万吨原油常压蒸馏塔设计.doc

辽宁石油化工大学继续教育学院论文 I 常压蒸馏塔设计 摘 要 本次设计主要是设计原油处理量能力为 500 万吨/年的常压塔。 常压塔的设计主要是依据所给的原油实沸点蒸馏数据及产品的恩氏蒸馏数据， 计算产品各物性，确定切割方案，计算产品收率。参考同类装置确定塔板数、进 料及侧线抽出位置，再假设各主要部位确定操作温度及操作压力，进行全塔热平 衡计算。采用塔顶二级冷凝冷却和两个中段回流，塔顶取热:第一中段回流取热: 第二中段取热为 4：3：3，最后校核各主要部位温度都在允许误差范围内。 设计的基本方案是：常压塔采取三侧线，常压塔塔顶生产汽油，三个侧线分 别生产煤油，轻柴油，重柴油。 塔板形式选用重阀浮阀板，依常压塔内最大汽、液相负荷处算得塔板外径为 3.5m，板间距为 0.8m，最后计算得塔高为 29.6m。这部分最重要的是通过核算使 塔板在适宜的操作范围内操作。 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。 关键词关键词：常压蒸馏塔;塔板;回流热配比。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 1 目目 录录 第一章第一章 前言前言 1 1 1.1 石油工业现状.1 1.2 石油的用途.1 1.3 清洁能源生产.2 1.4 常减压蒸馏.3 1.5 结语.4 第二章第二章 设计说明书设计说明书 5 5 2.1 设计任务.5 2.2 常压塔的工作原理及工艺路线 .5 2.3 确定设计的操作条件.7 2.3.1 操作压力的确定.7 2.3.2 操作温度的确定.7 2.4 塔板设计数据.8 第三章第三章 常压蒸馏塔设计计算常压蒸馏塔设计计算 9 9 3.1 设计数据.9 3.1.1 已知数据.9 3.1.2 油品性质及实沸点数据9 3.2.设计计算 .10 3.2.1 原油的实沸点蒸馏曲线.10 3.2.2 原油的常压平衡汽化曲线.11 3.2.3 油品的性质参数.13 3.2.4 产品收率和物料平衡.15 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 2 3.2.5 汽提蒸汽用量.16 3.2.6 塔板形式和塔板数.16 3.2.7 精馏塔计算草图.17 3.2.8 操作压力.18 3.2.9 汽化段及塔底温度.18 3.2.10 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配.21 3.2.11 侧线及塔顶温度的校核.22 3.2.12 全塔气液负荷分布图.26 第四章塔板的设计第四章塔板的设计 3939 4.1 基础数据.39 4.2 塔径计算.40 4.3 塔高的计算.41 第五章第五章 参考文献参考文献 4242 第六章第六章 致致 谢谢 4343 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 1 第一章 前言 1.11.1 石油工业现状石油工业现状 石油是一种重要的能源，它无论是作为燃料还是化工原料在我们的现代生活 是都是不可缺少的。随着近代石油工业兴起,石油作为一种重要的能源,优质的有 机化工原料,在世界政治经济中的地位日趋重要,它在各国的国民经济和国防建设 中可以说起着举足轻重的作用. 我国是世界上石油资源较为贫乏的国家，截至 2008 年低，我国探明的石油剩 余储量约为 22.08 亿吨，仅占世界石油剩余探明总储量的 2.3%。世界石油资源主 要分布在中东、中美洲(墨西哥、委内瑞拉)、俄罗斯、北非和西非地区。 我国原油生产能力约为 3.5 亿吨左右，约占世界总原油生产能力的 7%。原油 生产远远不能满足国内需求，每年需进口原油 1.6 亿吨，占石油总需求量的 30%。 现在我国原油加工能力约为 5 亿吨，可生产各种石油产品。剩余产能也超过 3000 万吨，并以每年 10%的速度递增。我国每年进口的石油，有相当一部分转化为化工 产品，销往国际市场。 目前中国已取代日本成为全球第二大石油消耗国（仅次于美国） ，预估 10 年 内中国的石油需求将从目前的每日 600 万桶膨胀近一倍至 1150 万桶。十年前中国 进口石油占整体石油需求的比例才 6%，现在已经提高到三分之一。预测未来几年， 中国原油进口量的增长比例将达到 10%以上，成品油的进口量增长比例在 8%左右 （可能增长也可能下降） ，总的石油进口量增长比例将达到年均 6%。3 1.21.2 石油的用途石油的用途 石油作为一种能流密度高，便于存储、运输、使用的清洁能源已广泛应用于 国民经济的方方面面。 油品精制是一个加工炼制石油的过程。主要是通过化学或化学-物理方法除去 石油粗制油品中所含的硫、氧、氮的化合物及胶质、沥青质等不理想成分及有害 杂质。 经加工石油而获得的各类石油产品，在不同的领域内有着广泛的、不同的用 途。主要可分两方面： 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 2 1）直接石油产品 石油产品中的汽油、煤油、柴油等，已不可替代地成为现今工业、农业、交 通运输以及军事上使用的各种机械“发动机的粮食” 。没有“油料”各种运载工具 都会瘫痪。 石油产品中的润滑油、润滑脂，是各类滑动、转动、滚动的机械、仪器保证 速率、减少磨损不可缺少的润滑剂，起到润滑、散热、密封甚至绝缘的作用。润 滑剂品种多、规格复杂，用途各有不同。 石油产品中的石蜡，用途十分广泛。如照明用的蜡烛，绘画用的彩色蜡笔， 各种蜡纸，火柴杆涂料，蜡封瓶器，防潮，制作模具，用作合成橡胶，洗涤剂等 的原料。与人们日常生活的关系密切。 2）深加工石油产品 合成纤维（锦纶、涤纶、维尼纶和丙纶等） ，由于能够织成各种花色的纺织品， 因此拥有广阔的市场。锦纶（聚酰胺纤维）也称尼龙，由于结实耐磨、不怕虫蛀、 不发霉，因此是制绳索、渔网等的良好材料。涤纶（聚脂纤维）也叫的确良，具 有耐磨不皱、干得快、不霉、虫不蛀，既是好的制衣材料，又可做人造血管和电 绝缘材料。腈纶（丙稀腈纤维） ，成线强度高，可编织各种毛衣等混纺织品，其特 点松软且具弹性。丙纶（聚丙稀纤维） 、维尼纶（聚乙稀醇纤维）在许多领域也均 有广泛用途。 以石油为原料制造的合成橡胶，既可制造汽车、飞机、拖拉机轮胎及一般橡 胶产品,也可制造一些适应特殊需要的橡胶，如耐酸碱腐蚀，耐油性能强的特种橡 胶，如氯丁橡胶、丁腈橡胶等。 以石油为原料的多种多样的塑料制品，是市场上最为普遍的商品之一。塑料 重量小，强度高，耐磨并具良好的电绝缘性能，越来越多的代替金属制品。5 1.31.3 清洁能源生产清洁能源生产 清洁生产的出现是人类工业生产迅速发展的历史必然，是一项迅速发展中的 新生事物，是人类对工业化大生产所制造出有损于自然生态人类自身污染这种负 面作用逐渐认识所作出的反应和行动。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 3 清洁生产配合环保措施和对策如增大环保投资、建设污染控制和处理设施、 制定污染物排放标准、实行环境立法等，在控制和改善环境污染问题上，取得了 一定的成绩。 清洁生产的观念主要强调三个重点： （1）清洁能源。 包括开发节能技术，尽可能开发利用再生能源以及合理利 用常规能源。 （2）清洁生产过程。 包括尽可能不用或少用有毒有害原料和中间产品。对 原材料和中间产品进行回收，改善管理、提高效率。 （3）清洁产品。 包括以不危害人体健康和生态环境为主导因素来考虑产品 的制造过程甚至使用之后的回收利用，减少原材料和能源使用。2 我国石油炼制企业的清 洁生产技术改进措施： （1） 强化污染物的源头控制 （2） 石油炼制中的“三废”治理与综合利用水平的提高 （3） 开展技术环节的改进石油炼制企业废物所产生 （4） 注重石油炼制过程中的管理 对环境友好的清洁生产工艺是 21 世纪石化技术发展的必然趋势，它包括不 用有毒有害原材料，废气、废水、废渣生成少，最终实现“零排放”的环保技术， 以及排放废弃物料的有效回收利用，更可以涵括生产产品废弃后(如废弃塑料)的 回收利用。1 1.41.4 常减压蒸馏常减压蒸馏 常压蒸馏和减压蒸馏习惯上合称常减压蒸馏，常减压蒸馏基本属物理过程。 原油的常压蒸馏就是原油在常压(或稍高于常压)下进行的蒸馏，所用的蒸馏设备 叫做原油常压精馏塔常压塔。 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。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 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 4 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。 作为原油蒸馏加工的过程中最重要的分离设备，常压塔设计的好坏对能否获 得高收益，高品质的成品油油着直接的影响。原料油在蒸馏塔里按蒸发能力分成 沸点范围不同的油品（称为馏分） ，这些油有的经调合、加添加剂后以产品形式出 厂，相当大的部分是后续加工装置的原料，因此，常减压蒸馏又被称为原油的一 次加工。 它包括三个工序：原油的脱盐、脱水 ；常压蒸馏；减压蒸馏。3 1.51.5 结语结语 本次设计的常压塔是原油炼制工艺过程的中期塔设备。设计时要考虑实际要 求，遵循塔设备的设计原则，要经历需求分析、目标界定、总体结构设计、零部 件结构设计、参数设计和设计实施这几个过程。在这个不断决策的过程中，可供 评估的方案越多、评估体系越完善，最终确定的设计方案就越理想。成功的过程 设备设计最终必须综合平衡产品性能、成本和环境这三个方面的要求。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 5 第二章 设计说明书 本次设计以原油为进料设计常压塔和塔板，下面对设计过程中的一些参数的 确定加以说明。 2.12.1 设计任务设计任务 年处理量为 3.25Mt 原油的常压分馏塔，原油实沸点蒸馏数据已知。要求画去 实沸点曲线，并计算出塔板的塔径和塔高。 2.22.2 常压塔的工作原理及工艺路线常压塔的工作原理及工艺路线 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 常压塔的工艺流程图 在炼油工艺中，原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水，脱盐后原油换热 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 6 到 230240进初馏塔（又称预汽化塔） ，塔顶出轻汽油馏分或重整原料。塔底为 拔头原油经常压炉加热至 360370进入常压分馏塔，塔顶出汽油。 图 2-2 常压塔的基本结构和工作原理图 由图可知，在塔 1 中精馏段最下一板的液体全部流入提留段中（此部分液体 量由于受进料汽化率的限制，流率不大甚至接近于零） 。而其余各塔，则只有部分 液相从精馏段流入自己的汽提塔中，剩余部分则作为下一塔的回流；另外，原料 进入塔 1 时，是气，液两相的，而其余各塔的进料都是气相进料。塔 1 的进料组 成一般不变，而其余各塔的进料组成则与其下面塔的操作情况有关。 在操作时各塔是相互联系的，所以分析某一个塔的操作时还需要同时分析 其相邻的塔的操作情况，现以塔 3 为例进行分析，如果相邻的下一塔（塔 2）塔顶 产物的浓度发生变化，塔 3 的进料浓度也变化。根据二元精馏过程的分析可知， 当两段的板数固定，回流比不变时，如进料浓度小，则塔 3 的顶部及底部产品中， 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 7 低沸点物均同时减少。上一塔（塔 4）对塔 3 的影响主要通过两个方面，即回流量 的大小和回流组成。回流量变化的影响可以二元精馏分析得到，回流组成的稍许 变化对分离影响不大。 2.32.3 确定设计的确定设计的操作条件操作条件 常压塔的操作条件的参数确定主要有三个方面：压力操作,温度压力和回流量。 本节主要确定前两个操作条件。 确定操作温度和压力条件的主要手段是热平衡和相平衡计算。 2.3.12.3.1 操作压力的确定操作压力的确定 原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制约于塔顶产品接受罐的温度下塔 顶产品的泡点压力。常压塔顶产品接受罐在 0.10.25MPa 的压力操作时，常压塔 顶的压力应稍高于产品接收罐的压力。 在确定塔顶产品接收罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶馏出物流经管线、 管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操作压力。根据经验，通过冷凝器 或换热器壳程的压力降一般约为 0.2MPa，使用空冷器时的压力降可能稍低些。 塔顶操作压力确定后，塔的各部位的操作压力也随之可以计算得，塔的各部 位的操作压力与油汽流经塔盘时所造成的压降有关。本次设计选用浮阀塔板，其 压力降在 0.40.65kPa。 2.3.22.3.2 操作温度的确定操作温度的确定 确定精馏塔的各部位的操作压力后，就可以确定各点的操作温度。气相温度 是该处油汽分压下的露点温度，而液相温度则是其泡点温度。设计中按塔板上的 汽、液两相处于相平衡状态计算。 （1）汽化段温度 汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。已知汽化段和炉出口的操作压力，而 且产品总收率或常压塔拔出率和过汽化度、汽提蒸汽量等也已确定，就可以算出 汽化段油汽分压，于是可以作出进料在常压、在汽化段油汽分压下以及炉出口压 力下的三条平衡汽化曲线，根据预定的汽化段中总汽化率 eF，查得汽化段温度 tF。 （2）塔底温度 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 8 根据经验原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段 温度低 510。 （3）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汽分压下的 泡点温度。然而往往手头所有的是经汽提后的侧线产品的平衡汽化数据，为简化 起见，通常都是按经汽提后的侧线产品在该处油汽分压下的泡点温度来计算。 侧线温度的计算要用猜测法。先假设侧线温度 tm，作适当的隔离体和热平衡， 求出回流量，认为假设正确，否则，重新假设，直到达到至要求精度为止。 （4）塔顶温度 塔顶温度是塔顶产品在其本身油汽分压下的露点温度18 。原油常压塔塔顶不凝 气量很少，可以忽略不计，忽略不凝气量以后求得的塔顶温度较实际塔顶温度约 高出 3%，可将计算结果成乘以 0.97 作为采用的塔顶温度。 （5）侧线汽提塔塔底温度 当用水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低 810，有的也可能更 多一些。 3 2.42.4 塔板设计数据塔板设计数据 常压塔采用的各式塔板的压力降大致如下表： 表 2-1 各种踏板的压力降 塔板型式压力降，kPa 泡 罩 型 0.50.8 浮 阀 型 0.40.65 筛 板 型 0.250.5 舌 型 0.250.4 金属破沫网型 0.10.25 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 9 第三章 常压蒸馏塔设计计算 3.13.1 设计数据设计数据 3.1.13.1.1 已知数据已知数据 （1）原油密度： d420=0.8615 （2）处理量： 325 万吨/年 （3）操作时间： 8000 小时/年 （4）回流热配比： 4 : 3 : 3 3.1.23.1.2 油品性质及实沸点数据油品性质及实沸点数据 （1）原油实沸点蒸馏数据如表 3-1： 表 3-1 原油实沸点蒸馏数据 占原油重量/%馏分号沸点范围，相对密度， （d420） 每馏分总收率 蒸顶130-4.24.3 常顶1300.71281.15.3 常一1302400.780410.215.5 常二2403100.82028.524.0 常三310350084126.230.2 减一350370-3.834.0 减二370450-12.746.7 减三450530-13.360 渣油530-40100 由公式: 馏分体积%= 馏分的重量%原油相对密度 d420/馏分油相对密度 d420 可计算每馏分占原油体积%。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 10 （2）油品性质数据如表 3-2： 表 3-2 油品性质数据 IBP恩氏蒸馏/项目相对密度 （d420） /10%30%50%70%90%100% 常顶（汽油）0.71285272818896108128 常一（煤油）0.7804124147155170188210236 常二（轻柴）0.8202253253257264275293301 常三（重柴）0.8412313315320323328335341 常底（重油）-345- 3.2.3.2.设计计算设计计算 3.2.13.2.1 原油的实沸点蒸馏曲线原油的实沸点蒸馏曲线 将原油实沸点蒸馏数据与总质量收率数据绘成常压下实沸点蒸馏曲线，如图 3- 1a 所示。 图 3-1a 原油实沸点蒸馏曲线 将原油实沸点蒸馏数据与算出的总体积收率数据绘成常压下实沸点蒸馏曲线， 如图 3-1b 所示。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 11 图 3-1b 原油实沸点蒸馏曲线 3.2.23.2.2 原油的常压平衡汽化曲线原油的常压平衡汽化曲线 由原油的实沸点蒸馏曲线查得汽化体积分数及其相应的汽化温度，如下表 5 所示： 表 3-3 原油常压实沸点蒸馏数据 汽化（体积分数） ， % 010305070 温度，80180350465550 （1）实沸点蒸馏曲线的参考线斜率及其各点温度： 按定义 实沸点蒸馏曲线参考线的斜率 =（550-180）/（70-10）=6.17（/%） 由此计算参考线的各点温度： 0% 点 = 180-6.17（10-0）=118.3 () 10%点 = 180+6.17（10-10）=180.0 () 30%点 = 180+6.17（30-10）=303.4 () 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 12 50%点 = 180+6.17（50-10）=426.8() （2）平衡汽化参考线斜率及其各点温度 1.查课本 P208 图 7-17 上图，实沸点蒸馏曲线 10%至 70%斜率（6.17/%） ， 得平衡汽化参考线的斜率为 4.3/%； 查课本 P208 图 7-17 中图，得F =23。 故 平衡汽化参考线 50%点 = 实沸点蒸馏参考线 50%点 - F =426.8-23 = 403.8 （） 由平衡汽化参考线 50%点和斜率可计算得其他各点温度： 0% 点 = 403.8-4.3（50-0）=188.8 () 10%点 = 403.8-4.3（50-10）=231.8 () 30%点 = 403.8-4.3（50-30）=317.8 () 70%点 = 403.8+4.3（70-50）=489.8 () 90%点 = 403.8+4.3（90-50）=575.8 () 100%点 = 403.8+4.3（100-50）=618.8 () 2. 实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差Fi%： F0=80-118.3= -38.3 () F10%=180-180=0 () F30%=350-303.4=46.6 () F50%=465-426.8=38.2 () F70%=550-550=0 () 3.平衡汽化曲线各点温度： 由课本 P208图 7-17 下图，查得各馏出百分数时的温差比值，得： 0 比值=0.25； 10%比值=0.4； 其余各点比值都是 0.33。 平衡汽化曲线各点与其参考线相应各点的温差T等于实沸点蒸馏曲线与其参 考线相应各点的温差Fi%乘以对应的比值。由此得平衡汽化各点的T： 0%点T =-38.3*0.25=-9.6 () 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 13 10%点T =00.4=0 () 30%点T =46.60.33=15.5 () 50%点T =38.20.33=12.7 () 70%点T =00.33=0 () 平衡汽化曲线各点温度等于它的参考线各点温度加上相应的T值，得平衡汽 化温度： 0% 点=188.8-9.6=179.2 () 10%点=231.8+0=231.8 () 30%点=317.8+15.5=333.3 () 50%点=403.8+12.7=416.5 () 70%点=489.8+0=489.8 () 依上数据画出原油的常压平衡汽化曲线,如下图 3-2: 图 3-2 平衡汽化曲线 3.2.33.2.3 油品的性质参数油品的性质参数 （1） 实沸点切割点计算 由公式 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 14 实沸点切割点=（轻馏份终馏点+重镏份馏点）2 可计算: 汽油和煤油实沸点切割点 =（汽油实沸点 100%点+煤油实沸点 0%点）/2 =（128+120）/2=124 煤油和轻柴油实沸点切割点 =（煤油实沸点 100%点+轻柴油实沸点 0%点）/2 =（252.8+237）/2=245.4 轻柴油和重柴油实沸点切割点 =（轻柴油实沸点 100%点+重柴油实沸点 0%点）/2 =（301+297）/2=299 查课本 P239图 7-41 得： toH =294, t100L =350 重柴油和重油实沸点切割点=( toH + t100L)/2=(294+350)/2=322 得出的数据列于表 3-4： 表 3-4 原油常压切割方案 产品实沸点切割点/实沸点馏程/ 汽 油124188.8 煤 油245.4128287.5 轻 柴299223301 重 柴322285.8341 重 油- （2）恩氏蒸馏曲线斜率 由公式 S =（t90- t10）/（90-10）得： 汽油 S =（108-72）/（90-10）=0.45/% 煤油 S =（210-142）/（90-10）=0.85 /% 轻柴油 S =（293-257/（90-10）=0.45/% 重柴油 S =（335-315）/（90-10）=0.25 /% 重油 me= 2.00；Tme=258.68-2.00=257 渣油 me=2.38；Tme=330.8-2.38=308 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 15 查课本得原油产品有关性质参数列于表 3-5： 表 3-5 原油产品的有关性质参数表 产品d420比重指数API相对分子质量 （M） 特性因数 （K） 汽油0.712868.339912.19 煤油0.780449.215512.0 轻柴油0.820241.120911.97 重柴油0.841238.528912.37 重油-21.1- 原油0.861532.0- 3.2.43.2.4 产品收率和物料平衡产品收率和物料平衡 可根据原油的实沸点蒸馏曲线及实沸点切割点得出各产品的体积收率，进而 算出重量收率。 由图 3-1b 和表 3-3 的相关数据对照，可得出体积收率数据为： 产品汽油煤油轻柴油重柴油 体积收率%3.8 11.59.7 7.4 故,常压塔的物料平衡如表 3-6 所示： 表 3-6 物料平衡（按每年开工 8000 小时计算） 产率，%处理量或产量油品 体积分数质量分数104t/aKg/hKmol/h 原油100100325371004- 汽油3.85.317.2319663207.98 煤油11.510.233.1537842248.96 轻柴油9.78.527.633154114468 重柴油7.46.220.122296879.3 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 16 重油67.669.8226.85258961- 3.2.53.2.5 汽提蒸汽用量汽提蒸汽用量 侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用的过热水蒸汽汽提温度为 420，压力为 0.3MPa，取汽提蒸汽用量如表 3-7： 表 3-7 汽提水蒸汽用量 油 品质量分数， %/hkmol/h 煤油 31135.764.2 轻柴油 3941.150.8 重柴油 2.81046.762.3 重油25609316.8 合计-8732.5494.1 3.2.63.2.6 塔板形式和塔板数塔板形式和塔板数 选用浮阀塔板。 参照石油炼制工程P236表 7-7 和表 7-8 选定塔板数如表 3-8： 表 3-8 常压塔塔板数表 被分离馏分塔板数 常顶常一线10 层（考虑一线生成航空煤油） 常一线常二线6 层 常二线常三线6 层 常三线常底4 层 常底气提段4 层 考虑采用两个中段回流，每个用 3 层换热塔板，共 6 层。全塔塔板数共计为 36 层。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 17 3.2.73.2.7 精馏塔计算草图精馏塔计算草图 图 3-3 精馏塔计算草图 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 18 3.2.83.2.8 操作压力操作压力 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 0.5kPa(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 9 层）上压力=0.157+90.510-3 =0.162； 常二线抽出板（第 21 层）上压力=0.157+210.510-3 =0.168； 常三线抽出板（第 30 层）上压力=0.157+300.510-3 =0.172； 汽化段压力（第 36 层下）压力=0.157+360.510-3 =0.175； 取转油线压力降为 0.035MPa，则 加热炉出口压力为：0.1750.035=0.21MPa 3.2.93.2.9 汽化段及塔底温度汽化段及塔底温度 （1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度 取过汽化度为进料量的 2%（重量）或 2.03%（体积） ，即： 汽化量为 7420/h。 要求进料在汽化段的汽化率为 eF为： eF（体积分数）=（3.8+11.5+9.7+7.4+2.03）%=34.43% （2）汽化段的油汽分压 汽化段各物料量流量如表 3-9： 表 3-9 汽化段物料流量表 汽化段物料流量 汽油207.98 kmol/h 煤油248.96 kmol/h 轻柴油 14468 kmol/h 重柴油79.03 kmol/h 过汽化油27 kmol/h 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 19 油汽量合计707.62 kmol/h 设塔底汽提蒸汽量为塔底重油量的 2%。 过汽化油的相对分子量取 300。 则塔底汽提水蒸气用量=25896122%/18=287.7 kmol/h 由此计算得汽化段的油气分压为 0.175707.65/（707.65287.7）=0.124 (MPa) (3) 汽化段温度的初步求定 常压实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为 333，将 333换算成 0.124MPa(1.1atm)下的温度为 338，从该交点做垂直于横坐标的直线，在该直线 上找到 338之点，过此点做平行于原油常压平衡汽化曲线，即为原油在 0.124MPa 下的平衡汽化曲线。 由此可查得当 eF为 34.43%时的温度为 355，此即为汽化段的温度 tF. (4) 汽化段温度 tF的校核 校核的主要目的是看由 tF要求的加热炉出口温度是否合理。 当汽化率 eF（体积分数）=34.43%，tF=355时，进料在汽化段中的焓 hF计算 结果如表 3-10 所示。 表 3-10 进料带入汽化段的热量 QF（P=0.175MPa，t=355） 焓，kJ/kg油料 气相液相 热量，kJ/g 汽油1151-115115167=17.46106 煤油1117-111735917=40.12106 轻柴油1109-110923292=25.83106 重柴油1100-110020042=22.05106 过汽化油1096-10967576=8.30106 重油-854854276798=236.39106 合计-QF=350.15106 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 20 所以 hF=350.15106/371004=943.8（kJ/kg） 再按上述方法作出原油在加热炉出口压力 0.21MPa（2.08atm）下的平衡汽化 曲线，设定加热炉出口温度为 360，读出在 360时的汽化率为 34.43 %（体积） 。 显然， e0 hF=943.8 kJ/kg， 在设计的汽化温度 355之下，能保证所需的拔出率，炉出口温度也不至于超 过允许限度。 （5）塔底温度 取塔底温度比汽化段温度低 7，即 355-7=348（） 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 21 3.2.103.2.10 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配塔顶及侧线温度的假设与回流热分配 （1）假设塔顶及各侧线温度 参考同类装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度如表 3-12 所示： 表 3-12 塔顶及各侧线假设温度表 产品出口温度数值 常 顶 温 度146 常一线抽出板（第 9 层）温度180 常二线抽出板（第 21 层）温度269 常三线抽出板（第 30 层）温度320 （2）全塔回流热 按上述假设的温度条件作全塔热平衡（见表 3-13） ，由此求出全塔回流热。 表 3-13a 全塔回流热（出方） 操作条件焓 kJ/kg 物 料流率 kg/h密度 g/cm3 压力 MPa温度汽相液相 热 量 kJ/h 常 顶196630.71280.157 146 615-9.33106 常 一378420.78040.162 180 -37713.54106 常 二315410.82020.168 269 -61515.20106 常 三229680.84120.172 320 -77015.43106 常 底25896-0.177340-837238.02106 水蒸气8732-0.157146641-21.67106 出 方 合计379707-313.19106 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 22 表 3-13b 全塔回流热（入方） 操作条件焓 kJ/kg 物 料 流率 kg/h 密度 g/cm3压力，MPa温度，汽相液相 热 量 kJ/h 进料371040.86150.175355-356.93106 汽提蒸汽8732-0.34203316-26.91106 入 方 合 计379736-353.54106 所以 全塔回流热 Q=（353.54313.19）106=40.35106kJ/h （3）回流方式及回流热分配 塔顶采用二级冷凝冷却流程，采用 2 个中段回流。第 1 个回流介于常一线与常 二线之间（第 1113 层） ，第 2 个回流介于常二线与常三线之间（第 2325 层） 。 计算回流热： Q0 =60.32106kJ/h40%=24.14106kJ/h Q1 =60.32106kJ/h30%=18.11106kJ/h Q2 =60.32106kJ/h30%=18.11106kJ/h 计算结果如表 3-11 所示： 表 3-14 全塔回流热分配表（回流热配比 4：3：3） 塔顶回流取热 40%30.18106kJ/h 第一中段回流取热 30%18.11106kJ/h 第二中段回流取热 30%18.11106kJ/h 3.2.113.2.11 侧线及塔顶温度的校核侧线及塔顶温度的校核 （1）按下图中的隔离体系作第 30 层以下塔段的热平衡。校核由下而上进行。 （1）重柴油抽出板（第 30 层层）温度 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 23 图 3-3 第 30 层以下塔段的热平衡图 由热平衡得 365.79106753L=344.01106979L 所以，内回流 L=99000（kg/h） 或 99000/278=356（kmol/h） 常三线抽出板上方气相总量为： 208+249+144.68+356+316=1274.6（kmol/h） 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 24 常三线蒸汽（即内回流）分压为： 0.172356/1274.6=0.060（MPa） 表 3-15 第 30 层以下塔段的热平衡 操作条件焓 kJ/kg 物 料 流率 kg/h 密度 g/cm3 压力，MPa温度，汽相液相 热 量 kJ/h 进料 3787920.86150.175355-353.59106 汽提蒸汽 5687-34203316-18.86106 内回流 L 0.826 0.172 290 -758758L 入 方 合 计 384479+L- 372106758L 常顶 151670.7030.1723201010-15.32106 常一线 359170.77820.172320986-35.41106 常二线 232920.81510.172320970-22.59106 常三线 200420.8280.172320-77015.43106 常底 2843740.92370.177335.5-837238.02106 水蒸气 5681-0.1723203032-17.24106 内回流 L 0.826 0.172320978-978L 出 方 合 计 384479+ L- 346106978L 由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算 0.060MPa 下平衡汽化 0 点温度。可以用 石油炼制工程3中图 715 和图 716 先换算得常压下平衡汽化数据，再用 图 726 换算成 0.060MPa 下的平衡汽化数据。结果如下： 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 25 表 3-16 第 30 层温度核算表 项 目 0%10%30%50%70% 恩氏蒸馏温度， 313 315320323328 恩氏蒸馏温差， 16151411- 平衡汽化温差， 687.55- 常压平衡汽化温度， 329.5335.5343.5351- 0.0625MPa 平衡汽化温度， 321322328331- 由上求得的在 0.060MPa 下常三线抽出板的泡点温度为 321，与原假设的 320很接近，可以认为原假设温度是正确的。 （2）轻柴油抽出板和煤油抽出板的温度 校核的方法和校核重柴油抽出板温度的方法相同，可通过作出第 21 块板以下 和第 9 块板以下塔段的热平衡来计算。由于计算过程相同，故计算过程从略。计 算结果和假设值相符，故认为原假设值是正确的。即轻柴油抽出板的温度为 269， 煤油抽出板的温度为 180。 （3）塔顶温度 塔顶冷回流的温度t060。其焓值hL0V,t0155.7kJ/kg 塔顶温度t1166，回流（汽油）蒸汽的焓hL0V,t1682kJ/kg。故塔顶冷回流量为： 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 26 L0Q/（hL0V,t1hL0V,t0）17.36106/（682155.7）32990（kg/h） 塔顶油气量（汽油内回流蒸汽）为 （3299023880）/145392（kmol/h） 塔顶水蒸气流量为 4123/18229（kmol/h） 塔顶油气分压为 0.157392/（392229）0.099（MPa） 塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度。已知其焦点温度和压力依 次为 361.9和 7.4MPa，据此可在平衡汽化坐标纸上作出汽油平衡汽化 100%点的 pt 线，由该相图可读出油气分压为 0.099MPa 时的露点温度为 170。考虑到不 凝气的存在，该温度乘以系数 0.97，则塔顶温度为 164.9，与原假设温度 166 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 0.058MPa。相应于此压力下的饱和水蒸气的温度为 85， 远低于塔顶 166，故在塔顶，水蒸气处于过热状态，不会冷凝。 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 27 3.2.123.2.12 全塔气液负荷分布图全塔气液负荷分布图 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。 第 1 层塔板汽液相负荷 表 3-17 第 1 层以下塔段的热平衡 操作条件焓 kJ/kg热 量 kJ/h 物 料 流率 kg/h 密度 g/cm3 压力， MPa 温度， 汽相液相 进料 3787920.86150.175355- -350106 汽提蒸汽 8025-34203316-26.61106 内回流 L 0.705 0.158 116 -311311L 合 计 386817+L- 377106311L 常顶 151670.7030.158120640-9.71106 常一线 359170.77820.162150-36813.25106 常二线 232920.81510.168239-61114.23106 常三线 200420.8280.172320-77015.43106 常底 2843740.92370.177335.5-837238.02106 水蒸气 8025-0.1581202793-22.41106 内回流 L 0.705 0.158120640-640L 12 段取走热 -30.18106 合 计 386817+L- 343106640L 由热平衡得 377106311L=350106640L 所以 内回流 L=92128kmol/h 或 92128/109=845kmol/h 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 28 第 1 层抽出板上方汽相总量为： 207.98+845+445.9=1499kmol/h 液相负荷 Ls=9212810-3/0.705=130.7 m3/h 由公式 PV=nRT ，得： 气相负荷 Vs =24652 m3/h 第 9 层塔板汽液相负荷 表 3-18 第 9 层以下塔段的热平衡 操作条件焓 kJ/kg 物 料流率 kg/h 密度 g/cm3 压力 MPa温度，汽相液相 热量 kJ/h 进料 3787920.86150.175355- -346.93106 汽提蒸汽 8025-34203316-26.61106 内回流 L0.7750.161 143 -356356L 合 计 386817+L- 373106356L 常顶 151670.7030.161146661-10.03106 常一线 359170.77820.162150-36012.93106 常二线 232920.81510.168239-61114.23106 常三线 200420.8280.172320-77015.43106 常底 2843740.92370.177335.5-837238.02106 水蒸气 8025-0.1611462794-22.4106 内回流 L0.7750.161146657-657L 12 取走热 -30.18106 合 计 386817+L- 343106657L 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 29 由热平衡得 373.54106356L=343.23106657L 所以 内回流 L=100698kmol/h 或 100698/180=559kmol/h 第 9 层抽出板上方汽相总量为： 207.98+559+316+31.2+38.8+59.9=1213kmol/h 液相负荷 Ls=10069810-3/0.775=129.9 m3/h 由公式 PV=nRT ，得： 气相负荷 Vs =23681 m3/h 第 11 层塔板汽液相负荷 表 3-19 第 11 层以下塔段的热平衡 操作条件焓 kJ/kg 物 料 流率 kg/h 密度 g/cm3 压力，MPa温度，汽相液相 热 量 kJ/h 进料 3787920.86150.175355- -346.93106 汽提蒸汽 6947-34203316-23.04106 内回流 L 0.781 0.163 153 -377377L 合 计 385739+- 369106377L 常顶 151670.7030.163158711-10.78106 常一线 359170.77820.163158682-24.50106 常二线 232920.81510.168239-61114.23106 常三线 200420.8280.172320-77015.43106 常底 2843740.92370.177335.5-837238.02106 水蒸气 6947-0.1631582795-19.42106 内回流 L 0.781 0.163158678-678L 12 段取走 热 -30.18106 辽宁石油化工大学继续教育学院论文 30 合 计 385739+- 325106678L 由热平衡得 369.9106377L =352.56106678L 所以,内回流 L=57841kmol/h 或 57841/193=300kmol/h 第 11 层抽出板上方汽相总量为： 208+249+300+316+31.2+38.8=1143kmo 液相负荷 Ls=5784110-3/0.781=74.1 m3/h 由公式 PV=nRT ，得： 气相负荷 Vs =26814 m3/h 第 13 层塔板汽液相负荷 表 3-20 第 13 层以下塔段的热平衡 操作条件焓 kJ/kg 物 料 流率 kg/h 密度 g/cm3 压力，MPa温度，汽相液相 热量 kJ/h 进料 3787920.86150.