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100 万吨初馏塔 设计

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题 目： 年处理量100万吨卡宾达原油常压蒸馏塔设计院 系： 化学工程学院专 业： 化学工程与工艺班 级： 学生姓名： 学生学号： 指导教师： 论文提交日期： 2011 年 6 月 24 日论文答辩日期： 2011 年 6 月 28 日毕业设计论文任务书院(系):化学工程学院 专业：化学工程与工艺 班级：化工0707 姓名:刘宽 毕业设计(论文)题目：年处理量100万吨卡宾达原油常压蒸馏塔设计 毕业设计(论文)内容: 查阅文献 常压塔设计计算 翻译英文文献 设计(论文)专题部分: 换热流程设计 绘制工艺流程图(一张CAD图) 指导教师： 签字 年 月 日 教研室主任： 签字 年 月 日 院长（系主任）： 签字 年 月 日沈阳化工大学学士学位论文 内容摘要内容摘要本次设计主要是针对年处理量100万吨卡宾达原油的常压设计。 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。 为了更好地提高原油的生产能力，本着投资少，能耗低，效益高的思想对卡宾达原油进行常压蒸馏设计。设计的基本方案是：初馏塔拔出重整料，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。设计了一个初馏塔、一个常压塔、一段汽化蒸馏装置，此装置由一台管式加热炉、一个初馏塔，一个常压塔以及若干台换热器（完善的换热流程应达到要求：充分利用各种余热；换热器的换热强度较大；原油流动压力降较小）、冷凝冷却器、机泵等组成，在常压塔外侧为侧线产品设汽提塔。流程简单，投资和操作费用较少。原油在这样的蒸馏装置下，可以得到350-360以前的几个馏分，可以用作重整料、汽油、煤油、轻柴油、重柴油产品，也可分别作为重整化工（如轻油裂解）等装置的原料。蒸余的塔底重油可作钢铁或其它工业的燃料。在某些特定的情况下也可以作催化裂化或加氢裂化装置的原料。本次设计共用34块浮阀塔板，塔距0.8m，塔径2.6m，塔高28.22m。换热流程一共通过20次换热达到工艺要求，换热效率是88.31%。 关键词： 原油； 常压蒸馏； 物料衡算； 热量衡算； 塔； 换热沈阳化工大学学士学位论文 Abstract AbstractThis design mainly regards to which Cabinda crude oil are distilled by a process capacity of 1.0106t/a in normal pressures. As a part of crude oil processing technology , Atmospheric distillation of crude oil is very important in the whole processing schemes of crude oil and refineries and its operation status directly affects the continuing machine process .There are a kind of important separate equipment- normal pressures columns ,which is the key to attain high efficient , high quality oil. In recent years , firstly the distillation technique of normal pressures and manage experience were innovated constantly ; secondly equipments effect of saving energy is remarkable ;thirdly product quality was improved .But compare to international advanced techniques ,there are a long distance. In order to improve the product ability of crude oil, In the principle of shoestring, lowenergy consumption , high-efficiency ,designing the normal pressures distillation of Cabinda crude oil .Designs basic scheme : Prefractionator extracts naphtha. atmospheric column has three lateral line .Its tower top extracts gasoline and three lateral line respectively extract kerosene, light diesel fuel, heavy diesel fuel .Design a distillation device with a prefractionator，a atmospheric column with a piece of gasification. This device is consist of a tubular-furnace , a prefractionator , a atmospheric column ,several heat exchangers, cooling condenser and pumps. This procedure is simple; Investment and operation fee is short .According to this design device ,we can attain 350360 previous some fraction .They can be used to be naphtha ,gasoline, kerosene ,light diesel fuel, heavy diesel fuel products and they can be used tobe reforming chemical engineerings raw materials .Other tower bottle heavy oil can be as raw material of steel industries or other industries. At all under certain condition, they can be as raw material of catalytic cracking and hydrogen cracking. This design adopts 34 block floating valve trays. Tower distance is 0.8m. Tower diameter is 2.6m.Tower level is 28.22 m.Heat exchangers process reach to the technics requirement by 20 time heat exchangers processes .The heat exchangers efficiency is 88.31%. Key words: Crude oil; Atmospheric distillation; Material balance; Heat balance; Tower; Heat exchange沈阳化工大学学士学位论文 目录 目 录前 言1第一章 产品方案及工艺流程41.1产品方案41.2 工艺流程6第二章 工艺计算及说明72.1 设计数据72.1.1 已知数据72.1.2原油的基础数据72.2原油实沸点蒸馏曲线的绘制由表82.3 常压塔工艺计算92.3.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算92.3.2 产品的有关数据计算132.3.3 物料衡算152.3.4 确定塔板数和汽提蒸汽用量162.3.5 操作压力172.3.6 汽化段温度182.3.7 塔底温度232.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配232.3.9 侧线及塔顶温度的校核242.4 全塔气、液相负荷分布28第三章 塔的设计及水力学计算363.1塔板的操作条件363.2塔板间距初选373.3塔径初算373.4浮阀数及开孔率的计算393.5溢流堰及降液管的决定393.6水力学计算403.7塔板上的适宜操作区和负荷上下限42第四章塔的内部工艺结构454.1板式塔的内部工艺结构454.2 塔高H47第五章换热流程设计485.1换热流程计算485.1.1初馏塔之前的换热流程485.1.2常压塔前换热流程535.2热量利用率计算54结 论56致 谢57附 录58 沈阳化工大学学士学位论文 前言1前 言石油炼制工业是国民经济重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，目前全球需求的总能源40%依赖于石油产品，我国近年来超过50%原油需要进口，石油能源消费比重仍占25%左右，并且在未来30年依旧保持强劲的需求。我国炼油工业的单体产能不足、规模小，关键装备技术水平与国际先进水平有一定能够差距，是否做到石油炼制工业高效节能，适应新时期全球石油资源日益紧张，能源需求量日益扩大，原油轻馏分含量减少下的严峻形势，努力提高产能，扩大经济效益，提高原油时当下我国和世界各国面临的重要课题。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：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。常压蒸馏是石油炼制过程中的第一道工序，它担负着将原油进行初步分离的任务，通过常压蒸馏要尽可能多的从原油中得到馏出油，减少渣油量，提高原油总拨出率，获得更多的轻质直馏油品，也可以二次加工、三次加工提供更多的原料油。其能耗、收率和分离精度对下游加工装置影响很大。因此，本设计具有重要的应用价值和现实意义，虽然我国近年来在常减压蒸馏技术以及管理创新，产能，能源高效利用，产品性能等方面有有显著提高，但与国际先进水平仍有一定差距，体现在规模小，关键技术落后，能耗过高等问题。本设计旨适应高产能，高效节能，高原油拔出率，高油品质量要求环保经济效益良好的新时期石油炼制工业要求。石油工业大致经历四个阶段的发展，（1）、初始阶段1861-1911）首座世界炼厂在美国出现，产品是煤油； （2）、初步发展阶段（19111950）汽车工业块数发展刺激炼油工业技术进步，催化裂化，铂重整技术大力开发；(3)、快速发展阶段（19501990）炼油工业从欧美发展到发展中国家，出现多重金属重整催化技术等，炼油技术得到质的飞跃；（4）、成熟阶段（1990至今）炼油技术未有重大发展，治理于炼厂规模，炼化装置大型化，提高原油加工深度，改善原油产品收率和质量，提高过程先进控制 。石油原油蒸馏是石油加工重要的第一环节，当下世界蒸馏能力靠前的国家有美国，俄罗斯，日本，中国等，常压蒸馏技术通过一百多年的发展，至今已经形成一整套比较完善的工艺体系，目前世界上主要国家均采用初馏塔，常压塔，减压塔，常压炉组成的两炉三塔工艺流程。面临问题：（1）、石油蒸馏炼厂产能小，拔出率有待提高，效益差，能耗高，不够环保；(2）、装备技术水平有待提高（尤其蒸馏塔设备），急需向大型化智能化先进装备发展，重质油轻质化等技术急需发展；（3）、原油拔出率油品质量有待提高，能耗有待减少。当下石油炼化工业的发展趋向:（1）、规模大型化，装置大型化，近几年目前国内以及国际的炼化项目都是年炼油一千吨居多；（2）、炼油化工一体化；(3)、重质油轻质化技术将极大发展（4）、加氢催化裂化技术也会获得重大进步；（5）、环保节能，石油炼制过程能量高效利用和高品质石油产品以满足环境保护要求；（6）、计算机信息技术和先进过程装备控制广泛应用于石油炼制工业。48沈阳化工大学学士学位论文 第一章 产品方案及工艺流程第一章 产品方案及工艺流程1.1产品方案原油性质：卡宾达原油密度为0.8596g，API度为32.3，凝固点为11，50时的粘度为13.92s，酸值不高，为1.21KOHg,残炭为3.61，硫含量为0.20m,盐含量为36mgNaCLL,氮含量为0.20m,金属Ni和V含量分别为16.2ppm和1.7ppm。原油特性因数为12.3，该原油属低硫石蜡基原油。该原油350的轻油收率为42.78m, 500的总拔为69.41m。该油属低硫石蜡基原油。初馏-140，不是好的重整料。140-190不宜作汽油料。190-240可以作烷基苯料，240-300和300-350馏分是良好的-10和0#柴油调合组分，蜡油是好的催化裂化原料，渣油可以作焦化原料各直馏馏分油性质：初馏-140重整料：收率为11.43m，密度为0.7189g，硫含量为0.012m，溴价为97Br100g,芳潜含量为31.3m,酸度为0.22KOH100 ml,该馏分不是好的重整原料。140-190汽油料：收率为6.61m，密度为0.7703g，硫含量为0.031m，酸度为0.71KOH100 ml，溴价为301Br100g。90-240煤油料：收率为6.61m，密度为0.8080g，硫含量为0.038m，酸度为2.84KOH100 ml，芳烃含量为13.36v,烟点为18mm,正构烷烃为20.1m，该馏分是性质一般烷基苯原料。240-300轻柴油：收率为9.45m，密度为0.8294g，硫含量为0.067m，酸度不高，为5.7KOH100 ml，柴油的凝固点为-20，十六烷值为59.0，该馏分是良好的-10和0柴油调合组分。300-350重柴油：收率为8.68m，密度为0.8516g，硫含量为0.13m，酸度不高，为13.76KOH100 ml，柴油的凝固点为6，十六烷值较高，为65.1，该馏分是良好的0柴油调合组分。350-500蜡油:收率为26.63m,密度为0.8854g,硫含量为0.17m,凝固点为35，残炭为0.03m, Cp和CA分和为65、16，金属含量都很低，该蜡油是最好的催化裂化原料。500渣油：收率为30.27m,密度为0.9563g,硫含量为0.33，100时的粘度不高，为424.1mm s,残炭值为11.71m，饱合烃为45.40m，芳烃为36.39m,金属Ni和V含量分别为78ppm和13.5ppm，该渣油可作焦化原料。确定原油加工方案是炼厂设计和生产的首要任务。炼油厂根据所加工原油的性质, 市场需求,加工技术的先进性和可靠性以及经济效益等方面的综合考虑,进行全面的综合分析,研究对比,才能制定出合理的加工方案. 根据卡宾达原油本身的特性,本次设计产品为燃料型方案.由于卡宾达原油轻组分含量较高,所以设计初馏塔拔出部分轻组分,再和常压塔的塔顶产品调和为燃料汽油. 图1-1 常压塔的工艺流程图方案：初馏塔:重整料 常压塔顶:汽油常压一线:煤油常压二线:轻柴油 常压三线:重柴油注解：初馏塔拔出重整料，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。设计了一个初馏塔、一个常压塔、一段汽化蒸馏装置，此装置由一台管式加热炉、一个初馏塔，一个常压塔以及若干台换热器（完善的换热流程应达到要求：充分利用各种余热；换热器的换热强度较大；原油流动压力降较小。）冷凝冷却器、机泵等组成，在常压塔外侧为侧线产品设汽提塔。流程简单，投资和操作费用较少。原油在这样的蒸馏装置下，可以得到350-360以前的几个馏分，可以用作石脑油、汽油、煤油、轻柴油、重柴油产品，也可分别作为重整化工（如轻油裂解）等装置的原料。蒸余的塔底重油可作钢铁或其它工业的燃料。在某些特定的情况下也可以作催化裂化或加氢裂化装置的原料。1.2 工艺流程原油进入厂区后（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130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、常一中路（一次）换热、重柴（三次）换热、轻柴（一次）换热、重柴（二次）换热和重柴（一次）换热至此原油温度升至250左右，与二路原油混合再次加热；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（三次）换热，原油温度至此升为128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（一次）、常二中（二次）换热、重油（三次）换热、常二中（一次）换热和重油（二次）换热，至此原油温度升至250左右，同一路原油混合后同重油（一次）换热，温度升至300。进入常压加热炉，加热至365左右，从常压炉出来的原油温度在365左右，自常压塔的第31块板上进入常压塔。沈阳化工大学学士学位论文 第二章 工艺计算及说明 第二章 工艺计算及说明2.1 设计数据2.1.1 已知数据 1)原油类型:卡宾达原油2)处理量:100万吨/年3)操作时间:8000小时/年4)汽提蒸汽：420，0.3MPa(绝压)2.1.2原油的基础数据1.卡宾达原油的性质表2.1 卡宾达原油的一般性质分析项目性质分析项目性质API32.3盐含量，mgNaCl/L36密度（20），g/cm0.8596C/H6.62粘度，mm/s金属含量，ppm5013.92铁3.1807.148镍16.2凝点，11铜0.01残炭，m%3.61钒1.7硫，m%0.1936钙1.5氮，ppm1965.7钠8.3水含量，m%痕迹镁0.65灰分，m%0.01特性因数12.3酸值，mgKOH/g1.21原油类别低硫-石蜡基2.产品的恩氏蒸馏数据表2.2 产品的恩氏蒸馏数据产品初馏点10%30%50%70%90%终馏点密度 g收率重整料618294105116134160.50.719897汽油951511601661721832040.770398.5煤油198209213218223.5232.52430.80898.5轻柴24252622672742842920.829499重柴3003133183213273353440.8516983.原油的实沸点蒸馏数据表2.3 原油的实沸点蒸馏数据表收率/m%收率/v%沸点范围/每馏分总收率每馏分总收率密度(g/cm)酸度mgKOH/100ml初馏14011.4311.4313.6913.690.71890.221401906.6118.047.4021.090.77030.711902406.6124.657.0528.150.8082.842403009.4534.19.8337.970.82945.73003508.6842.788.7946.760.851613.7635050026.6369.4125.9472.700.885450030.2799.6827.30100.000.95632.2原油实沸点蒸馏曲线的绘制由表由表2.3 相关数据绘制下表：图2.1 原油实沸点蒸馏曲线（体积分数） 图2.2 原油实沸点蒸馏曲线（质量分数）2.3 常压塔工艺计算 2.3.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算【重整料】 1)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.2 确定50%点实沸点温度,由图查得105温度下的恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为0.3,所以有: 50%点实沸点温度=105+0.3=105.32)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.1 查知实沸点曲线温差,结果表如下:表 2.4 石脑油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温度差实沸点蒸馏温度差0%10%2136.010%30%1222.730%50%1119.050%70%1116.770%90%1822.890%100%25.527.53)由 50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度30%点=105.3-19.0=86.310%点=86.3-22.7=63.60%点=63.6-36=27.670%点=105.3+16.7=125.590%点=125.5+22.8=145.8100%点=145.8+27.5=172.3【汽油】 1)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.2 确定166温度下50%点实沸点温度,由图查得恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为3.4有: 50%点实沸点温度=166+3.4=169.42)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.1 查知实沸点曲线温差,结果表如下:表 2.5 汽油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温度差实沸点蒸馏温度差0%10%5677.410%30%917.730%50%610.450%70%69.170%90%1115.290%100%2122.63)由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度30%点=169.4-10.4=16010%点=160-17.7=141.30%点=141.3-77.4=63.970%点=169.4+9.1=178.590%点=178.5+15.2=193.7100%点=193.7+22.6=216.3【煤油】1)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.2 确定50%点实沸点温度,由图查得218温度下恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为6.9，有: 50%点实沸点温度=218+6.9=224.92)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.1 查知实沸点曲线温差,结果表如下:表 2.6 煤油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温度差实沸点蒸馏温度差0%10%112210%30%48.430%50%5950%70%5.58.370%90%912.290%100%105123)由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度30%点=224.9-9=215.910%点=215.9-8.4=207.50%点=207.5-22=185.570%点=224.9+8.3=233.290%点=233.2+12.2=245.4100%点=245.4+12=257.4【轻柴油】对于恩氏蒸馏温度高出246者需要考虑裂化影响, 进行温度校正, 公式如下: lgD=0.00852t-1.691 （式2.1）式中:D温度校正值(加至 t 上 ),; t超过 246的恩氏蒸馏温度,. 1)按式 2.1 作裂化校正,校正后的轻柴油恩氏蒸馏温度数据如下:表 2.7 校正后的轻柴油恩氏蒸馏温度馏出体积分数，%01030507090100温度，242261.2265.5270.8278.4289.4300.32)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.2 确定50%点实沸点温度,由图查得270.8温度下恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为11.5，有: 50%点实沸点温度=270.8+11.5=282.33）由石油化工工艺计算图表3图 2.2.1 查知实沸点曲线温差,结果表如下表 2.8 轻柴油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温度差实沸点蒸馏温度差0%10%19.233.810%30%4.38.630%50%5.39.250%70%7.611.870%90%1115.290%100%8.910.24)由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度30%点=282.3-9.2=273.110%点=273.1-8.6=264.50%点=264.5-33.8=230.770%点=282.3+11.8=294.190%点=294.1+15.2=309.3100%点=309.3+10.2=319.5 【重柴油】按式 2.1 对高于 246的恩氏蒸馏温度进行裂化校正公式如下: lgD=0.00852t-1.691 （式2.1）式中:D温度校正值(加至 t 上 ),; t超过 246的恩氏蒸馏温度,.校正后的重柴油恩氏蒸馏数据如下:表2.9 轻柴油裂化校正后恩氏蒸馏温度馏出体积分数，%01030507090100温度，307.3322.5328.4332.1339.4349.6361.42)由石油化工工艺计算图表3图 2.2.2 确定332.1温度下50%点实沸点温度,由图查得恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为19.6有: 50%点实沸点温度=332.1+19.6=351.73）由石油化工工艺计算图表3图 2.2.1 查知实沸点曲线温差,结果表如下：表2.10 重柴油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温度差实沸点蒸馏温度差0%10%15.227.710%30%5.911.930%50%3.76.950%70%7.311.470%90%10.213.890%100%11.813.64)由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度30%点=351.7-6.9=344.810%点=344.8-11.9=332.90%点=332.9-27.7=305.270%点=357.1+11.4=368.590%点=368.5+13.8=382.3100%点=382.2+13.6=395.8表2.11 产品的实沸点蒸馏数据产品初馏点10%30%50%70%90%终馏点重整料27.663.686.3105.3125.5145.8172.3汽油63.9141.3160169.4178.5193.7216.3煤油185.5207.5215.9224.9233.2245.4257.4轻柴油230.7264.5273.1282.3294.1309.3319.5重柴油305.2332.9344.8351.7368.5382.3395.82.3.2 产品的有关数据计算 (1)体积平均沸点重整料:tv =(t10+t30+t50+t70+t90)/5=（82+94+105+116+134)/5=106.2汽油:tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=（151+160+166+172+183)/5=166.4煤油:tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=（209+213+218+223.5+232.5)/5=219.2轻柴油:tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=（258+262+267+274+284)/5=269重柴油:tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=（313+318+321+327+335)/5=322.8（2）恩氏蒸馏10%90%馏分的曲线斜率石脑油：S=(134-82)/(90-10)=0.65/%汽油： S=(183-151)/(90-10)=0.40/%煤油： S=(232.5-209)/(90-10)=0.294/%轻柴油：S=(284-258)/(90-10)=0.325/%重柴油：S=(335-313)/(90-10)=0.275/%(3)立方平均沸点由石油炼制中公式3-22tv：体积平均沸点；cu立方平均沸点tcu的校正值，；s:其馏程的斜率表2.12 产品的立方平均沸点产品立方平均沸点/重整油104.6汽油165.5煤油218.5轻柴油268.4重柴油322.3(4)中平均沸点由石油炼制中公式3-23tv：体积平均沸点；me中平均沸点tme的校正值，；s:其馏程的斜率表2.13 产品的中平均沸点产品中平均沸点/重整料102.4汽油164.2煤油217.7轻柴油267.4重柴油321.5(5)与的换算： 由公式表2.14 产品的密度换算产品 g/cm/g/cmg/cm重整油0.71890.0050.7248汽油0.77030.00470.775煤油0.8080.00450.800.65轻柴油0.82940.00440.8338重柴油0.85160.00430.8559蜡油0.88540.00410.889渣油0.95630.00370.96(6)产品的分子量 M,比重指数 API,特性因数 K分子量 M由石油化工工艺计算图表3图 2-1-2查得API由石油炼制工程 2中公式（3-25） 计算特性因数K由石油炼制工程 2中公式（3-32） 计算表2.15 产品的分子量 M,比重指数 API,特性因数 K产品分子量比重指数API特性因数K重整油10263.712.07汽油14051.111.91煤油17442.711.81轻柴油21538.2111.88重柴油27133.811.952.3.3 物料衡算1.切割点和产品收率的确定 切割点的确定方法以汽油和煤油之间的切割点的确定为例,由前面的计算可知: 汽油的实沸点终馏点是216.3煤油的实沸点初馏点是185.5. 则:汽油和煤油之间的切割点=(216.3+185.5)/2=200.9 在图 2.1 原油实沸点蒸馏曲线上200.9处作一水平线交曲线一点,以此点作垂线交横轴体积分数,此点值为22.34%，可找出石脑油和汽油切割点对应的横坐标值为10.88%,由此可确定汽油的体积收率为:22.34%-10.88%=11.46%同样的方法在图2.2上确定汽油的质量收率为:19.65%- 9.10%=10.55% 同理可确定各产品的切割点和收率,结果表如下:表2.16 原油常压切割方案产品实沸点切割点/实沸点沸程/收率/%体积收率质量收率重整油118.127.6-172.310.889.10汽油200.963.9-216.311.4610.55煤油244.05185.5-257.46.375.51轻柴油312.35230.7-319.511.7911.05重柴油377.9305.2-395.810.6611.19表2.17 原油常压切割方案的附表实沸点切割点/体积分数的横坐标值质量分数的横坐标值重整油118.110.889.10汽油200.922.3419.65煤油244.0528.7125.16轻柴油312.3540.5036.21重柴油377.951.1647.402.物料衡算表表2.18 物料衡算表(开工天数8000小时年)产品产率/%处理量/产量体积质量t/akg/hkmol/h原油100100100125000重整油10.889.1010.8813600130.33汽油11.4610.5511.4614325102.32煤油6.375.516.377962.545.76轻柴油11.7911.0511.7914737.568.55重柴油10.6611.1910.661302549.17重油48.8452.6048.84610503.初馏塔说明 虽然卡宾达混合原油的轻组分含量一般,但是考虑到轻油较重油的价值高出许多，而采用初馏塔拔出轻组分,本设计采用初馏塔拔出石油重整料,常压塔中塔顶出汽油产品，塔底出重油。原油经初馏塔进入常压塔中的进料量为111400kg/h原油进入常压塔部分的物料组成为:汽油:11.6%，煤油6.06%，轻柴油12.16%，重柴油12.31%，重油57.87%（各组分均为质量分数）。把原油中的轻组份汽油和C1C4,及其含有的酸性物质HS,Cl,含有少量的水除掉,设置初馏塔的目的就是为了提高处理量。2.3.4 确定塔板数和汽提蒸汽用量1.塔板数参考值表表2.19 石油炼制工程中表 7.7 常压塔塔板数国外文献推荐值被分离的馏分推荐板数汽油煤油68煤油轻柴油46轻柴油重柴油46进料最低侧线36汽提段或侧线气提4表2.20 石油炼制工程中表7.8国内某些炼厂常压塔塔板数被分离的馏分国内炼厂的参考塔板数汽油煤油810煤油轻柴油69轻柴油重柴油47最低侧线进料34进料塔底462选取塔板型式和塔板数塔板采用浮阀塔板，参考石油炼制工程2表7.7和表7.8选定塔板数如下： 表2.21 塔板数被分离的馏分板数汽油煤油9煤油轻柴油6轻柴油重柴油6重柴油汽化段3塔底汽提段4采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层。全塔塔板数总数为34层。3.汽提蒸汽用量侧线产品及塔底重油都采用过热水蒸气汽提，使用的是温度为420、压力位0.3MPa的过热水蒸气，参考石油炼制工程2图7.52和汽提水蒸气用量取汽提水蒸气如下表：表2.22 汽提水蒸气用量产品蒸汽用量（质量分数），%（对产品）kg/hkmol/h一线煤油2160.258.85二线轻柴油2294.7516.375三线重柴油2266.514.805塔底重油2122167.835合计1941.5107.8652.3.5 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。取塔顶空冷凝器压力降为0.01MPa，使用一个管壳式后冷器，壳层压力降取0.017MPa。故塔顶压力： P顶0.130.010.0170.157MPa（绝压） 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（单位为MPa）:塔顶压力位0.157； 一线抽出板（第9层）上压力0.161； 二线抽出板（第18层）上压力0.166； 三线抽出板（第27层）上压力0.170； 汽化段压力（第30层下）0.172； 取转油线压力降为0.035MPa，则加热炉出口压力0.1720.0350.207MPa2.3.6 汽化段温度（1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度取过汽化度为进料的2%（质量分数）或2.03%（体积分数），即过汽化量为2228kg/h（1114002%=2228）。要求进料在汽化段中的汽化率，各馏分的体积分数为： 重整油：10.88%，汽油: 11.46%，煤油6.37%，轻柴油11.79%，重柴油10.66%。（体积分数） （10.88+11.46+6.37+11.79+10.66+2.03）=53.19%（2）汽化段油气分压汽化段中各物料的流量如下： 表2.23 汽化段各物料的流量物料流量汽油103.32 Kmol/h煤油45.76 Kmol/h轻柴油68.55 Kmol/h重柴油49.17 Kmol/h过汽化油5.57 Kmol/h油气量合计271.37Kmol/h其中过汽化油的相对分子量取400，还有水蒸气67.835 Kmol/h（塔底汽提）。由此可计算得汽化段的油气分压为：0.172271.37/（67.835271.37）0.138（MPa）（3）汽化段温度的初步确定 卡宾达原油的实沸点蒸馏数据如下：馏出（体积分数），%01030507090100温度，29.25112.91253.66368.76486.44588.63635.85a.计算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=（486.44-112.91）/(70-10)=6.22由此计算参考线的各点温度：0点=112.91-6.22（10-0）=50.7130点=112.91+6.22(30-10)=237.3150点=112.91+6.22（50-10）=361.7190点=486.44+6.22（90-70）=610.84100点=486.44+6.22（100-70）=673.04a. 计算平衡汽化参考线斜率及其各点温度：b. 用石油炼制工程图7-17上图，根据实沸点蒸馏曲线10至70斜率（6.22）查得平衡汽化参考线的斜率为4.46。用图7-17中图查得F=22.5，故，平衡汽化参考线50=实沸点蒸馏参考线50点一F=361.71-22.5=339.21由平衡汽化参考线的50点和斜率可计算得其他各点温度：0点=339.21-4.46（50-0）=116.2110点=339.21-4.46(50-10)=160.8130点=339.21-4.46(50-30)=250.0170点=339.21+4.46(70-50)=428.4190点=339.21+4.46（90-50）=517.61100点=339.21+4.46（100-50）=562.21c. 计算实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差Fi:F0=29.25-50.71=-21.46F10=112.91-112.91=0F30=253.66-237.31=16.35F50=368.76-361.71=7.05F70=486.44-486.44=0F90=588.63-610.84=-22.21F100=635.85-673.04=-37.19d. 求平衡汽化曲线各点温度：由图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=-21.460.25=-5.36510点T=00.4=030点T=16.350.33=5.395550点T=7.050.33=2.326570点T=00.33=090点T=-22.210.33=-7.3293100点T=-37.190.33=-12.2727平衡汽化曲线各点温度等于它的参考线各点温度加上相对应的T值，得平衡汽化温度：0点=116.21-5.365=110.84510点=160.81+0=160.8130点=250.01+5.3955=255.4150点=339.21+2.3265=341.536570点=428.41+0=428.4190点=517.61-7.3293=510.2807100点=562.21-12.2727=549.937表2.24 原油的平衡汽化曲线与实沸点蒸馏曲线关系表体积分数平衡汽化温度体积分数实沸点温度0110.84513.6914010160.8121.0919030255.4128.1524050341.536537.9730070428.4146.7635090510.280772.7500100549.937所以，汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.138MPa下的汽化53.19%（体积分数）的温度，为此需要作出0.138MPa下原油的平衡汽化曲线。在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法作出原油的pTe相图的情况下， 曲线4可以用以下简化方法求定：由图2.3可得到原油在常压下的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为267.67（513.82）。利用石油炼制工程2中烃类与石油窄馏分的蒸汽压图，将此交点温度267.67换算为0.138MPa(1.362atm)下的温度，为280.00（536）。（还需要将温度267.67换算为炉口压力0.207MPa（2.043atm）下的温度、，为303.3（578），以便画线3）。将此交点作垂直于横坐标轴的直线A，在A上找得271.67点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4，即为原油在0.138MPa下的平衡汽化曲线。由曲线4可以查得为53.19%（体积分数）对应的温度为365，此即为欲求的汽化段进料温度。此是由相平衡关系求得，还需对它校核。故，由此可做出原油的常压塔实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 图2.3 常压塔卡宾达原油的常压塔实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线1-原油的常压下实沸点蒸馏曲线;2-原油的常压平衡汽化曲线；3-炉出口压力下原油的平衡汽化曲线；4-汽化段油气分压下原油的平衡汽化曲线（4）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的温度。 当汽化率（体积分数）53.19%，365时，进料在汽化段的焓计算下表。表中各物料的焓值由石油炼制工程2中介绍的方法和石油化工工艺计算图表2求得。表2.25 进料带入的汽化段热量 （p0.138MPa，t365）油料焓流量/kg/h热量/kJ/h密度/g气相 kJ/kg液相 kJ/kg汽油1367.18143251.70100.7703煤油1347.927962.59.33100.8080轻柴油1343.1114737.51.72100.8294重柴油1303.48130251.54100.8516过汽化油1314.2222282.54100.8854重油1118.29610505.93100.9218合计6705.901118.29105665.51.2110其中重油的密度用公式,-组分i的体积分率,和-组分i和混合油品的密度,g;=+=0.2594/0.5324.60.8854+0.2730/0.5324.60.9563=0.9218g。所以，hF1.21/105665.51145（kJ/kg） 再求出原油在加热炉出口条件下的焓h0。按前述方法作出原油在炉出口压力0.207MPa下的平衡汽化曲线（图中的曲线3）。此处忽略了原油中所含的水分，若原油含水则要作炉出口处的油气分压下的平衡汽化曲线。限定炉出口处温度不超过375，由曲线3可读出375时的汽化率e0为53.19%（体积分数）。显然e0eF，即在炉出口条件下，过汽化油和部分重柴油处于液相。据此可算出进料在炉出口条件的焓值h0，见表2.66。表2.26 进料在炉出口处携带的热量 （p0.207MPa，t375）油料焓流量/kg/h热量/kJ/h气相kJ/kg液相kJ/kg汽油125.56.79143251.7610煤油1214.237962.59.6710轻柴油1210.0414737.51.7810重柴油气相部分1200.6711921.21.4310液相部分1065.211403.81.5010重油1004.84610506.1310合计4543.821820.04105665.51.2210所以，h01.22/105665.51154.6（kJ/kg） 校核结果表明h0略高于hF，所以在设计的汽化段温度375下，既能保证所需的拔出率（体积分数为53.19%），炉出口的温度也不至于超过允许的限度。2.3.7 塔底温度取塔底温度比汽化段温度低7，即为 3657358（）2.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配（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下：塔顶温度170煤油抽出板（第9层）温度200轻柴油抽出板（第18层）温度255重柴油抽出板（第27层）温度315（2）全塔热回流按上述假设的温度条件做全塔热平衡（见表2.27），由此求出全塔回流热。表2.27 全塔热回流物料流率，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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1941.50.342033166438014合计109548.51.2710出方汽油143250.77030.157170720.161.0310煤油7962.50.8080.161200520.154.1410轻柴14737.50.82940.166255655.489.6610重柴130250.85160.170315802.911.0710重油610500.92180.175337.4948.775. 7910水蒸气1941.50.15715027725.3810合计115283+L9.8110所以，全塔回流热Q=1.27-9.81=2.89（kJ/h）(3）回流方式及回流热的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，第一个位于煤油侧线和轻柴油侧线之间（第1113层），第二个位于轻柴油侧线和重柴油侧线之间（第2022层）。回流热分配如下：取热百分数取热量塔顶回流取热50%1.44510（kJ/h）第一中段回流取热20%5.7810 （kJ/h）第二中段回流取热30%8.6710 （kJ/h）2.3.9 侧线及塔顶温度的校核校核由下而上进行 (1)重柴油抽出板（第27层）温度物料流率，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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽125.510.342033164048836内回流L0.85160.17300761.49761.49L合计108107.5+L1.2510+761.49L出方汽油143250.77030.173151054.371.5110煤油7962.50.8080.173151025.088.1610轻柴14737.50.82940.17315975.571.4410重柴130250.85160.17315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910水蒸气125.510.1731531023.7910内回流L0.85160.17315996.51996.51L合计113842+L1.1010+996.51L由热平衡得1.25+761.49L =1.10+996.51LL=63824.35(kg/h)或63824.35/270=236.39kmol/h重柴油抽出板上方的气相总量:103.32+45.76+68.55+67.835+236.39=521.86（kmol/h）重柴油蒸汽（即内回流）分压：0.17236.39/521.860.077（MPa）由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.077MPa下平衡汽化0点温度。可以用石油炼制工程中图715和图716先换算得常压下平衡汽化数据，再用图726换算成0.077MPa下的平衡汽化数据。其计算结果如下：项目010%30%50%恩氏蒸馏温度，307.3322.5328.4332.1恩氏蒸馏温差，15.25.93.7平衡汽化温差，632常压平衡汽化温度，3500.077MPa下平衡汽化温度，316322325327由上求得的在0.077MPa(577.55mmHg)下重柴油的泡点温度为316，与原假设315很接近，可认为原假设是正确的。 (2)轻柴油抽出板（第18层）温度物料流率，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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1487.50.342033164932550内回流L0.82940.166240592.04592.04合计108640.5+L1.2610+592.04L出方汽油143250.77030.166255916.951.3110煤油7962.50.8080.166255879.277.1310轻柴14737.50.82940.166255655.489.6610重柴130250.85160.166315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910水蒸气1487.50.16625530024.4410二段取热8.6710内回流L0.82940.166255896.02896.02L合计114375+L1.1110+896.02L由热平衡得 1.26+592.04L=1.11+896.02LL=46055.66(kg/h) 或75663/215=214.21kmol/h轻柴油抽出板上方的气相总量:103.32+45.76+14.805+67.835+214.21=445.93（kmol/h）轻柴油蒸汽（即内回流）分压：0.166214.21/445.930.080（MPa）由轻柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.080MPa下平衡汽化0点温度。可以用石油炼制工程中图715和图716先换算得常压下平衡汽化数据，再用图726换算成0.080MPa下的平衡汽化数据。其计算结果如下：项目010%30%50%恩氏蒸馏温度，242261.2265.5270.8恩氏蒸馏温差，19.24.35.3平衡汽化温差，823常压平衡汽化温度，2810.080MPa下平衡汽化温度，256264266269由上求得的在0.080MPa(600.05mmHg)下轻柴油的泡点温度为256，与原假设的255很接近，可认为原假设是正确的。(3)煤油抽出板（第9层）温度物料流率，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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1782.250.342033165909941内回流L0.80800.161195452.49452.49L合计109230+L1.2710+452.49L出方汽油143250.77030.161200795.531.1410煤油7962.50.8080.161200 520.154.1410轻柴14737.50.82940.161255 655.489.6610重柴130250.85160.161315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910水蒸气1782.250.16120028725.1210一段取热5.7810二段取热8.6710内回流L0.80800.161200774.6774.6L合计114964.5+L1.13+774.6L由热平衡得: 1.27+452.49L= 1.13+774.6 L L=43463.41(kg/h)或43463.41/174=249.79（kmol/h）煤油抽出板上方的气相总量:103.32+16.375+14.805+67.835+249.79=452.13（kmol/h）煤油蒸汽（即内回流）分压：0.161249.79/452.130.089(MPa）由煤油常压恩氏蒸馏数据换算0.089MPa下平衡汽化0点温度。可以用石油炼制工程中图715和图716先换算得常压下平衡汽化数据，再用图726换算成0.089MPa下的平衡汽化数据。其计算结果如下：项目010%30%50%恩氏蒸馏温度，198209213218恩氏蒸馏温差，1145平衡汽化温差，423常压平衡汽化温度，2230.089MPa下平衡汽化温度，200205207210由上求得的在0.089MPa(667.55mmHg)下轻柴油的泡点温度为200，与原假设的200很接近，可认为原假设是正确的。(4)塔顶温度塔顶冷回流温度t=60。其焓值h=154.2kJ/kg。塔顶温度t=170，回流（汽油）蒸汽的焓h=678.29 kJ/kg。故塔顶冷回流量为: L=Q/（h- h）=1.445/（678.29-154.2）=27571.60(kg/h）塔顶油气量（汽油+内回流蒸汽）为（14325+27571.60）/140=299.26(kmol/h)塔顶水蒸气流量为:1941.5 /18=107.86(kmol/h)塔顶油气分压为:0.157299.26 /（299.26+107.86）=0.115（MPa）产品的临界及焦点性质查石油化工工艺计算图表图2-3-7得石油馏分真、假临界温度，查石油化工工艺计算图表图2-3-8得石油馏分假临界压力，查石油化工工艺计算图表图2-3-9得石油馏分的真临界压力，查石油化工工艺计算图表图2-2-19得石油馏分的焦点温度。查石油化工工艺计算图表图2-2-18得石油馏分的焦点压力。表2.28 产品的临界及焦化性质产品临界压力/10pa焦点压力/10pa临界温度/K焦点温度/K真假真假汽油2.72.483.39621616644.1塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度。由恩氏蒸馏数据换算得汽油常压露点温度为178.6，已知其焦点温度和焦点压力依次为371和3.39MPa，在石油化工工艺计算图表图2-2-23 作出汽油馏出100%的平衡蒸发曲线,由该相图可读出油气分压为0.138MPa时的露点温度为174。考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为168.78，与原假设温度170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0.042MPa(0.157-0.115=0.042)。相应于此压力下的饱和水蒸气的温度为86，远低于塔顶170，故在塔顶的水蒸气处于过热状态，不会冷凝。精馏塔计算草图:1701汽油14325kg/h蒸汽1941.5kg/h回流塔顶冷回流取热1.445106kJ/h9101425518202331527303653134358200塔底重油61050kg/h轻柴油14737.5kg/h重柴油13025kg/h进料111400kg/h过汽化油2228kg/h0.157Mpa0.161 Mpa0.166 Mpa0.170 Mpa煤油7962.5kg/h煤油汽提蒸汽160.25kg/h轻柴油气提蒸汽585kg/h重柴油汽提蒸汽656.25kg/h塔底气提蒸汽1221kg/h第二中段回流（取热8.67106kJ/h）第一中段回流（取热5.78106kJ/h）2.4 全塔气、液相负荷分布选取塔内几个有代表性的部位（如塔顶1、第一层板下方1、各侧线抽出板上方3、中段回流进出口处4、进料1），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。（1）塔顶的汽液负荷液相负荷= 27571.60/140=196.94Kmol/h气相回流=+=（14325+27571.6）/140+1941.5 /18=407.12Kmol/h(2)第1块板下的气液相负荷已知：=170，= 173 ，M143，=1.57atm查石油炼制工程图3.17得：=706.22kJ/kg，=418.66kJ/kg。已知，Q=1.445,则= Q/（-）=1.445/（706.22-418.66）=50250.38kg/h=50250.38/770.3=65.23/h=14325/140+1941.5/18+50250.38/143=561.58kmol/h=nR/=561.580.082(273.15+173)/1.57=13085.99/h(3)第8块板下的气液相负荷（即煤油抽出板上方）已知：=194， =200， M=174 ,=1.61atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1941.50.342033166438014内回流L0.80560.161194465.18465.18L合计108902.7+L1.2710+465.18L出方汽油143250.77030.161200795.531.1410煤油7962.50.80800.161200520.154.1410轻柴14737.50.82940.161255655.489.6610重柴130250.85160.161315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸气1941.50.16120028725.5810一段取热5.7810二段取热8.6710内回流L0.80560.161200778.1778.1L合计114783+L1.1410+778.1L由热平衡，得：1.27+465.18L=1.14+778.1L=41544.16(kg/h) =41544.16/805.6=51.57m/h=14325/140+1941.5/18+41544.16/174=448.94Kmol/h=nR/=448.940.082(273.15+200)/1.61=10818.7m/h(4)第10块板下的气液相负荷（即第一段回流入口板上方）已知：206，210，M183，1.62atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1782.250.342033165909941内回流L0.81040.162206528.61528.61L合计109230+L1.2710+528.61L出方汽油143250.77030.162210803.901.1510煤油7962.50.8080.162210787.166.2710轻柴14737.50.82940.166255655.489.6610重柴130250.85160.17315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸汽1782.250.16221028965.1610一段取热5.7810二段取热8.6710内回流L0.81040.162210789.50789.50L合计344439.5+L1.1610+789.50L由热平衡，有：1.27+528.61L1.16+789.50L42163.36kg/h 42163.36/810.452.03/h =14325/140+1782.25/18+7962.5/174+42163.36/183=477.50Kmol/h= nR/=477.500.082(273.15+210)/1.62=11725.96m/h(5)第13块板下的气液相负荷（第一段循环回流出口板上方）已知：224，230，M192，1.63atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1782.250.342033165909941内回流L0.81750.163224562.44562.44L合计109230+L1.2710+562.44L出方汽油143250.77030.163230833.211.1910煤油7962.50.8080.163230816.476.5010轻柴14737.50.82940.166255655.489.6610重柴130250.85160.17315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸汽1782.250.16323029325.2310二段取热8.6710内回流L0.81750.163230800.6.28800.6.28L合计114964.5+L1.1110+800.6.28L由热平衡，有：1.27+562.44L1.11+800.6.28L64041kg/h 64041/817.578.34/h 14325/1401782.25/187962.5/17464041/192580.64kmol/h= nR/=580.640.082(273.15+230)/1.63=14697.07/h(6)第17块板下的气液相负荷（即轻柴油抽出板上方）已知：=249， =255， M=215 ,=1.66atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1782.250.342033165909941内回流L0.82700.166249613.19613.19合计109230+L1.2710+613.19L出方汽油143250.77030.166255916.951.3110煤油7962.50.8080.166255879.277.1310轻柴14737.50.82940.166255655.489.8510重柴130250.85160.166315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸气1782.250.16625530025.3110二段回流8.6710内回流L0.82700.166255896.02896.02L合计114964.5+L1.1310+896.02L由热平衡，得：1.27+613.19L=1.13+896.02L=49499.7kg/h =49499.7/827=59.85m/h=14325/140+1782.25/18+7962.5/174 +45964/215=460.88Kmol/h=nR/=460.880.082(273.15+255)/1.66=12024.05m/h(7)第19块板下的气液相负荷（第二段循环回流入口板上方）已知：260，266，M221，1.67atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1487.50.342033164932550内回流L0.83180.167260668.16668.16L合计108640.5+L1.2610+668.16L出方汽油143250.77030.167266925.331.3310煤油7962.50.8080.167266916.957.3010轻柴14737.50.82940.167266904.391.3310重柴130250.85160.17315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸汽1487.50.16726630044.4710二段取热8.6710内回流L0.83180.167266900.21900.21L合计114375+L1.1610+900.21L由热平衡，有：1.26+668.16L1.16+900.21L47160.9kg/h 47160.9/831.856.70/h 14325/1401487.5/187962.5/17414737.5/21547160.9/221=512.67kmol/h= nR/=512.670.082(273.15+266)/1.67=13572.03/h(8)第22块板下的气液相负荷（第二段循环回流出口板上方）已知：279，285，M233，1.685atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1487.50.342033164932550内回流L0.83930.1685279710.45710.45L合计108640.5+L1.2610+710.45L出方汽油143250.77030.1685285971.381.3910煤油7962.50.8080.1685285954.647.6010轻柴14737.50.82940.1685285942.081.3910重柴130250.85160.17315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸汽1487.50.168528530424.5210内回流L0.83930.1685285925.33925.33L合计114375+L1.0910+925.33L由热平衡，有：1.26+710.45L1.09+925.33L79113.92kg/h 79113.92/839.394.26/h 14325/1401487.5/187962.5/17414737.5/21579113.92/233638.813kmol/h= nR/=638.8130.082(273.15+285)/1.685=17351.56/h(9)第26块板下的气液相负荷（即重柴油抽出板上方）已知：=310， =315， M=271 ,=1.7atm 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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽1487.50.342033164932550内回流L0.84910.17310782.34782.34L合计108640.5+L1.2610+782.34L出方汽油143250.77030.173151054.371.5110煤油7962.50.8080.173151025.088.1610轻柴14737.50.82940.17315975.571.4410重柴130250.85160.17315802.911.0710重油610500.92180.175358948.775.7910汽提蒸气1487.50.1731531024.6110内回流L0.84910.173151038.381038.38L合计114375+L1.1110+1038.38L由热平衡，得：1.26+782.34L=1.11+1038.38L=58584.60(kg/h)=58584.60/849.1=69.00 m/h=14325/140+1487.5/18+7962.5/174+14737.5/215+58584.60/271=515.45 Kmol/h= nR/=515.450.082(273.15+315)/1.7=14623.1m/h(10)第30块板下的气液相负荷(即进料板上方)已知：=310， =315， M=289 ,=1.72atm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105665.50.85960.1723651.2110汽提蒸汽125.510.342033164048836内回流L0.85900.1705310786.57786.57L合计108640.5+L1.2410+786.57L出方汽油143250.77030.17053651054.371.5110煤油7962.50.8080.17053651025.088.1610轻柴14737.50.82940.1705365975.571.4410重柴130250.85160.17053651155.611.5410重油610500.92180.175358948.775.7910水蒸气125.510.170536532023.9110内回流L0.85900.17053651151.431151.43L合计114375+L1.1510+1151.43L由热平衡，得：1.24+786.57L =1.15+1151.43L=24667(kg/h)=24667/859.0=28.72m/h=14325/140+1121/18+7962.5/174+14737.5/215+13025/271+24667/289=413.43Kmol/h= nR/=413.430.082(273.15+315)/1.72=11602.46m/h表2.29 全塔气液相负荷数据表板号液相/m/h气相/ m/h板号液相/m/h气相/ m/h165.231956.70213085.992013572.03851.572294.26910818.702317351.561052.032669.001111725.962714623.101378.343028.721414697.073111602.461759.851812024.05全塔液相负荷图：全塔气相负荷图：沈阳化工大学学士学位论文 第三章 塔的设计及水力学计算第三章 塔的设计及水力学计算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。国内目前使用的浮阀塔直径从200到64000毫米，使用效果较好。浮阀塔板的一般结构式在带降液管的塔板上开有许多孔作为气流通道，孔上方设有可上下浮动的阀片，上升的气流经过阀片与横流过塔板的液相接触，进行传质。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2040%。（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6080%，为筛板的120130%。此部分计算参考塔的工艺设计6。因为第23块板处的气相负荷最大，因此选取此处数据为设计依据。3.1塔板的操作条件以气相流量最大点第23块板为设计依据。285，M233，1.685atm,=17351.56/h, =0.8393 g/cm3, 94.26/h 。进入塔板的气体： 密度8.460kg/ 由 石油炼制工程 图3-9查得粘度6.3pa.s=6.4310kg.s/流率17351.56/36004.82m3/s 进入塔板的液体： 密度839.3kg/m3 液相的表面张力：(285时）液相的真临界温度为747K，特性因数为11.9。 从图8-1-1石油化工工艺计算图表查得=128 表面张力=128/11.9=10.76 (达因/厘米)表面张力10.76dyn/cm 流率94.26/36000.03m3/s起泡倾向：轻微操作条件： 操作压力：168.5KPa 操作温度：285 选取型33克浮阀。3.2塔板间距初选先选定塔板间距为0.8 (m)3.3塔径初算1.计算塔板气相空间截面积上最大的允许气体速度按塔的工艺（5-1）计算2.适宜的气体操作速度取Ks0.98 由于选取的板间距Hs0.8m，故取K0.82 故适宜的气体操作速度3.计算气相空间截面积由塔的工艺计算5中式（5.2）4.计算降液管内液体流速液体在降液管内的流速按式（5.4）和式（5.5B）计算，选两个结果中的较小值。由塔的工艺计算5中式（5.4）：=0.17K=0.170.820.980.137（m/s）由塔的工艺计算5中式（5.5B）：0.75m，=6.9710-30.820.98=0.161（m/s）由于，0.1375秒降液管流速：/0.03/0.587=0.05 (m/s)5.降液管底缘距塔板高度取降液管底缘出口处流速0.25 m/s计算降液管底缘距塔板高度: =0.03/（1.820.25）=0.066 (m)3.6水力学计算1.塔板压力降（1）干板压力降由塔的工艺计算5中式（5.30）计算干板压力降：=19.9=0.029（米液柱）（2）气体通过塔板上液层的压力降由塔的工艺计算5中式（534）计算塔板上液层压力降： =0.4+2.3510-3（3600/L）2/3=0.40.05+2.3510-3(36000.03/2.10)2/3 =0.050（米液柱） （3）液体表面张力所造成的压降此压降很小，忽略。则气体通过一块板的总压降= +=0.029+0.050=0.079(米液柱)2.雾沫夹带根据塔的工艺计算5中式（5.36）计算雾沫夹带式中=(F-2)/F=(5.3-20.587)/5.3=0.778 A，n系数的选取： 当350mm时，A9.48107，n4.36 当350mm时，A0.160，n0.95 取0.7，A0.160，n0.95 3.泄漏取泄漏时阀孔动能因数为F05，小于设计的阀孔动能因数9.45。4.淹塔情况设该塔板不设内堰，计算液相流过一层塔板时所需克服的压力降Pl，得=+=0.079（米液柱）=0.082(米液柱)(米液柱)=0.079+0.082+0.0125=0.1735(米液柱)（0.40.6）（）符合要求5.降液管的负荷计算降液管内的允许最大流速： 0.17Ks0.170.980.1666（m/s） 由塔的工艺计算5中式（544B）： （m/s） 0.197m/s为降液管内允许的最大流速，现设计的降液管流速为0.0334m/s，所以降液管没有超负荷。3.7塔板上的适宜操作区和负荷上下限1.雾沫夹带线取e10%为雾沫夹带的上限，即：整理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，其中 ，L=2.38m,近似取E=1，得关系式：在操作范围内取若干个值，相应的空塔气速如下：/m3/h20406080100120140200300400550W/m/s1.3121.2371.1881.1511.1211.0961.0751.0250.9680.9270.883根据上面数据液面高度可作出雾沫夹带线（见图3.1）2.淹塔界线设降液管内液面高度控制在0.5（），按下式计算： 0.5（0.80.05）0.425m0.425+ 由塔的工艺计算中式（5.27）：，把已知数据，及，代入，计算液泛线，整理得到：0.355=4.13+0.31+10.63W/F/7.065即0.355=0.034+0.31+10.63在操作范围内取若干个VL值，相应的空塔气速如下：/m3/h20406080100120140200300400550W/m/s3.1853.1543.1243.0933.0603.0252.9872.8552.5552.1150.7333.降液管负荷上限因降液管允许的最大流速为0.167 m/s， 0.1670.1670.5870.098m3/s352.8 m3/h 根据352.8m3/h可作出降液管超负荷界线34.降液管负荷下限0.032 m，由此可计算出降液管负荷的下限值。根据化工原理10中式3.6，式中取E1，堰长L1.82m，由此可求出降液管负荷下限： 69.2m/h由此可作出图中直线5（见图3.1）。5.漏液线对于重型阀，依计算，则 m/s m/s根据W0.326m/s可作出漏液界线4（见图3.1）。在图3.1中连接座标原点及设计点A（4.82/s相对应的W0.682m/s，94.26/h）可得操作线CAB；B为负荷上限（167.02/h，W1.051m/s；相当于=0.464 m3/s），C为符合下限（69.59/h，W0.434m/s,相当于=0.193 /s）。则塔板弹性为2.42。从图3.1中可看出，塔板的操作离雾沫夹带极限较远。从图3.1可得出，设计的塔板的弹性为1.71负荷上限为设计点的1.71倍，不太理想。图3.1 适宜操作区图沈阳化工大学学士学位论文 第四章 塔的内部工艺结构第四章塔的内部工艺结构炼油装置板式塔的内部工艺结构（塔板结构除外）包括塔顶、塔底、塔裙 以及塔的各种类型的进口、抽出板出口，塔的各种类型防冲挡板、防涡器、破沫网等。4.1板式塔的内部工艺结构1.塔顶（1）.塔顶物料出口一般为平接式，其直径与塔顶工艺管线相同。（2）.为了减少塔顶出口气体中携带液体的量，塔顶空间一般取1.21.5m。以利于气体中的液滴自由下降，取塔顶空间Hd=1.2m，顶层塔盘到丝网底面的距离Ht=900mm。(3）.破沫网用以分离气体中携带的液体，以提高产品的质量，改善塔顶气体压缩机的操作。破沫网的直径取决于气量与选定的气速。一般可按下式计算气速与破沫网的直径。V= D=式中V气速，m/s；当雾沫携带量有波动时，此气速应为上式计算的0.75。而最小取计算气速的0.30。一般常用气速V=13m/s。K常数，取0.107；D破沫网直径 m； Q气体流量m3/s。 V=1.06m/s所以破沫网直径:2 进口进口包括顶回流、中段回流、蒸汽以及原料进口、原料进料段的高度。它取决进料的结构形式及介质状态。一般进料管大小均采用与工艺管线相同的直径。1.塔顶回流进口为确保塔板操作稳定防止回流液入塔时直接冲击塔板产生液峰或在塔板上飞因此回流液在进口处应考虑设置防冲设施。采用图85形式的进口管，防止液体直接冲击塔板。2.中段回流进口对于易起泡沫的回流液，采用图(88)的中段结构形式，回流液进口管插入降管外侧，尽可能 靠近上层塔板。3.油气进口一般进口管应与降液管平行，与塔板上液流方向成垂直布置。同时进口管应靠上层塔板。4.气提蒸汽进口为保证气提蒸汽均匀分布，在塔内设有蒸汽分配管。安装在液面上方，分配管开孔方向应与塔壁成45角或垂直向上。开孔面积最小应为1.31.5 3 抽出盘及出口1.抽出斗 再降液管下面加以凹陷作为抽出斗，抽出嘴子装在斗底或斗侧；斗的水平截面积一般应保证净液流速不大于0.06m/s，凹陷深度最小应是抽出嘴直径的1.5倍。2.一般抽出口嘴子尺寸 一般均推荐采用与工艺管线一样的直径。4 人孔在炼油装置塔器中，每隔(68)块塔板处设一个人孔，人孔的直径一般为450550mm。人孔伸出塔器筒体表面200250mm。本设计中取每隔6块塔板设一个人孔，人孔直径为500mm，人孔伸出塔器筒体度为250mm。5 塔底1.塔底空间2.是塔底第一块塔板到塔底切线的距离。对塔底产品量大的塔，停留时间一般取35分钟。本设计停留时间取3分钟。设塔底空间为则 /4（D塔）2=t3.塔底出口直径一般取与工艺管线直径相同。4.防涡器为使液体物料流出时不致产生涡流，将气体带进泵里而使泵抽空或为了使液面的操作稳定，故在许多设备底部的液体出料端设置防涡口。6.塔裙选取裙座高度为2m，裙座上必须开设人孔，以方便检修。人孔结构尺寸及开设个数见表6-1表61 人孔结构尺寸及开设个数裙座直径数量DM中心高度4600mm2500mm200mm950mm7 .封头选用椭圆形封头。4.2 塔高H塔高应用下式进行计算H= +(n-1) + 式子中，-塔顶空间，m-塔板间距，m-塔底空间，m所以，塔高 H=1.2+（34-1）0.8+0.62=28.22 m沈阳化工大学学士学位论文 第五章 换热流程设计第五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，热量的回收率达到60%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。5.1换热流程计算换热流程设计见工艺流程图(即常压系统工艺示意流程CAD图)5.1.1初馏塔之前的换热流程1.原油一路换热流程（1）原油一路和初顶油换热热源初温120，对应296.0kJ/kg终温70， 对应184.6kJ/kg原油初温45， 对应125.5kJ/kg则：Q1Wc,重整油（H1H2），=0.99（热量损失为1.00%，下同）；Q2Wc,原油/2（ ）；由Wc，重整油 (H1H2)原油/2(h2h1);得，h2168.6kJ/kg 查得：65 （由石油炼制工程查得，下同）（2）原油一路和重柴五次换热热源初温T1135，对应H1324.6.1kJ/kg终温T285，对应H2194.4kJ/kg原油初温t165，对应h1168.3kJ/kg则：Q1Wc,重柴（H1H2）Q2Wc,原油/2（h2h1 ）由Wc，重柴 (H1H2)W原油/2(h2h1)得，h2210.4kJ/kg 查得：t280（3）原油一路和轻柴三次换热热源初温T1145，对应H1349.6kJ/kg终温T2130，对应H2228.2kJ/kg原油初温t180，对应h1210.4kJ/kg则：Q1Wc，轻柴(H1H2)Q2W原油/2(h2h1)由Wc，轻柴(H1H2)W原油/2(h2h1)得，h2230.4kJ/kg 查得：t295（4）原油一路和常一中段二次换热热源初温T1164，对应H1404.1kJ/kg终温T2114，对应H2263kJ/kg原油初温t195，对应h1230.4kJ/kg则：Q1Wc,常一中（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2h1）由Wc，常一中（H1H2）Wc, 原油/2（h2h1）得，h2268kJ/kg 查得：t2110（5）原油一路和重柴四次换热热源初温T1174，对应H1429.2kJ/kg终温T2135，对应H2324.6.1kJ/kg原油初温t1110，对应h1268kJ/kg则：Q1Wc,重柴（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2h1）由Wc,重柴（H1H2）Wc, 原油/2（h2h1）得，h2322.4kJ/kg 查得：t2130（6）原油一路和轻柴二次换热热源初温T1200，对应H1393.6kJ/kg终温T2145，对应H2349.6kJ/kg原油初温t1130，对应h1322.4kJ/kg则：Q1Wc,轻柴（H1H2）Q2Wc,原油/2（h2h1）由Wc,轻柴（H1H2）Wc,原油/2（h2h1）得，h2337.8kJ/kg 查得：t2140（7）原油一路和常一中路一次换热热源初温T1230，对应H1562.4kJ/kg终温T2164，对应H2404.1kJ/kg原油初温t1140，对应h1337.8kJ/kg则：Q1Wc,常一中（H1H2）Q2Wc,原油/2（h2h1）由Wc,常一中（H1H2）Wc,原油/2（h2h1）得，h2389.4kJ/kg 查得：t2160（8）原油一路和重柴三次换热热源初温T1234，对应H1572.3kJ/kg终温T2174，对应H2429.2kJ/kg原油初温t1160，对应h1389.4kJ/kg则：Q1Wc,重柴（H1H2）Q2Wc,原油/2（h2h1）由Wc,重柴（H1H2）Wc,原油/2（h2h1）得，h2418.7kJ/kg 查得：t2170（9）原油一路和轻柴一次换热热源初温T1255，对应H1655.48kJ/kg终温T2200，对应H2393.6kJ/kg原油初温t1170，对应h1418.7kJ/kg则：Q1Wc,轻柴（H1H2）Q2Wc,原油/2（h2h1）由Wc,轻柴（H1H2）Wc,原油/2（h2h1）得，h2494.1kJ/kg 查得：t2195（10）原油一路和重柴二次换热热源初温T1280，对应H1673.2kJ/kg终温T2234，对应H2572.3kJ/kg原油初温t1195 ，对应h1494.1kJ/kg则：Q1Wc,重柴（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,重柴（H1H2）)Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2583.6kJ/kg 查得：t22302.原油二路换热流程（1）原油二路和汽油二次换热热源初温T1118，对应H1288.9kJ/kg终温T271，对应H2317.7kJ/kg原油初温t145，对应h1125.5kJ/kg则：Q1Wc,汽油（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,汽油（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2169.8kJ/kg 查得：t265（2）原油二路和常二中路四次换热热源初温T1203，对应H1318.2kJ/kg终温T2183，对应H2202kJ/kg原油初温t165，对应h1169.8kJ/kg则：Q1Wc,常二中（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,常二中（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2192.4kJ/kg 查得：t280（3）原油二路和重油五次换热热源初温T1145，对应H1324.6kJ/kg终温T297，对应H2223.1kJ/kg原油初温t180，对应h1192.4kJ/kg则：Q1Wc,重油（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,重油（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2228.2kJ/kg 查得：t294（4）原油二路和汽油一次换热热源初温T1170，对应H1418.7kJ/kg终温T2118，对应H2288.9kJ/kg原油初温t194，对应h1228.2kJ/kg则：Q1Wc,汽油（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,汽油（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2280.4kJ/kg 查得：t2115（5）原油二路和常二中路三次换热热源初温T1246，对应H1429.2kJ/kg终温T2203，对应H2318.2kJ/kg原油初温t1115，对应h1280.4kJ/kg则：Q1Wc,常二中（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,常二中（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2314.4kJ/kg 查得：t2128（6）原油二路和重油四次换热热源初温T1204，对应H1483.9kJ/kg终温T2145，对应H2324.6kJ/kg原油初温t1128，对应h1314.4kJ/kg则：Q1Wc,重油（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc，重油(H1H2)W原油/2(h2h1)得，h2341.7kJ/kg 查得：t2141（7）原油二路和煤油一次换热热源初温T1200，对应H1520.2 kJ/kg终温T2165，对应H2410.3 kJ/kg原油初温t1141，对应h1341.7 kJ/kg则：Q1Wc,煤油（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc，煤油(H1H2)W原油/2(h2h1) 得，h2385.4kJ/kg 查得：t2158（8）原油二路和常二中路二次换热热源初温T1266，对应H1572.3 kJ/kg终温T2246，对应H2429.2 kJ/kg原油初温t1158，对应h1385.4 kJ/kg则：Q1Wc,常二中（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,常二中（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2421.1kJ/kg 查得：t2171（9）原油二路和重油三次换热热源初温T1260，对应H1610.2 kJ/kg终温T2204，对应H2483.9 kJ/kg原油初温t1171，对应h1421.1 kJ/kg则：Q1Wc,重油（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc,重油（H1H2）Wc, 原油/2（h2 h1 ）得，h2502.3kJ/kg 查得：t2199（10）原油二路和常二中一次换热热源初温T1285，对应H1710.5 kJ/kg终温T2266，对应H2572.3 kJ/kg原油初温t1199，对应h1502.3 kJ/kg则：Q1Wc,常二中（H1H2）Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ）由Wc，常二中(H1H2)W原油/2(h2h1)得，h2583.6kJ/kg 查得：t22305.1.2常压塔前换热流程（1）原油一路和重柴一次换热热源初温T1315，对应H1802.9 kJ/kg 终温T2280，对应H2673.2 kJ/kg 原油初温t1223，对应h1563.7 kJ/kg 则：Q1Wc, 重柴（H1H2） Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ） 由Wc，重柴(H1H2)W原/2(h2h1)得，h2699.2kJ/kg 查得：t2250（2）原油二路和重油二次换热热源初温T1307，对应H1778.5 kJ/kg 终温T2260，对应H2694.3kJ/kg 原油初温t1223，对应h1563.7 kJ/kg 则：Q1Wc, 重油（H1H2） Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ） 由Wc，重油（H1H2)W原油/2(h2h1)得，h2703.4kJ/kg 查得：t2250 (3)原油和重油一次换热热源初温T1358，对应H1948.8 kJ/kg 终温T2307，对应H2778.5 kJ/kg 原油初温t1250，对应h1703.4 kJ/kg 则：Q1Wc, 重油（H1H2） Q2Wc, 原油/2（h2 h1 ） 由Wc，重油(H1H2)W原/2(h2h1)得，h2785.3kJ/kg 查得：t2300 5.2热量利用率计算1.热源提供热量计算各产品要冷却到40： 重整料提供的热量：13600（296.0125.6）2317440 kJ/h 汽油提供的热量：14325（418.7121.4）42588223 kJ/h 煤油提供的热量：7962.5（520.2117.2）3208888 kJ/h 轻柴提供的热量：14737.5（655.5113.0）7995094 kJ/h 重柴提供的热量：13025（802.9108.9）9039350 kJ/h 重油提供的热量：61050（948.8104.7）51532305 kJ/h 一中段回流提供的热量：5.7810 kJ/h 二中段回流提供的热量：8.6710 kJ/h 总热量： Q=2317440+42588223+3208888+7995094+9039350+51532305+5.7810+8.671092.8010kJ/h 2.原油加热到设计温度需要的热量Q 125000（583.6125.5）111400（785.3563.7）81.95106kJ/h 3.热量利用率81.95/92.8088.31%56沈阳化工大学学士学位论文 结论结 论经过对常压塔的工艺计算和浮阀塔的水力学计算以及换热流程的设计计算。得出： （1）本次设计产品方案为(注：开工天数8000小时年)：产品产率/%处理量/产量体积质量104t/akg/hkmol/h原油100100100125000重整料10.889.1010.8813600130.33汽油11.4610.5511.4614325102.32煤油6.375.516.377962.545.76轻柴油11.7911.0511.7914737.568.55重柴油10.6611.1910.661302549.17重油48.8452.6048.8461050（2）常压塔工艺设计计算结果项目备注数值及说明塔径D,m2.6塔高H,m28.22板间距Ht,m0.8塔板形式双溢流弓形降液管空塔气速W,m/s0.91堰宽Wd,m0.146堰长lw,m1.82堰高hw,m0.05堰上液层高度how0.032弓形降液管高度hb0.057浮阀数N1240阀孔动能因数F09.45临界阀孔气速(Wh)c,m/s3.25干板压降P (m水柱)0.029液体在降液管内停留时间,S15.65液相负荷上限m3/h352.8液相负荷下限m3/h69.2操作弹性2.42板数34(3)换热流程一共通过20次换热达到工艺要求，换热效率为88.31%。57沈阳化工大学学士学位论文 致谢 致 谢通过这三个月来的忙碌和学习，本次毕业论文设计已接近尾声，作为一个大学生的毕业设计，由于经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方，在这里衷心感谢指导老师的督促指导，以及一起学习的同学们的支持，让我按时完成了这次毕业设计。 在毕业论文设计过程中，我遇到了许许多多的困难。在此我要感谢我的指导老师于老师给我悉心的帮助和对我耐心而细致的指导，我的毕业论文较为复杂烦琐，但是于老师仍然细心地纠正图中的错误。除了敬佩于老师的专业水平以外，他的治学严谨和科学研究的精神也是我永远学习的榜样，并将积极影响我今后的学习和工作，我才得以解决毕业设计中遇到的种种问题。还有谢谢我周围的同窗朋友，他们给了我无数的关心和鼓励，也让我的大学生活充满了温暖和欢乐。如果没有他们的帮助，此次毕业论文的完成将变得困难。他们在我设计中给了我许多宝贵的意见和建议。同时也要感谢自己遇到困难的时候没有一蹶不振，取而代之的是找到了最好的方法来解决问题。毕业设计暂告收尾，这也意味着我在大学学习生活既将结束。回首既往，自己一生最宝贵的时光能于这样的校园之中，能在众多学富五车、才华横溢的老师们的熏陶下度过，实是荣幸之极。在这四年的时间里，我在学习上和思想上都受益非浅。这除了自身努力外，与各位老师、同学和朋友的关心、支持和鼓励是分不开的。 论文的写作是枯燥艰辛而又富有挑战的。毕业设计中很多数值、公式、计算方法都需要我们去耐心地查阅书籍，浏览资料，设计中需要用到辅助设计软件的地方，也需要我们耐心的学习。掌握其使用的要领，运用到设计当中去。最后汇总的时候，需要将前期各个阶段的工作认真整理。 毕业设计结束了，通过设计，学生深刻领会到基础的重要性，毕业设计不仅仅能帮助学生检验大学四年的学习成果，更多的是毕业设计可以帮助我们更加清楚的认识自我，磨练学生的意志与耐性，这会为学生日后的工作和生活带来很大的帮助。 79沈阳化工大学学士学位论文 附录 附 录十八胺中的金属硝酸盐直接热分解成金属氧化物纳米晶 摘要：我们已经开发出合成可控其形状和大小的的金属纳米晶的一种方法，这是基于对十八胺金属硝酸盐直接热分解。通过使用硝酸锰作为分解材料，不同长度的四氧化三锰纳米颗粒和纳米棒被合成。其他金属氧化物纳米晶如氧化镍，氧化锌，氧化铈，氧化钴，四氧化三钴也通过这种方法合成。然后，这些纳米晶体通过表面活性剂的辅助被装到三维胶体球中。随后，进行煅烧，以除去表面活性剂获得介孔金属氧化物，其显示毛孔粗大，良好的结晶，热力学上稳定的介孔结构和在各个领域的潜在应用特别是在催化领域和锂离子电池。 导 言纳米晶体合成策略的发展已经成为纳米科学领域的重点研究课题，不仅对理解晶体生长过程的动力学和热力学极大的兴趣，而且对这些的纳米材料的新的性质，这些性质与它们的主体部分有极大的不同和在许多化学和生物领域的潜在应用16。，由于其独特的依耐尺寸的电学的，光学的和磁性的性质，金属氧化物作为一类重要的材料在近年来已经被深入开展，这些性质被希望发现在锂电池，催化剂，磁性储存，传感器等领域有有用的应用7-12。一直以来都有很多合成金属纳米经晶的方法。1323其中，最成功的是在复杂的有机溶剂体系中各种有机金属前体(例如金属乙酰丙酮化物，金属铜铁盐，金属醇盐，和金属羰基)的热分解，这很大程度上被在非水媒介中高质量半导体纳米晶的成功合成所激发。【2426】例如，Alivisatos等。报告说纳米晶通过复杂的铜铁试剂的热分解合成。3l两年后Hyeon组织也报道通过使用金属有机化合物，作为前体的 纳米晶的合成。【15】在随后的几年中，太阳组织在1,2-hexadecanediol，油醇，油胺，酚醚油酸的存在下通过使用金属乙酰丙酮化物作为先体合成单分散, 和纳米晶。【1618】2004年，彭等通过 1 -十八烯的铁油酸复合物的分解合成单分散型磁性纳米晶。然后，为满足将来金属氧化物纳米晶的应用需求，在大小，形状可控的合成工艺和一般前体的探索上仍然需要付出大量的努力。在本文中，我们开发出一种合成各种金属氧化物纳米晶的基本策略，即在十八胺中金属硝酸盐的直接热分解。这个简单的过程可以用方程简明地描述（1）：(1)由于刚形成的MOx/2的纳米晶表面被十八胺保护，因此粒子在大多数疏水溶剂中是稳定的且具有良好的分散性。然后，这些刚获得的纳米晶作为建筑块构建介孔结构。此外，它们在锂电池的性能已经被展示以证明这些介孔金属氧化物的潜在应用。结果与讨论纳米晶：我们用硝酸锰作为模型系统简单地研究纳米晶的生长。不同形状和大小的纳米晶可通过在受控条件下（见实验部分）油胺中直接分解硝酸盐获得。透射电子显微镜（TEM）和高分辨率透射电镜（HRTEM）等图像显示在图1中用以确定产品的形态。图1（A)显示合成的粒子形状的纳米晶。在高分辨率透射电镜（HRTEM）下可见晶格边缘标志着这些颗粒高度结晶。0.250nm的平面距离能被索引到四方晶相的平面（211).图1C，D透射电子显微镜（TEM）显示具有不同尺寸的纳米棒的图像。高分辨率透射电镜（HRTEM）图像（图1E）证明棒是结晶良好的。图1F揭示单个 纳米棒晶格的图像。被测的平面晶格的间距是0.237和0.205nm和四方晶相的平面（004）和平面（200）的分离一致，平面（004）垂直于纳米棒的轴，说明纳米棒沿着（001）方面生长。X射线衍射（XRD）实验被做以证明样品的结构和组成。正如图2所显示的，在图中所有峰可以很容易索引一个纯的四方晶相（JCPD240734）。其他的组成（例如MnO or和MnO2）检测不到峰，表明是十八胺中硝酸锰分解的唯一产品。基于上述的透射电子显微镜（TEM）的结果，我们可以看到硝酸锰的浓度，分解温度及反应时间影响到获得的 纳米晶的形状和大小。如果单体的浓度低，只要核一形成，他们将迅速的被十八胺配位基覆盖。然后，经典的Ostwarld 成熟过程将发生，并且导致颗粒的形成。【2728】当浓度增加时，系统将有更高的化学反应潜力，这家有助于长的纳米晶的生长，这一过程与PengKs组提出的理论一致。【2930】此外，当我们在较高温度和较短时间内分解硝酸锰，纳米晶的成核过程将加快，而成长的过程将受到限制，导致较小尺寸的纳米晶的形成。图1 四氧化三锰纳米晶的透射电子显微镜和高分辨透射电子显微镜图像。图1 四氧化三锰纳米晶的透射电子显微镜和高分辨透射电子显微镜图像A）四氧化三锰纳米粒子。B）单个四氧化三锰颗粒的高分辨图像C）长棒状的四氧化三锰D)短棒状的四氧化三锰E）四氧化三锰纳米棒的高分辨图像F）单个四氧化三锰纳米棒的晶格图像 图2 制备的金属氧化物纳米晶的XRD图谱其他金属氧化物纳米晶：其他金属氧化物纳米晶的形成过程被认为同纳米晶形成过程相似。XRD测量（图2）被用来证明这些材料的成功合成。在图3显示TEM照片告诉我们各种具有独特形态的金属氧化物可以通过这种有力的方法合成和可以通过改变 反应条件的实现对这些纳米晶成长过程的控制。图3A.B显示当我们分别使用硝酸镍和硝酸锌作为分解前体，得到平均20nm的NiO纳米花和平均100nm的纳米片。对于氧化铈纳米晶，如果我们在高温下和短时间内分解高浓度的单体，然后可以合成氧化铈（图3C)，而如果反应条件更改为低单体浓度，低温和长时间，我们将获得立方形的氧化铈（图3D)。对于硝酸钴的分解，具有不同组成（CoO和）和形态（多面体和立方体）的钴氧化物可能在不同条件下合成。图3E显示多面体CoO纳米晶的TEM图像，而插图明显显示纳米晶的多面体结构，图3F显示立方形的Co3O4纳米晶的TEM图像和插图显示纳米晶的自组装性质。从纳米晶到胶体球：在各种金属氧化物纳米晶合成以后，他们通过从下而上的组装程序（见实验部分）被装入三维胶体球中，这个程序最近已被我们组研究出。【32】XRD图谱（支持信息，图s1）表明再组装过程中金属氧化物的组成不变和图4显示胶体球的TEM图像。以NiO为例，从图4A我们能看到这个策略可以有效地把NiO纳米花装入胶体球并且不存在个别的纳米晶。从单个球体的TEM图像（图4A，插图）很容易发现胶体球的纳米晶组成。获得的NiO球体十多分散的并且直径从300nm到1.5nm不等，这也被动态的激光散射（DLS）的结果证明（图4B)。然后我们可以通过在不同转速下离心分离它们，因为尺寸各异的球体在质量上有明显的不同。图4C显示小尺寸（直径为300nm500nm）的NiO球体。其他的金属氧化物纳米晶 例如多面体C