经不能适应提温后的炉管热强度，也不能抵抗高温下的环烷酸腐蚀，应进行材质升级，尤其是扩径后的几根炉管。 (2)炉管吊架材质:通常，设计时减压炉的炉管吊架材质选择一般比炉管材质要低，需要升级以适应提高炉温后的炉膛辐射温度。 (3)注汽流程:多数装置都有注汽流程，但部分装置在日常操作中没有投用，注汽操作在日常生产中仅作为低炼量或事故状态下防止炉管结焦的手段，而不是为了防止大炼量高炉温下的油品结焦。此外，部分炉管注汽点设在减压炉的进料线上，蒸汽在炉管内的气化加大了油品的总压降，进而影响到减压汽化段的真空度。合理的注汽位置应设在对流转辐射的炉管内，此点注汽能很好的起到降低炉管内的油膜温度和缩短油品停留时间的作用，降低油品 24 在炉管内的结焦风险。 (4)减压炉负荷:部分老装置的减压炉炉管表面热强度已超过设计值，无法进一步提温深拔，若要大幅提高减压炉出口温度，需对减压炉进行扩能改造。 【】9三、汽化段的真空度较低造成油品气化率不足 部分装置减压进料段的真空度较低，直接影响了常压渣油的汽化率和减压系统的拔出深度。汽化段的真空度主要受以下两方面的限制。 (1)塔顶真空度:塔顶真空度越高，在一定的填料(或塔盘)压降下，进料段真空度越高。 (2)塔内件压降:提高进料段真空度的关键是减少塔顶至进料段之间的压降。塔内件压降大的原因主要为塔板与填料混用、填料段数多、填料高度大及减压塔塔径小、汽相负荷大等。 四、无急冷油流程而无法控制提温后塔底的结焦风险 老装置由于设计时未考虑减压深拔操作，一般没有顾及提高进料段温度后会造成塔底温度升高，易造成管线、换热器、控制阀、塔底结焦、减压塔塔底泵抽空等影响，很多减压装置未设置急冷油流程，无法控制提温后塔底的结焦风险和塔底裂解气的产生，对装置的长周期运行和塔顶真空度的控制有着不利影响;部分装置虽没有设置专门的急冷油流程，但设有经过一次换热后的减压渣油作为燃料油再返回减压塔底的流程，同样可以起到降低塔底 【】10温度的作用。 五、机泵封油的性质和流量对减压渣油500?馏出有影响 25 通常，减压塔塔底泵采用减压侧线油作为封油，但仍有部分装置使用直馏柴油作封油。直馏柴油或封油(蜡油)量较大会提高减压渣油中500?馏出量，还可能造成减压塔塔底泵抽空。 六、减压塔底汽提蒸汽过小或未投影响了塔底的提馏效果 部分装置减压塔的负荷已经较大，为避免降低塔顶真空度而未投减压塔底吹汽或吹汽量较小。另外，少量装置本来按湿式操作设计，在生产中为了降低装置能耗而停止吹汽。 1.3.2提高减压系统拔出率的措施 提高常减压蒸馏装置减压系统的拔出深度是一项综合工程，首先要从完善减压塔的设计及塔内件的选择人手，其次要根据原油性质变化及时调整操作参数，在确保安全和不影响装置运行周期的情况下，提高减压系统的操作苛刻度。 一、提高蒸馏装置减压系统的设计水平 (1)减压炉和转油线的设计对汽化段的压力有较大影响。采用炉管扩径，注汽等可提高汽化段温度，提高炉出口汽化率;转油线温降小可有效降低炉温，从而较少裂解和保证高拔出率所需温度。 (2)采用低压降、高分馏效率、大通量的塔盘和填料，不但可以提高馏分 油的收率和切割精度，还可以大幅提高分馏塔的处理能力。采用填料的减压塔一般全塔压降小于20rnrnHg，而板式减压塔压降明显大，是填料塔的一倍以上。 (3)改进抽真空系统的设备水平，提高塔顶真空度。目前蒸汽+机械抽真 26 空和液力抽真空的应用效果都较好。 (4)改进减压进料分布器的结构，适当增加进料口上方的自由空间高度，可减少雾沫夹带量。 (5)为避免减压塔底结焦和减少裂解气体生成，减压塔底部应设置急冷油流程，控制塔底温度不超过370?。 (6)常压塔的设计要着力考虑降低塔底重油中350?以前馏分的含量，防止过量的应在常压塔拔出的柴油组分进入减压塔，致使减压塔顶部负荷偏大， 【】12顶温高，真空度低，影响总拔出率。 二、提高常压系统的拔出率 常压系统的拔出率对减压深拔的影响很大，应根据加工原油性质的变化尽可能地提高常压塔的拔出率，降低常压渣油中350oC含量到4,以下。主要措施有控制合理的过汽化率，提高常压炉出口温度、降低常压塔顶压力、调整常压塔底吹汽量和侧线汽提蒸汽量、提高常压侧线的拔出量(尤其是常压最下侧线)。 三、提高减压炉出口温度和减压塔进料温度 在拥有相关工具软件的情况下，应根据加热炉的设计参数和进料性质进行模拟计算，绘制加热炉的结焦曲线，以模拟结果为指导逐步提高炉温;即使没有炉管结焦曲线的模拟软件，也可小幅提高炉温并增大炉管注汽，观察减压塔操作工况确定合适的炉温并维持操作，首先要达到设计温度，在此基础上再增加炉管注汽，继续提温。 四、提高减压塔顶真空度 27 优化减压塔顶抽空器和抽空冷却器的运行，减少抽空系统泄露，保证塔顶真空度。 五、合理分配炉管注汽和塔底吹起 合理分配炉管注汽和塔底吹汽的流量，控制减压系统总注汽量，减少对真空度的影响。 六、优化洗涤段的操作 要确保洗涤段底部填料保持润湿，即合理的喷淋密度能够保证总拔出率和减压馏分油的质量，洗涤段操作效果好，可以降低过汽化率，在同样的烃分压和蜡油质量的前提条件下可以提高拔出率。 七、优化减压塔取热分配 为提高装置总拔出率，减压塔的取热可作适当调整，降低减压塔下部中段回流取热量，以增加减压塔上部气相负荷。 八、控制合理的减压塔底温度 投用减压塔底急冷油流程，控制塔底温度不超过370oC即可，过多的急冷油量会影响塔底的换热效率。 九、提高减压系统拔出率应注意的事项 (1)应根据减压渣油的加工流向确定是否适合深拔操作，减压渣油作延迟焦化原料和减压渣油虽作催化裂化原料，但由于催化消化不完还有减压渣油作燃料油或外售的蒸馏装置。 (2)原油实沸点切割达到565oC时，减压塔最下侧线的干点必然在580oC以上，若有携带现象还将导致蜡油中的沥青质和重金属含量上升，可能会给 28 加氢裂化装置带来操作问题，建议实施深拔后重新考虑重蜡油的流程走向，由现在的进加氢裂化改进蜡油加氢处理或催化裂化装置等。 (3)减压拔出深度的提高需要高的炉出口温度、高的进料段真空度，还需要增加注汽量和增设急冷油流程等，蒸馏装置的能耗相应会有所上升，但从全炼厂角度，减压深拔操作能实现节能和增效的双重收益。 第二章 设计说明书 2.1 我国主要原油性质 一、大庆原油 大庆油田各构造的原油性质基本接近，大庆原油的密度约为0.85, 30.86g/cm,特性因数K=12.5,12.6，硫含量低(0.09,0.11,)是低硫石蜡基原油。实沸点蒸馏数据表明，200?前的馏分占原油的9.8,11.3,(重)，300?前为21.2,22.5,(重)，400?前为37.5,39.3,(重)，500?前总拔出率约为原油的56,(重)。 大庆原油的直馏汽油或重整原料的量较少，汽油辛烷值较低但感铅性较好。由于原油含砷多，重整原料砷含量也较高。航空煤油的密度较小，结晶点较高，只适宜生产2号喷气燃料。180,300?馏分芳香烃含量较低，无烟 29 火焰高度大，含硫较少，经适当精制可得高质量的灯用煤油。柴油馏分的柴油指数一般高于70，但含蜡多，受凝点指标的限制影响柴油收率。 煤油—柴油宽馏分含烷烃较多，是制取乙烯的良好裂解原料。320,500?馏分含烷烃量高，稠环芳香烃含量低，硫、氮、重金属含量和残炭值都很低，是良好的裂化原料。 500?以前的馏分润滑油潜含量约占原油的15,，其粘度指数可达99,120，因此350,500?馏分是生产润滑油的良好原料，而且脱蜡油的精制不必太深。沸点高于535?的渣油约占原油的32,，残渣润滑油组分约占渣油的20.6,，所以渣油经脱沥青和脱蜡后需深度精致。 从润滑油馏分所得蜡膏脱油后，蜡熔点符合42,47?的 商品石蜡要求，产率约为原有的2,.减压渣油中胶质、沥青质含量低，不能直接生产沥青。 二、胜利混合原油 胜利油区油田多，地质情况复杂，油田或单井之间的原有性质差别很大。 3胜利混合原油密度为0.88,0.90g/cm,含硫0.7,0.8,，胶质含量高，各馏分的酸度都比较高。 在相同的馏分条件下，胜利原油的汽油馏分辛烷值比大庆油高。可生产1号喷气燃料。柴油的十六烷值约为58,66，但凝点高，若切去适当馏分经碱洗，可生产—10号、0号和10号轻柴油。 裂化原料馏分中烷烃约比大庆相同馏分油低5,10,。润滑油馏分的脱蜡油收率较高，但粘度指数随馏分变重而下降很大，若经脱蜡及较深度精制，可生产一般用润滑油。蜡膏脱油精制后可得46,53?石蜡。胜利原油的常压 30 重油及减压渣油残炭值和金属含量都远高于大庆油，减压渣油的延度低，不能直接做道路沥青。 三、辽河混合原油 辽河油区及构造断层较多，各油田所产原油性质差异较大，其中主要油田的原油属于低硫中间基或低硫中间—石蜡基。辽河混合原油的密度介于大庆原油与胜利原油之间，窄馏分的酸度比大庆油高，特性因数接近于胜利原油。 初馏点,180?馏分的空白辛烷值为50，高于大庆油。如适当调整馏分范围，从辽河原油中可以生产1号或2号喷气燃料。柴油馏分的柴油指数虽低于大庆油，但仍能符合—10号和0号轻柴油的指标。辽河混合原油的润滑油馏分脱蜡后，粘度指数很低。 2.2回流方式 从前面的分析可以看到，与二元系或多元系精馏塔相比，石油精馏塔具有一些自己的工艺特点:处理量大;回流比是由精馏塔的热平衡确定而不是由分馏精确度确定;塔内气、液相负荷沿塔高是变化的，甚至有较大的变化幅度;沿塔高的温差比较大等。由于这些特点石油精馏塔的回流方式除了采用惯常所用的塔顶冷回流和塔顶热回流以外，还常常采用其它的回流方式。下面着重讨论石油精馏塔的一些特殊回流方式。 1. 塔顶油气二级冷凝冷却 31 原油常压蒸馏塔德年处理量经常以数百万吨计。塔顶冷凝冷却面积如此巨大的原因，一则是负荷很大，二则是传热温差比较小。 2. 塔顶循环回流 循环回流从塔内抽出经冷却至某个温度再送回塔中，物流在整个过程都处于液相，而且在塔内流动时一般也不发生相变化，它只是在塔里塔外循环流动，借助于换热器取走回流热。 3.中段循环回流 循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。石油精馏塔采用中段循环回流主要是出于以下两点考虑: ? 在前面关于石油精馏塔的气、液负荷分布规律的讨论中，我们以得出结论: 塔内的气、液相负荷沿塔高分布是不均匀的，当只有塔顶冷回流时，气、 液相负荷在塔顶第一、二板之间达到最高峰。在设计精馏塔时，总是根据 最大气、液负荷来确定塔径的，也就是根据第一、二板间的气、液负荷来 确定塔径。 ? 石油精馏塔德回流热数量大，如何合理回收利用是一个节约能量的重要问 题。石油精馏塔沿塔高的温度梯度较大，从塔的中部取走的回流热的温位 显然要比从塔顶取走的回流热的温位高出许多，因而是价值更高的可利用 热源。 设置中段循环回流时，还须考虑以下几个具体问题: ? 中段循环回流的数目。理论上讲，数目愈多，塔内气、液相负荷愈均匀， 但工艺流程则愈复杂，设备投资也高。一般来说，对有三、四个侧线的精 32 馏塔，推荐用两个中段回流;对只有一、二个侧线的塔，以采用一个中段 回流为宜。采用第三个中段回流的价值不大。在塔顶和一线之间，一般不 设中段回流，因为这对使负荷均匀化的作用不太大，而且取出的热量温位 也较低。 ? 中段循环回流的进口的温差。温差愈大在塔内需要增设的换热塔板数愈 多，而且温位降低过多的热量也不好利用。国外采用的温差在60,80摄 氏度上下，国内则多用80~120摄氏度。 ? 中段循环回流的进出口位置。中段回流的进塔口一般设在抽出的上部。在 两个侧线之间。抽出口太靠近下一个侧线不好，因为上方的塔板上的回流 大减，上面几层塔板的分馏效果降低很多。进塔口紧挨着上一侧线的抽出 口也不太好，因为可能会有部分循环回流混入该侧线，使其干点升高。 2.3操作条件的确定 在确定了物料平衡和选定了塔板数之后，就可以着手确定石油精馏塔的操作条件;压力、温度和回流量等。下面主要讨论石油精馏塔各点的温度和压力，至于回流 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 的选择和回流量的计算方法在前面已讨论过。确定石油精馏塔的温度、压力条件的原则与二元精馏塔是相同的，只是在具体方法上有所区别。确定操作温度和压力的主要手段是热平衡和相平衡计算，在计算时可以采用假多元系法，也可以采用经验图表算法。 1. 操作压力 原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制于塔顶产品接受罐的温度下 33 的塔顶产品的泡点压力。常压塔顶产品通常是汽油馏分或重整原料，当用水作为冷却介质时，塔顶产品冷至40摄氏度左右，产品接受罐在0.1,0.25MPa的操作压力时，塔顶产品能基本上全部冷凝，不冷凝气很少。为了克服塔顶馏出物流经管线和设备的流动阻力，常压塔顶的压力应稍高于产品接受罐的压力，或者说稍高于常压。常压塔的名称盖出于此。 2. 操作温度 确定精馏塔的各部位的操作压力后，就可以求顶各点的操作温度。 从理论上说，在稳定操作的情况下，可以将精馏塔内离开任一块塔板或汽化段的气、液两相都看成处于相平衡状态。因此，气相温度是该处油气分压下的露点温度，而液相温度则是其泡点温度。虽然在实际上由于塔板上的气、液两相常常未能完全达到相平衡状态，而使其实际的气相气温稍偏高或液相的温度稍偏低，但是在设计计算中都是按上述理论假设来计算各点的温度。 下面分别讨论求各点温度的方法。 ?汽化段温度 汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。已知汽化段和炉口的操作压力，而且产品的总收率或常压塔拔出率和过汽化度、汽提蒸汽量等气量等也已确定，就可以算出汽化段的油气分压。进而可以作出进料(在常压塔的情况下即为原油)在常压下的、在汽化段油气分压下的以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线。 ?塔底温度 34 进料在汽化段闪蒸形成的液相部分，汇同精馏段流下的液相回流向下流至汽提段。塔底通入过热水蒸汽逆流而上与油料接触，不断的将油料中的轻馏分汽提出去。轻馏分汽化需要的热量一部分由过热水蒸气供给，一部分由液相油料本身的显热提供。由于过热水蒸气提供的热量有限，加之又有散热损失，因此油料的温度由上而下逐板下降，塔底温度比汽化段温度降低不少。 ?侧线温度 严格地说，侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油气分压下的泡点温度。它比汽提后的产品在同样条件下的泡点略低一点。然而往往能够得到的是经汽提后的侧线产品的平衡汽化数据。考虑到在同样条件下汽提前后的侧线产品的泡点温度相差不多，为简化起见，通常都是按经汽提后的侧线产品在该处油气分压下的泡点温度来计算。 ? 计算侧线温度时，最好从最低的侧线开始，这样计算比较方便。因 为进料和塔底温度可以先行确定，则自下而上作隔离体和热平衡 时，每次只有一个侧线温度是未知数。 ? 为了计算油气分压，须分析一下侧线抽出板上的气相得组成情况。 该气相是由下列物质构成的:通过该层塔板上升的塔顶产品和该侧 线上方所有侧线产品的蒸汽，还有在该层抽出板上汽化的内回流蒸 汽及汽提水蒸气。可以认为内回流的组成与该塔板抽出的侧线产品 组成基本相同，因此，所谓的侧线产品的油气分压既是指该处内回 流蒸汽的分压。 ?塔顶温度 35 塔顶温度是塔顶产品在其本身油气分压下的露点温度。塔顶六处物包括塔顶产品、塔顶回流蒸汽、不凝气、和水蒸气。塔顶回流量须通过假设塔顶温度作全塔热平衡才能求定。算出油气分压后，求出塔顶产品在此油气分压下的露点温度，以此校核所假设的塔顶温度。 原油初馏塔、常压塔的塔顶不凝气很少，可忽略不计。忽略不凝气以后求得的塔顶温度较实际塔顶温度约高出3%，可将计算所得的塔顶温度乘以系数0.97作为采用的塔顶温度。 ?侧线汽提塔塔底温度 当水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低8,10?，有的也可能低的更多些。当需要严格计算时，可以根据汽提的轻组分的热量通过热平衡计算求取。 当用再沸提留时，气温度为该处压力下侧线产品的泡点温度，此温度有时可能高出该侧线抽出板温度十几度。 3汽提水蒸气用量 石油精馏塔的汽提蒸汽一般都是用温度为400,450?的过热水蒸气，用过热水蒸气的主要原因的防止冷凝水带入塔内。侧线产品汽提的主要目的是驱除其中的低沸点组分，从而提高产品的闪点和改善分馏精确度;常压塔底汽提主要是为了降低塔底重油重350?以前馏分的含量以提高直馏轻烃油品的收率，同时也减轻了减压塔的负荷，减压塔底汽提的目的则主要是降低汽化段分压，从而在所能达到的最高温度和真空度之下尽量提高减压塔的拔出率。 36 第三章 设计计算 一年原油处理量能力为550万吨的常压塔。原油实沸点蒸馏数据及产品的恩氏蒸馏数据，以及一些所须的工艺图表等，见表1、表2等。 37 3.1基础数据 表3—1 原油实沸点蒸馏以及各窄馏分性质 沸点范围 密度， 占原油，m% K 3 ? g/cm每馏分 总收率 IBP-114 0.7376 2.52 2.52 114-153.5 0.7693 2.74 5.26 11.6 153.5-182 0.7921 2.84 8.10 11.6 182-212 0.8094 2.91 11.01 11.6 212-231 0.8347 2.93 13.94 11.5 231-252.5 0.8446 3.03 16.97 11.6 252.5-268 0.8493 3.05 20.02 11.7 268-286.5 0.8495 3.03 23.05 11.8 286.5-303 0.8478 3.09 26.14 11.9 303-319 0.8505 3.05 29.19 11.9 319-337 0.8584 3.09 32.28 11.9 337-351 0.8647 3.05 35.33 12.0 351-368 0.8650 3.01 38.34 12.0 368-379 0.8664 3.14 41.48 12.0 379-393 0.8703 3.00 44.48 12.1 393-400 0.8750 2.12 46.60 12.1 400-425 0.8861 3.50 50.10 12.1 425-450 0.8951 8.60 58.70 12.1 450-475 0.9051 7.60 66.30 12.0 475-500 5.00 71.30 12.1 >500 0.9546 28.60 99.90 -- 汽提蒸汽温度及压力420?，0.3Mpa 38 3.2工艺设计过程及结果 表3—2 常压切割方案以及产品性质 产品 收率 密度 恩氏蒸馏馏出温度，? 初馏3 g/cm 10% 30% 50% 70% 90% 终馏点 点 汽油馏分 0.7488 70 95 107 116 121 136 152 煤油馏分 0.8019 146 164 179 182 193 212 227 柴油馏分 0.8544 221 248 282 318 329 重柴油馏分 0.8625 298 324 358 369 379 塔底重油 0.9271 360 S 原油 0.8826 0.12%m 3.2.1体积平均沸点 由公式:t,(t，t+t+t+t)/5 ?得 v1030507090 汽油馏分:t,95+107+116+121+136/5=115? v 煤油馏分:t,164+179+182+193+212/5=186? v 轻柴馏分:t,248+282+318/3,283? v 重柴馏分:t,324+358+369+/3=350? v 3.2.2恩氏蒸馏曲线斜率 由公式:斜率S,(T-T)/(90-10) ?/% 得 9010 汽油馏分:斜率S,(136-95)/(90-10),0.5125?/% 煤油馏分:斜率S,(212-164)/(90-10),0.875?/% 39 轻柴馏分:斜率S,(318-248)/(90-10),0.875?/% 重柴馏分:斜率S,(369-324)/(90-10),0.5625?/% 3.2.3立方平均沸点tc u 由公式:tc,t-?c uvu 0.450.45 ?ln?c,-0.82368-0.089970t+2.45679S求得 uv 0.450.45 ??c,exp(-0.82368-0.089970t+2.45679S) uv汽油馏分: 0.450.45?c,exp(-0.82368-0.089970×115+2.45679×0.5125),2.09 u tc,134.4-2.09,132.31? u 煤油馏分: 0.450.45?c,exp(-0.82368-0.089970×186+2.45679×0.875),2.31 u tc,215.8-2.31,213.49? u 轻柴馏分 0.450.45:?c,exp(-0.82368-0.089970×283+2.45679×0.875),1.47 u tc,279.8-1.47,278.33? u 重柴馏分: 0.450.45?c,exp(-0.82368-0.089970×350+2.45679×0.5625),0.77 u tc,327.2-0.77,326.43? u 40 3.2.4特性因数K 1/315.6由公式 K,(1.216T)/d，式中T现一般使用中平均沸点，且T为15.6 油品平均沸点的绝对温度(K) o15.6由API,141.5/d-131.5可得 15.6 o15.6d,141.5/(API+131.5) 15.6 15.6汽油馏分:已知API=68 , d ,141.5/(68+131.5)=0.7093 15.6 1/3 K=1.216×(94.14+273.1)/0.7093=12.27 15.6煤油馏分:已知API=49 , d ,141.5/(49+131.5)=0.7839 15.6 1/3 K=1.216×(186.33+273.1)/0.7839=11.95 15.6轻柴馏分:已知API=41 , d ,141.5/(41+131.5)=0.8203 15.6 1/3 K=1.216×(256.73+273.1)/0.8203=11.99 15.6重柴馏分:已知API=38.4 , d ,141.5/(38.4+131.5)=0.8328 15.6 1/3 K=1.216×(328.42+273.1)/0.8328=12.32 3.2.5平衡汽化温度 表3—3 汽油馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 54 75 86.7 98.5 108.5 118 136.5 根据图II-1-13《炼油工程》换算50,点温度 恩氏蒸馏10,,70,点斜率,(108.5-75)/(70-10)=0.558?/% 由图查得:平衡汽化50,点-恩氏蒸馏50,点=-9.8? 41 故 平衡汽化50,点,98.5-9.8,88.7? 表3—4 平衡汽化曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差，? 平衡汽化温差，? 0,10, 21 7.5 10,,30, 11.7 7.0 30,,50, 11.8 5.9 50,,70, 10 4.1 70,,90, 9.5 4.0 90,,100, 18.5 5.8 由50,点及各线段温差推算平衡汽化曲线各点温度 30,,88.7-5.9,82.8? 10,,82.8-7.0,75.8? 0,,75.8-7.5,68.3? 70,,88.7+4.1,92.8? 90,,92.8+4.0,96.8? 100,,96.8+5.8,102.6? 表3—5 煤油馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 139 159.2 177 191 205.2 218.5 225 同前面的步骤: 恩氏蒸馏10,,70,点斜率,(205.2-159.2)/(70-10)=0.767?/% 同前,查得平衡汽化50,点,恩氏蒸馏50,点,-2.5 故 平衡汽化50,点,191-2.5,188.5? 42 表3—6 平衡汽化曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差，? 平衡汽化温差，? 0,10, 20.2 8.1 10,,30, 17.8 10.1 30,,50, 14 7.1 50,,70, 14.2 6.6 70,,90, 13.3 5.7 90,,100, 6.5 1.7 由50,点及各线段温差推算平衡汽化曲线各点温度 30,,188.5-7.1,181.4? 10,,181.4-10.1,171.3? 0,,171.3-8.1,163.2? 70,,188.5+6.6,195.1? 90,,195.1+5.7,200.8? 100,,200.8+1.7,202.5? 表3—7 轻柴馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 238 242.2 250 258 267.2 276.5 282.3 同前面的步骤: 恩氏蒸馏10,,70,点斜率,(267.2-242.2)/(70-10)=0.417?/% 查得 平衡汽化50,点,恩氏蒸馏50,点,8.0 故 平衡汽化50,点,258+8.0,266.0? 43 表3—8 平衡汽化曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差，? 平衡汽化温差，? 0,10, 4.2 1.6 10,,30, 7.8 4.1 30,,50, 8.0 4.1 50,,70, 9.2 4.0 70,,90, 9.3 3.8 90,,100, 5.8 1.9 由50,点及各线段温差推算平衡汽化曲线各点温度为: 30,,266.0-4.1,261.9? 10,,261.9-4.1,257.8? 0,,257.8-1.6,256.2? 70,,266.0+4.0,270.0? 90,,270.0+3.8,273.8? 100,,273.8+1.9,275.7? 表3—9 重柴馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 289 305 320 334 345 350 353 同前面的步骤: 恩氏蒸馏10,,70,点斜率,(345-305)/(70-10)=0.667?/% 查得 平衡汽化50,点,恩氏蒸馏50,点,16.7 故 平衡汽化50,点,334+16.7=350.7? 44 表3—10 平衡汽化曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差，? 平衡汽化温差，? 0,10, 16 7.1 10,,30, 15 8.1 30,,50, 14 7.0 50,,70, 11 5.1 70,,90, 5 1.8 90,,100, 3 0.8 由50,点及各线段温差推算平衡汽化曲线各点温度为: 30,,350.7-7.0,343.7? 10,,343.7-8.1,335.6? 0,,335.6-7.1,328.5? 70,,350.7+5.1,355.8? 90,,355.8+1.8,357.6? 100,,357.6+0.8,358.4? 3.2.6临界温度 石油馏分真临界温度可用下列经验公式计算 -32 t,85.66+0.9259D-0.3959×10Dc 15.6D,d(1.8t+132.0)式中t为石油馏分的体积平均沸点， 15.6vv 15.6汽油馏分:已算得t,115?，d,0.7039 v15.6 D,0.7093(1.8×115+132.0),240.45 -32 所以t,85.66+0.9259×240.45-0.3959×10×240.45,285.40? c 45 15.6煤油馏分:已算得t,186?，d,0.7839 v15.6 D,0.7893(1.8×186+132.0),368.45 -32 所以t,85.66+0.9259×368.45-0.3959×10×368.45,373.06? c 15.6轻柴馏分:已算得t,283?，d,0.8203 v15.6 D,0.8203(1.8×283+132.0),526.14 所以t,c -3285.66+0.9259×526.14-0.3959×10×526.14,572.60 15.6重柴馏分:已算得t,350?，d,0.8328 v15.6 D,0.8328(1.8×350+132.0),634.59 -32 所以t,85.66+0.9259×634.59-0.3959×10×634.59,513.80 c 3.2.7临界压力 石油馏分的真临界压力Pc(MPa)则可从其假临界压力Pcˊ等用下公式求得: ˊ lgPc,0.052321+5.656282lgTc/Tcˊ+1.001047lgPcˊ式中 Pcˊ为假临界压力可用下列经验式计算: 4-3-3Pcˊ,3.195×10,exp(-8.505×10T—4.8014d+5.7490+10Td),MeMe 4.0846 0.81067×TdMe 15.6d——石油馏分的相对密度(d) 15.6 T——石油馏分的平均沸点，K; Me Tc——真临界温度，K Tcˊ——假临界温度，K 46 -3-3且Tcˊ,17.1416,exp(-9.3145×10T—0.54444S+6.4791+10Td),MeMe 0.53680.81067 ×TdMe 根据以上公式可求得: 汽油馏分 Pc,3.17MPa 煤油馏分 Pc,2.46MPa 轻柴馏分 Pc,2.02Mpa 3.2.8焦点温度 由tv和S可查工艺图表I-2-19得到焦点温度-临界温度值 10-90% 汽油馏分:已算得t,115? S,0.5375?/% t=268.62? v10-90%c 可查 焦点温度-临界温度=43.5? 焦点温度,43.5+268.62,312.12? 煤油馏分:已算得t S t查表得 v 10-90%c 焦点温度-临界温度=34.0? 焦点温度,34.0+375.20,409.20? 轻柴馏分:同上查得焦点温度-临界温度=13.8? 焦点温度,13.8+444.50,458.30? 重柴馏分:同上查得焦点温度-临界温度=12.2? 焦点温度,12.2+501.28,513.48? 47 3.2.9焦点压力 由t和S可查《石油炼制工程》P，图7-25得到 v10-90%215 焦点压力-临界压力,× 0.101MPa 汽油馏分 焦点压力-临界压力,18.4×0.101MPa,1.86MPa 焦点压力,1.86+3.17,5.03MPa 煤油馏分 焦点压力-临界压力,18.3×0.101MPa,1.85MPa 焦点压力,1.85+2.46,4.31MPa 轻柴馏分 焦点压力-临界压力,3.6×0.101MPa,0.36MPa 焦点压力,0.36+2.02,2.38MPa 重柴馏分 焦点压力-临界压力,2.81×0.101MPa,0.28MPa 焦点压力,0.28+1.59,1.87Mpa 3.2.10实沸点切割范围 表3—11 汽油馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 70 95 107 116 121 136 152 由图查得实沸点50,点-恩氏蒸馏50,点,0.2? 则实沸点50,点=116-3.0=113? 表3—12 实沸点蒸馏曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差，? 平衡汽化温差，? 50,,70, 5 8.1 70,,90, 15 19.5 90,,100, 16 17.8 48 根据实沸点蒸馏50,点，推算得其它实沸点蒸馏点温度 70,,113+8.1,121.1? 90,,121.1+19.5,140.6? 100,,140.6+17.8,158.4? 表3—13 煤油馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 146 164 179 182 193 212 227 由图查得实沸点50,-恩氏蒸馏50,点,5.0? 则实沸点50,点=182+(-1.0),181? 表3—14 实沸点蒸馏曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差，? 平衡汽化温差，? 0,10, 18 23.2 10,,30, 15 26.4 30,,50, 3 5 50,,70, 11 17.1 70,,90, 19 242 90,,100, 15 17 推算得实沸点温度 30,,181-5=176? 10,,176-26.4=149.6? 0,,149.6-23.2=126.4? 70,,181+17.1=198.1? 90,,198.1+24.2=222.3? 100,,222.3=17=239.3? 49 表3—15 轻柴馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 221 248 271.4 282 301.5 318 329 换算时,凡恩氏蒸馏温度高出246?时，考虑到裂化的影响，须用下式进行温度校正:lgD,0.00852t,1.691 式中D——温度校正值(加至t上)，? t——超过246?的恩氏蒸馏温度，? 表3—16 校正后的恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 221 250.6 275.6 287.1 309.0 328.4 341.9 同上面步骤可以推出各实沸点温度 30,点,267.6? 70,点,313.6? 10,点,233.6? 90,点,345.3? 0,点,185.9? 100,点,360.3? 表3—17 重柴馏分恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 298 324 340.1 358 362 369 379 根据公式lgD,0.00852t-1.691校正温度大于246?的值。 表3—18 校正后的恩氏蒸馏数据 馏出(体积分数)，, 0 10 30 50 70 90 100 温度，? 305 335.7 356.2 380.9 386.7 397.4 413.5 同上面步骤可以推出各实沸点温度 30,点,360.9? 70,点,387.9? 50 10,点,316.2? 90,点,405.1? 0,点,268.2? 100,点,422.1? 3.2.11相对分子质量 根据经验公式近似地可得: -4-31.260074.98308 M=42.928[exp(2.097×10T-7.78712d+2.0848×10Td),Td 式中 T——石油馏分的中平均沸点(K) 15.6 d——为d15.6 汽油馏分 已算得:T,t+273.15,112.04+273.15K Me M=42.928[exp -4-3(2.097×10×385.19-7.78712×0.7525+2.0848×10×385.19×0.7525), 1.260074.98308 ×385.19×0.7525,107煤油馏分 已算得:T,t+273.15,182.91+273.15,456.06K， Me M=42.928[exp -4-3(2.097×10×456.06-7.78712×0.8056+2.0848×10×456.06×0.8056), 1.260074.98308 ×456.06×0.8056,146轻柴馏分 已算得:T,t+273.15,278.93+273.15,552.08K， Me 51 M=42.928[exp -4-3(2.097×10×552.08-7.78712×0.8581+2.0848×10×552.08×0.8581), 1.260074.98308 ×552.08×0.8581,217 重柴馏分 已算得:T,t+273.15,347.68+273.15,620.83K Me M=42.928[exp -4-3(2.097×10×620.83-7.78712×0.8995+2.0848×10×620.83×0.8995), 1.260074.98308 ×620.83×0.8995,277 3.2.12实沸点切割温度 当产品方案已经确定，同时具备产品的馏分组成和原油的实沸点蒸馏曲线时，可以根据各产品的恩氏蒸馏数据换算得到它们的实沸点蒸馏0,点和 HL100,点，相邻两个产品是互相重叠的，即实沸点蒸馏(t-t)是负值，通0100 H常相邻两个产品的实沸点切割温度就在这个重叠值的一半之处，因此可取t0 L和t之间的中点温度作为这两个馏分的切割温度。 100 ?汽油馏分 HL已知t,108.4? t,146.5? 0100 得切割温度为: 108.4+,(108.4-146.5)/2,,142.4? ?煤油馏分 HL已知t,228.6? t,242.2? 0100 52 得切割温度为: 228.6+,(228.6-242.2)/2,,212.6? ?轻柴馏分 HL已知t,274.2? t,301.4? 0100 得切割温度为: 274.2+,(274.2-301.4)/2,,314.3? ?重柴馏分 HL已知t,290? t,380.3? 0100 得切割温度为: 290+,(290-380.3)/2,,369.5? 将上面所算所有数据制表，如下列表3、表4、表5示 表3—19 各产品物性数据 立方体积平中平均恩氏蒸馏温度/? 平均产品 均沸点沸点 0, 10, 30, 50, 70, 90, 100, 沸点t,? ,? tvme t,? cu汽油馏108.132.354 75 86.7 98.5 118 136.5 115 94.14 分 5 1 煤油馏159.205.213.4139 177 191 218.5 225 186 186.33 分 2 2 9 轻柴馏242.267.278.3278 250 258 276.5 282.3 283 256.80 分 2 2 3 重柴馏326.4289 305 320 334 345 350 353 350 328.42 分 3 表3—20原油常压切割方案 产品 实沸点沸程/? 实沸点切割温度/? 平均气化温度/? 0, 100, 汽油 ,146.5 127.45 102.6 煤油 108.4,242.2 235.4 163.2 轻柴 228.6,301.4 287.8 256.2 53 重柴 274.2,380.3 335.15 328.5 重油 290, 表3—21 油品的有关性质参数 比重指特性相对临界临界焦点密度 恩氏蒸焦点温产品 数因数分子温度压力压力20d 馏斜率 度/? 4(API) (K) 量 /? /MPa /MPa 汽油馏0.748217.968 0.5375 12.27 107 3.17 312.12 5.03 分 8 1 煤油馏0.801371.849 0.7413 11.95 146 2.46 409.20 4.31 分 9 2 轻柴馏0.854409.341 0.4225 11.99 217 2.02 458.30 2.38 分 4 8 重柴馏0.927501.238.4 0.5625 12.32 277 1.59 513.48 1.87 分 1 8 3.3产品收率和物料平衡 根据前面所得数据绘制原油的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 20已知原油d,0.8615 4 开工按8000小时计 按实沸点切割温度，可以从原油的实沸点曲线查得各产品收率如下表 2020由公式:馏分的体积收率,馏分重量收率×原油d/馏分d 44所得结果如表3—22所示 54 表3—22 物料平衡 产率 处理量或产量 油 品 4体, 重, 10t/a t/d kg/h kmol/h 原 油 100 100 550 15100 687500 汽 油 3.0 4.24 23.32 639 29150 205 煤 油 4.5 6.81 37.46 1026 46800 320 轻 柴 15.0 17.42 95.81 2624 119800 552 重 柴 7.5 10.26 56.43 1546 70500 254 重 油 68.0 61.97 340.84 9338 426050 3.4汽提水蒸气用量 侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用的是温度420?，压力2.98atm的过热水蒸汽。 表3—23 汽提水蒸汽用量 油 品 ,(重，对油) 千克/时 千摩/时 一线煤油 3 1404 78 二线轻柴 3 3594 199.7 三线重柴 2.8 1974 109.7 塔底重油 2 8521 473.4 合计 15223 860.8 3.5塔板形式和塔板数 选用浮阀塔板 表3—24、表3—25是常压塔塔板数的参考值。 55 表3—24 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 汽提段或侧线汽提 4 表3—25 国内某些炼厂常压塔塔板数 被分离的馏分 D厂 N厂 S厂 汽油—煤油 8 10 9 煤油—轻柴油 9 9 6 轻柴油—重柴油 7 4 6 重柴油—裂化原料 8 4 6 最低侧线—进料 4 4 3 进料—塔底 4 6 4 根据实验数据及常压塔板数的参考值，选定塔板数如下: 汽油—煤油段 10层 煤油—轻柴油段 9层 轻柴油—重柴油段 6层 重柴油,-汽化段 4层 塔底汽提段 5层 考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层， 全塔塔板数总计为40层 56 汽油3.6精馏塔板计算草 34450kg/h 蒸气 18308kg/h 110? 0.157MP a 塔顶冷回流1 75989kg/h 189? 煤油汽提蒸汽1659kg/h0.0.162 (420?) MPa 9 煤油55300kg/h 10 第一中段回流 13 6=39.54×10KJ/h QC1 262? 轻柴油汽提蒸汽4245kg/h0.168MP 18 (420?) a 20 轻柴油141500kg/h 2第二中段回2 流 225? 重柴油汽提蒸汽2334kg/h6 (420?) Q=59.30×10KJ/h C231 0.172MPa 重柴油83360kg/h 35 0.174Mpa 395 进料812500kg/h 热量814.63×36 6 10kg/h 40 塔底汽提水蒸汽 10070kg/h 344? 57 塔底重油 503500kg/h 图3—1 精馏塔计算草图 3.7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，取塔顶空冷器压力降为0.01Mpa，使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.017Mpa，故 塔顶压力,0.13+0.01+0.017,0.157Mpa(绝) 取每层浮阀塔板压力降为0.5Mpa，则推算得常压塔各关键部位的压力如下 塔顶压力0.157Mpa 一线抽出板(第10层)上压力:0.157+9×0.0005,0.162Mpa 二线抽出板(第22层)上压力:0.157+21×0.0005,0.168Mpa 三线抽出板(第31层)上压力:0.157+30×0.0005,0.172Mpa 汽化段压力(第35层下)0.157+34×0.0005,0.174Mpa 取转油线压力降为0.035Mpa，则 加热炉出口压力,0.174+0.035,0.209Mpa 3.8汽化段温度 3.8.1汽化段中进料的气化率与过汽化度 58 取过汽化度为进料的2,(质量分数)或2.0,(体积分数)，即过汽化量为13750kg/h。 要求进料在汽化段中的汽化率e为: F e(体积分数),3.0,+4.5,+15.0,+7.5+,+2.0,,32.0,(体) F 3.8.2汽化段油气分压 表3—26 千摩/时汽化段中各物料的物流 汽 油 205kmol/h 煤 油 320kmol/h 轻 柴 552kmol/h 重 柴 254kmol/h 过汽化油 45.83kmol/h 油气合计 1376.83kmol/h 水蒸汽(塔底汽提) 8521/18?473kmol/h 由此算得汽化段的油气分压为:0.174×1376.83/(1376.83+473)=0.130MPa 3.8.3汽化段温度的初步求定 汽化段温度应该是在汽化段油气在分压0.130Mpa之下汽化32,(体积分数)的温度，为此需要作出在0.130MPa下原油平衡汽化曲线求法如下: 由原油常压下的沸点曲线转化为常压下平衡汽化曲线(2)，得到两条曲线的交点温度为358?，利用烃类与石油窄馏分的蒸汽压图将此交点温度转化为0.130MPa下的温度得410?。从该交点作垂直于横坐标的直线A，在A 59 线上找到得410?之点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线运动(2)的 曲线(4)，即为原油在0.130MPa下的平衡汽化曲线。 由曲线(4)可以查得，当e,32,(体)时的温度为358?，它即为欲F 求的汽化段温度t，由t是由相平衡求得，还需进行核算。 ff 3.8.4t校核 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。校核的方法F 是作绝热闪蒸过程的热平衡计算以求得炉出口温度。 当汽化率e(体积分数),32.0,，t,358?时，进料在汽化段中的焓FF h计算如下: F 对于Tr?0.8，Pr?1.0的焓值用下式计算: 2233H,A(T-259.7)+A,T-(259.7),+A,T-(259.7), L123 -315.615.6A,10,-1171.26+(23.722+24.907d)K+(1149.82-46.535K)/d, 115.615.6 -615.6A,10,(1.0+0.82463K)(56.086-13.817/d), 215.6 -915.6A,-10,(1.0+0.82463K)(9.6757-2.3653/d), 315.6式中:H,Tr?0.8，Pr?1.0的液相焓值， L Btu/1b(即英热单位/磅，Btu/1b,2.326KJ/kg) 00T,——温度，R(1.8R,1K) 60 A,AA———系数 12,3 K———特性因数 根据以上公式可计算进料在汽化段中的焓h值如表27所示 F 表3—27 进料带入汽化段的热量 Q(P,0.172MPa，t,358?) F 焓KJ/kg 油 料 热量KJ/h 汽相 液相 6汽 油 1185 1185×29150,34.54×10 6煤 油 1147 1147×46800,53.70×10 6轻 柴 1130 1130×119800,135.37×10 6重 柴 1125 1125×70500,79.31×10 6过汽化油 1119 1119×13750,15.39×10 6重 油 900 900×412300,371.07×10 6合 计 689.38×10 6则h=689.38×10/687500,1002.7(KJ/kg) F 再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炉出口压力0 0.209MPa之下的平衡汽化曲线(图中的曲线(3))，这里忽略了原油中所含的水 分。因考虑到生产航空煤油，限定炉出口温度不超过360?。 由曲线(3)可读出在360?时的汽化率e为24.0,(体积分数)。显然 0 e,e，即在炉出口条件下过汽化油和部分重柴油处于液相，据此可算出原油0F 在炉出口条件下的焓h。 0 处于液相的重柴油的量43.0,-24.0,-2.03,,16.97, 61 表3—28 进料在炉出口条件下携带的热量Q (P=0.209MPa,T=360?) 油 料 焓KJ/kg 热量KJ/h 汽相 液相 6汽 油 1186 1186×29150,34.57×10 6煤 油 1172 1172×46800,54.84×10 6轻 柴 1150 1150×119800,137.77×10 6重 汽相部分 1147 1147×40185,46.09×10 6柴 液相部分 955 955×30315,28.95×10 6重 油 930 930×426050,396.23×10 6合 计 698.45×10 6则h=698.45×10/687500,1015.9(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351.3?下可以保证所0F 需的拔出率，炉出口温度不超过允许限度。 3.9塔底温度 取塔底温度比汽化段温度低7?，即358-7,351? 3.10塔顶及侧线温度的假设与回流分配 3.10.1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 塔顶温度 110? 煤油抽出板(第10层)温度 189? 轻柴油抽出板(第22层)温度 262? 62 重柴油抽出板(第31层)温度 325? 3.10.2全塔回流热 按上述假设的温度条件作全塔热平衡(见表3—29 )，由此求出全塔回流热。 表3—29 全塔回流热 操作条件 流率密度焓，KJ/kg 物料 压力 温度热量KJ/h 20kg/h d 气相 液相 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 — — 689.38×10 入汽提蒸6方 15223 — 0.3 420 3316 50.48×10 气 6合计 702723 — — — 739.86×10 6汽油 29150 0.7488 0.157 110 611 17.81×10 6煤油 46800 0.8019 0.162 189 444 20.78×10 6轻柴 119800 0.8544 0.168 262 645 77.27×10 6重柴 70500 0.8625 0.172 325 820 57.81×10 出6重油 426050 0.9271 0.176 388 858 365.55×10 方 6水蒸气 15223 — 0.157 110 2700 41.10×10 6合计 707523 — 580.32×10 66所以，全塔回流热Q=Q,Q,(739.86-580.32)×10,159.54×10(KJ/h) 入出 3.10.3回流方式及回流热分配 塔顶采用二级冷凝冷却，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与轻柴油侧线之间(第11,13层)，第二个位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间(第20,22层)。 回流热分配如下: 63 66塔顶取热50, Qo,159.54×10×50,,79.77×10KJ/h 66第一中段回流取热20, Qc,159.54×10×20,,31.91×10KJ/h 1 66第二中段回流取热30, Qc,159.54×10×30,,47.86×10KJ/h 1 3.11侧线及塔顶温度核算 校核应自下而上进行。 3.11.1.重柴油抽出板(第27层)温度核算 如图作第27层以下塔段的热平衡 汽油29150kg/h，水蒸汽15223kg/h 煤油46800kg/h 轻柴油119800kg/h 重柴油70500kg/h，t,325?，P,0.172MPa 27 35 进料687500kg/h 36 热量689.38× 610KJ/h 40 汽提水蒸汽15223kg/h 塔底重油426050kg/h 64 图3—2 第27层塔板以下计算草图 表3—30 第27层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓，KJ/kg 热量 物料 压力 温度 20kg/h d 气相 液相 KJ/h 4Mpa ? 0.8826进料 687500 0.174 395 689.38×10 6 入汽提蒸615223 0.3 420 3316 50.48×10 方 气 0.856内回流 L 0.17 318 795 795L 6 702723+6合计 739.86×10+795L L 0.7486汽油 29150 0.17 325 1080 31.48×10 8 0.8016煤油 46800 0.17 325 1055 49.37×10 9 0.8546轻柴 119800 0.17 325 1034 123.87×10 4 0.8626出重柴 70500 0.17 325 820 57.81×10 5 方 0.9276重油 426050 0.17 388 887 377.91×10 1 6水蒸气 15223 — 0.17 325 3107 47.30×10 0.856内回流 L 0.17 325 1026 1026L 6 707523+合计 — 687.74+1026L L 由热平衡Q,Q，可以求出L 入出 66即739.86×10+795L,687.74×10+1026L 65 内回流 L=225627.7kg/h=225627.7/282,800.09kmol/h 重柴油抽出板上方气相总量为:V,汽油+煤油+轻柴+L+塔底水蒸汽27 =205+320+552+800.09+1017,2894.09kmol/h 重柴油蒸气(即内回流)分压为:0.17×800.09/2894.09=0.0480MPa 重柴油的平衡汽化温度为(?) 0, 10, 30, 50, 367.7 380.7 399.2 406.4 平衡汽化温差? 13 18.5 7.2 查工艺图表2-2-13(《炼油设计工艺计算图表集(上，下)》)得，0.0485Mpa下平衡汽化50,点温度为364.6? 则有:30,点=364.6-7.2,357.4? 10,点=357.4-18.5,338.9? 0,点=338.9-13,325.9? 由上求得的在0.0597Mpa下重柴油的泡点温度为325.9?，与原假设的325?很接近，可认为原假设温度是正确的。 66 3.11.2.重柴油抽出板(第22层)温度核算 汽油29150kg/h 煤油46800kg/h P=0.168MPa 水蒸汽15223kg/h t,262? 轻柴油119800kg/h 22 第二中段回流 6 Q,47.86×10KJ/h C224 26 31 重柴油汽提水蒸汽 1974kg/h 35 进料687500kg/h 重柴油83360kg/h 6 热量689.38×10KJ/h 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油 426050kg/h 图3—3 第22层塔板以下计算草图 67 表3—31 轻柴抽出板上(第22层)热平衡 操作条件 流率密度焓，KJ/kg 热量 物料 压力 温度 20kg/h d 气相 液相 KJ/h 4Mpa ? 0.8826进料 687500 0.174 395 689.38×10 6 入6气体水蒸气 15223 0.3 420 3316 50.48×10 方 0.848内回流 L 0.168 259 632 632L 8 702723+6合计 739.86×10+632L L 0.7486汽油 29150 0.168 262 976 28.45×10 8 0.8016煤油 46800 0.168 262 908 42.49×10 9 0.8546轻柴 119800 0.168 262 649 77.75×10 4 0.8626重柴 70500 0.168 325 816 57.53×10 5 出0.9276方 重油 426050 0.172 388 892 380.03×10 1 6水蒸气 15223 0.168 262 2910 44.30×10 0.848内回流 L 0.168 262 896 896L 8 二中回6 47.86×10 流 571088+6合计 678.41×10+896L L 66由Q,Q得:739.86×10+632L,678.41×10+896L 入出 L,232767.15kg/h=232767.15/204=1141.02kmol/h 68 V=L+汽油+煤油+水蒸汽,1141.02+205+320+15223/18=2511.74kmol/h 22 轻柴抽出板上轻柴油气分压:0.168×1141.02/2511.74=0.08Mpa 已知轻柴油常压平衡汽化数据为: 0% 10% 30% 50% 262.3 275.4 286.9 295.1 平衡汽化温差: 13.1 11.5 8.2 查工艺图表2-2-13(《炼油设计工艺计算图表集(上，下)》)，0.045MPa下的平衡汽化50,点为294.9? 由此推算 30,点 294.9-8.2,286.7? 10,点 286.7-11.5,275.2? 0,点 275.2-13.1,262.1? 由上求得0.09MPa下的轻柴油泡点温度为262.2与原假设262?相近可认为原假设温度是正确的。 69 3.11.3.煤油抽出板(第9层)温度核算 汽油29150kg/h 水蒸汽15223kg/h 9 煤油46800kg/h 10 第一中段回流 P=0.166MPa 6,31.91×10KJ/h QC111 13 轻柴油汽提3594kg/h 18 轻柴119800kg/h 20 第二中段回流 22 6 Q,47.86×10KJ/h C2 31 重柴油汽提水蒸汽1974kg/h 进料687500kg/h 重柴油70500kg/h 35 6热量689.38×10KJ/h 36 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油 426050kg/h 图3—4 第9层塔板以下计算草图 70 表3—32 第9层以下塔板热平衡 操作条件 流率密度焓，KJ/kg 热量 压力 温度20 kg/h d 气相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气体水蒸气 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.7923 427 427L 方 702723+6合计 739.86×10+427L L 6汽油 29150 0.7488 0.162 189 745 21.78×10 6煤油 46800 0.8019 0.162 189 389 18.21×10 6轻柴 119800 0.8544 0.162 262 653 78.23×10 6重柴 70500 0.8625 0.172 325 829 58.44×10 6 重油 426050 0.9271 0.174 388 887 377.91×10 6 水蒸气 15223 0.162 189 2842 43.26×10 一中回6 31.91×10 出流 方 二中回6 47.86×10 流 内回流 L 0.162 189 733 733L 707523+6合计 677.60×10+733L L 由Q,Q得 入出 66739.86×10+427L,677.60×10+733L L,203464.05kg/h/150=1356.43kom/h V=汽油+水蒸汽+L 9 ,205+15223/18+1356.43=2407.15kom/h 则煤油抽出板上方油气分压: 71 0.162×1356.43/2407.15=0.09MPa 已知煤油常压下平衡汽化数据如下: 0, 10, 30, 50, 163.8 171 179.5 182 平衡汽化温差:7.2 8.5 2.5 查工艺图表2-2-13，0.10MPa下煤油的平衡汽化50,点温度为208.4?推算其它的温度: 30,点 208.4-2.5,205.9? 10,点 205.9-8.5,197.4? 0,点 197.4-7.2,190.2? 由以上求得0.0804Mpa下的煤油泡点温度为190.2?与原假设189?接近可认为原假设温度是正确的。 3.12全塔汽、液相负荷 选择塔内几个有代表性的部位(如塔顶、第一层板下方、各侧线抽出板上下方、中段回流进出口处、汽化段及塔底汽提段等)求出这些部位的气液相负荷，就可做出全塔的气液相负荷。 L,28750/300,95.83kmol/h 34 V ,汽油+煤油+柴油+塔底汽提蒸气+回流量 35 ,205+320+552+254+845+95.83,2262.83kmol/h 72 3.12.1第32层塔板上汽液相负荷 汽油29150kg/h，水蒸汽15223kg/h 煤油46800kg/h 轻柴油119800kg/h 重柴油70500kg/h，t,317?，P,0.172MPa 32 35 进料687500kg/h 36 6热量689.38×10KJ/h 40 汽提水蒸汽15223kg/h 塔底重油426050kg/h 图3—5 第32层塔板上气液负荷草图 73 表3—33 第32层板以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度20kg/h d 气相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气提蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.8566 0.171 308 775 775L 方 702723+6合计 739.86×10+775L L 6汽油 29150 0.7488 0.171 317 1063 30.99×10 6煤油 46800 0.8019 0.171 317 1050 49.14×10 6轻柴 119800 0.8544 0.171 317 1025 122.80×10 6重柴 70500 0.8625 0.171 317 1017 71.70×10 出6重油 426050 0.9271 0.175 388 887 377.91×10 方 6水蒸气 15223 0.171 317 3011 45.84×10 内回流 L 0.8566 0.171 317 1021 1021L 68364182698.38×10+1021合计 +L L 由Q,Q得 入出 66739.86×10+775L,698.38×10+1021L L,168618(kg/h)=168618/292=577.5kmol/h 31 V=汽油+煤油+轻柴+重柴+塔底水蒸汽+L 32 ,205+320+552+254+845+577.5=2753.5kmol/h 3.12.2第31层塔板上汽液相负荷 由前面计算部分知:L=885.38kmol/h,V=2986.60kmol/h 3031 74 3.12.3第28层塔板上汽液相负荷 汽油34450kg/h，水蒸汽6972kg/h 煤油55300kg/h 轻柴油141500kg/h 重柴油83360kg/h，t,325?，P, 0.172MPa 28 35 进料812500kg/h 36 热量814.63× 610KJ/h 40 汽提水蒸汽 18308kg/h 塔底重油503500kg/h 图3—6 第28层塔板上气液负荷草图 75 表3—34 第28层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度 20kg/h d 气相 液相 KJ/h 4Mpa ? 0.8826进料 687500 0.174 395 689.38×10 6 6气提蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入0.857方 内回流 L 0.153 278 670 670L 7 6702723+739.86×10+670合计 L L 0.7486汽油 29150 0.17 277 955 27.84×10 8 0.8016煤油 46800 0.17 277 934 43.71×10 9 0.8546轻柴 119800 0.17 277 921 110.34×10 4 0.8626重柴 70500 0.171 325 829 58.44×10 出5 方 0.9276重油 426050 0.176 388 887 377.91×10 1 6水蒸气 15223 0.7 277 3006 45.76×10 0.857内回流 L 0.17 277 917 917L 7 836418+6合计 664×10+917L L 由Q,Q得 出入 66793.86×10+670L,664×10+917L L,525749(kg/h) 27 =525749/243=2163.57kmol/h 76 V=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流 28 ,205+320+552+845+2163.57=4058.57kmol/h 3.12.4第26层塔板上汽液相负荷 汽油34450kg/h， 煤油55300kg/h， 轻柴 141500kg/h， 水蒸汽 18308kg/h， t,270?， 26 P,0.169MPa 重柴油蒸汽2334kg/h 3 1 重柴油 83360kg/h 35 进料812500kg/h 热量814.63×36 6 10KJ/h 40 塔底汽提水蒸汽 10070kg/h 塔底重油 5035001kg/h 图3—7 第26层塔板上气液负荷 77 表3—35 第26层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度 20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气提蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.8577 0.169 263 670 670L 方 702723+6合计 739.86×10+670L L 6汽油 29150 0.7488 0.169 270 942 32.45×10 6煤油 46800 0.8019 0.169 270 921 50.93×10 6轻柴 119800 0.8544 0.169 270 898 127.07×10 6重柴 70500 0.8625 0.169 325 787 65.60×10 6重油 426050 0.9721 0.169 388 804 404.81×10 内回流 L 0.8577 0.169 270 896 896L 出6水蒸气 15223 0.169 270 2994 54.81×10 方 二中回6 59.30×10 流 836418+6合计 678.83×10+896L L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+670L,536.31×10+896L L,46681.42kg/h=46681.42/237.3=196.72kmol/h 25 V=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流 26 ,205+320+552+845+196.72=2118.72 78 3.12.5第24层塔板上汽液相负荷 汽油29150kg/h， 煤油46800kg/h， 轻柴油119800kg/h， 水蒸汽15223kg/h ， P,0.169MPa， 第二中段回流 t,256? 24 6 ,31.91×10KJ/h QC2 26 重柴油汽水蒸汽1974kg/h 31 重柴油70500kg/h 35 进料687500kg/h 6热量689.38×10KJ/h 36 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油 426050kg/h 图3—8 第24块板上气液负荷 79 表3—36 第24层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6入气提蒸汽 15223 0.8538 0.3 420 3316 50.48×10 方 内回流 L 0.8165 0.167 249 607 607L 6合计 702723+L 739.86×10+607L 6汽油 29150 0.7488 0.167 256 913 26.61×10 6煤油 46800 0.8019 0.167 256 887 41.51×10 6轻柴 119800 0.8544 0.167 256 871 104.35×10 6重柴 70500 0.8625 0.167 325 821 57.88×10 6重油 426050 0.8271 0.167 388 884 376.63×10 出内回流 L 0.8538 0.167 256 858 858L 方 6水蒸气 15223 0.167 256 2969 45.20×10 二中回6 256 47.86×10 流 6合计 707523+L 700.04×10+858L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+607L,700.04×10+858L L ,158645kg/h=158645/219=724.41kmol/h V=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流 24 ,205+320+552+845+724.41 ,2646.41kmol/h 80 3.12.6第21层塔板上汽液相负 汽油29150 kg/h 煤油46800 kg/h 水蒸汽15223 kg/h， P,0.166MPa， t,235? 第二中段回流 6,47.86×10KJ/h QC2轻柴油汽水蒸汽3594kg/h 21 22 轻柴油119800kg/h 24 26 重柴油提水蒸汽1974kg/h 31 重柴油70500kg/h 35 进料687500kg/h 6 36 热量689.38×10KJ/h 40 塔底水蒸汽8521 kg/h 塔底重油 426050 kg/h 图3—9 第21块板上气液负荷 81 表3—37 第21层以下塔段热平衡 20物 料 流率密度d 操作条件 焓值，KJ/kg 热量 4 kg/h 压力 温度汽相 液相 KJ/h Mpa ? 6 进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6入气提蒸汽 0.3 420 3316 50.48×10 15223 方 内回流 L 0.8438 0.166 242 586 586L 6合计 702723+ 739.86×10+586L L 6 汽油 29150 0.7488 0.166 249 900 26.24×10 6 煤油 46800 0.8019 0.166 249 871 40.76×10 6 轻柴 119800 0.8544 0.166 249 850 101.83×10 6出重柴 70500 0.8625 0.172 325 829 58.44×10 6方 重油 426050 0.9271 0.176 388 883 376.20×10 内回流 L 0.8438 0.166 249 863 863L 6二中回 47.86×10 流 6水蒸气 15223 0.166 249 2948 44.76×10 6合计 707523+ 696.09×10+863L L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+586L,696.09×10+863L L,1580.14kg/h ,158014/210=752.45kmol/h V=汽油+煤油 +轻柴+水蒸汽+内回流 21 ,205+320+552+845+752.45 ,2674.45kmol/h 82 3.12.7第34层塔板上汽液相负 L,978.23kmol/h 33 V,1528kmol/h 34 3.12.8第17层塔板上汽液相负 汽油29150kg/h， 煤油46800kg/h， 水蒸汽15223kg/h ， P,0.166MPa， t,235? 第二中段回流 647.86×10KJ/h QC2 17 轻柴油汽水蒸汽3594kg/h 18 轻柴油119800kg/h 20 22 重柴油提水蒸汽1974kg/h 2 7 重柴油70500kg/h 2 进料687500kg/h 31 6热量689.38×10KJ/h 8 34 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油426050kg/h 图3—10 第17层塔板上气液负荷 83 表3—38 第17层以下塔段热平衡 操作条件 焓值，KJ/kg 热量 汽相 液相 KJ/h 流率密度物料 20kg/h d 压力 温度 4 Mpa ? 6 进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 气提水蒸331615223 0.3 420 50.48×10 入汽 6 方 内回流 L 0.8129 0.166 228 574 574L 6702723739.86×10+57合计 +L 4L 6汽油 29150 0.7488 0.166 235 858 25.01×10 6煤油 46800 0.8019 0.166 235 829 38.80×10 6轻柴 119800 0.8544 0.166 262 654 78.35×10 6重柴 70500 0.8625 0.171 325 829 58.44×10 6重油 426050 0.9271 0.176 388 883 376.2×10 出内回流 L 0.8129 0.166 235 837 837L 方 二中回6 47.86×10 流 2926水蒸气 15223 0.166 235 44.50×10 3 6707523669.16×10+83合计 +L 7L 由Q,Q 出 66739.86×10+574L,669.16×10+837L L,268821kg/h 16 ,268821/199=1350.86kmol/h V=汽油+煤油 +水蒸汽+内回流 17 ,205+320+552+845 +1350.86 ,2720.86kmol/h 84 3.12.9第18层塔板上汽液相负 汽油34450 kg/h 煤油55300 kg/h 水蒸汽18308 kg/h， P,0.166MPa， t,235? 第二中段回流 6 ,59.30×10KJ/h QC2 18 轻柴油汽水蒸汽 22 轻柴油2939kg/h 24 97988kg/h 26 重柴油提水蒸汽 31 重柴油 1616kg/h 35 57713kg/h 进料812500kg/h 36 热量814.63× 610KJ/h 40 塔底水蒸汽10070 kg/h 塔底重油 503500 kg/h 图3—11 第18层塔板气液负荷 85 表3—39 第18层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8226 0.174 295 689.38×10 气提水蒸615223 0.3 420 3316 50.48×10 入汽 方 内回流 L 0.8028 0.164 216 511 511L 702723+6合计 739.86×10+511L L 6汽油 29150 0.7488 0.164 223 833 24.28×10 6煤油 46800 0.8019 0.164 223 804 37.63×10 6轻柴 119800 0.8544 0.170 262 649 77.75×10 6重柴 70500 0.8625 0.174 325 830 58.52×10 6重油 426050 0.9271 0.176 388 871 371.09×10 出内回流 L 0.8028 0.164 223 762 762L 方 6水蒸气 15223 0.164 223 2868 43.66×10 二中回6 47.86×10 流 707523+6合计 660.79×10+726L L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+511L,660.79×10+726L L,367767kg/h 17 ,367767/182=2021kmol/h V=汽油+煤油 +水蒸汽+内回流 18 ,205+320+845+2021 ,3391kmol/h 86 3.12.10第13层塔板上汽液相负 汽油29150kg/h， 煤油46800kg/h， 水蒸汽15223kg/h ， P,0.164MPa， t,223? 第一中段回流 613 Q×0KJ/h, 1C=31.91轻柴油蒸汽3594kg/h 18 柴油11980kg/h 39.54第二中段回流 6Q,47.86×0KJ/h C2 20 22 重柴油提水蒸汽1974kg/h J/h 27 重柴油70500kg/h 35 进料687500kg/h 636 热量689.38×10KJ/h 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油426050kg/h 图3—12 第13层塔板上气液负荷 87 表3—40 第13层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物料 压力 温度 20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气提水蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.7960 0.163 209 461 461L 方 6702723+739.86×10+461合计 L L 6汽油 29150 0.7488 0.163 216 808 23.55×10 6煤油 46800 0.8019 0.163 216 787 36.83×10 6轻柴 119800 0.8544 0.170 262 649 77.75×10 6重柴 70500 0.8625 0.175 325 825 58.16×10 6重油 426050 0.9271 0.179 388 871 371.09×10 6水蒸气 15223 0.7960 0.163 216 2881 43.86×10 出内回流 L 0.163 216 779 779L 方 一中回6 31.91×10 流 二中回6 47.86×10 流 6836418+691.01×10+779合计 L L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+461L,691.01×10+779L L,153616kg/h 12 ,153616/176=872.81kmol/h V=汽油+煤油 +水蒸汽+内回流 13 ,205+320+845+872.81 ,2242.81kmol/h 88 3.12.11第10层塔板上汽液相负 汽油29150kg/h， 煤油46800kg/h， 水蒸汽15223kg/h ， P,0.162MPa， t,189? 第一中段回流 10 6,31.91×10KJ/h QC1 11 13 轻柴油汽水蒸汽3594kg/h 第二中段回流 18 6轻柴119800kg/h Q,47.86×10KJ/h C2 20 22 重柴油提水蒸汽1974kg/h 35 进料687500kg/h 重柴油70500kg/h 636 热量689.38×10KJ/h 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油426050kg/h 图3—13 第10层塔板处气液负荷 89 表3—41 第10层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物料 压力 温度20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气提水蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.7830 0.162 182 427 427L 方 702723+6合计 739.86×10+427L L 6汽油 29150 0.7488 0.1612 189 754 21.98×10 6煤油 46800 0.8019 0.1625 189 733 34.30×10 6轻柴 119800 0.8544 0.170 262 649 77.75×10 6重柴 70500 0.8625 0.175 325 825 58.16×10 6重油 426050 0.9271 0.179 388 871 371.09×10 内回流 L 0.7830 0.1625 189 712 712L 出6水蒸气 15223 0.1625 189 2826 43.02×10 方 一中回6 31.91×10 流 二中回6 47.86×10 流 707523+6合计 686.07×10+712L L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+427L,686.07×10+712L L,1887.36kg/h 9 ,188736/159=1187kmol/h V=汽油+煤油 +水蒸汽+内回流 10 ,205+320+845 +1187 90 ,2557kmol/h 3.12.12第8层塔板上汽液相负 由前面计算而知V,1876.2kmol/h L,1775kmol/h 873.12.13第3层塔板上汽液相负 汽油29150kg/h， 煤油46800kg/h， 水蒸汽15223kg/h ， P,0.1575MPa， t,140? 3 煤油气提水蒸汽1404kg/h 第一中段回流 9 煤油46800kg/h 610 ,31.91×10KJ/h QC1 11 轻柴油汽水蒸汽3594kg/h 1 第二中段回流 18 轻柴119800kg/h 6Q,47.86×10KJ/h C220 3 重柴油汽水蒸汽1974kg/h 22 2 进料687500kg/h 重柴油70500kg/h 67 35 KJ/h 热量689.38×10 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油 426050kg/h 图3—14 第3层塔板处气液负荷 91 表3—42 第3层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度 20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气提蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.7590 0.155 123 282 282L 方 702723+6合计 739.86×10+282L L 6汽油 29150 0.7488 0.155 140 649 18.92×10 6煤油 46800 0.8019 0.162 181 427 19.98×10 6轻柴 119800 0.8544 0.170 262 649 77.75×10 6重柴 70500 0.6525 0.175 325 825 58.16×10 6重油 426050 0.9271 0.179 388 871 371.09×10 内回流 L 0.7590 0.155 140 628 628L 出6水蒸气 15223 0.155 140 2717 42.18×10 方 一中回6 31.91×10 流 二中回6 47.86×10 流 707523+6合计 667.85×10+628L L 由Q,Q得 出入 66875.34×10+282L,667.85×10+628L L,599682kg/h ,599682/108=3552.61kmol/h V=汽油+水蒸汽+内回流 3 ,205+845+3552.61 ,4602.61kmol/h 92 3.12.14第2层塔板上汽液相负 汽油29150kg/h， 煤油46800kg/h， 水蒸汽15223kg/h ， P,0.1565MPa， t,120? 煤油气提水蒸汽1404kg/h2 第一中段回流 9 煤油46800kg/h 6,31.91×10KJ/h QC111 轻柴油汽水蒸汽3594kg/h 1第二中段回流 18 轻柴119800kg/h 6Q,47.86×10KJ/h C220 3 重柴油提水蒸汽1974kg/h 22 重柴油70500kg/h 27 进料687500kg/h 36 6 KJ/h 热量689.38×10 40 塔底汽提水蒸汽8521kg/h 塔底重油426050kg/h 图3—15 第2层塔板处气液负荷 93 表3—43 第2层以下塔段热平衡 操作条件 流率密度焓值，KJ/kg 热量 物 料 压力 温度20kg/h d 汽相 液相 KJ/h 4Mpa ? 6进料 687500 0.8826 0.174 395 689.38×10 6气提蒸汽 15223 0.3 420 3316 50.48×10 入内回流 L 0.7488 0.155 110 222 222L 方 702723+6合计 739.86×10+222L L 6汽油 29150 0.7488 0.155 118 628 18.31×10 6煤油 46800 0.8019 0.162 181 427 19.98×10 6轻柴 119800 0.8544 0.170 262 649 77.75×10 6重柴 70500 0.8625 0.175 325 825 58.16×10 6重油 426050 0.9271 0.179 388 871 371.09×10 内回流 L 0.9488 0.155 118 611 611L 出6水蒸气 15223 0.155 118 2705 17.96×10 方 一中回6 31.91×10 流 二中回6 47.86×10 流 707523+6合计 643.02×10+611L L 由Q,Q得 出入 66739.86×10+222L,643.02×10+611L L,248946kg/h ,248946/102=2440kmol/h 1 V=汽油+水蒸汽+内回流 2 ,205+845+2440 ,3490kmol/h 94 3.12.15第1层塔板上汽液相负 Lo,1623kmol/h V,1875kmol/h 1 表3—44 将上面计算的结果汇于表中如下: 塔板层 汽相负荷kmol/h 液相负荷kmol/h 0 1875 1623 1 3490 2440 2 4602.61 3552.61 7 1876.2 1775 8 2407.15 1356.43 9 2577 1887 12 2442.81 872.81 16 2720.86 1350.86 17 3391 2021 20 2674.45 1580.14 21 2511.74 1141.02 23 2646.41 724.41 25 2118.72 196.72 26 2894.09 800.09 27 4058.57 2163.57 31 2753.5 577.5 33 1528 178.23 34 2262.83 95.83 根据表中的数据作汽液相负荷分布图 95 参考文献 [1]孙兆林.原油评价和组成分析[M].北京:中国石化出版社.2006.7-10 [2] 林世雄.石油炼制工程[M]. 北京:石油工业出版社,2000:63-112、191-295. 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