300萬噸勝利原油常減壓裝置設計畢業(yè)設計

1、<p><b>　　摘 要</b></p><p>　　石油煉廠中的第一個生產裝置一般都是蒸餾裝置，人們通過蒸餾將石油分割成相應的直餾汽油、化工原料、輕柴油或重柴油餾分及其他餾分。所謂原油的一次加工，就是指原油蒸餾而言。借助于蒸餾，我們可以將原油分割成各種半成品餾分油，也可將原油分割成一些二次重整加工的原料。在一些二次加工的裝置中，蒸餾過程也是不可缺少的組成部分。</p&g

2、t;<p>　　該設計是一年處理300萬噸的勝利原油常減壓裝置的設計。根據勝利原油的特點，本裝置采用三段汽化，即初餾塔、常壓塔和減壓塔。常壓塔選用浮閥塔板，初餾塔選用單溢流型式，常壓塔選用雙溢流型式。按要求給出重要塔板上的操作條件，并計算塔高、塔徑等水力學參數。</p><p>　　關鍵詞： 初餾塔，常壓塔，溫度, 壓力</p><p><b>　　Abstra

3、ct</b></p><p>　　In the petroleum refinery first production installment all is the distilling apparatus generally. The people divide through the distillation the petroleum the corresponding straight run

4、 gasoline, the petroleum, the light diesel oil or the heavy oil fraction and other fractions. A so-called crude oil processing, Speaking of is refers to the crude distillation. With the aid of in distillation, we may div

5、ide the crude oil to the half-finished product fraction oil, also may divide the crude oil to s</p><p>　　Key word: primary tower, atmospheric distillation tower, temperature , pressure</p><p&g

6、t;<b>　　目 錄</b></p><p>　　第一章 概 述5</p><p>　　1.1石油蒸餾裝置的簡單介紹5</p><p>　　1.2 裝置生產方案的確定5</p><p>　　1.3流程的確定6</p><p>　　1.4 設計的簡單說明8</p>&l

7、t;p>　　第二章 基本數據計算11</p><p>　　2.1 油品物性11</p><p>　　2.1.1 相對密度指數 ºAPI11</p><p>　　2.1.2 體積平均沸點tv（ºC）12</p><p>　　2.1.3 恩氏蒸餾 90 % ~10 % 斜率12</p><p

8、>　　2.1.4 中平均沸點 tme = tv - 12</p><p>　　2.1.5 特性因數K和相對分子量M13</p><p>　　2.1.6 平衡汽化數據13</p><p>　　2.2 物料平衡15</p><p>　　2.2.1 油品實沸點切割15</p><p>　　2.2.2 物料平衡

9、15</p><p>　　第三章 初餾塔的設計16</p><p>　　3.1 初餾塔的工藝計算16</p><p>　　3.1.1 以塔為衡算系統(tǒng)，作出塔的物料平衡：16</p><p>　　3.1.2 汽提水汽的用量17</p><p>　　3.1.3 初餾塔的汽化段溫度17</p>&l

10、t;p>　　3.1.4 塔頂溫度的計算20</p><p>　　3.2 塔徑與塔高的計算22</p><p>　　3.2.1初餾塔塔徑的計算22</p><p>　　3.2.2 塔高的計算24</p><p>　　第四章 常壓塔的設計26</p><p>　　4.1 常壓塔的工藝計算26</p

11、><p>　　4.1.1 汽提蒸汽用量26</p><p>　　4.1.2 塔板型式和塔板數26</p><p>　　4.1.3 精餾塔計算草圖27</p><p>　　4.1.4 操作壓力28</p><p>　　4.1.5 汽化段溫度29</p><p>　　4.1.6 塔底溫度31

12、</p><p>　　4.1.7 塔頂及側線溫度的假設與回流熱分配32</p><p>　　4.1.8 側線及塔頂溫度校核33</p><p>　　4.1.9全塔氣液負荷分布圖41</p><p>　　4.1.10 常壓塔塔板負荷計算結果61</p><p>　　4.1.11 氣液相負荷圖62</p&g

13、t;<p>　　4.2 塔板的設計65</p><p>　　4.2.1 所需基本數據的計算65</p><p>　　4.2.2 塔徑的計算66</p><p>　　4.2.3 塔高的計算66</p><p>　　4.2.4 溢流裝置67</p><p>　　4.2.5 浮閥塔板布置68<

14、/p><p>　　4.3塔板水力學計算69</p><p>　　4.3.1氣相通過浮閥塔塔板的壓力計算69</p><p>　　4.3.2 淹塔70</p><p>　　4.3.3 霧沫夾帶70</p><p>　　4.3.4 塔板負荷性能圖71</p><p><b>　　結

15、 束 語74</b></p><p><b>　　第一章 概 述</b></p><p>　　1.1石油蒸餾裝置的簡單介紹</p><p>　　石油是極其復雜的混合物。</p><p>　　石油煉廠中的第一個生產裝置一般都是蒸餾裝置，人們通過蒸餾將石油分割成我們需要的各種餾分。所謂原油的一次加工就是指原油

16、蒸餾而言。借助于蒸餾，我們可以將原油分割成各種半成品餾分油，也可將原油分割成一些二次重整加工的原料。在一些二次加工的裝置中，蒸餾過程也是不可缺少的組成部分。</p><p>　　蒸餾過程是煉廠中一種最基本的，也是最重要的一種工藝。蒸餾過程和設備設計是否合理，操作是否良好，對煉廠生產影響很大。因此，透徹地了解蒸餾工藝的本質規(guī)律，掌握其影響因素和設計方法，對煉油工業(yè)的專門人員來說是第一重要的。</p>

17、<p>　　1.2 裝置生產方案的確定</p><p>　　如果想合理地確定一種原油生產加工方案，就必須對所要加工的原油性質做具體的分析。本裝置生產的是勝利原油，勝利原油一般具有如下的性質：</p><p>　　其油品的密度較?。s0.9005g/cm3），含硫量較高（約0.88%），原油餾分較重，輕油收率較高（＜350℃輕油收率為30%，＞510℃的餾分占原油35％以上），含氮

18、量高（615PPm），含蠟量高（47.36%），凝點較低（28℃），屬于中間基原油。</p><p>　　本裝置適用于燃料型年產300萬噸原油的加工方案的，根據勝利原油的特點，確定如下方案：</p><p>　　從初餾點到166℃的常壓餾分可做直餾汽油</p><p>　　166℃到223℃餾分可做化工原料。</p><p>　　223℃到3

19、22℃餾分可用來生產輕柴油，也可以用做制乙烯的裂解原料。</p><p>　　322℃到362℃餾分，可用來生產重柴油。</p><p><b>　　1.3流程的確定</b></p><p>　　1. 整個流程采用三段汽化的方法。即設初餾塔，常壓塔和減壓塔。</p><p>　　設初餾塔出于以下的因素：</p>

20、;<p>　?、賱倮褪禽^重的原油，而輕組分含量多，為了減少汽油損失，減少氣體烴攜走更多的汽油組分，為了拔出更多輕質油，故增設初餾塔。</p><p>　?、谟欣跍p輕常壓爐和常壓塔負荷，提高裝置處理量。</p><p>　?、劭蓽p輕原油泵出口壓力，減少泵的動力消耗，且使換熱器耐壓要求降低。</p><p>　?、艹躔s塔相對常壓塔易于檢修。</p

21、><p><b>　　2. 流程綜述：</b></p><p>　　原油由泵自儲油罐中打出，經換熱器換熱后進入脫鹽罐進行脫鹽脫水處理。離開脫鹽罐后，再經換熱器換熱，使油溫達到260℃后進入初餾塔。</p><p>　　初餾塔塔頂餾出的汽油餾分，經冷卻器冷卻至50℃ 后進冷凝罐冷凝到</p><p>　　40℃，回流部分打回塔

22、頂。初底油進常壓爐加熱至358℃后進入常壓塔。</p><p>　　常壓塔塔頂出 (IBP-127℃) 汽油餾分，經冷凝器冷凝至60℃，進回流罐，回流部分泵送回塔頂，然后將剩余的產品部分進一步冷卻至40℃。常一線出化工原料，由175℃抽出，經換熱器換熱至75℃左右后進冷凝器。常二線出輕柴油，由260℃抽出，經換熱器換熱，溫度降到85℃，進凝器冷凝到安全溫度。常三線出重柴油餾分，經換熱器換熱，溫度由315℃降到10

23、0℃，進冷凝器冷凝。常壓塔第一中段回流抽出溫度為211℃，經換熱器換熱，溫度降到131℃打回常壓塔。常壓塔第二中段回流抽出溫度為284℃，經換熱器換熱，溫度降到184℃后打回常壓塔。常壓塔塔底油由泵打入減壓爐加熱到400℃進減壓塔，出減壓產品。</p><p>　　3. 節(jié)能問題綜述：</p><p>　　煉廠是一個耗能很大的生產實體，其中常減壓蒸餾裝置耗能又是最突出的。因此如何合理充分地

24、利用能源，減少裝置耗能就成為生產設計中一個重要問題。</p><p>　　本裝置采取了以下的節(jié)能措施：</p><p>　?、僭诋a品質量合格的前提下，適當地降低爐出口溫度，減少過汽化率，降低塔頂壓力以提高塔頂拔出率，提高經組分油的收率，使能在常壓塔拔出的餾分不在減壓塔拔出。</p><p>　　②提高常壓塔的收率，降低減壓爐負荷，降低減壓塔入口溫度，這在節(jié)能上是合理

25、的。</p><p>　　③適當減少汽提蒸汽用量。 </p><p>　?、艹浞掷眉訜釥t熱源</p><p>　　以往加熱爐只是用來加熱塔進料和水汽，使煙氣在很高的溫度下就排放到空氣中，浪費了大量的熱。本裝置利用加熱爐煙氣余熱來加熱冷原油。</p><p>　?、莩浞掷贸p壓裝置的側線餾出油熱量。</p><p>

26、　　常減壓裝置的側線出來的油品溫度很高，直接進冷卻器是不合理的。即浪費了熱量，又增大冷卻器負荷。較好的情況是多次換熱，充分利用熱源，使側線降到一個合適的溫度，再入冷凝器冷卻。本裝置大部分側線都做了換熱。常一線換到75℃，常二線換熱到85℃，常三線換熱到100℃。</p><p>　　1.4 設計的簡單說明</p><p><b>　　汽提塔和汽提段</b></p

27、><p>　　在負荷塔內，汽油、柴油、化工原料等產品之間只有精餾段而沒有提餾段，側線產品中必然會含有相當數量的輕餾分，這樣不僅影響本側線產品的質量，而且降低了輕餾分的產率。為此，在常壓塔的外側，為側線產品設汽提塔，在汽提塔底部吹入少量過熱水蒸氣以降低側線產品的油氣分壓，使混入產品中的較輕餾分汽化而返回常壓塔。這樣做既可以達到分離要求，而且也很簡單。顯然，這種氣提塔與精餾塔的提餾段在本質上有所不同。側線汽提用的過熱水蒸

28、氣量通常為側線產品的2％～3％（質量分數）。本設計各側線產品的氣提塔重疊起來，但互相之間是隔開的。</p><p><b>　　2．回流方式</b></p><p>　　石油精餾塔具有一些自己的工藝特點：處理量大；回流比是由精餾塔的熱平衡確定而不是由分餾精確度確定；塔內氣、液相負荷沿塔高的變化的，甚至是有較大的變化幅度；沿塔高的溫差比較大等。由于這些特點，石油精餾塔的

29、回流方式除了采用慣常所用的塔頂冷回流以外，還常常采用其他的回流方式。</p><p>　　①塔頂油氣二級冷凝冷卻</p><p>　　原油常壓精餾塔的年處理量經常以數百萬噸計。塔頂冷凝冷卻面積如此巨大的原因，一則是負荷很大，二則是傳熱溫差比較小。為了減少常壓塔頂冷凝冷卻所需的傳熱面積，在本裝置中常壓塔采用二級冷凝冷卻方案。</p><p><b>　　②中

30、段循環(huán)回流</b></p><p>　　石油精餾塔沿塔高的溫度梯度較大，從塔的中部取走的回流熱的溫位顯然要比從塔頂取走的回流熱的溫度高出許多，因而是價值更高的可利用熱源，而且能提高塔的生產能力。</p><p><b>　　3．操作壓力</b></p><p>　　原油常壓精餾塔的最低操作壓力最終受制于塔頂產品接受罐的溫度下的塔頂產

31、品的泡點壓力。常壓塔頂產品是汽油餾分，塔頂產品能基本上全部冷凝，不凝氣很少。為了克服塔頂餾出物流經管線和設備的流動阻力，常壓塔頂的壓力應稍高于產品接受罐的壓力，或者說超高于常壓。</p><p>　　塔頂操作壓力確定后，塔的各部位的操作壓力也隨之可以計算。塔的各部位的操作壓力與油氣流經塔板時所造成的壓降有關。油氣由下而上流動，故塔內壓力由下而上逐漸降低。</p><p><b>

32、　　4．操作溫度</b></p><p>　　從理論上說，在穩(wěn)定操作的情況下，可以將精餾塔內離開任一塊塔板或汽化段的氣、液兩相都看成處于相平衡狀態(tài)。因此，氣相溫度是該處油氣分壓下的露點溫度，而液相溫度則是其泡點溫度。雖然在實際上由于塔板上的氣、液兩相常常未能完全達到相平衡狀態(tài)而使實際的氣相溫度稍偏高或液相溫度稍偏低，但是在設計計算中都是按上述的理論假設來設計各點的溫度。其中包括汽化段溫度、塔底溫度、側

33、線溫度、塔頂溫度。</p><p>　　5．塔板流體水力學計算</p><p>　　其包括塔高、塔徑及塔板上主要部件工藝尺寸的計算。</p><p><b>　　6．塔板的選用</b></p><p>　　本裝置常壓塔選用浮閥塔板，初餾塔選用單溢流型式，常壓塔選用雙溢流型式。</p><p>　　

34、選用浮閥塔板，由于以下的原因：</p><p>　?、俑￠y塔板的處理能力比圓泡帽塔板大20-40％，比舌形和篩孔塔板要小些，但是，浮閥塔板操作彈性比圓泡帽、舌形、篩孔塔板的操作彈性都要大些，在很高的氣液負荷范圍內變化，只有浮閥塔能夠保持較高的效率。</p><p>　?、诟￠y塔板的干板壓降較舌形和篩孔大，比圓泡帽塔板小。</p><p>　　③霧沫夾帶較舌形、圓泡帽

35、小。</p><p>　?、芙Y構簡單，安裝方便。</p><p>　?、菰谑突し矫鎻V泛使用于常減壓塔，積累了很多的經驗，對我們的設計使用也是很有用的。</p><p>　　第二章 基本數據計算</p><p><b>　　2.1 油品物性</b></p><p>　　2.1.1 相對密度指數

36、ºAPI</p><p>　　d = d + d ， ºAPI = 141.5/d - 131.5</p><p>　　常頂：d = 0.7240 + 0.0050 =0.7290 （g/cm³）</p><p>　　ºAPI = 141.5/097290 – 131.5 = 62.60</p><p&g

37、t;　　常一：d = 0.8120 + 0.0047 =0.8167（g/cm³）</p><p>　　ºAPI = 141.5/0.8167 - 131.5 = 41.75</p><p>　　常二：d = 0.8350 + 0.0045 = 0.8395（g/cm³）</p><p>　　ºAPI = 141.5/0.83

38、95 - 131.5 = 37.05</p><p>　　常三：d = 0.8560 + 0.0045 = 0.8605（g/cm³）</p><p>　　ºAPI = 141.5/0.8605 - 131.5 = 32.94</p><p>　　2.1.2 體積平均沸點tv（ºC）</p><p>　　tv =

39、（t10 + t30 + t50 + t70 + t90）/5</p><p>　　常頂：tv =（58+73+90+101+119）/5=88.2 ºC</p><p>　　常一：tv =（153+167+176+192+208）//5=179.2ºC</p><p>　　常二：tv =（241+256+261+275+288）/5=264.2

40、ºC</p><p>　　常三：tv =（313+324+340+345+355）/5= 335.4ºC</p><p>　　2.1.3 恩氏蒸餾 90 % ~10 % 斜率 </p><p>　　S =（）/（90-10）（ºC/%）</p><p>　　常頂：S90~10 = （119-58）/（90-10）

41、=0.7625（ºC/%）</p><p>　　常一：S90~10 = （208 -153）/（90-10）= 0.6875（ºC/%）</p><p>　　常二：S90~10 = （288-241）/（90-10）= 0.5875（ºC/%）</p><p>　　常三：S90~10 = （355-313）/（90-10）=0.525

42、（ºC/%）</p><p>　　2.1.4 中平均沸點 tme = tv - </p><p>　　ln = -1.53181- 0.128tv+ 3.64678 S</p><p>　　常頂： = 4.694 tme = tv - = 88.2 – 4.694 = 83.5 ºC</p><p>　　常一： =

43、3.5963 tme = tv - = 179.2 –3.5963 = 175.6 ºC</p><p>　　常二： = 2.7059 tme = tv - = 264.2 –2.7059 = 261.5 ºC</p><p>　　常三： =2.2081 tme = tv - = 335.4–2.2081 = 333.2ºC</p&

44、gt;<p>　　2.1.5 特性因數K和相對分子量M</p><p>　　查《石油煉制工程》P76圖得以下數據</p><p>　　常頂：特性因數K 11.92 相對分子量M 94</p><p>　　常一：特性因數K 11.4 相對分子量M 139</p><p>　　常二

45、：特性因數K 11.73 相對分子量M 210</p><p>　　常三：特性因數K 11.9 相對分子量M 280</p><p>　　2.1.6 平衡汽化數據</p><p><b>　　蒸頂： </b></p><p>　　（1）由圖7-15換算50%點溫度<

46、/p><p>　　恩氏蒸餾10%～70%點斜率=（101-58）/（70-10）= 0.72（ºC/%）</p><p>　　由圖查得 平衡汽化50% - 恩氏蒸餾 50%點 = -10.0（ºC）</p><p>　　故 平衡汽化50% = 90 -10.0 = 80.0（ºC）</p><p>　?。?）由圖

47、7-16查得平衡曲線各段溫差</p><p>　　（3）由50%點及各線段溫度差推算平衡汽化曲線的各點溫度</p><p>　　30%點=80.0-8.5=71.5 ºC 10%點=71.5-9.2=62.3ºC</p><p>　　0點=62.3-10=52.3ºC 70%點=80.0+5.7=85.7º

48、;C</p><p>　　90%點=85.7+7.8=93.5ºC 100%點=93.5+1.8=95.3ºC</p><p><b>　　同理可得：</b></p><p>　　勝利油的平衡汽化數據</p><p><b>　　勝利油的物性參數表</b></p>

49、;<p><b>　　2.2 物料平衡</b></p><p>　　2.2.1 油品實沸點切割</p><p>　　2.2.2 物料平衡</p><p>　　年處理量為300萬噸，生產時間按8000小時計算</p><p>　　則，每小時生產用油375噸，合375000kg </p>

50、<p>　　第三章 初餾塔的設計</p><p>　　3.1 初餾塔的工藝計算</p><p>　　3.1.1 以塔為衡算系統(tǒng)，作出塔的物料平衡：</p><p><b>　　入塔：原油氣相</b></p><p><b>　　原油液相</b></p><p>&l

51、t;b>　　汽提水汽</b></p><p><b>　　冷回流液</b></p><p><b>　　出塔：塔頂汽油</b></p><p><b>　　汽提水汽</b></p><p><b>　　冷回流液</b></p>

52、;<p><b>　　塔底渣油</b></p><p>　　3.1.2 汽提水汽的用量</p><p>　　初塔底油選取1.2kg汽提水蒸氣/100kg塔底油 </p><p>　　初塔底油量： 375000×（100-2.52）%=365550kg/h</p><p>　　水汽用量： 3

53、65550×（1.2/100）=4386.6kg/h</p><p>　　4386.6/18=243.7kmol/h</p><p>　　3.1.3 初餾塔的汽化段溫度</p><p><b>　　1．作平衡汽化曲線</b></p><p>　　根據繪出的原油實沸點曲線圖讀出以下數據</p>&

54、lt;p>　　將實沸點蒸餾曲線換算為平衡汽化曲線</p><p>　　計算實沸點蒸餾曲線的參考斜率及其各點溫度，按定義</p><p>　　實沸點蒸餾曲線的參考斜率=（552-225）/（70-10）=5.45（ºC/%）</p><p>　　由此計算參考線的各點溫度</p><p>　　0點=225-5.45×（1

55、0-0）=170.5 ºC</p><p>　　20%點= 225-5.45×（20-10）=279.5 ºC</p><p>　　30%點= 225-5.45×（30-10）=334.0 ºC</p><p>　　40%點= 225-5.45×（40-10）=388.5 ºC</p>

56、<p>　　50%點= 225-5.45×（50-10）=443.0 ºC</p><p>　　60%點= 225-5.45×（60-10）=497.5 ºC</p><p>　　計算平衡汽化參考線斜率及其各點溫度</p><p>　　查《石油煉制工程》圖7-17上圖，根據實沸點蒸餾曲線10%至70%斜率（5.4

57、5ºC/%）可得平衡汽化參考線的斜率為3.7 ºC/%。</p><p>　　查圖7-17中圖得F=22.0 ºC</p><p>　　故，平衡汽化參考線50%點=實沸點蒸餾參考線50%-F=443.0-22.0=421.0 ºC</p><p>　　由平衡汽化參考線的50%點和斜率可計算其它各點溫度。</p>

58、<p>　　0點=443.0-3.7×（50-10）=258.0 ºC </p><p>　　10%點= 443.0-3.7×（50-10）=295.0 ºC</p><p>　　20%點= 443.0-3.7×（50-20）=332.0ºC</p><p>　　30%點= 443.0-3.7&

59、#215;（50-30）=369.0 ºC</p><p>　　40%點=443.0-3.7×（50-40）=406.0 ºC</p><p>　　60%點= 443.0+3.7×（60-50）=480.0 ºC</p><p>　　70%點=443.0+3.7×（70-50）=517.0ºC&l

60、t;/p><p>　　計算實沸點蒸餾曲線與其參考線的各點溫差 Fi%</p><p>　　F0 =37.2-170.5= -133.3 ºC F10% =255-255=0 ºC</p><p>　　F20% =303-279.5=23.5 ºC F30% =355-334.0=21.0 ºC<

61、;/p><p>　　F40% =404-388.5=15.5 ºC F50% =303-334.0=-8.0 ºC</p><p>　　F60% =477-497.5=-20.5 ºC F70% =552-552=0 ºC</p><p>　　求平衡汽化曲線各點溫度</p>

62、<p>　　由圖7-17下圖查得各餾出百分數時的溫差比值</p><p>　　0比值=0.25 10%=0.4 其余各點比值都是0.33</p><p>　　平衡汽化曲線各點與其參考線相應各點的溫差T等于實沸點蒸餾曲線與其參考線的各點溫差Fi%乘以相對應的比值。由此得衡汽化曲線各點的T： </p><p>　　0點T=-133.

63、3×0.25=-33.325 ºC</p><p>　　10%點T=0×0.4=0 ºC</p><p>　　20%點T=-23.5×0.33=7.755 ºC</p><p>　　30%點T=21.0×0.33=6.93 ºC</p><p>　　40%點T=1

64、5.5×0.33=5.115 ºC</p><p>　　50%點T=-8.0×0.33=-2.64 ºC</p><p>　　60%點T=-20.5×0.33=-6.765 ºC</p><p>　　70%點T=0×0.33=0</p><p>　　平衡汽化曲線各點溫度等于

65、它的參考線各點溫度加上相應的T 值。得平衡汽化曲線溫度</p><p>　　0點 = 258.0-33.325= 224.675 ºC </p><p>　　10%點= 295.0-0=295.0ºC</p><p>　　20%點= 332.0+7.755=339.755ºC</p><p>　　30%點= 3

66、69.0+6.93=375.93ºC</p><p>　　40%點= 406.0+5.115=411.115ºC</p><p>　　50%點= 421.0-2.64=418.36ºC</p><p>　　60%點= 480.0-6.765=473.235ºC</p><p>　　70%點= 517.0

67、+0=517.0ºC</p><p>　　2. 汽化段中進料的汽化率和過汽化率</p><p>　　取過汽化度為進料的2%（質量分數）或2.03%（體積分數），即過汽化量為7500kg/h，要求進料在汽化段的汽化率ef為：</p><p>　　ef（體積分數）= 2.9%+2.03% =4.93%</p><p><b>

68、　　3. 操作壓力</b></p><p>　　設塔頂壓力為0.151MPa（絕壓），約1.49amt</p><p>　　取塔頂到進料處塔板數為20層，每層塔板的壓力降為0.5KPa。</p><p>　　則，進料段壓力為0.161 MPa，約1.59amt</p><p>　　4. 確定汽化段溫度</p><

69、;p>　　汽化段溫度應該是在汽化段油氣分壓下汽化4.93%（V）的溫度，為此作在0.076 MPa下原油的平衡汽化曲線3。查得汽化段溫度為260 ºC。</p><p><b>　　5.塔底溫度</b></p><p>　　塔底溫度比汽化段溫度低10 ºC，即250 ºC。</p><p>　　3.1.4 塔

70、頂溫度的計算</p><p>　　設初餾塔塔頂溫度為94 ºC；</p><p>　　設塔頂回流為40 ºC冷回流；</p><p>　　汽提水汽為0.3 MPa，400 ºC過熱水汽。</p><p>　　根據初餾塔的物料平衡，進行初餾塔的熱量衡算</p><p><b>　　

71、Q入=Q出</b></p><p>　　則 240.88×10+117.152L = 237.95×10+587L</p><p>　　L=6358（kg/h）= 6358/94 = 67.64（kmol/h）</p><p>　　塔頂油氣分壓 P分 = P總×（汽油+冷回流）/（汽油+冷回流+水汽）</p>

72、<p>　　P分 = 0.151×（101.3+67.64）/（101.3+67.64+243.7）=0.0618（MPa）</p><p>　　塔頂溫度為其油氣分壓下的露點溫度。由恩氏蒸餾數據換成汽油常壓露點溫度為114ºC，又知其焦點溫度和焦點壓力依次為335.6ºC和5.46 MPa。由此可在平衡汽化坐標線上讀得0.618 MPa下的露點溫度為97ºC，考

73、慮不存在不凝氣，該溫度乘以系數0.97。</p><p>　　則，97×0.97=94.9（ºC）</p><p>　　與假設的94ºC很接近，故原假設正確。</p><p>　　3.2 塔徑與塔高的計算</p><p>　　3.2.1初餾塔塔徑的計算</p><p>　　由于初餾塔一、二

74、板之間的氣、液相負荷最大，所以取如圖所示虛線范圍作熱量平衡。 </p><p>　　上升氣相包括塔頂汽油、水汽、內回流。</p><p>　　初餾塔塔頂熱量平衡表</p><p>　　Q入=Q出 即： 8.59×10+607L = 11.23×10+272L</p><p>　　L=7881

75、kg/h</p><p>　　上升氣相總摩爾數 n =（7881+9520）/94+4386.6/18=429（kmol/h）</p><p>　　上升氣相體積 Vv=nRT/P=429×0.082×（273+102.3）/1.49</p><p>　　=8875（m³/h）=2.461（m³/s）</p>

76、;<p>　　下降液相密度 =628 kg/ m³</p><p>　　下降液相體積 VL =7881/628=0.0035（m³/s）</p><p>　　上升氣相密度 =G/ Vv =（9520+7881+4386.6）/8875=2.45 kg/ m³</p><p>　　最大允許氣速 <

77、;/p><p>　　= 1.998 kg/ m³</p><p>　　適宜氣速 =0.82×0.97×1.998=1.606（m/s）</p><p>　　氣相截面積 Fa =Vv/=2.490/1.606=1.55m²</p><p>　　降液管液速 =0.17×

78、;0.82×0.97=0.135（m/s）</p><p>　　=0.123（m/s）</p><p>　　兩種算法取最小值 即=0.123 m/s</p><p>　　降液管面積 Fd´==0.0048/0.123=0.039 m²</p><p>　　Fd´=0.11 Fa =0.11&

79、#215;1.55=0.1705 m²</p><p>　　兩種算法取最大值 即Fd´=0.1705 m²</p><p>　　塔截面積與直徑 Ft = Fa + Fd´=1.55+0.1705=1.7205 m²</p><p><b>　　Dc==2.19m</b></p>

80、<p>　　塔徑圓整取 2.2m 截面積 F=（п/4）·D²=3.80 m²</p><p>　　空塔氣速 u=2.49/2=1.245 m/s</p><p>　　降液管截面積 Fd =（F/ Ft）×Fd´=（3.80/1.7205）×0.1705=0.377m²<

81、;/p><p>　　3.2.2 塔高的計算</p><p>　　設 Hd = 1.7m </p><p><b>　　Ht =0.7m </b></p><p><b>　　Hf =1.7m</b></p><p><b>　　初餾塔塔底油密度 </b>&

82、lt;/p><p>　　=685 kg/ m³</p><p>　　初餾塔塔底油體積流量</p><p>　　=375000×0.975/685</p><p>　　=534（m³/h）=8.9 （m³/min）</p><p>　　則，Hb =8.9×5/3.8=11.7

83、m</p><p>　　故，H = Hd +（n-2）Ht + Hb + Hf </p><p>　　=1.7+0.7（24-2）+11.7+1.7= 30.5m</p><p>　　第四章 常壓塔的設計</p><p>　　4.1 常壓塔的工藝計算</p><p>　　4.1.1 汽提蒸汽用量</p>

84、<p>　　側線產品及塔底重油都用過熱水蒸氣汽提，使用的是溫度420ºC，壓力0.3MPa的過熱水蒸氣，參考《石油煉制工程》圖7-52和表7-12取汽提水蒸氣量如表：</p><p><b>　　汽提水蒸氣用量</b></p><p>　　4.1.2 塔板型式和塔板數</p><p>　　考慮采用兩個中段回流，每個用3層換

85、熱塔板，全塔塔板數總計為34層。</p><p>　　4.1.3 精餾塔計算草圖：</p><p>　　4.1.4 操作壓力</p><p>　　取塔頂產品罐壓力為0.13MPa。塔底采用兩級冷凝冷卻流程。取塔頂空冷器壓力降為0.01MPa，使用一個管殼式后冷氣，殼層壓力降取0.017MPa。</p><p>　　故，塔頂壓力 = 0.13

86、+ 0.01 + 0.017 = 0.157 （絕壓）</p><p>　　取每層浮閥塔板壓力為0.5KPa（4mmHg），則推算得常壓塔各關鍵部位的壓力如下（單位為MPa）：</p><p>　　塔頂壓力 0.157；</p><p>　　一線抽出板（第9層）上壓力 0.161；</p><p>　　二線抽出板（第18層）上壓力 0.1

87、66；</p><p>　　三線抽出板（第27層）上壓力 0.170；</p><p>　　汽化段壓力（第30層下） 0.172；</p><p>　　取轉油線壓力降為 0.035MPa，則</p><p>　　加熱爐出口壓力 = 0.172 + 0.035 = 0.207 MPa</p><p>　　4.1.5 汽化

88、段溫度</p><p>　　1． 汽化段中進料的汽化率和過汽化率</p><p>　　取過汽化度為進料的2%（質量分數）或2.03%（體積分數），即過汽化量為 367200×2.03%=7422kg/h。要求進料在汽化段中的汽化率ef 為： </p><p>　　ef（體積分數）= 2.9% + 6% + 9.5% + 9.6% + 2.03% = 30.

89、03%</p><p>　　2. 汽化段油氣分壓</p><p>　　取過汽化油的相對分子量為300</p><p>　　還有水蒸氣295kg/h</p><p>　　汽化段中各物料的流量如下：</p><p>　　由此計算得汽化段的油氣分壓為</p><p>　　0.172 × 48

90、3 /（483 + 295）= 0.107 MPa</p><p>　　3. 汽化段的溫度的初步求定</p><p>　　汽化段溫度應該是在汽化段油氣分壓0.107 MPa之下汽化30.53%（體積分數）的溫度，為此作出在0.107 MPa下原油平衡汽化線，見曲線4。</p><p>　　實沸點曲線與平衡汽化曲線的交點溫度為412ºC，轉化為0.107 M

91、Pa下的溫度為420ºC。由曲線4可以查得ef為30.03%（體積分數）時的溫度為358ºC，此即欲求的汽化段溫度tF。</p><p><b>　　4. tF的校核</b></p><p>　　當汽化率ef = 30.03%（體），tF = 358ºC時，進料在汽化段的焓計算如下表：</p><p>　　再按上述

92、方法作出原油在爐出口壓力0.207 MPa下平衡汽化曲線5。因考慮生產航空化工原料，限定爐出口溫度不超過360 ºC。由曲線5讀出360 ºC時的汽化率為17%（體），顯然e0<ef即在爐出口條件下，過汽化油和部分重部分重柴油處于液相。</p><p>　　進料帶入汽化段的熱量QF（P = 0.172 MPa，t = 358ºC）</p><p>　　進

93、料在爐出口處攜帶的熱量Q0（P = 0.207 MPa，t = 360ºC）</p><p>　　則，hF = 370.67×10/367200 = 1009 kJ/kg</p><p>　　h0 = 371.60×10/367200 = 1011 kJ/kg</p><p>　　核對結果表明h0略高于hF，則在設計的汽化段溫度358

94、ºC之下，既能保證所需的拔出率，爐出口溫度也不致超過允許溫度。</p><p>　　4.1.6 塔底溫度</p><p>　　取塔底溫度比汽化段溫度低6 ºC，即</p><p>　　358 – 6 = 352 ºC</p><p>　　4.1.7 塔頂及側線溫度的假設與回流熱分配</p><

95、p>　　1. 假設塔頂及各側線溫度</p><p><b>　　2. 全塔回流熱</b></p><p>　　則全塔回流熱Q =397.4110 - 326.0110 = 71.4010 kJ/h</p><p>　　3. 回流方式及回流熱分配</p><p>　　塔頂采用二級冷凝冷卻流程，塔頂回流溫度定為60 &

96、#186;C。采用兩個中段回流，第一個位于化工原料側線與輕柴油側線之間（第11~13層），第二個位于輕柴油側線與重柴油側線之間（20~22）。</p><p><b>　　回流熱分配：</b></p><p>　　4.1.8 側線及塔頂溫度校核</p><p>　　1. 重柴油抽出板（第27層）溫度</p><p>　　

97、第27層以下塔板的熱平衡</p><p>　　由熱平衡得 388.2810+845L =357.8510+1042L</p><p>　　L26=154467（kg/h） 或 L26=154467/346=447（kmol/h）</p><p>　　重柴油上方氣相總量 74+107+195+447+295=1118（kmol/h）</p&

98、gt;<p>　　重柴油蒸氣（即內回流）分壓為： 0.17×447/1118=0.0678MPa</p><p>　　由重柴油常壓恩氏蒸餾數據換算0.0678MPa下平衡汽化0點溫度。查《石油煉制工程》圖7-15和圖7-16先換算得常壓下平衡汽化數據，再用圖7-26換算成0.0678MPa下平衡汽化數據。</p><p>　　由上求得0.0678MPa下重柴油

99、的泡點溫度為315.9ºC，與原假設的315ºC很接近，可以認為原假設溫度是正確的。</p><p>　　2. 柴油抽出板（第18層）溫度</p><p>　　第18層以下塔板的熱平衡</p><p>　　由熱平衡得 391.0110+645L =362.3310+914L</p><p>　　L17=1047

100、581（kg/h） 或 L17=1047581/232=452（kmol/h）</p><p>　　輕柴油上方氣相總量 74+107+452+295+45.9=970.9（kmol/h）</p><p>　　輕柴油蒸氣（即內回流）分壓為： 0.166×452/970.9=0.077MPa</p><p>　　由輕柴油常壓恩氏蒸餾數據換算0.0

101、77MPa下平衡汽化0點溫度。先換算得常壓下平衡汽化數據，再用圖7-26換算成0.077MPa下平衡汽化數據。</p><p>　　由上求得0.077MPa下輕柴油的泡點溫度為259.0ºC，與原假設的260ºC很接近，可以認為原假設溫度是正確的。</p><p>　　3. 化工原料抽出板（第9層）溫度</p><p>　　第9層以下塔板的熱平衡

102、</p><p>　　由熱平衡得 3395.6710+431L =378.2610+723L</p><p>　　L8=57910（kg/h） 或 L8=57910/157=369（kmol/h）</p><p>　　化工原料上方氣相總量 </p><p>　　74+369+295+45.9+78.1=862（kmol/

103、h）</p><p>　　化工原料蒸氣（即內回流）分壓為： </p><p>　　0.161×452/862=0.0689MPa</p><p>　　由化工原料常壓恩氏蒸餾數據換算0.0689MPa下平衡汽化0點溫度。查《石油煉制工程》圖7-15和圖7-16先換算得常壓下平衡汽化數據，再用圖7-26換算成0.0689MPa下平衡汽化數據。</p&g

104、t;<p>　　由上求得0.0689MPa下化工原料的泡點溫度為174.1ºC，與原假設的175ºC很接近，可以認為原假設溫度是正確的。</p><p><b>　　4. 塔頂溫度</b></p><p>　　塔頂冷回流溫度 t0=60ºC，其焓值=161.3kJ/kg</p><p>　　塔頂溫度t

105、1=127ºC，回流（汽油）蒸氣的焓=636 kJ/kg</p><p><b>　　故，塔頂冷回流量為</b></p><p><b>　　L0 =Q/（+）</b></p><p>　　=35.710/（636-161.3）=75205 （kg/h）</p><p>　　塔頂油氣量（汽

106、油+內回流蒸氣）為：</p><p>　　8063/18=448（kmol/h）</p><p><b>　　塔頂油氣分壓 </b></p><p>　　P分 = 0.157×843/（843+448）=0.1025（MPa）</p><p>　　塔頂溫度為其油氣分壓下的露點溫度。由恩氏蒸餾數據換成汽油常壓露點

107、溫度為130.8ºC，又知其焦點溫度和焦點壓力依次為359ºC和4.652 MPa。拒此可在平衡汽化坐標紙上做出汽油的平衡汽化100%的p-t線，如圖，查得0.1025MPa下的露點溫度為131.5ºC，考慮不存在不凝氣，該溫度乘以系數0.97。</p><p>　　則，131.5×0.97=127.5（ºC）</p><p>　　與假設的

108、127ºC很接近，故原假設正確。</p><p>　　塔頂水汽分壓為： 0.157-0.1025=0.0545MPa</p><p>　　相應于此壓力下的飽和水蒸氣溫度為83 ºC，遠低于塔頂溫度127 ºC，故水蒸氣在塔頂處于過熱狀態(tài)，不會冷凝。</p><p>　　4.1.9全塔氣液負荷分布圖</p><p&g

109、t;　　1.第28層塔板氣液相負荷</p><p>　　第28層以下塔板的熱平衡</p><p>　　由熱平衡得 L27=135238（kg/h） 或 L27=135238/602=225（m³/h）</p><p>　　L27=135238/360=369（kmol/h） </p><p>　　V28 =276+74

110、+107+195+5310/18=1012（kmol/h）</p><p>　　V28=1012×0.082×（273+325）/1.688 = 29398（m³/h） （0.1705MPa=1.688atm）</p><p>　　第27層塔板氣液相負荷</p><p>　　由前得 L26=154467</p>

111、<p>　　或 L26=154467/600=257（m³/h） </p><p>　　L26=447（kmol/h）</p><p>　　V27 =447+74+107+195+5310/18=1118（kmol/h）</p><p>　　V27=1118×0.082×（273+315）/1.683 = 32029（

112、m³/h）</p><p>　　（0.170MPa=1.683atm）</p><p>　　3. 第23層塔板氣液相負荷</p><p>　　第23層以下塔板的熱平衡</p><p>　　由熱平衡得 L22=157627（kg/h） 或 L22=157627/607=260（m³/h）</p><

113、;p>　　L22=157627/292=540（kmol/h） </p><p>　　V23 =540+74+107+195+6136/18=1257（kmol/h）</p><p>　　V28=1257×0.082×（273+290）/1.668 = 34790（m³/h） （0.1685MPa=1.668atm）</p>&

114、lt;p>　　4. 第22層塔板氣液相負荷</p><p>　　第22層以下塔板的熱平衡</p><p>　　則L21=132389（kg/h）或 L21=132389/610=260（m³/h）=132389/278=476（kmol/h）</p><p>　　V22=476+74+107+195+6136/18=1193（kmol/h）</

115、p><p>　　V22=1193×0.082×（273+284）/1.66 = 32825（m³/h） （0.168MPa=1.66atm）</p><p>　　5. 第20層塔板氣液相負荷 （第20層以下塔板的熱平衡）</p><p>　　由熱平衡得 L19=111465（kg/h） </p><p

116、>　　或 L19=111465/614=260（m³/h）</p><p>　　L19=11154/253=441（kmol/h） </p><p>　　V20=441+74+107+195+6136/18=1158（kmol/h）</p><p>　　V20=1158×0.082×（273+272）/1.653 = 3

117、1307（m³/h） </p><p>　?。?.167MPa=1.653atm）</p><p><b>　　第二中段循環(huán)回流</b></p><p>　　取熱 =14.2810kJ/h</p><p>　　t1=284ºC 取t2=184ºC </p>&

118、lt;p>　　=0.809g/cm³</p><p>　　=749 kJ/kg =452 kJ/kg</p><p>　　則，=14.2810 /（749-452）=48081（kg/h）</p><p>　　6. 第19層塔板氣液相負荷（圖如上，只多一層塔板）</p><p>　　第19層以下塔板的熱平衡<

119、;/p><p>　　由熱平衡得 L18=113909（kg/h） 或 L18=113909/617=185（m³/h）</p><p>　　L19=113909/240=475（kmol/h） </p><p>　　V19=475+74+107+195+6136/18=1192（kmol/h）</p><p>　　V19=1

120、192×0.082×（273+266）/1.648 = 331968（m³/h） </p><p>　?。?.1665MPa=1.648atm）</p><p>　　7. 第18層塔板氣液相負荷</p><p>　　由前得 L17=104758（kg/h）</p><p>　　或 L17=1047

121、58/618=169（m³/h）</p><p>　　L17=452（kmol/h） </p><p>　　V18 =452+74+107+6316/18=974（kmol/h）</p><p>　　V18=974×0.082×（273+260）/1.643 = 25910（m³/h）</p><p>

122、　　（0.166MPa=1.643atm）</p><p>　　8. 第17層塔板氣液相負荷</p><p>　　第17層以下塔板的熱平衡</p><p>　　由熱平衡得 L16=126985（kg/h） 或 L16=126985/621=204（m³/h）</p><p>　　L16=126985/223=569（kmol/

123、h） </p><p>　　V17=569+74+107+7541/18=1169（kmol/h）</p><p>　　V17=1169×0.082×（273+251）/1.639 = 30665（m³/h） </p><p>　?。?.1665MPa=1.639atm）</p><p>　　9. 第1

124、4層塔板氣液相負荷（圖如上，只多三層塔板）</p><p>　　由下表的熱平衡得 L13=126750（kg/h） 或 L13=126750/634=200（m³/h）</p><p>　　L13=126750/197=644（kmol/h） </p><p>　　V14=644+74+107+7541/18=1244（kmol/h）</

125、p><p>　　V14=1244×0.082×（273+220）/1.628 = 30665（m³/h） </p><p>　?。?.1645MPa=1.628atm）</p><p>　　第14層以下塔板的熱平衡</p><p>　　10. 第13層塔板氣液相負荷</p><p>　　第

126、13層以下塔板的熱平衡</p><p>　　由熱平衡得 L12=108620（kg/h） 或 L12=108520/638=170（m³/h）</p><p>　　L12=108620/188.5=576（kmol/h） </p><p>　　V13=576+74+107+7541/18=1176（kmol/h）</p><