209万吨每年原油常减压蒸馏塔设计

目录I摘要IIAbstract1第一章总论11.1概述11.2常减压蒸馏工艺特征11.3常减压蒸馏技术选择11.4常减压蒸馏技术发展趋势21.5文献综述4第二章工艺简述42.1处理量的确定42.2原油来源及原油的评价数据42.3其它物性及条件42.4设计计算的主要内容52.5产品方案及常减压蒸馏7第三章常压塔的工艺计算73.1计算各油品的参数73.2原油实沸点与平衡汽化关系换算93.3石脑油馏分恩氏与平衡汽化的关系换算93.4喷气燃料馏分恩氏与平衡汽化的关系换算103.5柴油馏分恩氏与平衡汽化的关系换算103.6常减压蒸馏产品收率及物料衡算113.7决定气提方式并决定气提用量123.8选择塔板型式并决定各段塔板数123.9确定塔内各部位压力和加热炉出口压力133.10计算汽化段温度，确定塔底温度153.11常压精馏塔计算草图163.12塔顶及侧线的温度的假设与回流热分配173.13各侧线及塔顶温度的校核213.14全塔汽液相负荷分布图253.15画出本塔的气液负荷图27第四章常压塔的操作弹性计算274.1浮阀类型274.2基础数据284.3塔径计算294.4浮阀数及开孔率计算304.5溢流堰及降液管的选择314.6水力学计算334.7塔板的适宜操作区和负荷的上下限364.8塔高的计算37第五章减压塔工艺计算及说明375.1减压各馏分原始数据的计算395.2原料及产品的有关参数的计算395.3减一线恩氏蒸馏与平衡汽化的关系换算405.4减二线恩氏蒸馏与平衡汽化的关系换算405.5减三线恩氏蒸馏与平衡汽化的关系换算415.6减压10mmHg下的平衡汽化温度415.7物料平衡425.8确定塔板数425.9塔板压力及塔板压降425.10汽提蒸气用量435.11精馏塔计算草图435.12各侧线温度及塔顶温度的求定445.13全塔的热平衡445.14回流方式及回流热分配455.15侧线及塔顶温度的校核485.16全塔汽液相负荷分布图525.17汽液相负荷分布图53第六章减压塔工艺尺寸536.1塔径的计算及确定536.2填料层高度的确定546.3填料层压降计算546.4液体喷淋密度的验算546.5液体分布器的计算55第七章换热流程设计567.1原油一路的换热597.2原油二路换热607.3原油三路换热637.4热量利用率计算637.5所需换热器换热面积计算657.6原油一路的换热687.7原油二路换热697.8原油三路换热727.9热量利用率计算727.10所需换热器换热面积计算74第八章结论75参考文献76致谢摘要本次设计主要是对ESPO原油处理量能力为209万吨/年的常减压塔及换热流程的设计。常压塔的设计主要是依据所给的原油评价数据，对常压塔进行工艺计算，对减压塔进行工艺计算以及对换热流程的初步设计计算。设计的结果是：常压塔采取两侧线，常压塔塔顶生产汽油，两个侧线分别生产喷气燃料和柴油，体积收率依次为16.0%、13.3%、21.7%，塔板外径为4.2m,塔高为23.051m；减压塔采取三侧线,各侧线重量收率依次为19.3%、19.9%、11.6%，采用M252Y规整填料，上部塔径为6.4m,下部塔径为3.2m，塔高为10m；换热流程将原油分为三路分别逐级与产品换热。本次设计结果表明，参数的校核结果与假设值之间误差在允许范围内，其余均在经验值范围内，本次设计就此完成。关键词：常压蒸馏塔；减压蒸馏塔；换热流程AbstractThedesignismainlydesignedfortheESPOcrudeoil'satmosphericvacuumdistillationtowerandheatexchangerwhichprocessingcapacityis2090000tons/year.Thedesignoftheatmospherictowerismainlybasedontheevaluationofcrudedata,theatmospherictowerprocesscalculation,thevacuumtowerprocesscalculationandtheheatexchangeprocessofpreliminarydesigncalculations.Theresultofthedesignis:theatmospherictowertakestwosides,theproductionoftheoverheadlineisgasoline,twolaterallineswereproducingjetfuelanddiesel,volumeyieldare16.0%,13.3%,21.7%,platedimeteris4.2m,heightis23.051m;vacuumtowertakes3sidings,thelineweightyieldwere19.3%,19.9%,11.6%,usingM525Ystructuredpacking,uppertowerdimeteris6.4m,thelowertowerdimeteris3.2m,heightis10m,heattransferprocessofcrudeoilisdividedinto3wayaresequentialandproductofheatexchanger.Theresultofthedesignshowsthatthevaluebetweenparameter'scheckresultsandtheassumptioniswithintheerrorrange,theremainingvalueisintheexperience'srange,thedesignisdonethereon.Keywords:Atmosphericdistillationtower;Vacuumdistillationtower;Theheattransferprocess第一章总论1.1概述石油是极其复杂的混合物，要从原油中提炼出多种多样的燃料、润滑油和其他产品，基本途径是：将原油分割成不同沸程的馏分，然后按照油品的使用要求，除去这些六分钟的非理想组分，或者是经由化学转化形成所需要的组成，进而获得合格的石油产品。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。它能够将液体混合物按其所含组分的沸点或蒸汽压的不同而分离为轻重不同的各种馏分，或是分离为近似纯的产物。正因为这样，几乎所有的炼油厂中，第一个加工装置就是蒸馏装置，例如常减压蒸馏。1.2常减压蒸馏工艺特征原油常压精馏塔是常减压蒸馏装置的重要组成部分，此塔在接近常压下操作，故称常压塔。原油在常压塔里进行精馏，从塔顶馏出汽油馏分或重整原料油，从塔侧引出煤油和轻、重柴油等侧线馏分，塔底产物称常压重油。将原油350℃以上的高沸点馏分在减压和较低的温度下通过蒸馏取得叫做减压蒸馏，减压蒸馏的核心设备是减压精馏塔和抽真空设备。根据生产任务的不同，减压塔可分为润滑油型和燃料型减压塔，其特点是要求尽量避免油料发生分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分油。1.3常减压蒸馏技术方案选择原油炼制加工方案，主要根据其特性、市场需要、经济效益、投资力度等因素决定。石油炼制加工方案大体可以分为三种类型：（1）燃料型主要产品是用燃料的石油产品。除了生产部分重油燃料油外，减压馏分油和减压渣油通过各种轻质化过程转化为各种轻质燃料。（2）燃料－润滑油型除了生产燃料的石油产品外，部分或大部分减压馏分油和减压渣油还用于生产各种润滑油产品。（3）燃料－化工型除了生产燃料产品外，还生产化工原料和化工产品。本设计根据原油评价数据中硫含量为0.65w%，不低，粘度偏高可知选择燃料型加工方案为适宜方案。1.4常减压蒸馏技术发展趋势常压拨出率和馏分质量影响着直馏柴油的收率，对全厂的经济效益有重大的影响。目前，常压塔的发展趋势是塔盘数不断增加，塔盘效率不断提高。新设计的常压塔，其精馏段的塔盘数不应少于50层。适当增加塔盘数投资增加不多，得到的经济效益却非常显著。而减压蒸馏的趋势为改进减压蒸馏，发展润滑油和石蜡的生产，为了在减压塔获得必需的分馏精度，同时又尽量减少全塔压降，国内外的发展趋势都是采用全填料型的减压塔，同时不断改进填料分布器的结构，提高分馏效率，Mellapakplus等新型填料，已得到了广泛应用。1.5文献综述常减压蒸馏技术现状1.5.1国外蒸馏装置技术现状及发展趋势炼油厂的大型化是提高其劳动生产率和经济效益，降低能耗和物耗的一项重要措施。按2004年一月底的统计，全世界共有717座炼油厂，总加工能力4103Mt/a。其中加工能力在10Mt/a以上的炼油厂126座，分散在34个国家和地区，有16座加工能力在20Mt/a以上。现在单套蒸馏装置一般都在5Mt/a以上，不少装置已达到10Mt/a。现在最大的单套蒸馏装置处理量为15Mt/a。整体蒸馏装置将原油分为：常压渣油、含蜡馏分油、中间馏分油和石脑油组分。常压部分出常压渣油、中间馏分和石脑油以下的馏分。中间馏分在加氢脱硫分馏塔中分馏煤油、轻、重柴油，常压渣油进入高真空减压蒸馏，分馏出的蜡油作为催化裂化装置和加氢裂化装置的原料。整体蒸馏装置可以节省投资30％左右。电脱盐方面：以Petrolite和Howe-Beaket二公司的专利技术较为先进。Howe-Beaket技术主要为低速脱盐，Petrolite已在低速脱盐的基础上开发了高速电脱盐。塔内件方面：以Koch-Glitcsh、Sulzer和Norton为代表，拥有较先进的专利技术，公司开发出了SuperFRACI.SuperFRACV高效塔盘和Gempak填料，Sulzer在原有Mellapak填料的基础上开发了Mllapakplus和Optiflow高效填料。产品质量方面：国外蒸馏装置典型的产品分馏精度一般为：石脑油和煤油的脱空度ASTMD86(5%-95%)13℃；煤油和轻柴油的脱空度ASTMD86(5%-95%)-20℃；轻蜡油与重蜡油的脱空度ASTMD1160(5%-95%)5℃，润滑油基础油也基本满足窄馏分、浅颜色。1.5.2国内蒸馏装置技术现状我国蒸馏装置规模较小，大部分装置处理能力为2.5Mt/a，仅有几套装置的加工能力超过4.5Mt/a。我国蒸馏装置的总体技术水平与国外水平相比，在处理能力、产品质量和拨出率方面存在较大的差距。最近几年，随着我国炼油工业的发展，为缩短与世界先进炼油厂的差距，我国新建蒸馏装置正向大型化方向发展，陆续建成了镇海、高桥8Mt/a及西太平洋10Mt/a等大型化的蒸馏装置等，其中高桥为润滑油型大型蒸馏装置，拟建的大型蒸馏装置也基本为燃料型。我国蒸馏装置侧线产品分离精度差别较大，如中石化有些炼油厂常顶和常一线能够脱空，但尚有40%的装置常顶与常一线恩氏蒸馏馏程重叠超过10℃，最多重叠达86℃。多数装置常二线与常三线恩氏蒸馏馏程重叠15℃以上，实沸点重叠则超出25℃。润滑油馏分切割也同国外先进水平存在一定差距，主要表现在轻质润滑油馏分的发挥及中质润滑油馏分的残碳、颜色和安定性等方面存在差距较大。第二章工艺简述2.1处理量的确定根据任务书中所定：2XX万吨/年XX学号后两位数，则本设计的处理量为209万吨/年；根据正常生产和检修确定操作时间：8000小时/年2.2原油来源及原油的评价数据原油名称：ESPO原油原油产地：俄罗斯东西伯利亚管道原油ESPO原油20℃密度为845.6kg/m,属中质原油；硫含量不低，为0.65ω%，20℃及50℃的运动粘度分别为12.570mm/s、5.354mm/s；倾点低，小于-35℃；酸值低，为0.08mgKOH/g；盐含量高，为94.2mgNaCL/L；氮含量不高，为0.21ω%；残炭为2.51ω%；金属Ni、V含量含量低，分别为2.510μg/g及3.448μg/g；从馏程看,340℃前馏出量为59.0φ%，轻质油收率较高。其特性因数为12.2，归属含硫石蜡基原油注意:该原油盐含量较高，在原油加工过程中注意加强原油的脱盐、防腐工作。2.3其它物性及条件常压设两个中段循环回流,每个中段循环回流取热量为全塔回流热的30％;过汽化油为2％(重)。减压设为两个中段回流，每个中段回流取热量为全塔回流热的40%,过汽化度为2%，塔顶循环回流量为20%。汽提水蒸汽均采用过热水蒸汽:420℃,0.3MPa2.4设计计算的主要内容2.4.1常压蒸馏塔工艺计算：1)工艺参数计算；2)操作条件的确定；3).蒸馏塔各点温度核算；4).蒸馏塔汽、液负荷计算。2.4.2常压蒸馏塔尺寸计算：1)塔径计算；2)塔高计算。2.4.3常压蒸馏塔水力学计算2.4.4减压蒸馏塔工艺计算1)工艺参数计算；2)操作条件的确定；3).蒸馏塔各点温度核算；4).蒸馏塔汽、液负荷计算。2.4.5减压蒸馏塔尺寸计算2.4.6换热流程的热量计算1)各级换热最终温度的确定；2)热量利用率的计算；3)换热面积的计算。2.5产品方案及常减压蒸馏流程2.5.1产品方案设计的产品方案是：常压塔采取两侧线，常压塔塔顶生产汽油，汽油的馏程为初馏点到165℃；两个侧线分别生产喷气燃料和柴油，喷气燃料的馏程为165℃~240℃，柴油的馏程为240℃~350℃。减压塔采取三侧线，三个侧线的馏程依次为350℃~430℃,430℃~480℃,480℃~520℃。换热流程将原油分为三路分别逐级与产品换热。表2-1常压产品产率及其性质 产品名称 沸点范围℃ 产率%(重) 相对密度 特性因数 恩氏蒸馏数据,℃ 初 10% 30% 50% 70% 90% 终 石脑油 初~165 16.63 0.7093 12.24 34.2 60.3 86.8 106.4 125.7 144.5 151.2 喷气燃料 165~240 10.25 0.7870 11.96 159.0 181.2 190.6 199.4 208.5 224.7 232.5 柴油 240~350 22.23 0.8369 11.94 245.0 258.0 274.4 292.9 311.3 332.6 342.4 常压渣油 >350 48.98 0.9214 表2-2减压产品产率及其性质 产品名称 沸点范围℃ 产率%(重) 特性因数 相对密度 恩氏蒸馏数据,℃ 初 10% 30% 50% 70% 90% 终 减一线 350~430 19.3 11.92 0.885 352.86 369.25 377.23 388.26 401.76 405.5 减二线 430~480 19.9 12.11 0.896 423.54 430.65 442.58 449.63 453.64 462.60 减三线 480~520 11.6 12.30 0.898 471.26 480.21 483.67 486.99 489.44 490.71 减压渣油 >520 49.2 0.9650 2.5.2常减压蒸馏流程从原油的处理过程来看，上述常减压蒸馏装置分为原油初馏（预汽化）、常压蒸馏和减压蒸馏三部分，油料在每一部分都经历一次加热——汽化——冷凝过程，故称之为“三段汽化”。如从过程的原理来看，实际上只是常压蒸馏与减压蒸馏两部分，而常压蒸馏部分可采用单塔（仅用一个常压塔，不用初馏塔）流程或者用双塔（用初馏塔和常压塔）流程。国内大型炼油厂的原油蒸馏装置多采用的典型三段汽化常减压蒸馏流程：图2-1常减压塔的工艺流程图本次设计仅采用常压塔和减压塔双塔操作。第三章常压塔的工艺计算3.1计算各油品的参数经过系列计算，将各油品性质绘制为下表：表3-1原料及产品的有关参数 名称 体积平均沸点 恩氏蒸馏90~10%斜率 立方均沸点/ 中平均沸点/ 特性因数K 分子量M 临界温度/℃ 临界压力/Mpa 焦点压力/Mpa 焦点温度/℃ 比重指数 石脑油 104.7 1.0525 102.1 98.1 12.24 103 276.9 0.121 2.87 345.2 66.6 喷气燃料 200.9 0.5438 199.8 198.2 11.96 164 387.0 0.089 0.75 413.7 47.25 柴油 293.8 0.9325 292.3 289.5 11.94 239 478.0 0.068 0.55 501.1 36.69 原油 - - - - 12.20 - 3.2原油实沸点与平衡汽化关系换算 序号 馏出温度℃ 窄馏分 序号 馏出温度℃ 窄馏分 序号 馏出温度℃ 窄馏分 重，% ρ20,g/cm3 重，% ρ20,g/cm3 重，% ρ20,g/cm3 1 65 3.9 0.6412 9 220 24.29 0.7968 17 425 57.48 0.8866 2 80 5.89 0.6895 10 240 26.88 0.8054 18 450 62.81 3 100 7.98 0.7102 11 250 28.20 0.8127 19 470 66.77 4 120 10.34 0.7238 12 275 32.89 0.8211 20 500 71.40 5 140 12.73 0.7387 13 300 41.68 0.8344 21 520 73.99 6 165 16.63 0.7536 14 320 46.02 0.8478 22 >520 98.09 7 180 18.87 0.7663 15 350 49.11 0.8590 8 200 21.98 0.7769 16 395 52.88 0.8788 已知原油的实沸点蒸馏数据见表3-2：表3-2原油实沸点蒸馏数据1、由表3-2的相关数据绘制下图2、由:馏分体积%=馏分的重量%×原油相对密度/馏分油相对密度可计算每馏分占原油体积%，得下图由图3-2可得到下表：表3-1原油常压实沸点蒸馏数据 汽化（体积分数），% 0 10 30 50 70 温度，℃ 21.1 100.3 228.1 343.1 479.0经过一系列换算，将结果绘制下表：表3-2原油常压平衡汽化蒸馏数据 汽化（体积分数）% 0 10 30 50 70 平衡蒸发各点参考温度/℃ 97.8 144.2 237.0 329.8 422.6 实际平衡汽化各点温差/℃ -4.02 0.00 0.53 -3.29 13.20 实际平衡汽化温度/℃ 93.78 144.2 237.53 326.51 435.80依表3-2画出原油的常压平衡汽化曲线,如下图3-3所示：图3-3原油平衡汽化蒸馏曲线（体积分数）3.3石脑油馏分恩氏与平衡汽化的关系换算石脑油恩氏蒸馏10%～70%点斜率=（125.7－60.3）／（70－10）=1.09（℃／%）查《石油炼制》图6-10得：平衡汽化50%点温度－恩氏蒸馏50%点温度=－15.2（℃）故平衡汽化50%点温度=106.4－15.2=91.2（℃）将石脑油最终换算的平衡蒸发温度汇总为表3-6所示：表3-3石脑油平衡蒸发温度(0.101Mpa) 恩氏蒸馏，(体)% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡蒸发温差，℃平衡蒸发50%点温差，℃平衡蒸发温度，℃ 34.2 60.3 86.8 106.4 125.7 144.5 151.2 26.126.519.619.318.86.710.015.99.39.28.02.4106.4－15.2=91.2 56.0 66.0 81.9 91.2 100.4 108.4 110.83.4喷气燃料馏分恩氏与平衡汽化的关系换算喷气燃料恩氏蒸馏10%～70%点斜率=（208.5－181.2）/（70－10）=0.455（℃／%）查《石油炼制工程》图6-10得：平衡汽化50%点温度－恩氏蒸馏50%点温度=2.1（℃）故平衡汽化50%点温度=199.4＋2.1=201.5（℃）将喷气燃料最终换算的平衡蒸发温度汇总为表3-4所示：表3-4喷气燃料平衡蒸发温度(0.101Mpa) 恩氏蒸馏，(体)% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡蒸发温差，℃ 159.0 181.2 190.6 199.4 208.5 224.7 232.5 22.29.48.89.116.27.88.45.83.74.25.81.9 平衡蒸发50%点温差，℃平衡蒸发温度，℃ 199.4＋2.1=201.5 183.6 192.0 197.8 201.5 205.7 211.5 213.43.5柴油馏分恩氏与平衡汽化的关系换算柴油恩氏蒸馏10%～70%点斜率=（320.4－261.2）／（70－10）=0.987（℃／%）查《石油炼制工程》图6-10得：平衡汽化50%点温度－恩氏蒸馏50%点温度=7.9（℃）故平衡汽化50%点温度=299.3＋7.9=307.2（℃）将喷汽燃料最终换算的平衡蒸发温度汇总为表3-5所示：表3-5柴油平衡蒸发温度(0.101Mpa) 恩氏蒸馏，(体)% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡蒸发温差，℃平衡蒸发50%点温差，℃平衡蒸发温度，℃ 245.0 261.2 278.8 299.3 320.4 346.5 359.2 16.217.620.521.126.112.75.49.39.410.112.42.7299.3＋7.9=307.2 283.1 288.5 297.8 307.2 317.3 329.7 332.43.6常减压蒸馏产品收率及物料衡算3.6.1切割点和产品收率的确定切割点的确定方法以喷气燃料和柴油之间切割点的确定为例，由前面的计算可知：喷气燃料的实沸点终馏点是242.5℃，柴油的实沸点初馏点是207.9℃.则：喷气燃料和柴油之间的切割点=（242.5＋207.9）/2=225.2℃在图3-1原油实沸点蒸馏曲线上225.2℃处作一水平线交曲线一点，以此点做垂线交横轴质量分数，此点值为27.1%按同样的方法可找出石脑油和喷气燃料切割点对应的横坐标值为13.7%，由此可确定喷气燃料的质量收率为：27.1%-13.7%=13.4%同样的方法在图3-2上确定喷气燃料的体积收率为：29.3%-16.0%=13.3%同理可确定各产品的切割点和收率，结果如下表：表3-6原油常压切割方案 产品 实沸点切割点/℃ 实沸点沸程/℃ 收率/% 密度 恩氏蒸馏温度/℃ 体积 质量 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 石脑油 142.4 11.9~156.9 16.0 13.7 0.7093 34.2 60.3 86.8 106.4 125.7 144.5 151.2 喷气燃料 225.2 127.9~242.5 13.3 13.4 0.7870 159.0 181.2 190.6 199.4 208.5 224.7 232.5 柴油 359 207.9~359.0 21.7 24.7 0.8369 245.0 258.0 274.4 292.9 311.3 332.6 342.43.6.2物料衡算物料平衡可由同一原油，同一产品方案的相同装置的常压塔的生产数据确定，确定后列物料平衡表：表3-7物料平衡表（按每年开工8000小时计） 物料 产率（%） 年处理量Mt/a 时处理量kg/h 分子流量kmol/h 体积 质量 石脑油 16.0 13.7 28.63 35791.25 347.49 喷气燃料 13.3 13.4 28.01 35007.5 213.46 柴油 21.7 24.7 51.62 64528.75 269.99 重油 49.0 48.2 100.74 125922.5 - 总和 100 100 209 261250 原油 100 100 209 261250 -3.7决定气提方式并决定气提用量只有塔底重油采用过热水蒸气汽提，使用的是温度为420℃、压力为0.3MPa的过热水蒸气，参考《石油炼制工程》表6-16取定汽提水蒸汽用量如下表：表3-8汽提水蒸气用量 油品 质量分数（对产品），% kg/h 塔底重油 3 3777.68 合计 - 3777.683.8选择塔板型式并决定各段塔板数3.8.1塔板型的选择根据设计要求和实际情况，采用板式塔。各种板式塔有关结构性能比较如下表：表3-9各种塔板比较 塔板 优点 缺点 泡罩塔板 不容易发生漏液现象，有较好的操作弹性，对脏物不敏感 结构复杂造价高，塔板压降大，雾末夹带现象严重．塔板效率均匀 筛板 结构简单，造价低，气体，压降小 操作弹性地，筛孔小，易堵塞 浮阀塔板 生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降小，结构简单，造价低 不宜处理易结焦，或黏度大 喷射型塔板 开孔率较大，可采用较高的空塔气速，生产能力大，塔板效率高 操作弹性大．气相夹带本次设计常压塔板选用浮阀塔塔板。3.8.2各段塔板数的确定决定本常压石油分馏塔的塔板数如下表：表3-10塔板数的确定 被分离的馏分 塔板数 石脑油—喷气燃料 9 喷气燃料—柴油 6 柴油—汽化段 3 进料—塔底 4取两个中段循环回流，每个中段循环回流用3层换热塔板，所以全塔的换热塔板数共为6层，全塔塔板数28层。3.9确定塔内各部位压力和加热炉出口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0.5kPa(4mmHg)，则推算得常压塔各关键部位的压力如下(单位MPa)：塔顶压力0.157；常一线抽出板（第12层）上压力=0.157+11×0.5×10-3=0.163；常二线抽出板（第21层）上压力=0.157+20×0.5×10-3=0.167；汽化段压力（第24层下）压力=0.157+24×0.5×10-3=0.169；取转油线压力降为0.035MPa，则加热炉出口压力为：0.169＋0.035=0.204MPa3.10计算汽化段温度，确定塔底温度3.10.1计算汽化段中进料的汽化率根据《塔的工艺计算》表1-7，过汽化量选定占进料重量的2%（体积为2.03%）即过汽化油量为5225千克/时，其中过汽化油量占进料体积占2.03%。要求进料在汽化段的汽化率为eF为：eF（体积分数）=（16.0+13.3+21.7+2.03）%=53.03%3.10.2汽化段的油汽分压汽化段各物料量流量如表3-11：表3-11汽化段物料流量表 汽化段物料 流量（kmol/h） 石脑油 347.49 喷气燃料 213.46 柴油 269.99 过汽化油 17.42 油汽量合计 848.36其中过汽化油的相对分子量取300。则塔底汽提水蒸气用量=3777.68/18=209.87kmol/h由此计算得汽化段的油气分压为0.169×848.36/（848.36＋209.87）=0.132(MPa)3.10.3汽化段温度的初步求定从图3-3可查得在常压下汽化率53.03%（体积分数）时的温度为343.1℃，此即为欲求的汽化段的温度tF。再按《石油化工工艺计算图表》图6-1-18烃类与原油窄馏分的蒸汽压图换算为汽化段油气分压0.132MPa条件下的温度为361℃，由图3-4所示。图3-4油气分压0.132Mpa的温度图3.10.4汽化段温度的校核校核的主要目的是看由要求的加热炉出口温度是否合理。校核的方法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（体积分数）=53.03%，=361℃时，进料在汽化段中的焓计算结果如表3-10所示。所以=270.1×106/261250=1033.9（kJ/kg）表3-12进料带入汽化段的热量（P=0.169MPa，t=361℃） 油料 焓，kJ/kg 热量，kJ/h 气相 液相 石脑油 1189 - 1189×35791.25=42.56×106 喷气燃料 1147 - 1147×35007.5=40.15×106 柴油 1130 - 1130×64528.75=72.92×106 过汽化油 1118 - 1118×5225=5.84×106 重油 - 900 900×120697.5=108.63×106 合计 - - =270.1×106再按上述方法作出原油在加热炉出口压力0.204MPa下的平衡汽化曲线，因考虑到生产喷气燃料，限定炉出口温度为不超过370℃，读出在370℃时的汽化率为49.27%（体积分数）。显然，<,即在加热炉出口条件下过汽化油和部分常二线产品处于液相，据此可算出在加热炉出口条件下的焓值。表3-13进料在加热炉出口携带的热量（P=0.204MPa，t=370℃） 物料 焓，kJ/kg 热量，kJ/h 气相 液相 石脑油 1223 - 1223×35791.25=43.77×106 喷气燃料 1181 - 1181×35007.5=41.34×106 柴油 气相 1156 - 1156×62357.6=72.09×106 液相 - 1001 1001×2171.15=2.17×106 重油 - 929 929×125922.5=116.98×106 合计 - - Q0=276.36×106所以=276.36×106/261250=1057.8kJ/kg显然=1057.8kJ/kg>=1033.9kJ/kg，校核结果表明略高于，所以在设计的汽化温度361℃之下，既能保证所需的拔出率（体积分数53.03%），炉出口温度也不至于超过允许限度。3.10.5塔底温度取塔底温度比汽化段温度低7℃，即361-7=354（℃）。3.11常压精馏塔计算草图将塔体、塔板、进料及产品进出口、中段循环回流位置、汽提返塔位置、塔底汽提点等绘成草图如图3-4所示。图3-5常压精馏塔计算草图3.12塔顶及侧线的温度的假设与回流热分配3.12.1假设塔顶及各侧线的温度参考同类装置的操作数据，先假定塔顶及各侧线抽出温度如下：塔顶温度：107℃；喷气燃料抽出板（第12层）温度：180℃柴油抽出板（第21层）温度：280℃3.12.2全塔回流热先判断是饱和还是过热水蒸气。再根据《化工热力学》附录查水蒸汽的焓值并计算列表如下：按上述假设的温度条件作全塔热平衡（见表3-14），由此求出全塔回流热。所以，全塔回流热Q=（282.6－206.1）×106=76..5×106kJ/h表3-14全塔热平衡 物料 流量 密度 操作条件 焓，kJ/kg 热量 kg/h 压力，MPa 温度，℃ 气相 液相 kJ/h 入方 进料 261250 0.8456 0.169 361 — — 汽提水蒸气 3777.7 — 0.3 420 3316 — 合计 265027.7 — — — — — 出方 石脑油 35791.25 0.7093 0.157 107 611 — 喷气燃料 35007.5 0.787 0.163 180 — 448 柴油 64528.75 0.8369 0.169 280 — 727 渣油 125922.5 0.9214 0.172 354 — 885 水蒸气 3777.7 — 0.157 107 2700 — 合计 265027.7 — — — — — 3.12.3回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60℃。采用两个中段回流。第一个回流介于塔顶与常一线之间（第3～5层），第二个回流介于常一线与常二线之间（第14～16层）。计算结果如表3-15所示：表3-15回流热如下分配（回流热配比4:3:3） 回流热 % 热量，kJ/h 塔顶 40 30.6×106 第一中段回流 30 22.95×106 第二中段回流 30 22.95×1063.13各侧线及塔顶温度的校核校核由下而上进行。3.13.1柴油抽出层（第21层）温度校核按范围做21层以下的热平衡表图3-6第21层以下塔段的热平衡图由热平衡得：282.63×106＋708L=242.77×106＋942L所以，内回流L=170342（kg/h）柴油抽出层上柴油内回流千克分子数为（取内回流的分子量M=239）170342/239=721.7（kmol/h）柴油抽出板上方气相总量为：347.49+213.46+269.99+848.36=1679.3（kmol/h）柴油蒸汽（即内回流）分压为：0.167×721.7/1679.3=0.072（MPa）表3-16第21层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度g/cm3 操作条件 焓kJ/kg 热量kJ/h 压力，MPa 温度，℃ 气相 液相 入方 进料 261250 0.8456 0.169 361 - - 270.1×106 汽提蒸汽 3777.68 - 0.3 420 3316 - 12.53×106 内回流 L 0.8250 0.167 ～275 - 708 708L 合计 265027.68+L - - - - - 282.63×106＋708L 出方 常顶 35791.25 0.7093 0.167 280 992 - 35.5×106 常一线 35007.5 0.7870 0.167 280 963 - 33.71×106 常二线 62357.6 0.8369 0.167 280 - 727 50.28×106 常底 125922.5 0.9214 0.171 354 - 888 111.82×106 水蒸气 3777.68 - 0.167 280 3033 - 11.46×106 内回流 L 0.8250 0.167 280 942 - 942L 合计 265027.68+L - - - - - 242.77×106＋942L由柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.072MPa下平衡汽化0%点温度。由《石油炼制工程》图6-24查得0.072MPa下平衡蒸发30%的温度是293.8由于5～760毫米汞柱范围不同压力下的平衡蒸发各段温差是相等的，柴油馏出10-30%、0-10%的平衡蒸发温差分别为9.3℃、5.4℃，所以0.084MPa下平衡蒸发0%点温度为：293.8-9.3-5.4=279.1表3-17柴油平衡蒸发温度(0.084Mpa) 恩氏蒸馏，(体)% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡蒸发温差，℃平衡蒸发50%点温差，℃常压平衡蒸发温度，℃ 245.0 261.2 278.8 299.3 320.4 346.5 359.2 16.217.620.521.126.112.75.49.39.410.112.42.7299.3＋7.9=307.2 283.1 288.5 297.8 307.2 317.3 329.7 332.4 0.084MPa平衡汽化温度，℃ 280.3 285.7 295.0 304.4 314.5 326.9 329.6由上求得的在0.072MPa下常二线抽出板的泡点温度为279.1℃，与原假设的280℃很接近，可以认为原假设温度是正确的。3.13.2喷气燃料抽出板按范围做12层以下的热平衡表表3-18第12层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度g/cm3 操作条件 焓kJ/kg 热量kJ/h 压力/MPa 温度/℃ 气相 液相 入方 进料 261250 0.8456 0.169 361 - - 270.1×106 汽提蒸汽 3777.7 - 0.3 420 3316 - 12.5×106 内回流 L 0.7683 0.163 ～175 - 387 340L 合计 265027.7+L - - - - - 282.6×106＋387L 出方 常顶 35791.25 0.7093 0.163 180 745 - 26.66×106 常一线 35007.5 0.7870 0.163 180 - 453 15.86×106 常二线 64528.75 0.8369 0.167 280 - 727 46.91×106 常底 125922.5 0.9214 0.172 354 - 888 111.82×106 水蒸气 3777.7 - 0.163 180 2832 - 16.37×106 内回流 L 0.7683 0.163 180 773 - 733L 第二中段回流 - - - - - - 22.95×106 合计 266834.49+L - - - - - 234.9×106＋773L由热平衡得282.6×106＋387L=234.9×106＋773L所以，内回流L=123575.2（kg/h）喷气燃料抽出层上喷气燃料内回流千克分子数为（取内回流的分子量M=163）123575.2/163=758.1（kmol/h）常一线抽出板上方气相总量为：347.49+310.25+758.1=1415.9（kmol/h）常一线蒸汽（即内回流）分压为：0.163×758.1/1415.9=0.09（MPa）由喷气燃料常压恩氏蒸馏数据换算0.09MPa下平衡汽化0%点温度。由《石油炼制工程》图6-24查得0.09MPa下平衡汽化30%的温度是194.6由于5～760毫米汞柱范围不同压力下的平衡蒸发各段温差是相等的，柴油馏出10-30%、0-10%的平衡蒸发温差分别为5.8℃、8.4℃，所以0.09MPa下平衡汽化0%点温度为：194.6-5.8-8.4=180.4表3-19喷气燃料平衡蒸发温度（0.09Mpa) 恩氏蒸馏，(体)%恩氏蒸馏，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡蒸发温差，℃ 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 159.0 181.2 190.6 199.4 208.5 224.7 232.5 22.29.48.89.116.27.88.45.83.74.25.81.9 平衡蒸发50%点温差，℃平衡蒸发温度，℃ 199.4＋2.1=201.5 183.6 192.0 197.8 201.5 205.7 211.5 213.4 0.1011MPa平衡汽化温度，℃ 180.4 188.8 194.6 198.3 202.5 208.3 210.2由上求得的在0.09MPa下常二线抽出板的泡点温度为180.4℃，与原假设的180℃很接近，可以认为原假设温度是正确的。3.13.3塔顶温度塔顶冷回流温度＝60℃。其焓值＝163.3kJ/kg塔顶温度＝107℃，回流（汽油）蒸汽的焓＝611kJ/kg。故塔顶冷回流量为：＝Q/（－）＝22.84×106/（611－163.3）＝51016.3（kg/h）塔顶油气量（汽油＋内回流蒸汽）为：（51016.3＋35791.25）/103＝842.79（kmol/h）塔顶水蒸气流量为：6634.71/18＝368.6（kmol/h）塔顶油气分压为：0.157×842.79/（842.79＋368.6）＝0.1092（MPa）图3-7石脑油的露点线相图塔顶温度应该是石脑油在其油气分压下的露点温度。由恩氏蒸馏数据换算得石脑油常压露点温度为110.8℃。已知其焦点温度和压力依次为345.2℃和2.87MPa，据此可在平衡汽化坐标纸上作出石脑油平衡汽化100%点的p—t线，由该相图可读出油气分压为0.1092（MPa）时的露点温度为110℃（如图3-6）。考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为106.8℃，与原假设温度107℃很接近，故原假设正确。最后验证一下在塔顶条件下水蒸气是否会冷凝。塔顶水蒸气分压为：0.157-0.1092=0.0478MPa相应于此压力下的饱和水蒸气的温度为78℃，远低于塔顶107℃，故在塔顶水蒸气处于过热状态，不会冷凝。3.14全塔汽液相负荷分布图选取塔内几个有代表性的部位（如塔顶、第一层板下方、各侧线抽出板上方、中段回流进出口处、汽化段及塔底汽提段），求出这些位置的气、液负荷，就可以作出全塔气、液相负荷分布图。由于前面的计算结果，第一层，第十二层，第二十一层的汽液负荷已求出，再计算第五层（第一中段回流出口），第十五层（第二中段回流出口），第二十四层（进料）汽液相负荷。3.14.1第1块塔板下的气液相负荷已知：=107℃,=114℃,M=104,=0.1575MPa=1.55atm查《石油炼制工程》图3.14得=620kJ/kg=262kJ/kg已知，=22.84×106kJ/h，则=/(-)=22.84×106/（620-262）=63799（kg/h）=63799/(0.7138×1000)=89.4=35791.25/103+6334.71/18+63799/104=1312.9kmol/h=3.14.2第5层塔板下汽液相负荷已知：=130,=145,M=132,=0.159MPa=1.58atm表3-20第5层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度g/cm3 操作条件 焓kJ/kg 热量kJ/h 压力MPa 温度，℃ 汽相 液相 进料 261250 0.8456 0.169 361 - - 270.1×106 汽提蒸汽 3777.68 - 0.3 420 3316 - 12.5×106 内回流 L 0.7420 0.1600 ～130 - 330 330L 合计 265027.7+L - - - - - 282.6×106+330L 常顶 35791.25 0.7093 0.1600 145 682 - 24.41×106 常一线 35007.5 0.7870 0.163 180 - 453 15.86×106 常二线 64528.75 0.8369 0.168 280 - 727 46.91×106 常底 125922.5 0.9214 0.172 354 - 888 111.82×106 水蒸气 3777.68 - 0.1600 145 2761 - 10.4×106 内回流 L 0.7420 0.1600 145 666 - 666L 二段取热 - - - - - - 22.95×106 合计 265027.7+L - - - - - 232.35×106+666L由热平衡得282.6×106＋330L=232.35×106＋666L所以,内回流L=149553.6kg/h第5层上内回流千克分子数为（取内回流的分子量M=132）149553.6/132=1133kmol/h第6层抽出板上方汽相总量为：347.49+3777.7/18+1133=1690.4kmol/h所以液相负荷=149533.6/(0.7420×1000)=202m3/h气相负荷3.14.3第15层塔板下汽液相负荷已知：=242,=250,M=180,=0.165MPa=1.63atm表3-21第15层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度g/cm3 操作条件 焓kJ/kg 热量kJ/h 压力，MPa 温度，℃ 汽相 液相 进料 261250 0.8456 0.169 361 - - 270.1×106 汽提蒸汽 3777.7 - 3 420 3316 - 12.5×106 内回流 L 0.806 0.165 ～242 - 664 664L 合计 265027.7+L - - - - - 282.6×106+664L 常顶 35791.25 0.7093 0.165 250 913 - 32.68×106 常一线 35007.5 0.7870 0.165 250 892 - 31.23×106 常二线 64528.75 0.8369 0.168 280 - 727 46.91×106 常底 125922.5 0.9214 0.172 354 - 888 111.82×106 水蒸气 3777.7 - 0.165 250 2972 - 11.2×106 内回流 L 0.806 0.165 250 921 - 921L 合计 265027.7+L - - - - - 233.8×106+921L由热平衡得282.6×106＋664L=233.8×106+921L所以,内回流L=189883.3kg/h第15层下内回流千克分子数为（取内回流的分子量M=180）189883.3/180=1054.9kmol/h第16层板上方汽相总量为：347.49+213.46+3777.7/18+1054.9=1825.7kmol/h所以液相负荷=189883.3/(0.806×1000)=235.6m3/h气相负荷3.14.4第24块板下的汽液相负荷已知：=343,=361,M=300,=0.169MPa=1.67atm表3-22第24层以下塔段的热平衡 物料 流率kg/h 密度g/cm3 操作条件 焓kJ/kg 热量kJ/h 压力，MPa 温度，℃ 汽相 液相 进料 261250 0.8456 0.169 361 - - 270.1×106 汽提蒸汽 3777.68 - 0.3 420 3316 - 12.53×106 内回流 L 0.8594 0.169 ～343 - 901 901L 合计 265027.68+L - - - - - 282.63×106+901L 常顶 35791.25 0.7093 0.169 361 1172 - 41.95×106 常一线 35007.5 0.7870 0.169 361 1147 - 40.15×106 常二线 64528.75 0.8369 0.169 361 1118 - 72.14×106 常底 125922.5 0.9214 0.172 354 - 888 111.82×106 水蒸气 3777.68 - 0.169 361 3195 - 12.07×106 内回流 L 0.8594 0.169 361 1009 - 1009L 合计 265027.68+L - - - - - 278.13×106+1009L由热平衡得282.63×106＋901L=278.13×106+1009L所以,内回流L=41667kg/h第25层上内回流千克分子数为（取内回流的分子量M=300）：41667/300=139kmol/h第25层上方汽相总量为：347.49+213.46+269.99+3777.68/18+139=1179.81kmol/h所以液相负荷=41667/(0.8594×1000)=48.5m3/h气相负荷3.14.5喷气燃料抽出层塔板下气、液相负荷液相负荷=L/ρ=气相负荷3.14.6柴油抽出层塔板下气、液相负荷液相负荷=L/ρ=气相负荷表3-27各层塔板汽、液相负荷 板号 液相负荷L，m3/h 气相负荷V,m3/h 1 89.4 2 26890.14 5 202 6 36684 12 161 32678.5 15 235.6 16 48048.7 21 206.5 45885.7 24 48.5 25 36736.83.15画出本塔的气液负荷图图3-8全塔汽液相图第四章常压塔的操作弹性计算4.1浮阀类型本次设计采用浮阀式塔板。浮阀塔板在石油化学工业上广泛应用在加压、常压、减压下的精馏、稳定、吸收、脱吸等传质过程中。浮阀塔板与常用的圆泡帽、筛板、舌形塔板的几点比较如下：（1）处理能力较舌形、筛孔塔板径小些，比圆泡塔板的处理能力约大20～40%（2）操作弹性较圆泡帽、舌形、筛板大。在很宽的气液相负荷变化范围内，浮阀塔板能保持较高的效率。（3）干板压力降较舌形、筛板大，比泡帽塔板小。塔板上的液面梯度也较小。（4）雾沫夹带量比舌形、泡帽小，比筛板略大。（5）结构较简单，安装较方便；制造费用为泡帽塔塔板的60～80%，为筛板的120～130%。因为第16块板处的气相负荷最大，因此选取此处数据为设计依据。根据《塔设备设计》表3-6得表4-1选用的浮阀塔参数 标记 基本参数 塔盘板厚S H L 材质 阀片厚度 阀片重量 F1Z-3B 2 33 3 11.5 15.5 1Cr18Ni9Ti4.2基础数据以汽、液相流量最大的点第16块板为设计依据。进入塔板的气体：密度＝＝6.828流率＝51021.1/3600＝14.17进入塔板的液体：密度＝806.0流率＝255.5/3600＝0.071起泡倾向：轻微操作条件：操作压力165KPa；操作温度250℃4.3塔径计算4.3.1板间距的选取选间距为：4.3.2计算塔板汽相空间截面积上最大的允许气体速度其中，──────汽相重度，kg/m3──────液相重度，kg/m3──────塔板间距，m──────气体体积流率，m3/s──────液体体积流率，m3/s4.3.3适宜的气体操作速度取系统因数由于选取的板间距，故选定安全系数K=0.83故适宜的气体操作速度为=0.830.981.50=1.22（m/s）4.3.4计算气相空间截面面积按《塔的工艺计算》式（5-3）计算──────计算的气相空间截面积，4.3.5计算降液管内液体流速当>0.75:==0.160（m/s）取两值中较小的:取(m/s)4.3.6计算降液管面积取两值中较大者:取4.3.7计算塔横截面积和塔径计算塔横截面积计算塔径4.3.8采用的塔径及设计的空塔气速根据浮阀塔直径系列，选取采用的塔径D为：D=4.2m采用的塔截面面积：采用的空塔气速：采用的降液管面积：采用的降液管面积占塔截面面积的百分数：4.4浮阀数及开孔率计算4.4.1计算浮阀孔的临界速度阀孔临界速度按《塔的工艺计算》式（5-14）为：相应的阀孔动能因数为：4.4.2计算塔板开孔率开孔率可按《塔的工艺计算》式(5-13)求得为：==28.0%其中，──────开孔率，%；──────阀孔气速，。4.4.3确定浮阀数浮阀孔总面积：浮阀数：（个）(对型浮阀取米)4.5溢流堰及降液管的选择4.5.1液体在塔板上的流动形式据《塔的工艺计算》表5-3选用双溢流。4.5.2决定溢流堰、降液管由从《塔的工艺计算》图5-8查得：所以堰长堰宽：4.5.3溢流堰高度及塔板上的清液层高度的选择本系统采用液膜控制，为了保证有较高的塔板传质效率，同时考虑塔板压力降及泄露情况，取堰高为25mm。从《塔的工艺计算》图5-5查得堰上液层高度为：塔板上清夜层高度为：4.5.4液体在降液管内的停留时间及流速液体在降液管内的停留时间：降液管流速：4.5.5降液管底缘距塔板高度取降液管底缘出口处流速为0.3m/s4.6水力学计算4.6.1塔板压降1、由《塔的工艺计算》式（5-30）计算干板压力降2、气体通过塔板上液层的压力降由《塔的工艺计算》式（5-34）计算气体通过上液层的压力降==0.0561（米液柱）忽略液层表面张力造成的压力降，则气体通过塔板的总压力降为：（米液柱）4.6.2雾沫夹带量1、由所以A=0.159n=0.95，故取=0.7为液体表面张力：由其中，为十六层临界温度，由十二层和二十一层的临界温度用插值法求得：查《石油化工工艺计算图表》图8-1-1得K=11.95解得：（达因/厘米）气体粘度M和P为十六层分子量和临界压力，分别为180和1.93=0.002厘泊厘泊=0.0021.02=千克秒/米从而==0.780故由《塔的工艺计算》式（5-36）得：夹带量千克（液体）/千克（气体）〈10%4.6.3泄露量取泄露时阀孔的动能因数为小于设计时的阀孔动能因数（9.56）4.6.4淹塔情况设该塔不设内堰，液相流过一层塔板时所需克服的压力降为：其中：，0.0871+0.081+0.01377=0.1816（米液柱）≦（0.4～0.6）（）所以满足要求，不会发生淹塔情况。4.6.5降液管负荷计算降液管内的允许最大流速：==0.193(m/s)取小值现在设计的降液管流速为0.0517m/s小于0.1666m/s,所以降液管没有超负荷。4.7塔板的适宜操作区和负荷的上下限4.7.1雾沫夹带线取e=10%为雾沫夹带上限，即化简后得：当假设一个液体负荷，即可算出和它对应的空塔气速，就可以在适宜操作区的座标图上得出一点。适当的算出几点，就可以画出雾沫夹带线。而，EMBEDEquation.3，其中，，，近似取E＝1，在操作范围内取若干个值，相应的计算结果如下表4-2。表4-2雾沫夹带数据 点 ， ， ， ， 1 70 23.50 48.50 2.69 2 110 31.77 56.77 2.39 3 150 39.07 64.07 2.23 4 190 45.74 70.74 2.11 5 230 51.95 76.95 2.03 6 250 54.92 79.92 1.99 7 270 57.81 82.81 1.96 8 300 62.02 87.02 1.92 9 400 75.13 100.13 1.81 10 500 87.18 112.18 1.73 11 700 109.10 134.10 1.62 12 800 119.26 144.26 1.58 13 850 124.17 149.17 1.56根据上面数据可作出物沫夹带线1（见图4-1）。4.7.2淹塔线EMBEDEquation.30.4125=且=3.874EMBEDEquation.3==0.0805EMBEDEquation.3=把已知数据代入，计算淹塔界线，整理得出：在操作范围内取若干个值，相应的计算结果如下表4-3。表4-3淹塔数据 点 ， ， ， 1 70 0.024 3.35 2 110 0.032 3.28 3 150 0.039 3.20 4 190 0.046 3.14 5 230 0.052 3.07 6 250 0.055 3.04 7 270 0.058 3.00 8 300 0.062 2.99 9 400 0.075 2.80 10 500 0.087 2.63 11 700 0.109 2.27 12 800 0.119 2.07 13 850 0.124 1.96根据上面数据可作出淹塔线2（见图4-1）。4.7.3降液管超负荷上限因为降液管允许的最大流速为0.1666m/s,根据做降液管超负荷界线3（见图4-1）4.7.4降液管超负荷下限，由此可计算出降液管负荷的下限值。根据公式，式中取E＝1，堰长L＝2.94m。由此可求出降液管负荷下限：由此可作出图中直线4（见图4-2）。4.7.5泄露线下限为，即根据可做出泄露界线5（见图4-2）。4.7.6做图汇总如下图图4-1适宜操作区图4.8塔高的计算4.8.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层盘到塔顶封头的直线距离为了减少塔顶出口气体中携带液体量，塔顶空间一般取1.2~1.5m，以利于气体中的液滴自由沉降。此处取1.3m。4.8.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底部最末一层塔底下封头切线的距离，对塔底产品量大的塔，停留时间一般取3-5分钟。本设计停留时间取3分钟。由公式：得，式中，，4.8.3塔体高度第五章减压塔工艺计算及说明5.1减压各馏分原始数据的计算1.将原油350℃~520℃的减压部分产品分为三个侧线，减一线为350℃~430℃，减二线为430℃~480℃，减三线为480℃~520℃，大于520℃的部分为减压渣油。2.由原油蒸馏数据表2-1绘制中比性质曲线图5-1中比密度曲线3.由原油10℃馏分的质量总收率数据表5-1计算各侧线产品的恩氏蒸馏数据，计算结果如表5-2所示：表5-1原油10℃馏分的质量总收率数据收率w/% 百分度℃十分度℃ 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 300 49.11 49.95 50.79 51.62 52.46 400 53.65 55.18 56.71 58.55 60.68 62.81 64.79 66.77 68.31 69.86 500 71.40 72.70 73.99 由表5-1作出原油10℃馏分的质量总收率图5-2。其中，由中比密度曲线可推出减一线产品的密度为0.885，减二线产品的密度为图5-2原油10℃馏分的质量总收率0.896，减三线产品的密度为0.898.由此可算出减一线体积分数为10%的时候对应的质量分数为：同理可得30%，50%，70%，90%时的质量分数分别为31.4%，52.33%，73.26%，94.2%。同理也可推出减二线体积分数对应的各点质量分数为10.6%，31.79%，52.98%，74.17%，95.36%。减三线体积分数对应的各点质量分数为10.62%，31.86%，53.1%，74.34%，95.58%。根据表5-1利用内插法即可算出减一线，减二线，减三线各点体积分数对应的实沸点温度，计算结果如下表5-3所示：表5-2各侧线产品的实沸点蒸馏数据 产品 体积分数 10% 30% 50% 70% 90% 减一线 质量分数 10.47% 31.4% 52.33% 73.26% 94.2% 温度/℃ 366.44 381.34 395.73 409.62 423 减二线 质量分数 10.6% 31.79% 52.98% 74.17% 95.36% 温度/℃ 433.36 446.42 458.93 470.88 482.27 减三线 质量分数 10.62% 31.86% 53.1% 74.34% 95.58% 温度/℃ 487.75 493.96 499.98 505.81 511.454.根据《石油炼制工程》中式6-6，计算各侧线产品的恩氏蒸馏数据，表5-3各侧线产品的恩氏蒸馏数据 产品温度，℃ 体积分数 0% 10% 30% 50% 70% 90% 减一线 352.86 369.25 377.23 388.26 401.76 405.5 减二线 423.54 430.65 442.58 449.63 453.64 462.60 减三线 471.26 480.21 483.67 486.99 489.44 490.715.2原料及产品的有关参数的计算经过系列计算，将各油品性质绘制为下表：表5-4原料及产品的有关参数 名称 体积平均沸点 恩氏蒸馏90~10%斜率 立方均沸点/ 中平均沸点/ 特性因数K 分子量M 临界温度/℃ 临界压力/Mpa 焦点压力/Mpa 焦点温度/℃ 比重指数 减一线 388.4 0.4531 387.7 386.6 11.92 354 276.9 0.121 2.87 345.2 27.7 减二线 447.8 0.3994 447.3 446.3 12.11 454 387.0 0.089 0.75 413.7 25.7 减三线 486.2 0.131 485.9 485.6 12.30 521 478.0 0.068 0.55 501.1 14.65.3减一线恩氏蒸馏与平衡汽化的关系换算表5-5减一线恩氏蒸馏温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 恩氏蒸馏温度℃ 352.86 369.25 377.23 388.26 401.76 405.5 恩氏蒸馏温差℃ 16.39 7.98 11.03 13.5 3.74 恩氏蒸馏10%-70%点斜率=（401.76-369.25）/（70-10）=0.5418由《石油炼制工程》图6-10查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=27。平衡汽化50%点=388.26+27=415.26℃。由《石油炼制工程》图6-11查得：表5-6减一线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 平衡汽化温差℃ 6.1 4.8 5.2 6.0 1.1 平衡汽化温度℃ 399.16 405.26 410.06 415.26 421.26 422.365.4减二线恩氏蒸馏与平衡汽化的关系换算表5-7减二线恩氏蒸馏温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 恩氏蒸馏温度℃ 423.54 430.65 442.58 449.63 453.64 462.60 恩氏蒸馏温差℃ 7.11 11.93 7.05 4.01 8.96 恩氏蒸馏10%-70%点斜率=（453.64-430.65）/（70-10）=0.3832。由《石油炼制工程》图6-10查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=45。平衡汽化50%点=449.63+45=494.63℃。由《石油炼制工程》图6-11查得：表5-8减二线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 平衡汽化温差℃ 2.0 7.0 3.0 1.2 3.1 平衡汽化温度℃ 482.63 484.63 491.63 494.63 495.83 498.935.5减三线恩氏蒸馏与平衡汽化的关系换算表5-9减三线恩氏蒸馏温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 恩氏蒸馏温度℃ 471.26 480.21 483.67 486.99 489.44 490.71 恩氏蒸馏温差℃ 8.95 3.46 3.32 2.45 1.27 恩氏蒸馏10%-70%点斜率=（489.44-480.21）/（70-10）=0.1538由《石油炼制工程》图6-10查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=54。平衡汽化50%点=486.99+54=540.99℃。由《石油炼制工程》图6-11查得：表5-10减三线平衡汽化温度 馏出（体积分数） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 平衡汽化温差℃ 3.2 1.8 1.6 1.0 0.4 平衡汽化温度℃ 535.39 538.59 539.39 540.99 541.99 542.395.6减压10mmHg下的平衡汽化温度5.6.1减一线参考《石油炼制工程》图6-24将常压平衡汽化温度换算成10mmHg下的平衡汽化数据，其结果如下表：表5-11减一线10mmHg下的平衡汽化温度 项目 0% 10% 30% 50% 70% 90% 平衡汽化温差℃ 6.1 4.8 5.2 6 1.1 常压平衡汽化温度℃ 399.16 405.26 410.06 415.26 421.26 422.36 10mmHg下平衡汽化温度℃ 233.9 240 244.8 250 256 257.1同理可计算出减二线、减三线的相关数据，汇总如下表：表5-12减一线、减二线、减三线10mmHg下的平衡汽化温度 0% 10% 30% 50% 70% 90% 减一线 233.9 240 244.8 250 256 257.1 减二线 318 320 327 330 331.2 334.3 减三线 393.4 396.6 398.4 400 401 401.45.7物料平衡表5-13物料平衡表（按每年开工8000小时计） 油品` 重量产率w% 处理量 kg/h kmol/h 进料 100.74率 125922.5 - 减一线 19.3 19.44 24303 67.5 减二线 19.9 20.5 25059 54.95 减三线 11.6 11.69 14607 27.98 减底 49.2 49.56 61953.5 -5.8确定塔板数根据同类减压塔的经验数据，确定塔板数为16层减顶~减一线4层减一线~减二线3层（含第一中段循环回流）减二线~减三线3层（含第二中段循环回流）减三线~过汽化油3层进料段以下3层5.9塔板压力及塔板压降对于燃料型塔板，由于塔板数较少，国内一般维持塔顶残压为40mmHg、真空度为710~720mmHg，每层塔板压降为1.5mmHg，一层破沫网1mmHg。令塔顶真空度为720mmHg，残压为：40mmHg减一线抽出板(第4层)残压：40+4×1.5=46mmHg减二线抽出板（第7层）残压：46+3×1.5=50.5mmHg减三线抽出板（第10层）残压：50.5+3×1.5=55mmHg汽化段（第13层下）残压：55+3×1.5+1=60.5mmHg塔底残压：60.5+3×1.5=65mmHg取转油线压力降为262.2mmHg，则加热炉出口压力=65+262.2=327.2mmHg5.10汽提蒸气用量侧线产品和塔底残油都用过热水蒸气汽提，使用温度为420℃，压力0.3MPa的过热水蒸气。参考《石油炼制工程》表6-16，取汽提蒸气用量如下：表5-14汽提蒸气用量 蒸气用量（对产品）% kg/h kmol/h 减一线 2% 486.06 27.0 减二线 2% 501.18 27.84 减三线 2% 292.14 16.23 减底 3% 1858.61 103.26 合计 3137.985 174.335.11精馏塔计算草图图5-3精馏塔计算草图5.12各侧线温度及塔顶温度的求定由蒸馏装置的操作参数取进料温度为410℃，取塔底温度比进料温度低8℃，则塔底温度为402℃，参考同类型装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度为：减顶：95℃减一线：280℃减二线：350℃减三线：390℃5.13全塔的热平衡其中过汽化油量=125922.5×2%=3918.45kg/h表5-15全塔热平衡表 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 入方 气相 液相 减一线 24303 0.885 410 1243 30.2 减二线 25059 0.896 410 1236 31.0 减三线 14607 0.898 410 1235 18.0 减底 61953.5 0.9650 410 1026 63.5 过汽化油 3918.45 0.9214 410 1233 4.8 汽提蒸气 3137.985 420 3316 10.4 合计 158.3 减一线 24303 0.885 280 687 16.7 减二线 25059 0.896 350 1009 25.3 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 汽提蒸气 3137.985 95 2710 8.5 合计 127.4全塔回流热EMBEDEquation.35.14回流方式及回流热分配塔顶回流油品温度为60℃，使用两个中段回流，第一个位于减一线与减二线之间（4~7层），第二个位于减二线与减三线之间（7~10层）。回流热分配如下：塔顶回流取热20%第一中间段回流取热40%第二中间段回流取热40%5.15侧线及塔顶温度的校核5.15.1减三线抽出板下的热平衡数据表5-16减三线抽出板下的热平衡数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 入方 气相 液相 进料 125922.5 0.9214 410 148 汽提蒸气 1858.61 420 3316 6.2 内回流 L 0.897 390 1005 1005L 合计 154.2×1005L 减一线 24303 0.885 390 1176 28.6 减二线 25059 0.896 390 1009 25.3 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 汽提蒸气 1858.61 390 3280 6.1 内回流 L 0.897 390 1151 1151L 合计 EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMAT154.2×1005L=则：L=118493.2kg/h=118493.2/521kmol/h=227.43kmol/h减三线抽出板上的气相总量：67.5+54.95+27.98+227.43+103.26=481.12kmol/h减三线内回流油气分压：55×227.43/481.12=25.0mmHg参考《石油炼制工程》图6-24将常压平衡汽化数据换算成25.0mmHg下的平衡数据，其结果如下：表5-17将常压平衡汽化数据换算成25.0mmHg下的平衡数据 项目 0% 10% 30% 平衡汽化温差℃ 3.2 0.8 常压平衡汽化温度℃ 535.39 538.59 539.39 25.0mmHg下平衡汽化温度℃ 396 399.2 400以上求得的在25.0mmHg下减三线的泡点温度为396℃，与原假设的390℃很接近，故假设正确。5.15.2减二线的温度校核表5-18减二线抽出板下的平衡数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 入方 气相 液相 进料 125922.5 410 148 汽提蒸气 2150.75 420 3316 7.1 内回流 L 0.89 350 888 888L 合计 减一线 24303 0.885 350 1059 25.7 减二线 25059 0.896 350 1053 26.4 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 汽提蒸气 2150.75 350 3180 6.8 内回流 L 0.89 350 1055 1055L 合计 =则：L=115568.86kg/h=115568.86/454kmol/h=254.56kmol/h减二线抽出板上的气相总量：67.5+54.95+119.5+254.46=496.51kmol/h减二线内回流油气分压：50.5×254.56/496.51=25.8mmHg参考《石油炼制工程》图6-24将常压平衡汽化数据换算成25.8mmHg下的平衡数据，其结果如下：表5-19将常压平衡汽化数据换酸为25.8mmHg下的平衡汽化温度数据 项目 0% 10% 30% 平衡汽化温差℃ 2 7 常压平衡汽化温度℃ 482.63 484.63 491.63 25.8mmHg下平衡汽化温度℃ 353 355 362以上求得的在25.8mmHg下减二线的泡点温度为353℃，与原假设的350℃很接近，故假设正确。5.15.3减一线的温度校核表5-20减一线抽出板下的平衡数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 气相 液相 进料 125922.5 410 148 汽提蒸气 2651.93 420 3316 8.8 内回流 L 0.88 280 691 691L 合计 减一线 24303 0.885 280 687 16.7 减二线 25059 0.896 350 879 22.0 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 汽提蒸气 2651.93 280 3050 8.0 内回流 L 0.88 280 900 900L 合计 =则：L=162200.96kg/h=162200.96/354kmol/h=458.19kmol/h减一线抽出板上的气相总量：27.0+147.3+458.19=632.49kmol/h减一线内回流油气分压：46×458.19/632.49=33.32mmHg参考《石油炼制工程》图7-26将常压平衡汽化数据换算成33.32mmHg下的平衡数据，其结果如下：表5-21将常压平衡汽化数据换算成33.32mmHg下的平衡数据 项目 0% 10% 30% 平衡汽化温差℃ 6.1 4.8 常压平衡汽化温度℃ 399.16 405.26 410.06 33.32mmHg下平衡汽化温度℃ 282.1 288.2 293以上求得的在33.32mmHg下减一线的泡点温度为282.1℃，与原假设的280℃很接近，故假设正确。5.15.4塔顶温度校核原定塔顶冷凝回流温度为60℃，其焓值为塔顶温度为95℃，回流汽油蒸气的焓值为塔顶冷回流量：EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMATkg/h塔顶油气量：塔顶水蒸气流量：塔顶油气分压：塔顶温度应该是减顶油在其油气分压下的露点温度，在平衡汽化坐标纸上作出减顶油在10mmHg下平衡汽化100%的p-t相图，由图可读出在10.58mmHg下的露点温度98.2℃，与原假设的95℃很接近，故假设正确。5.16全塔汽液相负荷分布图5.16.1第1块塔板下的气液相负荷表5-22第1层塔板上的气液负荷数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 气相 液相 进料 125922.5 410 148 汽提蒸气 3137.985 420 3316 10.4 内回流 L 0.8721 95 230 230L 合计 出方 减一线 24303 0.885 280 687 16.7 减二线 25059 0.896 350 879 22.0 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 水蒸气 3137.985 95 2710 8.5 一中段 12.36 二中段 12.36 内回流 L 0.8721 95 523 523L 合计 =则：L=32696.2kg/h=32696.2/280=116.77kmol/h气相总量5.16.2减一线塔板的气液相负荷L=458.19kmol/h气相总量V=632.49kmol/h5.16.3第4块塔板上的气液相负荷表5-23第4层板上的气液负荷数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 气相 液相 入方 进料 125922.5 410 148 汽提蒸气 2651.925 420 3316 8.8 内回流 L 0.885 280 687 687L 合计 出方 减一线 24303 0.885 280 904 22.0 减二线 25059 0.896 350 879 22.0 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 水蒸气 2651.925 280 3050 8.0 一中段 12.36 二中段 12.36 内回流 L 0.885 280 904 896L 合计 =则：L=14654.38kg/h=14654.38/354=41.4kmol/h气相总量5.16.4减二线塔板的气液相负荷L=254.56kmol/h气相总量V=496.51kmol/h5.16.5第7块塔板上的气液相负荷表5-24第9层板上的气液负荷数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 气相 液相 入方 进料 125922.5 410 148 汽提 2150.75 420 3316 7.1 内回流 L 0.896 350 879 879L 合计 出方 减一线 24303 0.885 350 1059 25.7 减二线 25059 0.896 350 1053 26.4 减三线 14607 0.898 390 1001 14.6 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 水蒸气 2150.75 350 3180 6.8 二中段 12.36 内回流 L 0.896 350 1053 1053L 合计 =则：L=39885.1kg/h=39885.1/454=87.9kmol/h气相总量5.16.6减三线塔板的气液相负荷L=227.43kmol/h气相总量V=481.12kmol/h5.16.7第10块塔板上的气液相负荷表5-25第10层板上的气液负荷数据 物料 流率kg/h 密度kg/m3 温度℃ 焓kJ/kg 热量×106kJ/h 气相 液相 入方 进料 125922.5 410 148 汽提气 1858.61 420 3316 6.2 内回流 L 0.898 390 1001 1001L 合计 出方 减一线 24303 0.885 390 1172 28.5 减二线 25059 0.896 390 1165 29.2 减三线 14607 0.898 390 1162 17.0 减底 61953.5 0.9650 402 1005 62.3 水蒸气 1858.61 390 3280 6.1 内回流 L 0.898 390 1162 1162L 合计 =则：L=68944kg/h=68944/521=132.3kmol/h气相总量5.17汽液相负荷分布图图5-3减压塔的汽液相负荷分布图第六章减压塔工艺尺寸6.1塔径的计算及确定由气液相负荷图，可知减一线抽出板气液负荷最大，最大气相负荷下气相的密度：气相的体积流量：液相的体积流量：空塔气速u=(安全气速）×由关联图得C取0.08安全系数取0.7塔径取汽提段上部塔径为6.4m,汽提段直径为3.2m。塔截面积，实际空塔气速6.2填料层高度的确定填料层高度计算采用理论板当量高度法。对于M252Y规整填料，通过查相关资料，每米填料理论板数为1.4~2块，取则HETP=/2=0.5m由,则设计时填料层高度（安全系数取1.25）6.3填料层压降计算对于M252Y规整填料，通过查相关资料，每米填料层压填料层总压降为△P=6.4液体喷淋密度的验算喷淋密度是指单位时间、单位塔截面上液体的喷淋量，其计算式为：式中U——液体喷淋密度——液体喷淋量D——填料塔直径m为使填料获得良好湿润，塔内液体喷淋量应不低于某一极限值，称之为最小喷淋密度。对规整填料，其最小喷淋密度可从相关查查知，设计中，常取0.2。本设计中，，因此，符合要求。6.5液体分布器的计算对于选定一分布器的设计，主要是确定分布器的喷淋点数和孔径，重力式液体分布器分布孔径按下式计算：式中d——小孔直径mmQ——液体流率n——喷淋小孔的数量——孔流导数（一般取0.55~0.60）,h——喷淋小孔轴线以上的液体高度m本设计选用重力式多孔型液体分布器孔径第七章换热流程设计常减压蒸馏装置的能耗在炼厂全厂能耗中占有重要比重，其燃料消耗大约相当于加工原油量的2%，为全厂消耗自用燃料量最大的装置，在原油蒸馏装置中，原油升温及部分汽化所需的热量很大。在某些蒸馏装置中，原油换热后的终温达300℃左右，热量的回收率达70%以上。由此可见，换热流程的设计对炼厂的节能有很重要的意义。假设原油初温为50℃，将其与相关油品换热至265℃左右。并设计两组换热流程数据以作比较。换热流程图1如下：图7-1换热流程图1并将各热源与冷流温度设置如表7-1所示：表7-1各换热器物流温度一览表 换热器 E-01 E-02 E-03 E-04 E-05 E-06 E-07 物流 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 入口/℃ 198 50 180 90 280 115 260 145 303 160 300 185 350 205 出口/℃ 132 90 135 115 165 145 213 160 198 185 260 205 250 260 换热器 E-08 E-09 E-10 E-11 E-12 E-13 E-14 物流 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 入口/℃ 402 260 143 50 298 85 278 126 350 190 301 218 107 50 出口/℃ 300 286 92 85 256 126 195 190 298 218 266 246 81 78 换热器 E-15 E-16 E-17 E-18 E-19 E-20 E-21 物流 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 入口/℃ 213 78 256 112 272 160 350 187 365 219 390 232 402 260 出口/℃ 150 112 165 160 190 187 301 219 272 232 350 260 365 2787.1原油一路的换热7.1.1换热器E-01换热（热源：减一中第二次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=460.55kJ/kg终温=132℃,对应=293.08kJ/kg原油初温=50℃，对应=126kJ/kg则：由=得，查得：℃，（由《石油炼制工程》图3-14查得）下同7.1.2换热器E-02换热（热源：喷气燃料；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=452kJ/kg终温=135℃,对应=305.05kJ/kg原油初温=90℃，对应=145kJ/kg则：由=得，查得：℃7.1.3换热器E-03换热（热源：柴油；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=724kJ/kg终温=165℃,对应=453.34kJ/kg原油初温=115℃，对应=242.83kJ/kg则：由=得，查得：℃7.1.4换热器E-04换热（热源：减压渣油第三次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=565.22kJ/kg终温=213℃,对应=494.04kJ/kg原油初温=145℃，对应=314.01kJ/kg则：由=得，查得：℃7.1.5换热器E-05换热（热源：减一中第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=732.69kJ/kg终温=198℃,对应=460.55kJ/kg原油初温=160℃，对应=376.81kJ/kg则：由=得，查得：℃7.1.6换热器E-06换热（热源：减压渣油第二次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=753.62kJ/kg终温=280℃,对应=565.22kJ/kg原油初温=185℃，对应=418.68kJ/kg则：由=得，查得：℃7.1.7换热器E-07换热（热源：减二中第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=912.72kJ/kg终温=250℃,对应=640.58kJ/kg原油初温=205℃，对应=502.42kJ/kg则：由=得，查得：℃7.1.8换热器E-08换热（热源：减压渣油第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=1034.14kJ/kg终温=300℃,对应=753.62kJ/kg原油初温=260℃，对应=648.95kJ/kg则：由=得，查得：℃7.2原油二路换热7.2.1换热器E-09换热（热源：常一中；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=305.64kJ/kg终温=92℃,对应=217.71kJ/kg原油初温=50℃，对应=126kJ/kg则：由=得，查得：℃7.2.2换热器E-10换热（热源：减二线第二次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=745.25kJ/kg终温=256℃,对应=607.09kJ/kg原油初温=85℃，对应=180.03kJ/kg则：由=得，查得：℃7.2.3换热器E-11换热（热源：减二中第二次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=640.58kJ/kg终温=195℃,对应=452.17kJ/kg原油初温=128℃，对应=284.70kJ/kg则：由=得，查得：℃7.2.4换热器E-12换热（热源：减二线第一次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=858kJ/kg终温=298℃,对应=745.25kJ/kg原油初温=190℃，对应=453.23kJ/kg则：由=得，查得：℃7.2.5换热器E-13换热（热源：减三线第三次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=741.06kJ/kg终温=251℃,对应=427.05kJ/kg原油初温=218℃，对应=528.63kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3原油三路换热7.3.1换热器E-14换热（热源：石脑油；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=285kJ/kg终温=81℃,对应=217.17kJ/kg原油初温=50℃，对应=126kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.2换热器E-15换热（热源：减压渣油第四次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=494.04kJ/kg终温=150℃,对应=322.38kJ/kg原油初温=78℃，对应=196.78kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.3换热器E-16换热（热源：减二线第三次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=607.09kJ/kg终温=165℃,对应=376.81kJ/kg原油初温=112℃，对应=259.58kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.4换热器E-17换热（热源：减压渣油第三次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=636.39kJ/kg终温=190℃,对应=422.87kJ/kg原油初温=160℃，对应=376.81kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.5换热器E-18换热（热源：减三线第二次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=837.36kJ/kg终温=301℃,对应=741.06kJ/kg原油初温=187℃，对应=447.98kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.6换热器E-19换热（热源：减压渣油第二次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=774.56kJ/kg终温=272℃,对应=636.39kJ/kg原油初温=219℃，对应=531.72kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.7换热器E-20换热（热源：减三线第一次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=1005kJ/kg终温=350℃,对应=803.87kJ/kg原油初温=232℃，对应=573.59kJ/kg则：由=得，查得：℃7.3.8换热器E-21换热（热源：减压渣油第一次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=1034kJ/kg终温=365℃,对应=774.56kJ/kg原油初温=260℃，对应=640.58kJ/kg则：由=得，查得：℃7.4热量利用率计算7.4.1热源提供热量计算石脑油提供的热量：35791.25×（285－217.17）＝kJ/h喷气燃料提供的热量：35007.5×（452－305.05）＝kJ/h柴油提供的热量：64528.75×（724－494.04）＝kJ/h常压一中段提供的热量：减压一中段提供的热量：减压二中段提供的热量：减二线油提供的热量：25059减三线油提供的热量：减压渣油提供的热量：总热量：7.4.2原油加热到设计温度需要的热量7.4.3热量利用率7.5所需换热器换热面积计算根据工艺条件来看，由于冷流进口和热流进口之间的极限温度差超过110℃，则选用浮头式换热器，并让原油走管程。7.5.1换热器E-01换热1.计算热负荷=2.估算传热面积计算平均温差：（℃）由《冷换设备工艺计算》中表1-6可估选K值为260kcal/.h.℃则7.5.2同理计算其余二十个换热器中的传热面积表7-2全部换热器的传热面积 换热器编号 E-02 E-03 E-04 E-05 E-06 E-07 E-08 E-09 E-10 E-11 热负荷Q（×10^6) 1.14 1.42 4.85 1.22 3.42 3.2 3.42 2.4 0.61 0.97 平均温差(℃） 94.4 54.39 85.58 82.97 70.6 93.6 64.9 127.6 49.6 61.32 传热面积（㎡） 46.45 100.4 161.9 56.6 138.4 97.7 150.6 72.3 47.3 60.8 换热器编号 E-12 E-13 E-14 E-15 E-16 E-17 E-18 E-19 E-20 E-21 热负荷Q（×10^6) 0.77 0.61 0.76 0.1 0.92 0.88 0.3 0.71 0.59 2.3 平均温差(℃） 69.96 83.45 47.44 29.99 85.68 72.38 52.81 98.99 59.26 69.75 传热面积（㎡） 42.33 28.11 61.2 12.82 41.3 46.8 21.84 27.6 38.3 91.53则总换热面积为：46.54+100.4+161.9+56.6+138.4+97.7+150.6+72.3+47.3+60.8+42.33+28.11+61.2+12.82+41.3+46.8+21.84+27.6+38.3+91.53=1344.37原油最终换热温度为265℃换热流程不变，改变换热器各物流温度后的温度如表7-3所示：表7-3各换热器物流温度一览表 换热器 E-01 E-02 E-03 E-04 E-05 E-06 E-07 物流 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 入口/℃ 213 50 180 105 280 130 275 160 303 175 300 200 350 220 出口/℃ 147 105 150 130 180 160 228 175 275 200 275 220 250 275 换热器 E-08 E-09 E-10 E-11 E-12 E-13 E-14 物流 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 入口/℃ 402 275 143 50 298 100 278 143 350 205 316 233 107 50 出口/℃ 300 301 107 100 271 143 220 205 298 233 266 261 96 93 换热器 E-15 E-16 E-17 E-18 E-19 E-20 E-21 物流 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 热 冷 入口/℃ 228 93 271 127 292 175 365 202 380 234 390 247 402 275 出口/℃ 165 127 180 175 205 202 316 234 292 247 365 275 380 2937.6原油一路的换热7.6.1换热器E-01换热（热源：减一中第二次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=480.5kJ/kg终温=147℃,对应=300.8kJ/kg原油初温=50℃，对应=126kJ/kg则：由=得，查得：℃，（由《石油炼制工程》图3-14查得）下同7.6.2换热器E-02换热（热源：喷气燃料；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=452kJ/kg终温=150℃,对应=330.2kJ/kg原油初温=105℃，对应=215.6kJ/kg则：由=得，查得：℃7.6.3换热器E-03换热（热源：柴油；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=724kJ/kg终温=180℃,对应=474.3kJ/kg原油初温=130℃，对应=255.8kJ/kg则：由=得，查得：℃7.6.4换热器E-04换热（热源：减一中第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=583.2kJ/kg终温=150℃,对应=283.3kJ/kg原油初温=160℃，对应=327.1kJ/kg则：由=得，查得：℃7.6.5换热器E-05换热（热源：减一中第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=732.69kJ/kg终温=213℃,对应=480.5kJ/kg原油初温=175℃，对应=376.81kJ/kg则：由=得，查得：℃7.6.6换热器E-06换热（热源：减压渣油第二次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=753.62kJ/kg终温=275℃,对应=583.2kJ/kg原油初温=200℃，对应=418.68kJ/kg则：由=得，查得：℃7.6.7换热器E-07换热（热源：减二中第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=912.72kJ/kg终温=250℃,对应=640.58kJ/kg原油初温=220℃，对应=502.42kJ/kg则：由=得，查得：℃7.6.8换热器E-08换热（热源：减压渣油第一次；冷源：原油一路）热源初温℃,对应=1034.14kJ/kg终温=300℃,对应=753.62kJ/kg原油初温=275℃，对应=648.95kJ/kg则：由=得，查得：℃7.7原油二路换热7.7.1换热器E-09换热（热源：常一中；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=305.64kJ/kg终温=107℃,对应=234.7kJ/kg原油初温=50℃，对应=126kJ/kg则：由=得，查得：℃7.7.2换热器E-10换热（热源：减二线第二次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=745.25kJ/kg终温=271℃,对应=607.09kJ/kg原油初温=100℃，对应=180.03kJ/kg则：由=得，查得：℃7.7.3换热器E-11换热（热源：减二中第二次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=675.58kJ/kg终温=220℃,对应=476.17kJ/kg原油初温=143℃，对应=284.70kJ/kg则：由=得，查得：℃7.7.4换热器E-12换热（热源：减二线第一次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=858kJ/kg终温=298℃,对应=745.25kJ/kg原油初温=205℃，对应=468.23kJ/kg则：由=得，查得：℃7.7.5换热器E-13换热（热源：减三线第三次；冷源：原油二路）热源初温℃,对应=763.06kJ/kg终温=266℃,对应=465.05kJ/kg原油初温=233℃，对应=528.63kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8原油三路换热7.8.1换热器E-14换热（热源：石脑油；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=285kJ/kg终温=96℃,对应=233.17kJ/kg原油初温=50℃，对应=126kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.2换热器E-15换热（热源：减压渣油第四次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=510.4kJ/kg终温=175℃,对应=306.3kJ/kg原油初温=93℃，对应=206.78kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.3换热器E-16换热（热源：减二线第三次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=624.09kJ/kg终温=180℃,对应=395.81kJ/kg原油初温=127℃，对应=259.58kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.4换热器E-17换热（热源：减压渣油第三次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=676.39kJ/kg终温=205℃,对应=450.87kJ/kg原油初温=175℃，对应=376.81kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.5换热器E-18换热（热源：减三线第二次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=887.36kJ/kg终温=316℃,对应=741.06kJ/kg原油初温=202℃，对应=447.98kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.6换热器E-19换热（热源：减压渣油第二次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=835.56kJ/kg终温=292℃,对应=676.39kJ/kg原油初温=234℃，对应=531.72kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.7换热器E-20换热（热源：减三线第一次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=1005kJ/kg终温=365℃,对应=846.87kJ/kg原油初温=247℃，对应=573.59kJ/kg则：由=得，查得：℃7.8.8换热器E-21换热（热源：减压渣油第一次；冷源：原油三路）热源初温℃,对应=1034kJ/kg终温=380℃,对应=774.56kJ/kg原油初温=275℃，对应=640.58kJ/kg则：由=得，查得：℃7.9热量利用率计算7.9.1热源提供热量计算石脑油提供的热量：35791.25×（285－233.17）＝kJ/h喷气燃料提供的热量：35007.5×（452－330.2）＝kJ/h柴油提供的热量：64528.75×（724－474.3）＝kJ/h常压一中段提供的热量：减压一中段提供的热量：减压二中段提供的热量：减二线油提供的热量：25059减三线油提供的热量：减压渣油提供的热量：总热量：7.9.2原油加热到设计温度需要的热量7.9.3热量利用率7.10所需换热器换热面积计算根据工艺条件来看，由于冷流进口和热流进口之间的极限温度差超过110℃，则选用浮头式换热器，并让原油走管程。7.10.1换热器E-01换热1.计算热负荷=2.估算传热面积计算平均温差：（℃）由《冷换设备工艺计算》中表1-6可估选K值为260kcal/.h.℃则7.10.2同理计算其余二十个换热器中的传热面积表7-4全部换热器的传热面积 换热器编号 E-02 E-03 E-04 E-05 E-06 E-07 E-08 E-09 E-10 E-11 热负荷Q（×10^6) 1.2 4.5 2.6 3.4 1.5 3.4 2.4 6.4 0.97 3.4 平均温差(℃） 46.6 64.5 80 50.3 75 49 54 33 49.6 160 传热面积（㎡） 110.1 268 125 260 77 266 240 278 47.3 23 换热器编号 E-12 E-13 E-14 E-15 E-16 E-17 E-18 E-19 E-20 E-21 热负荷Q（×10^6) 3.4 1.2 0.53 1.7 3.4 1.9 0.58 1.4 0.64 2.2 平均温差(℃） 125 83.45 18 84 85.68 72.38 118 86 114 106 传热面积（㎡） 105 28.11 111 77 41.3 46.8 19 63 22 80则总换热面积为：45.1+110.1+268+125+260+77+266+240+278+47.3+23+105+28.11+111+77+41.3+46.8+19+63+22+80=2332.71原油最终换热温度为286℃第八章结论本设计为209万吨/年常减压蒸馏塔以及换热流程的设计，经过对常压塔、减压塔的物料、热量衡算和气液负荷的计算以及塔体水力学验算，最终获得最佳塔板设计，设计方案是：常压塔采取两侧线，常压塔塔顶生产汽油，两个侧线分别生产喷气燃料和柴油；减压塔采取三侧线；换热流程将原油分为三路分别逐级与各产品换热。常压塔板形式选用F1型浮阀板，依常压塔内最大汽、液相负荷处算得塔板外径为4.2m，板间距为0.8m，最后计算得塔高为23.1m。减压塔采用填料塔，采用M252Y规整填料，上部塔径为6.4m,下部塔径为3.2m，塔高为10m。经过对换热流程中温度的反复估算以及对换热面积的计算，最终确定一个比较适合的换热流程，换热流程一共通过21次换热达到工艺要求，总换热效率为92%。在设计任务的规定下，此次设计能达到设计要求。参考文献[1]石油化学工业部石油化工规划设计院.塔的工艺计算[M].石油工业出版社.1977.[2]徐春明,杨朝合.石油炼制工程上册[M].石油工业出版社.1985.[3]北京石油设计院.石油化工工艺计算图表[M].烃加工出版社.1983.[4]张锡鹏.炼油工艺学[M].石油工业出版社.1982.[5]陈声宗.化工设计[M].化学工业出版社.2006.[6]程丽华.石油炼制工艺学[M].中国石化出版社.2005.[7]陈敏恒.化工原理[M].化学工业出版社.2008.[8]石油化学工业部石油化工规划设计院.冷换设备工艺计算[M].石油工业出版社.1981.[9]唐孟海.常减压蒸馏装置技术问答[M].中国石化出版社.2004.[10]韩东冰.化工工艺学[M].中国石化出版社.2003.[11]YangHaibo,ZhaoChangyong,QiYanping.ResearchofPetrolumTheoryandNaturalGasAccumulationinSouthernMarginofJunggarBasin[J].InternationalPetroleumTechnologyConference.2009.[12]BHP'sPetrolumunitshines[J].ChinaChemicalReporter.2001.[13]ChinaPetrolumandChemicalIndusxtrialAssociatinPutsupitslate[J].ChinaChemicalReporter.2001.[14]ChinatoOpenupPetrolumExploringMarket[J].ChinaChemicalReporter.2001.[15]M.V.KOK.TheApplicationofWater-floodTechnologyforDifferentOilFields[J].EnergySources.2011.致谢本次设计得到老师的各方面指导，经过本次历程为两个多月的毕业设计,使我对原油常减压蒸馏及常减压压蒸馏塔的设计以及换热流程的设计原理有了更深一层的理解.同时进一步巩固了所学的石油炼制工程的相关知识,我们通过老师的指导和同学之间的讨论,一步一个脚印地完成任务书所要求的.使我们对原油蒸馏的过程及计算应用了有了较系统的理解.有助于我们将来在石油工业的认知.增加了我们的知识面.其次,在课程设计期间.我们在老师的教导下学习了CAD等绘图软件,提高了同学们在以后的计算机领域的运用能力.同时也为我们在接下来的毕业论文和毕业设计打下计算机应用基础.就我个人而言,通过本次毕业设计,我从中尝到,工作要一步到位,要细心的重要性,因为在整个过程中,我们需要反复的查表和验证,这样可以减少我们的工作量和提高工作效率.通过自己的认真制作，终于得以完成，由于本人知识能力有限，设计水平还有待进一步的提高!石油化工工业作为一个传统工业，它的工业工艺技术水平的提高需要各个国家大力合作、相关部门相互协作、政府机关有力支持等等!同时，作为当代大学生，特别是学习石油化工工艺专业的我们，更加有责任为我国石油化工工业总体水平的提高贡献一份力量，因而我们要不断地学习，不停得去探索!我作为一名化学工程与工艺专业的学生，有信心也有能力去争取深造，也想把自己塑造成一名高素质高文化具备较高设计水平的工程技术人员。1_1234568145.unknown_1234568401.unknown_1234568529.unknown_1234568593.unknown_1234568657.unknown_1234568689.unknown_1234568705.unknown_1234568721.unknown_1234568729.unknown_1234568737.unknown_1234568741.unknown_1234568745.unknown_1234568747.unknown_1234568749.unknown_1234568750.unknown_1234568748.unknown_1234568746.unknown_1234568743.unknown_1234568744.unknown_1234568742.unknown_1234568739.unknown_1234568740.unknown_1234568738.unknown_1234568733.unknown_1234568735.unknown_1234568736.unknown_1234568734.unknown_1234568731.unknown_1234568732.unknown_1234568730.unknown_1234568725.unknown_1234568727.unknown_1234568728.unknown_1234568726.unknown_1234568723.unknown_1234568724.unknown_1234568722.unknown_1234568713.unknown_1234568717.unknown_1234568719.unknown_1234568720.unknown_1234568718.unknown_1234568715.unknown_1234568716.unknown_1234568714.unknown_1234568709.unknown_1234568711.unknown_1234568712.unknown_1234568710.unknown_1234568707.unknown_1234568708.unknown_1234568706.unknown_1234568697.unknown_1234568701.unknown_1234568703.unknown_1234568704.unknown_1234568702.unknown_1234568699.unknown_1234568700.unknown_1234568698.unknown_1234568693.unknown_1234568695.unknown_1234568696.unknown_1234568694.unknown_1234568691.unknown_1234568692.unknown_1234568690.unknown_1234568673.unknown_1234568681.unknown_1234568685.unknown_1234568687.unknown_1234568688.unknown_1234568686.unknown_1234568683.unknown_1234568684.unknown_1234568682.unknown_1234568677.unknown_1234568679.unknown_1234568680.unknown_1234568678.unknown_1234568675.unknown_1234568676.unknown_1234568674.unknown_1234568665.unknown_1234568669.unknown_1234568671.unknown_1234568672.unknown_1234568670.unknown_1234568667.unknown_1234568668.unknown_1234568666.unknown_1234568661.unknown_1234568663.unknown_1234568664.unknown_1234568662.unknown_1234568659.unknown_1234568660.unknown_1234568658.unknown_1234568625.unknown_1234568641.unknown_1234568649.unknown_1234568653.unknown_1234568655.unknown_1234568656.unknown_1234568654.unknown_1234568651.unknown_1234568652.unknown_1234568650.unknown_1234568645.unknown_1234568647.unknown_1234568648.unknown_1234568646.unknown_1234568643.unknown_1234568644.unknown_1234568642.unknown_1234568633.unknown_1234568637.unknown_1234568639.unknown_1234568640.unknown_1234568638.unknown_1234568635.unknown_1234568636.unknown_1234568634.unknown_1234568629.unknown_1234568631.unknown_1234568632.unknown_1234568630.unknown_1234568627.unknown_1234568628.unknown_1234568626.unknown_1234568609.unknown_1234568617.unknown_1234568621.unknown_1234568623.unknown_1234568624.unknown_1234568622.unknown_1234568619.unknown_1234568620.unknown_1234568618.unknown_1234568613.unknown_1234568615.unknown_1234568616.unknown_1234568614.unknown_1234568611.unknown_1234568612.unknown_1234568610.unknown_1234568601.unknown_1234568605.unknown_1234568607.unknown_1234568608.unknown_1234568606.unknown_1234568603.unknown_1234568604.unknown_1234568602.unknown_1234568597.unknown_1234568599.unknown_1234568600.unknown_1234568598.unknown_1234568595.unknown_1234568596.unknown_1234568594.unknown_1234568561.unknown_1234568577.unknown_1234568585.u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