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120 ta 加氢裂化 分馏塔 设计

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分类号 单位代码 密 级 学 号 学生毕业设计 题 目 120万t/a加氢裂化分馏塔的设计 作 者 院 (系) 专 业 指导教师 答辩日期 年 月 日 榆 林 学 院 毕业设计诚信责任书 本人郑重声明：所呈交的毕业设计，是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的成果。毕业设计中凡引用他人已经发表或未发表的成果、数据、观点等，均已明确注明出处。尽我所知，除文中已经注明引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经公开发表或撰写过的研究成果。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。 本人毕业设计与资料若有不实，愿意承担一切相关的法律责任。 论文作者签名: 年 月 日 摘 要 轻油是重要的燃料油，也是优质的有机化工原料，在世界经济中占有重要地位，同时在各国国民经济和国防建设中的作用也是占据着举足轻重的地位。 本课题设计的是120万t/a加氢裂化装置分馏塔选用常压分馏塔。分馏塔的设计主要依据加氢裂化装置产物油实沸点的蒸馏数据以及产品的恩氏蒸馏数据，计算各产品的物料特性，确定切割方案，计算产品收率。设计的主要内容有：塔板形式，塔径，塔板间距，塔高的确定等。最终确定塔板形式浮阀塔，塔径3.2m，塔板间距0.8m，塔高34.63m。设计的基本方案是：分馏塔采用俩侧线，分馏塔塔顶产轻石脑油，俩侧线分别产重石脑油、航煤，塔底产尾油（乙烯原料）。该设计中参数的选取满足相关规定，可以满足在一定生产范围内操作弹性的波动。 关键词：轻油；加氢裂化；分馏塔；浮阀板 The Design of Fractionating tower in 1.2 Million Tons/ Annual of Hydrocracking unit ABSTRACT Light oil as an important source of furnace, high-quality organic chemical raw materials, it is not only become more important in the world political and economic, but also used as an important role in the national economy and national defense construction. In the design, normal pressure distillation tower was selected in 1.2million t/a hydrocracker fractiontor units. Engler distillation data of fractionating tower is mainly designed for the distillation data of hydrocracking unit product oil TBP and products, calculation of material properties of the product, determine the cutting scheme, calculation of the yield of the product. The main contents are: the design of tower plate form,the diameter of the colum, tray spacing, height determination. The tower plate type float valve tower was determined ultimately, the tower diamer is 3.2m, plate spacing 0.8m, tower 34.63m. The basic scheme of the design is: the two side of fractionating tower, the fractionator top producing naphtha, two sides are producing heavy naphtha, kerosene,the bottom of the tower of tail oil (ethylene raw material). The design parameters of the selected to meet the relevant provision of, can satisfy the operating flexibility in certain productin range. Key words: light oil; hydrocracking; fractionator; valve tray 目 录 摘 要 I ABSTRACT II 1. 绪 论 1 1.1 轻油的概述 1 1.1.1 轻油的用途 1 1.1.2 轻油产品发展现状 2 1.2 分馏塔的概述 2 1.3 产品方案及工艺流程 2 1.3.1 产品方案 2 1.3.2 工艺流程 3 1.4 操作条件的确定 4 1.4.1 操作压力的确定 4 1.4.2 操作温度的确定 5 1.5本课题国内发展现状 5 1.6 课题研究的内容及目的、意义 6 2 工艺计算及说明 7 2.1 设计数据 7 2.1.1 已知数据 7 2.1.2 已知油品性质及实沸点数据 7 2.2 加氢裂化装置反应产物油实沸点蒸馏曲线的绘制 8 2.3 加氢裂化分馏塔工艺计算 9 2.3.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算 9 2.3.2 产品的有关数据计算 13 2.3.3 物料衡算 15 2.3.4 确定塔板数 17 2.3.5 操作压力 17 2.3.6 汽化段温度 18 2.3.7 塔底温度 23 2.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配 23 2.3.9 侧线及塔顶温度的校核 23 3 塔的设计及水力学计算 27 3.1 塔板的操作条件 27 3.2 塔板间距初选 28 3.3 塔径初算 28 3.4 浮阀数及开孔率的计算 29 3.5 溢流堰及降液管的决定 29 3.6 水力学计算 30 4 塔的内部工艺结构 32 4.1 板式塔的内部工艺结构 32 4.2 塔高H 34 结 论 35 参考文献 36 致 谢 37 1. 绪 论 1.1 轻油的概述 轻油一般泛指沸点范围约50～350℃的烃类混合物。在石油炼制工业中，它可以指轻质馏分油，也可以指轻质油产品。前者包括轻石脑油，重石脑油，航煤以及柴油。它们主要来自原油蒸馏、催化裂化、热裂化、石油焦化、加氢裂化以及催化重整等装置；后部分是轻质馏分油是经过精制过程后（有时还需加入添加剂）得到的油品。因为是在高温、高压、富氢条件下进行精制、裂化所得产物，所以它具有低硫，低烯烃，高烷烃的特点，也是理想的燃料油。在煤化工行业，常把煤焦油和煤直接液化，产物中的沸点低于210℃的轻馏分也称为轻油或轻质油。它是碳氢比比较高的烃类。在国民经济以及国防事业中占有及其重要的地位，并且它也是下游化工产品中的重要化工原料。在石油炼制方面是制造清洁燃料油的主要原料，在石油化工方面是制造乙烯、芳烃、聚酯、合成氨、化肥和制氢的重要原料。 1.1.1 轻油的用途 轻油作为一种便于存储、运输的清洁能源，已经广泛运用于国民经济的各个领域。 轻油是以VGO（减压蜡油）为原料在高温、高压、富氢的条件下进行裂化、精制的产物。轻油在各个领域内有着广泛的用途。主要有以下俩种产品： (1)直接产品 直接产品主要包括轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油，它们已不可替代地成为如今交通运输、工业、农业以及国防事业上各种机械的动力源泉。 (2)深加工产品 是合成纤维（锦纶、涤纶、维尼纶和丙纶等）的原料。锦纶（聚酰胺纤维）也称尼龙，由于尼龙具有很多特性，因此，在汽车材料、电器设备、机械部件、交通器材等方面得到广泛应用。涤纶（聚脂纤维）也叫的确良，具有强度高、耐腐蚀、耐热性好等特点，既是良好的制衣材料，又可做为人造血管和电的绝缘材料。腈纶，成线强度高，可编织各种毛衣等纺织品，其特点松软且具有弹性。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。 主要以轻油为原料制造的合成橡胶，既可以制造汽车、飞机、拖拉机轮胎及一般橡胶产品,也可以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，如氯丁橡胶等。 以轻油为原料制造的塑料制品，是市场上最为普遍的商品之一。塑料具有重量轻，强度高，耐磨并具良好的电绝缘性，越来越多的代替金属制品和陶瓷制品。 1.1.2 轻油产品发展现状 如今轻油产品在国内外是及其短缺的石油产品，因为在原油组分中轻油所占比例是非常小的，虽然在20世纪70年代国内引进扬子、金山、南京茂名四套加氢裂化装置以来陆续新建了多套加氢裂化装置，但是国内当前进行重油裂化的装置还是比较少。经过抚顺石油化工研究院、石油化工科学研究院和其他大专院校的多年研究，在基础理论、催化剂制造和工艺开发等方面取得了非常大的成果。 比如加氢裂化，延迟焦化装置，煤焦油加氢裂化等深加工炼油装置在国内数量是屈指可数的！因此轻油产品及其短缺。 1.2 分馏塔的概述 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程[1]。 目前石油炼厂中应用最多的塔设备是各种分馏塔，也叫精馏塔。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即利用在相同温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作的好坏直接关系到石油化工企业的经济效[1]。 分馏塔是必不可少的设备，它的作用是把含有多种沸点不同的烃类按沸点的高低进行分段或分离。这种分离效率的高低主要由塔身的层数和塔板的结构来决定。 1.3 产品方案及工艺流程 1.3.1 产品方案 确定轻油加工方案是炼油厂设计和生产的首要任务。炼油厂根据加氢裂化装置反应产物油的性质、市场需求、加工技术以及经济效益等方面的综合考虑，进行全面的分析、研究对比，才能制定出合理的加工方案。 根据加氢裂化装置反应产物油的特性，本设计产品为化工原料型方案。由于加氢裂化装置反应产物油轻组分含量较高，所以用脱丁烷塔脱除C4以上组分，利用常压分馏塔获得轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油以及尾油(乙烯原料)。 脱丁烷塔：液化气； 加氢裂化分馏塔塔顶：轻石脑油； 加氢裂化分馏塔一线：重石脑油油； 加氢裂化分馏塔二线：航空煤油； 加氢裂化减压塔塔顶：柴油； 加氢裂化减压塔塔底：尾油(乙烯原料)。 1.3.2 工艺流程 根据加氢裂化装置反应产物油经脱丁烷塔脱除C4以上组分以后由塔底进入加氢裂化分馏塔(或称常压塔，下同)第8层塔板，加氢裂化分馏塔设置42层浮阀塔板。塔顶气相经塔顶空冷与水冷器(从65℃换热到25℃)冷凝冷却后进入塔顶回流罐。回流罐的压力通过调节燃料气的进入量或排出量来控制，加氢裂化分馏塔塔顶的操作压力控制在0.06～0.17MPa（G），回流罐顶压控制排出的燃料气引至塔底加热炉火嘴作燃料。回流罐的液相一部分经塔顶回流泵后，去做加氢裂化分馏塔的顶回流，另一部分液相则经轻石脑油泵升压后，经轻石脑油冷却器冷却送出装置作为轻石脑油产品。 重石脑油馏分自加氢裂化分馏塔侧线第31层塔板抽出（130℃左右），自流入重石脑油汽提塔的第10层塔盘(顶层），重石脑油汽提塔设有10层浮阀塔板，进料流率由重石脑油汽提塔液面来控制。重石脑油汽提塔塔顶油气返回到加氢裂化分馏塔第32层塔板，重石脑油汽提塔的热量由塔底重沸器(从135℃左右换热到145℃左右)提供，其热源为来自加氢裂化分馏塔的塔底油。重沸器的供热量由热源的流量来调节，汽提后的重石脑油从重石脑油汽提塔底抽出，由重石脑油泵升压至后，经重石脑油空冷器、重石脑油冷却器冷却后，在流量控制下，送出装置作为重石脑油产品。 航煤馏分自加氢裂化分馏塔的第19层抽出（190℃左右），自流入航煤汽提塔的第10层塔盘（顶层），航煤汽提塔设有10层浮阀塔板，进料流率由加氢裂化分馏塔液面来控制。航煤汽提塔塔顶油气返回到加氢裂化分馏塔第20层塔板，航煤汽提塔的热量由塔底重沸器(从210℃左右换热到215℃左右)提供，其热源为来自加氢裂化分馏塔的塔底油。重沸器的供热量由热源的流量来调节。 航煤汽提塔航煤汽提塔的塔底油从航煤汽提塔底抽出（215℃左右），经泵升压后，经空冷、水冷器冷却后送出装置，作为航煤产品。 加氢裂化分馏塔的塔底油(308℃左右），经泵升压后可以作为减压塔的进料或者经冷却之后直接作为乙烯原料。 图1-1 加氢裂化分馏塔工艺流程简图 1.4 操作条件的确定 加氢裂化分馏塔操作条件参数的确定主要有以下三个方面：即操作压力、操作温度和塔顶回流量。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量平衡和气液相平衡计算。 1.4.1 操作压力的确定 加氢裂化分馏塔的操作压力主要是受制约于塔顶产品在回流罐的温度下塔顶产品的泡点压力。加氢裂化分馏塔顶产品回流罐在0.06～0.17MPa的压力操作时，加氢裂化分馏塔顶的压力应稍高于产品回流罐的压力[2]。 在确定塔顶产品回流罐的操作压力后，加上塔顶馏出物流经空冷器、水冷器以及管道阀门的压降即可以确定塔顶的操作压力。根据经验，通过换热器壳程的压力降一般约为0.2 MPa，使用空冷器时的压降可以稍低些。 塔顶操作压力确定之后，塔各部位的操作压力也随之可以确定，因为塔的各部位的操作压力与油气流经塔盘时所造成的压力降有关。本次设计选用浮阀塔板，其压力降在0.4 ~ 0.65 kPa[2]。 1.4.2 操作温度的确定 确定加氢裂化分馏塔各部位的操作压力后，即可以确定各点的操作温度。因为气相温度是该处的油气分压下的露点温度，而液相温度则是在油气分压下的泡点温度。设计中按塔板上的气、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。在确定汽化段和加热炉出口的操作压力后，而且产品的总收率或加氢裂化分馏塔拔出率，产品的纯度等也已确定，就可以算出汽化段油气分压，于是可以作出进料在常压、在汽化段油气分压下以及加热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气化率eF，查得汽化段温度tF。 （2）塔底温度 根据经验加氢裂化分馏塔的塔底温度一般比汽化段温度低10~ 15℃。 （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气分压下的泡点温度。然而实际所拥有的数据是经汽提后的侧线产品的平衡汽化数据，为简化起见，通常都是依据经汽提后的侧线产品在该油气分压下的泡点温度来确定。 侧线温度的计算运用假设法。先假设侧线温度tm，作适当的热平衡，求出回流量，验证假设正确。否则，应重新假设，直至达到分离要求精度为止。 （4）塔顶温度 塔顶温度是塔顶产品在其油气分压下的露点温度。加氢裂化分馏塔塔顶不凝气量非常少，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2%，可将计算结果乘以0.98作为采用的塔顶温度。 （5）侧线汽提塔塔底温度 当用塔底重沸器汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低10~ 15℃，有些也可会更多一些[6]。 1.5本课题国内发展现状 加氢裂化是将劣质馏分油轻质化以生产清洁燃料油品的主要技术。随着有关于运输燃料油环境法规的日益严格,加氢裂化技术将成为炼厂满足新产品法规的重要手段之一[1]。然而我国加氢裂化分馏装置规模较小，大部分装置处理能力为120万t/a，仅有几套装置的加工能力为180万t/a。近年来，我国加氢裂化分馏装置，呈现了规模大型化，原料加工品种多样化生产操作智能化等趋势，技术水平有了较大的提高。作为炼油企业深加工中枢，加氢裂化分馏装置技术水平高低，对全厂产品的质量，产品收率以及经济效益都将有很大影响，这就要求我们积极应用先进技术，继续推动加氢裂化分馏装置技术的进步，促进整体石油深加工水平的不断提高。 与国际先进水平相比，我国加氢裂化分馏装置仍然存在较大的差距，主要是装置处理量小，运行负荷低，运行周期较短，关键工艺技术落后，能耗偏高等。 1.6 课题研究的内容及目的、意义 在石油化工、炼油厂以及各类化工厂中，塔设备的性能对于整个装置的产量、质量、单位能耗以及三废处理和环境保护等各方面都有着重大影响，随着石油化工的迅速发展，塔设备的合理选型及设计将越来越受到关注和重视！ 本设计主要依据天津石化1#加氢裂化装置的生产方案进行操作弹性计算，依据《石油炼制工程》了解、掌握塔的物料平衡的计算方法，参考《塔的工艺计算》中塔的物料平衡计算例题，应用《石油化工工艺计算图表》等工具书进行塔的物料衡算与热量衡算，依据参考文献确定塔径、塔间距及塔的适宜空塔气速、浮阀开空率等。 过该设计，能够将大学所学的知识，在设计中综合的加以运用，使学到的知识得到巩固、加深和提高，并且可以使理论知识与实践生产相结合。做到理论指导实践，实践体现理论。 2 工艺计算及说明 2.1 设计数据 2.1.1 已知数据 （1）处理量： 120万吨/年 （2）操作时间： 8400小时/年 2.1.2 已知油品性质及实沸点数据 （1）加氢裂化装置反应产物油实沸点蒸馏数据如表2-1 表2-1 加氢裂化装置反应产物油实沸点蒸馏数据 馏分号 产品 沸点范围/℃ 相对密度/（d420） 占加氢裂化装置反应产物油重量/% 每馏分 总收率 脱丁烷塔塔顶 液化气 <30 3.4% 3.4% 加氢裂化分馏塔塔顶 轻石脑油 30—90 631.0kg/m3 5.4% 8.8% 加氢裂化分馏塔侧一 重石脑油 86—170 750.5kg/m3 20.9% 29.7% 加氢裂化分馏塔侧二 航煤 154—246 804.3kg/m3 21.3% 51.0% 加氢裂化减压塔塔顶 柴油 180—311 822.0kg/m3 25.2% 76.2% 加氢裂化减压塔塔底 尾油 226—490 830.9kg/m3 23.8% 100% 由公式： 馏分体积%=馏分的重量%加氢裂化装置反应产物油相对密度d420/馏分油相对密度d420 可计算每馏分占加氢裂化装置反应产物油体积%。 （2）油品性质数据如表2-2： 表2-2 油品性质数据表 项目 相对密度（d420） IBP 恩氏蒸馏/℃ /℃ 10% 30% 50% 70% 90% 100% 轻石脑油 631.0 kg/m3 重石脑油 750.5 kg/m3 86 100 112 117 128 145 170 航煤 804.3 kg/m3 154 169 177 191 204 218 246 柴油 822.0 kg/m3 180 226 247 276 285 297 311 尾油 830.9 kg/m3 226 330 356 404 445 460 490 2.2 加氢裂化装置反应产物油实沸点蒸馏曲线的绘制 由表2-1相关数据绘制下图： 0 20 40 60 80 100 0 100 200 300 400 500 实沸点温度/℃ 馏出体积分数/% 图2-1 加氢裂化装置反应产物油实沸点蒸馏曲线（体积分数） 始沸点温度/℃ 馏出质量分数/% 图2-2 加氢裂化装置反应产物油实沸点蒸馏曲线（质量分数） 2.3 加氢裂化分馏塔工艺计算 2.3.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算 （1）重石脑油 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116.5℃温度下的恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为0.5℃，所以有： 50%点实沸点温度=116.5+0.5=117℃ 2）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，结果表如表2-3： 表2-3 重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/℃ 30%—50% 4 5 50%—70% 8 11 70%—90% 13 17 90%—100% 17.5 25 3）由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度 30%点=117-5=112℃； 10%点=112-12=100℃； 0%点=100-14=86℃； 70%点=117+11=128 ℃； 90%点=128+17=145℃； 100%点=145+25=170 ℃。 （2） 航煤 1）由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.2确定188.4℃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2.6℃有： 50%点实沸点温度=188.4+2.6=191℃ 表2- 4 航煤恩氏蒸馏温差与实沸点温差 2）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: 曲线线段 恩氏蒸馏温度差/℃ 实沸点蒸馏温度差/℃ 0%—10% 13 15 10%—30% 7 8 30%—50% 12 14 50%—70% 11 13 70%—90% 13 14 90%—100% 19 28 3）由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度 30%点=191-14=177 ℃； 10%点=177-8=169 ℃； 0%点=169-15=154 ℃； 70%点=191+13=204℃； 90%点=204+14=218 ℃； 100%点=218+28=246 ℃。 （3） 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(3.1)校正，校正后的柴油恩氏蒸馏温度数据如下： 表2-5 校正后的柴油恩氏蒸馏温度 馏出体积分数/% 0 10 30 50 70 90 100 温度/℃ 180 226 247 276 285 297 311 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270.4 ℃温度下恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为5.6℃，所以有:50%点实沸点温度=270.4+5.6=276 ℃ 2）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 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% 42 46 10%—30% 17 21 30%—50% 26 29 50%—70% 7.6 9 70%—90% 9.4 12 90%—100% 10 14 3）由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度 30%点=276-29=247 ℃； 10%点=247-21=226 ℃； 0%点=226-46=180 ℃； 70%点=276+9=285℃； 90%点=285+12=297℃； 100%点=297+14=311 ℃。 （4）尾油 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3.1作裂化校正，校正后的尾油恩氏蒸馏温度数据如下： 表2-7 校正后的尾油恩氏蒸馏温度 馏出体积分数/% 0 10 30 50 70 90 100 温度/℃ 226 330 356 404 445 460 490 2）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389℃温度下恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为15 ℃，所以有：50%点实沸点温度=389+15=404 ℃ 3）由《石油化工工艺计算图表》[3]图2.2.1知实沸点曲线温差,结果表如下： 表2-8 尾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% 96 104 10%—30% 23 26 30%—50% 44 48 50%—70% 37 41 70%—90% 9 15 90%—100% 24 30 4）由50%点及各段温差计算实沸点曲线的各点温度 30%点=404-48=356 ℃； 10%点=356-26=330℃； 0%点=330-104=226℃； 70%点=404+41=445 ℃； 90%点=445+15=460 ℃； 100%点=460+30=490 ℃。 表2-9 产品的实沸点蒸馏数据 产品 初馏点 10% 30% 50% 70% 90% 终馏点 轻石脑油 重石脑油 86 100 112 117 128 145 170 航煤 154 169 177 191 204 218 246 柴油 180 226 247 276 285 297 311 尾油 226 330 356 404 445 460 490 2.3.2 产品的有关数据计算 （1）体积平均沸点 轻石脑油： 重石脑油：tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=(100+112+117+128+145)/5=120.4 ℃； 航煤：tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=(169+177+191+204+218)/5=191.8℃； 柴油：tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=(226+247+276+285+297)/5=266.2℃； 尾油：tv =(t10+t30+t50+t70+t90 )/5=(330+356+404+445+460)/5=399 ℃。 （2）恩氏蒸馏10%—90%馏分的曲线斜率 轻石脑油： 重石脑油：S=(145-100)/(90-10)=0.56℃/%； 航煤： S=(218-169)/(90-10)=0.61℃/%； 柴油： S=(297-226)/(90-10)=0.89℃/%； 尾油：S=(460-330)/(90-10)=1.63℃/%。 （3）立方平均沸点 由《石油炼制工程》[4]中公式3-22 Tv体积平均沸点；Δcu立方平均沸点tcu的校正值/℃ ;S:其馏程的斜率 表2-10 产品的立方平均沸点 产品 立方平均沸点/℃ 轻石脑油 重石脑油 114.4 航煤 190.6 柴油 264.7 尾油 396.5 （4）中平均沸点 由《石油炼制工程》[4]中公式3-23 tv：体积平均沸点； Δme中平均沸点的校正值/℃； S：其馏程的斜率。 表2-11 产品的中平均沸点 产品 中平均沸点/℃ 轻石脑油 重石脑油 117.2 航煤 188.7 柴油 264 尾油 391.3 （5）与的换算： 由公式； 表2-12 产品的密度换算 产品 /kg/m3 kg/m3 /kg/m3 轻石脑油 631.0 5.5 636.5 重石脑油 750.5 4.8 755.3 航煤 804.3 4.5 808.8 柴油 822.0 4.4 826.4 尾油 830.9 4.4 835.3 （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： 比重指数APIo： 计算 特性因数K： 计算 表2-13 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 轻石脑油 90 93.1 12.17 重石脑油 156 57.2 11.91 航煤 174 44.5 11.81 柴油 243 40.6 11.92 尾油 322 38.9 11.97 2.3.3 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重石脑油和航煤之间的切割点的确定为例，由前面的计算可知：重石脑油的实沸点终馏点是170℃,航煤的实沸点初馏点是154℃。 则:重石脑油和航煤之间的切割点=(170+154)/2=162℃。 在图3-1加氢裂化装置产物油实沸点蒸馏曲线上162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29.84%。同理可找出轻石脑油和重石脑油切割点对应的横坐标值为9.89%，由此可确定重石脑油的体积收率为：29.84%-9.89%=19.95%同样的方法在图3-2上确定重石脑油的质量收率为：33.51%-13.52%=19.99% 同理可确定各产品的切割点和收率，结果表如下： 表2-14 加氢裂化装置产物油常压切割方案 产品 实沸点切割点/℃ 实沸点沸程/℃ 收率/% 体积收率 质量收率 轻石脑油 71 30—130 5.4 3.4 重石脑油 108 86—170 20.9 15.7 航煤 162 154—246 21.3 17.1 柴油 213 180—311 25.2 20.7 尾油 268.5 226—490 23.8 19.8 表2-15 加氢裂化装置产物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 轻石脑油 71 2.11 1.92 重石脑油 108 9.89 13.52 航煤 162 29.84 33.51 柴油 213 48.10 49.81 尾油 268.5 64.12 63.41 （2）物料衡算表 表2-16 物料衡算表(开工天数8400小时/年) 产品 产率/% 处理量/产量 体积 质量 t/a t/h kmol/h 加氢裂化装置产物油 100 100 120 142 液化气 1.0 1.5 1.77 2.1 轻石脑油 4.4 3.4 4.08 4.8 53.33 重石脑油 18.9 15.7 18.84 22.3 142.95 航煤 18.8 17.1 20.52 24.3 139.66 柴油 21.2 20.7 24.85 29.4 120.99 尾油 35.7 41.6 49.94 59.1 183.54 加氢裂化装置产物油的中轻组分含量很多,考虑到轻油较重油的价格高，所以本设计采用脱丁烷塔拔出液化气，加氢裂化分馏塔中塔顶出轻石脑油，分馏塔侧一抽出重石脑油，分馏塔侧二抽出航煤，减压塔塔顶抽出柴油，减压塔塔底抽出尾油作为乙烯原料。 加氢裂化装置产物油经脱丁烷塔进入加氢裂化分馏塔中的进料量为118.3t/h加氢裂化装置产物油进入加氢裂化分馏塔部分的物料组成为：轻石脑油3.4%，重石脑油15.7%，航煤17.1%，柴油20.7%，尾油41.6%（各组分均为质量分数）。把加氢裂化装置产物油中的C1—C4及其含有的酸性物质HS_，Cl_，含有少量的水除掉，设置脱丁烷塔的目的就是为了提高处理量以及把大量的H2S和C1—C4组分除掉以平稳加氢裂化分馏塔的操作。 2.3.4 确定塔板数 （1）塔板数参考值表 表2-17 《石油炼制工程》[4]中表7.7加氢裂化分馏塔塔板数国外文献推荐值 被分离的馏分 推荐板数 轻石脑油——重石脑油 9—13 重石脑油——航煤 8—12 最低侧线——进料 8—13 进料——塔底 7 表2-18 《石油炼制工程》[4]中表7.8国内某些炼厂加氢裂化分馏塔塔板数 被分离的馏分 国内炼厂的参考塔板数 轻石脑油——重石脑油 10—14 重石脑油——航煤 9—12 最低侧线——进料 9—13 进料——塔底 8 （2）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》[4]表7.7和表7.8选定塔板数如表3-19： 表2-19 塔板数 被分离的馏分 板数 轻石脑油——重石脑油 11 重石脑油——航煤 12 最低侧线——进料 11 进料——塔底 8 2.3.5 操作压力 取塔顶产品罐压力为0.08MPa。塔顶采用空冷器与水冷器串联冷却流程。取塔顶空冷器压力降为0.02MPa，使用四个并联的管壳式水冷器，壳层压力降取0.017MPa[5]。故塔顶压力： P顶=0.08+0.02+0.017=0.117 MPa（绝压） 加氢裂化分馏塔采用的各式塔板的压力降大致如下表[2]： 表2-20 各种塔板的压力降 塔板型式 压力降/kPa 泡罩型 0.5 ~ 0.85 浮阀型 0.4 ~ 0.65 筛板型 0.25 ~ 0.5 舌型 0.2 ~ 0.4 金属破沫网型 0.1 ~ 0.25 取每层浮阀塔板压力降为0.45kPa(3.38mmHg)，则推算得常压塔各关键部位的压力如下（单位/MPa）： 塔顶压力0.117； 一线抽出板（第11层）上压力0.122； 二线抽出板（第23层）上压力0.127； 进料处压力（第34层下）0.132； 取转油线压力降为0.045 MPa，则 加热炉出口压力=0.132+0.045=0.177 MPa。 2.3.6 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2.366t/h(118.32%=2.366)。要求进料在汽化段中的汽化率eF，各馏分的体积分数为： 轻石脑油：12.10%，重石脑油：11.28%，航煤：6.38%，柴油：11.25%，尾油：7.88%。 eF（体积分数）=(12.10+11.28+6.38+11.25+7.88+2.03)=50.92% （2）汽化段油气分压 由于该分馏塔没有使用蒸汽气提故，该塔油气分即为塔的操作压力，所以油气分压为：0.132MPa。 （3）汽化段温度的初步确定 加氢裂化装置产物油的实沸点蒸馏数据如表2-21： 表2-21加氢裂化装置产物油实沸点蒸馏数据 馏出（体积分数）/% 0 10 30 50 70 90 100 温度/℃ 58 109 158 227 305 380 490 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=（305-109）/(70-10)=3.27 由此计算参考线的各点温度： 0%点= 109-3.27(10-0)=76.3℃； 30%点=109+3.27(30-10)=174.4℃； 50%点=109+3.27(50-10)=239.8℃； 90%点=109+3.27(90-10)=370.6 ℃； 100%点=109+3.27(100-10)=403.3℃。 计算平衡汽化参考线斜率及其各点温度： 由《石油炼制工程》[4]图7-17上图，根据实沸点蒸馏曲线10%至70%斜率（3.27℃/%）查得平衡汽化参考线的斜率为4.25℃/%。 由《石油炼制工程》[4]图7-17中图查得ΔF=18.4℃，故， 平衡汽化参考线50%=实沸点蒸馏参考线50%点-ΔF=239.8-18.4=221.4℃ 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=221.4-3.25(50-0)= 58.9℃； 10%点=221.4-3.25(50-10)= 91.4℃； 30%点=221.4-3.25(50-30)=156.4℃； 70%点=221.4+3.25(70-50)=286.4℃； 90%点=221.4+3.25(90-50)s=351.4℃； 100%点=221.4+3.25(100-50)=383.9℃。 计算实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差ΔFi％: ΔF0%=58-76.3=-18.3℃； ΔF10%=109-109=0℃； ΔF30%=158-174.4=-16.4 ℃； ΔF50%=227- 239.8=-12.8℃； ΔF70%=305-305=0 ℃； ΔF90%=450-370.6=79.4℃； ΔF100%=490-403.3=86.7 ℃。 求平衡汽化曲线各点温度： 由《石油炼制工程》[4]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ΔT等于实沸点蒸馏曲线与其参考线相应各点的温差ΔFi％乘以对应的比值。由此得平衡汽化各点的ΔT： 0%点ΔT=-18.30.25=-4.575 ℃； 10%点ΔT=00.4=0 ℃； 30%点ΔT=-16.40.33=-5.412 ℃； 50%点ΔT=-12.80.33=-4.224 ℃； 70%点ΔT=00.33=0 ℃； 90%点ΔT=79.40.33=26.202 ℃； 100%点ΔT=86.40.33=28.512 ℃。 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ΔT值，得平衡汽化温度： 0%点=58.9-4 .575=54.325℃； 10%点=91.4+0=91.4℃； 30%点=156.4-5.412=150.588℃； 50%点=221.4-4.224=217.176℃； 70%点=286.4+0=286.4℃； 90%点=351.4+26.202=377.602℃； 100%点=383.9+28.512=412.412 ℃。 表2-22 加氢裂化装置产物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/℃ 0 54.325 5.4 58 10 91.400 13.1 109 30 150.588 35.3 158 50 217.176 56.4 227 70 286.400 75.3 305 90 377.602 90.8 380 100 412.412 100 490 所以，汽化段温度应该是在气化段油气分压0.132MPa下的汽化43.18%（体积分数）的温度，为此需作出0.132MPa下加氢裂化装置产物油的平衡汽化曲线。在不具备加氢裂化装置产物油的临界参数和焦点参数而无法作出加氢裂化装置产物油的p-T-e相图的情况下，曲线4可用以下简化方法求定：由图3-3可得加氢裂化装置产物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》[4]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0.132MPa(1.307atm)下的温度，为280.00 ℃（536 ℉）。（还需将温度267.67℃换算为炉口压力0.177MPa(1.752 atm)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上找到271.67 ℃点，过此点作平行于常压平衡汽化曲线2的曲线4，即为加氢裂化装置产物油在0.132 MPa下的平衡汽化曲线。由曲线4可以查得为eF=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tF。此tF是由相平衡关系求得，还需对它校核。 故，由此做出加氢裂化装置常压分馏塔的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 图2-3 加氢裂化装置产物油在常压塔实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 温度／℃ 体积分数% 1-加氢裂化装置产物油在常压下实沸点蒸馏曲线； 2-加氢裂化装置产物油在常压平衡汽化曲线； 3-炉出口压力下加氢裂化装置产物油的平衡汽化曲线； 4-汽化段油气分压下加氢裂化装置产物油的平衡汽化曲线。 （4）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。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eF（体积分数）=53.19%，tF=233℃时，进料在汽化段的焓hF计算下表[8]。表中各物料的焓值由《石油炼制工程》[4]中介绍的方法和《石油化工工艺计算图表》[3]求得： 表2-23 进料带入的汽化段热量（p=0.132MPa，t=233 ℃） 油料 焓 流量/ t/h 热量/ kJ/h 密度/ kg／m 气相 kJ/kg 液相 kJ/kg 轻石脑油 1378.12 — 4.8 6.6110 631.0 重石脑油 1356.45 — 22.3 3.0210 750.5 航煤 1347.92 — 24.3 3.2710 804.3 柴油 1323.45 — 29.4 3.8910 822.0 尾油 — 1195.34 59.1 7.0610 830.9 合计 5405.94 1195.34 1.7910 1.7910 — 所以，hF=1.7910/(139.91000)=1279.49kJ/kg 再求出加氢裂化装置产物油在加热炉出口条件下的焓h0。按以上方法作出加氢裂化装置产物油在炉出口压力0.177MPa下的平衡汽化曲线（图中的曲线3）。在此忽略了加氢裂化装置产物油中所含的水分，若加氢裂化装置产物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350℃，由曲线3可得出350℃时的汽化率e0为52.19%（体积分数）。显然e0＜eF，即在炉出口条件下，过尾油和部分柴油处于液相。由此可算出进料在炉出口条件的焓值h0[8]。 表2-24 进料在炉出口处携带的热量（p＝0.207 MPa，t＝375 ℃） 油料 焓 流量/ t/h 热量/ kJ/h 气相/kJ/kg 液相/kJ/kg 轻石脑油 气相部分 1287.67 4.8 6.1810 重石脑油 气相部分 1246.28 22.3 2.7810 航煤 气相部分 1214.23 24.3 2.9510 柴油 液相部分 1185.56 29.4 3.4810 塔底油 液相部分 1006.34 59.1 5.9510 合计 3748.18 2191.90 139.9 1.5810 所以：h0= 1.5810/(139.91000)=1129.37kJ/kg 校核结果表明h0略高于hF，所以在设计的汽化段温度305℃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[8]。 2.3.7 塔底温度 取塔底温度比汽化段温度低17℃，即为：345-17=328℃。 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表2-25： 表2-25 加氢裂化装置分馏塔各点温度 塔顶温度 70 重石脑油抽出板（第11层）温度 130 航煤抽出板（第23层）温度 190 （2）全塔热回流 按上述假设的温度条件做全塔热平衡（见表2-24），由此求出全塔回流热[8]。 表2-26 全塔热回流 物料 流率：t/h 密度（）/kg/m3 操作条件 焓/kJ/kg 热量/kJ/h 压力/Mpa 温度/℃ 气相 液相 入方 进料 139.9 785.2 0.132 249.4 — — 1.7910 出方 轻石脑油 4.8 631.0 0.117 66.9 730.5 — 3.5110 重石脑油 22.3 750.5 0.122 131.3 — 710.7 1.5810 航煤 24.3 804.3 0.127 203.9 — 520.4 1.2610 尾油 88.5 825.5 0.134 328.1 — 728.5 6.4510 合计 139.9 — 1.2810 所以，全塔回流热Q=1.79108-1.28108=5.1 10kJ/h （3）回流方式及回流热的分配 塔顶采用空冷器与水冷器串联的冷却流程，塔顶回流温度定为40℃。取热方式采用塔顶冷回流取热，取热量为5.110kJ/h。 2.3.9 侧线及塔顶温度的校核 校核由下而上进行 （1） 航煤抽出板（第23层）处物性参数如表2-27： 表2-27 航煤物性参数 物料 流率/t/h 密度（）/kg/m3 操作条件 焓/kJ/kg 热量/kJ/h 压力/Mpa 温度/℃

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