300万吨原油蒸馏设计

1、计算说明书目录 1设计数据1.1 已知数据11.2原油的基础数据12常压塔工艺计算2.1 各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算42.2 产品的有关数据计算72.3 物料衡算92.4 确定塔板数和汽提蒸汽用量102.5 操作压力112.6 炉出口温度123Aspen Plus 负荷计算3.1 建立流程163.2 参数输入163.3 运行结果244常压塔设计及水力计算4.1塔板的操作条件274.2塔板间距初选284.3塔径初算284.4溢流堰及降液管的决定304.5浮阀数，排列及开孔率的计算314.6水力学计算324.7塔板上的适宜操作区和负荷上下限335塔的内部工艺结构5.1板式塔的内部工艺结

2、构375.2 进口375.3 抽出盘及出口385.4 人孔385.5 塔底385.6塔高H397. 加热炉计算6. 换热流程计算8. 泵和电机的计算9. 容器的计算1.设计数据11已知数据：卡宾达原油实沸点收率馏分范围每馏分%（m/m）总馏分%（m/m）馏分范围每馏分%（m/m）总馏分%（m/m）HK150.090.092602803.1932.0315602.832.922803003.3135.3460801.033.953003203.6338.97801002.436.383203505.4444.411001202.278.653503803.7148.121201402.9711.

3、623804002.6050.721401602.6014.224004203.1553.871601802.6616.884204403.5857.451802002.5919.474404603.3960.842002203.1022.574604803.7564.592202402.9225.494805003.4168.002402603.3528.845005304.4572.45表2馏分油性质馏分范围性质单位15160140240200300180350密度20kg/m3718.7790.0821.7828.5恩氏馏程IBP4215621720410(v/v)74168228224

4、30(v/v)9317824024750(v/v)10919025127270(v/v)12320426329690(v/v)14022027832295%(v/v)-284335FBP160244-由表1绘制相关实沸点蒸馏图图2.1原油实沸点蒸馏图2.常减压工艺计算2.1各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点蒸馏数据换算2.1.1石脑油（1）由石油炼制设计数据算图表1图3-3-1确定50%点温度，由图查得109时恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为1，所以50%实沸点温度=109+1=110。（2）由由石油炼制设计数据算图表图3-2-2查知实沸点曲线温差，结果表如下：石脑油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲

5、线线段恩氏蒸馏温差实沸点蒸馏温差0-10%3249.910-30%1931.830-50%1622.950-70%1421.670-90%172290-100%2022（3）由50点及各段温差计算实沸点曲线的温度：30%点=110-19=8710%点=87-22.9=55.30%点=55.3-49.9=5.470%点=110+21.6=131.690%点=131.6+22=153.6100%点=153.6+22=175.62.1.2航空煤油（1）由石油炼制设计数据算图表1图3-3-1确定50%点温度，由图查得190时恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为5，所以50%实沸点温度=190+5=1

6、95。（2）由由石油炼制设计数据算图表图3-2-2查知实沸点曲线温差，结果表如下：石脑油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点蒸馏温差0-10%122510-30%102030-50%122050-70%1421.670-90%162190-100%2426（3）由50点及各段温差计算实沸点曲线的温度：30%点=195-20=17510%点=175-20=1550%点=155-25=13070%点=195+21.6=216.690%点=216.6+21=237.6100%点=237.6+22=175.62.1.3轻柴油（1）对于恩氏蒸馏温度高出246时需要考虑裂化影响，进行温度校正

7、，公式如下：lgD=0.00582t-1.691式中：D温度校正值， t超过246的恩氏温度，做裂化校正后的恩氏蒸馏温度数据如下：馏出体积分数，%01030507090100温度，217228240253.8266.55282.76296.0（2）由石油炼制设计数据算图表1图3-3-1确定50%点温度，由图查得253.8时恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为9.8，所以50%实沸点温度=253.8+9.8=263.6。（3）由由石油炼制设计数据算图表图3-2-2查知实沸点曲线温差，结果表如下：石脑油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点蒸馏温差0-10%112210-30%122

8、2.530-50%142250-70%121770-90%162190-100%1314.5（3）由50点及各段温差计算实沸点曲线的温度：30%点=263.6-20=241.610%点=241.6-22.5=219.10%点=219.1-22=197.170%点=263.6+17=280.690%点=280.6+21.4=302100%点=302+22=3242.1.4重柴油（1）对于恩氏蒸馏温度高出246时需要考虑裂化影响，进行温度校正，公式如下：lgD=0.00582t-1.691式中：D温度校正值， t超过246的恩氏温度，做裂化校正后的恩氏蒸馏温度数据如下：馏出体积分数，%010305

9、07090100温度，204224249.6276.2303333367（2）由石油炼制设计数据算图表1图3-3-1确定50%点温度，由图查得276.2时恩氏蒸馏50%点与实沸点50%点温差为11.8，所以50%实沸点温度=276.2+11.8=288。（3）由由石油炼制设计数据算图表图3-2-2查知实沸点曲线温差，结果表如下：石脑油恩氏蒸馏温差与实沸点温差曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点蒸馏温差0-10%203510-30%25.63930-50%26.63750-70%26.534.570-90%30.536.890-100%33.536.5（3）由50点及各段温差计算实沸点曲线的温度：30%点

10、=263.6-20=241.610%点=241.6-22.5=219.10%点=219.1-22=197.170%点=288+34.5=322.590%点=322.5+36.8=359.3100%点=359.3+36.5=395.8产品实沸点蒸馏数据产品初馏点10%30%50%60%90%100%石脑油5.455.387.1110131.6153.6175.6煤油130.4155.3175.2195.0216.6237.6263.6轻柴197.1219.1241.6263.6280.6302316.5重柴196.621106251288322359395.82.2产品的有关数据计算（以石脑油为

11、例）2.2.1体积平均沸点TV=（t10+t30+t50+t70+t90）5=74+93+109+123+140）5=107.82.2.2恩氏蒸馏10%-90%的斜率斜率=t90-t1090-10=140-7490-10=0.8252.2.3立方平均沸点查石油炼制工艺图2-9得校正值为-2.5，则t立=94.5-2.5=922.2.4中平均沸点查石油炼制工艺图2-9得校正值为-5，则t立=94.5-5=89.52.2.5相对密度指数°API°API=141.5d15.615.6-131.5=141.50.7237-131.5=64.022.2.6特性因数K查石油炼制工艺图2

12、-12得K=12.152.2.7平均相对分子质量查石油炼制工艺图2-12得M=1102.2.7产品性质产品密度比重指数°API特性因数K相对分子质量M石脑油718.764.0212.15110煤油790.046.611.8155轻柴油821.739.811.85203重柴828.538.3811.82252.3物料衡算2.3.1切割点和产品收率的确定切割点的确定方法以煤油和轻柴油的切割点为例，由前面的计算可知：煤油的终馏点是256，轻柴油的初馏点是192.8，则轻柴油的切割点为t=（263.6+197.1）2=230.35。由原油的实沸点蒸馏数据，得出体积收率为15.3%，=vpoi

13、l。可以得到原油切割方案原油常压切割方案（计算）产品切割点馏程体积收率质量收率石脑油0175.615.7519.23煤油153130.4263.611.2810.39轻柴224.4197.1316.52.382.28重柴300.25196.6395.89.4092.3.2物料衡算表产品处理量104t/at/dKg/h原油2006000250000初顶油8.54256.410683常顶油17.08512.821366煤油18.38551.422975轻柴油1030012500重柴油2060025000重油143.14292.21788422.3.3初馏塔说明卡宾达原油的轻组分较多，采用初馏塔拔出

14、轻组分，本设计采用初馏塔拔出一部分石脑油，常压塔塔顶出石脑油，塔底出重油。原油经过初馏塔进入常压塔的流量为228634kg/h。设置初馏塔的目的是增大处理量，减少进入常压塔的砷含量和酸性物质含量。2.4确定塔板数以及气体蒸汽用量2.4.1塔板数参考表石油炼制工程中表7.7常压塔版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气体段或侧线气体段4石油炼制工程中表7.8常压塔版数国内文献推荐值被分离的馏分推荐板数汽油煤油810煤油轻柴油89轻柴油重柴油47进料最低侧线34气体段或侧线气体段462.4.2选取塔板型式及塔板数塔板采用浮阀塔板，参考石油炼

15、制工程表7.7和7.8选塔板如下被分离的馏分推荐板数石脑油煤油9煤油轻柴油7轻柴油重柴油4进料最低侧线4气体段或侧线气体段4采用两个中段回流，每个2块板，总共29块板。2.4.3汽提蒸汽用量侧线产品和塔底重油都采用过热蒸汽汽提，使用的温度为420，0.3Mpa的蒸汽，参考石油炼制工程图7.52选取汽提蒸汽量如下产品汽提蒸汽量Kg/h轻柴油3%250重柴3%213.66塔底重油1.5%3000初馏塔底1.5%3002.5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，壳层压力取0.02。塔顶压力=0.13+0.01+0.02=0.16Mp

16、a取浮阀塔板压力降为0.5kPa，则推算得到关键部分压力如下。塔顶压力：0.18Mpa一线抽出板：0.1835 Mpa二线抽出板：0.187 Mpa三线抽出板：0.191 Mpa气化段压力：0.1925 Mpa加热炉出口压力= 0.1925+0.035=0.2275Mpa2.6气化段温度2.6.1气化段中进料的气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），要求进料在气化段中的汽化率eF为：eF体积分数=10.5+11.2+2.38+9.4+2.03=35.52.6.2汽化段油气分压汽化段油气分压流量如下：汽油117kmol/h煤油139kmol/h轻柴油100km

17、ol/h重油105kmol/h过汽化油21kmol/h油流量合计482kmol/h其中过汽化油的相对分子质量取300还有水蒸气167kmol/h由此计算出汽化段的油气分压为：0.1925×482482+167=0.127Mpa2.6.3汽化段温度的初步求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，29.25112.91253.66368.76486.44588.63635.85（1） 计算实沸点蒸馏曲线的参考线斜率及各点温度：按定义，实沸点蒸馏曲线参考线斜率为=（486.44-112.91）/(70-10)=6.22由此计算参考线的各点温度：0%点

18、=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）=673.04（2） 计算平衡汽化参考线斜率及其各点温度：a. 用石油炼制工程图7-17，根据实沸点蒸馏曲线10%到70%斜率查得平衡汽化参考线的斜率为4.46/%。用图7-17查得F=22.5，故，平衡汽化参考线的50%点=实沸点蒸馏参考线50%点-F=361

19、.71-22.5=339.21。由平衡汽化参考线的50%点和斜率可以得到其他点的温度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×（70-50）=517.61100%点=339.21+4.46×（70-50）=562.21b计算实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差：F0%=29.25-50.71=-21.46

20、F10%=112.91-112.91=0F30%=253.66-237.31=16.35F50%=368.76-361.71=7.05F90%=588.63-610.84=-22.21F100%=635.85-673.04=-37.19c求平衡汽化曲线各点温度：由图7-17得各馏出百分数是的温差比值，得：0比值=0.2510%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参考线相应各点的温差F%乘以对应的比值，由此得到平衡汽化各点的平衡汽化温度：0%10%30%50%70%90%100%110.845160.81255.41341.53654

21、28.41510.2807549.9所以，汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.127Mpa下汽化35.5%的温度，为此需要作出0.127Mpa下的平衡汽化曲线。在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法作出原油的P-T-e相图的情况下，曲线可以由以下简化方法求定：得到原油在常压下的实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线交点为285换算为0.127Mpa下的温度，利用石油炼制工程中图1-2-4纯烃类与石油窄馏分的蒸汽压图，将此交点温度285换算为0.127MPa下的温度，为295（590）。将此交点作垂直于横坐标轴的直线A，在A上找得295点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线3，即为原油在0.127M

22、Pa下的平衡汽化曲线。故，由此可做出原油的如下的常压塔实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线，此是由相平衡关系求得，由图2.1可查得，曲线3可以在 35.5%（体积分数）对应的温度为335，此即为欲求的汽化段进料温度 。还需对它校核，核对后为340。图2.1原油的实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线1-原油常压下的实沸点曲线；2-原油常压下的平衡汽化曲线；3-汽化段油汽分压下的原油平衡汽化曲线3 Aspen Plus 负荷计算3.1建立流程3.2 参数输入3.2.1组分3.2.2物性3.2.3物流(1)原油(2)二线汽提塔汽提蒸汽(3)常三线汽提塔汽提蒸汽 (5)常压塔底汽提蒸汽（6）初馏塔汽提蒸汽3.2.4设

23、备模块（1）初馏塔（3） 常压塔基本参数中段回流：汽提塔：3.3 运行结果3.3.1初馏塔3.3.2常压塔图3.1常压塔各塔板气液相负荷及温度4水力学计算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

24、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19块板处的气相负荷最大，因此选取此处数据为设计依据。4.1塔板的操作条件以气相流量最大点第19块板为设计依据。 t19=267.7，M203， P18=188.5Kpa V23=197703.183kg/h, L23=145312.783kg/h, L=821.7kg/m³（常温）转化为267.7下的密度为620kg/m³进入塔板的气体： 密度V=PMRT=188.5×2038.3145×（273

25、.15+267.7）=8.51kg/h所以，VS=23231.8m³/h LS=234.4m³/h4.2塔板间距初选先选定塔板间距为 0.6 (m)4.3.1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Wmax=0.055gHT1+2(LSVS)LV×L-VV=0.0559.81×0.81+(2×234.423231.8)6208.51×620-8.518.51=0.9624.3.2适宜的气体操作速度取Ks0.8 由于选取的板间距Hs0.8m，故取K0.82 故适宜的气体操作速度Wa=KKSWmax=0.82&#

26、215;0.8×0.932=0.76964.3.3计算气相空间截面积由化工原理5中式（5.2）Fa=VSWa=6.450.6114=8.384.3.4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4中式（5.4）：Vd=0.17×K×KS =0.17×0.82×0.80.112（m/s）由塔的工艺计算5中式（5.5B）： HT>0.75m， Vd=6.97×10-3×K×KS×L-V=6.97×10-3×0.8&#

27、215;0.82×620-8.51 =0.113（m/s）由于，0.112<0.113，所以取 0.112 m/s4.3.5计算降液管面积计算的降液管面积取式（5-6）或（5-7）计算结果的较大值。由塔的工艺计算5中式（5.6）： Fd·=LS/Vd=0.142/0.112=0.58（）由塔的工艺计算5中式（5.7）： Fd·=0.11Fa =0.11×8.3=0.913（）取Fd=1.16（）取较大值Fd=1.16（）4.3.6计算塔横截面积和塔径计算塔横截面积 按塔的工艺计算5中式（5.8）：计算的塔横截面积 FT=Fa+Fd =8.3+0.9

28、=9.2（）计算塔径Dc按塔的工艺计算5中式（5.9）：Dc=FT0.785=9.20.785=3.4m故塔径取Dc=3.4m4.3.7采用塔径及相应的设计空塔气速根据浮阀塔板直径系列，选取采用的塔径为：D3.4 (m)采用的塔截面积F按式（5-11）塔截面积:F=0.785Dc2 =0.785×3.4²=9.0746 (m²)采用的空塔气速：W= VS/F=6.45/9.075=0.711(m/s)采用的降液管面积 Fd =FFTFd·（9.0746/9.2）×0.913=0.9 ()采用的降液管面积 占采用的塔截面积F的百分数：FdF=0.

29、99.0746=9.92% 4.4溢流堰及降液管的决定4.4.1决定流体在塔板上的流动型式根据塔的工艺计算4中表5.3，塔板上流体流动形式选择双溢流型式4.4.2决定溢流堰采用弓形溢流堰，因FdF=9.92%，从塔器中表2-4查得：L/D0.7堰长L0.7×3.42.38（m） Wd/D0.15堰宽 Wd0.15×3.40.51（m）4.4.3溢流堰高度及塔板上清液层高度的决定由于本设计中原油为轻质原油，系统是气膜控制，取堰高hw为20毫米。在塔器中图2-13可查得堰上液层高度为：how =0.05（m）塔板上的清液层的高度为： hlhwhow0.020.050.07m4.

30、4.4液体在降液管的停留时间及流速液体在降液管的停留时间按塔的工艺计算中式（5.26）液体在降液管的停留时间=FdHT/LS =0.9×0.8/0.065=11.07秒>5秒降液管流速 ：VdLS/Fd 0.065/0.9=0.072 (m/s)4.4.5降液管底缘距塔板高度取降液管底缘出口处流速WB=0.3 m/s计算降液管底缘距塔板高度: hb=VLLWB=0.0652.38×0.3=0.09 (m)4.5浮阀数及开孔率的计算4.5.1计算阀孔临界速度阀孔临界速度（Wh）c按式 (5-14)（Wh）c=（72.8V）0.548=（72.88.51）0.548=3.

31、24ms相应的阀孔动能因数为： F0=（Wh）cV=3.24×8.51=9.454.5.2计算塔板开孔率塔板上浮阀的开孔率按塔的工艺计算5中式（5.13）： =WWh×100%=(0.711/3.24) ×100%=21%4.5.3确定浮阀数由塔的工艺计算5中式（5.18）得阀孔的总面积 Fh=F×=16.6×21%=1.9由塔的工艺计算5中式（5.19）得浮阀数： N=Fh0.785×dh2=1.9/（0.785×0.039²）=1591 个4.6水力学计算4.6.1塔板压力降（1）干板压力降由塔的工艺计算中式（

32、5.30）计算干板压力降 ： Pd=19.9（Wh）c0.175L =19.93.240.175620 =0.0394（米液柱）（2）气体通过塔板上液层的压力降由塔的工艺计算中式（534）计算塔板上液层压力降 ： PVL=0.4hw +2.35×10-3（3600VS /L）23=0.4×0.02 +2.35×10-3234.4/2.3823 =0.058（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 Pt= Pd+ PVL=0.0394+0.058=0.0974(米液柱)4.6.2雾沫夹带根据塔的工艺计算4中式（5.36）计

33、算雾沫夹带式中=(F-2Fd )/F=(9.0746-2×0.9)/9.0746=0.802m=0.304A，n系数的选取： 当HT350mm时，A9.48×107，n4.36 当HT350mm时，A0.160，n0.95 取0.6，A0.160，n0.95 e=A0.052hl-1.72Htn·2（Wm）3.7=0.160×0.052×0.7-1.720.80.95×0.72（0.7110.8020.304）3.7=0.076kg液体/kg气体4.6.3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。4.6.4淹塔

34、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 PL= Pt+hL+PdPdk=0.2（WB）2=0.2×0.32=0.018P =0.0974+0.07+0.018=0.185(米液柱)<（0.40.6）（hL+HW）符合要求4.6.5降液管的负荷计算降液管内的允许最大流速Vd（max）： Vd（max）0.17Ks0.17×0.80.136（m/s） 由塔的工艺计算5中式（544B）： Vd=6.97×10-3×KS×L-V=6.97×10-3×0.8×620-8.51 =0.14（

35、m/s）0.14m/s为降液管内允许的最大流速，现设计的降液管流速为0.136m/s，所以降液管没有超负荷。4.7.1雾沫夹带线取e10%为雾沫夹带的上限，即：0.1=0.160×0.052×hl-1.720.80.95×0.72（w0.8020.304）3.7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/h7075901403004506008001200150020

36、00W/m/s1.7361.6891.5801.3791.1391.0410.9800.9240.8520.8160.7724.7.2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×（0.80.02）0.46m0.46+ Fh=1.9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：0.382=1.33+0.266+0.594W/F/16.6即0.332=0.0366+0.266+0.594在操作范围内取若干个VL值，相应的空塔气速如下：/m3/h02005008001000120014001600180018301850W/m/s3.0

37、122.8222.6092.3672.1741.9431.6571.2780.6600.4980.3504.7.3降液管负荷上限因降液管允许的最大流速为0.194 m/s， 0.1940.194×0.90.2m3/s719 m3/h 根据719m3/h可作出降液管超负荷界线34.7.4降液管负荷下限0.05 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L2.99m，由此可求出降液管负荷下限： 221m³/h由此可作出图中直线5（见图4.1）。5.漏液线对于重型阀，依计算，则 m/s m/s根据W0.603m/s可作出漏液界线4（见图3.1

38、）。在图3.1中连接座标原点及设计点A（15.05/s相对应的W0.9m/s，511/h）可得操作线CAB；B为负荷上限（618/h，W0.99m/s；相当于=0.172 m3/s），C为符合下限（278/h，W0.475m/s,相当于=0.077 /s）。则塔板弹性为2.22。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，设计的塔板的负荷上线弹性为1.21，负荷下限弹性为1.84，基本理想。5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。5.1板式塔的内部工艺

39、结构（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=1.4m，顶层塔盘到丝网底面的距离HT=0.9m。(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=1-3m/s。K常数，取0.107；D破沫网直径 m； Q气体流量m3/s。 V=0.907

40、m/s所以，破沫网直径: D=4QV=4×6.453.14×0.907=3m5.2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。5.2.1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。采用塔的工艺计算图85形式的进口管，防止液体直接冲击塔板。5.2.2中段回流进口对于易起泡沫的回流液，采用塔的工艺计算图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。5.2.3油气进口一般进口管应与降液管平行，与

41、塔板上液流方向成垂直布置。同时进口管应靠上层塔板。5.2.4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45º角或垂直向上。开孔面积最小应为1.31.5 5.3抽出盘及出口5.3.1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。5.3.2抽出口嘴子尺寸 一般均推荐采用与工艺管线一样的直径。5.4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450650mm。人孔伸出塔器筒体表面200250mm。本设

42、计中取每隔6块塔板设一个人孔，人孔直径为650mm，人孔伸出塔器筒体度为250mm。5.5塔底5.5.1塔底空间塔底空间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4分钟。设塔底空间为则 HB=301×4/60(/4)×3.42=2.1取整2.2m5.5.2塔底出口直径一般取与工艺管线直径相同。5.5.3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。5.5.4塔裙选取塔裙的高度为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-

43、1表5.1 人孔结构尺寸及开设个数裙座直径数量DM中心高度3400mm2500mm200mm950mm5.5.5封头选用椭圆形封头。5.6塔高H塔高应用下式进行计算 式子中，-塔顶空间，1.4m-塔板间距，0.8m-塔底空间，2.4m所以，塔高 H=1.4+（29-1）0.8+2.6=26 m6.加热炉计算6.1基础数据：处理量228934.016kg/h比重d420=0.8578出炉温度：360入炉温度：280汽化率：35.9%出炉压力：1.9atm过热蒸汽量：6033kg/h蒸汽入口状态：4atm干饱和蒸汽出口状态：4atm过热蒸汽430炉出口油品所带的热量：Q出炉=201.294Mj/h

44、6.1.2原油入炉280，hl280=694kj/kgQ入炉=228934×694=158.89Mj/h热进料负荷：Q热=Q出-Q入=201.294-158.89=42.404Mj/h6.1.3过热蒸汽热负荷：进：4atm t进=143 hs0=2738.5kj/kg出：4atm t进=430 hs·=3336kj/kgQS=GS hs·- hs0=6033× 3336- 2738.5=3.605MJ/h无冷进料时的热负荷Q=Q油+QS=46.01Mj/h6.2.燃料燃烧计算6.2.1低发热值：H=26-15d420=26-15×0.8578=

45、13.223 c=100-H=100-13.223=86.777QL=81 c+246H-6H2O×4.187=42597.67kj/kg1.3.2理论空气用量和实际空气用量L0=0.116C+0.348H=14.4kg/kg燃料过剩空气系数取1.3，则L=L0=1.3×14.4=18.7kg/kg燃料6.2.2燃料代入的显热取燃料温度为100，查图得hoil100=225kj/kg，hoil15.6=58.5kj/kgQoil=hoil100-hoil15.6=225-28.5=166.56.2.3雾化蒸汽代入的热量取9kgf/cm³的饱和雾化蒸汽，查得饱和温度

46、（0.88Mpa）为175hs175=662.3kj/kg，hs15.6=604kj/kg，对于每千克燃料需要0.5kg蒸汽。Q蒸汽=0.5×0.5×ts-15.6=0.25×175-15.6=39.725kj/kg6.2.4空气代入的热量QC假定空气被预热到220进入加热炉QC=0.24×L×tair-15.6=0.24×18.7×220-15.6=931.08kj/kg6.2.5总放热Qf=QL+Qoil+QC+Q蒸汽=43735.875kj/kg6.3.燃料用量的计算（不考虑冷进料）2·=280+（15020

47、0）可取2·=450，可取1.3。由石油加工过程设备P24图1-21查得q2·Qf=0.23取散热为总放热的0.04炉效率·=1-0.23-0.04=0.73燃料用量B=QQf·=46.01×1060.23×43735.875·=1441.09kgh6.4.全炉冷进料时的Q和出口温度2=冷入+80100 可取2=200查图得=1.3，2=200，q2Qf=0.09Q放=BQfq2·-q2=1441×0.14×43735.875=8.83Mj/hQ冷=90%Q放=G冷h出V-h电脱V=G冷eh0V

48、-1-eh0l-hiV=7.947MJ/h取e=0.8%，当200时h0V=724kj/kg h0l=464kj/kg 当100时hiV=230kj/kg则G冷=90%Q放eh0V-1-eh0l-hiV=90%×8.830.008×724-（1-0.008）×464-230=36883kg/hQ=Q+Q冷=46.01+7.947=53.957=QBQf=53.9571441.09×43735.875=88.6%6换热流程设计及冷凝冷却6.1 基础数据及热源6.1.1 热源 各测线产品，中路循环回流，塔底油，常顶产品6.1.2 各侧线产品温度指汽提后温度，

49、水蒸气汽提后塔抽出温度降低10%左右 航煤产品：指重沸后进入汽提塔的温度6.1.3 塔顶需考虑顶腐问题：换热器型号，材质6.1.4 换热前各产品温位列表表6.1 换热前各产品温位常顶常一线常二线常三线常底一中循环二中循环温度/141178236275344212261流量/kg/h106832725029875210001482099300060000密度/kg/m30.71870.78170.82170.82850.91910.8110.82326.2 热利用秩序6.2.1 重沸器主要操作条件A：P1（总压）=P2（oil）查得压力为184kpaB：主侧抽出温度=重沸产品入重沸器温度t1=1

50、78C：冷源出口温度t2根据p-t-e图查得184kpa下，汽化率为5%时，温度为209，所以冷源出口温度为209D：热源出口温度T2比冷源出口温度t2高15-20热平衡查图得：t1=178时 t2=209时 得 常一线用常三线换热 其中T1=275时 =693.7 kJ/kg 查图得T2=260T2-T1=260-209=51>15形式：热虹吸式重沸器冷源：t1=178 t2=209 热源：T1=275 T2=260 而 所以 查国标TB/T4714-92浮头式换热器和冷凝器参数，选用换热管的换热器，壳径为325mm，管程数为4，管子总数40，中心排管数为9，换热面积为13.8m26.2.2 空气预热器空气