常减压蒸馏装置常压塔工艺设计2047

化工专业课程设计学校名称：广东石油化工学院专业名称：化学工程与工艺班别：姓名：学号：指导教师：广东石油化工学院化学工程与工艺专业课程设计说明设计名称：化工专业课程设计题530万吨/年原油常减压蒸馏装置设计常压分馏塔工艺设计班专化学工程与工艺指导教师： 日期：2012年02月20日广东石油化工学院设计任务书系主任谢颖给学生原油常减压蒸馏装置工艺设计3.设计之原始数据:(另给)4.计算及说明部分内容:(设计应包括的项目)一、总论二、工艺流程设计三、常压蒸馏塔工艺计算四、常压蒸馏塔尺寸计算五、常压蒸馏塔水力学计算六、车间布置设计七、参考资料5.绘图部分内容:(明确说明必绘之图)(1)原油常减压蒸馏装置工艺流程图车间平面布置图3)常压蒸馏塔装配图插图:主要塔器图,蒸馏塔汽液负荷分布图,计算草图等.6.发出日期:2013年9月30日完成任务日期:2013年10月日学生签名:石油化工生产技术课程设计原油常减压蒸馏装置工艺设计基础数据42、原油实沸点蒸馏数据表1大庆原油实沸点蒸馏及窄馏分性质数据/℃占原油(质)/%密度运动粘度/mm2s1/℃℃100℃DD1——————2————3———4—5——6——74——8—9————————————————7.05———8.92———11.5————————质表2产品产率及其性质℃4Pa产品称轻柴油重柴油重油产率初终 4.1.3计算气相空间截面积F 36a4.1.4降液管内流体流速V 36d4.1.5计算降液管面积F‘ 36d4.1.6塔横截面积的计算F 37t 第一章总论些原油、水、电。98之间。2.1.2原油实沸点蒸馏数据序序度序度号℃号℃号℃重体139.8042.35230043.0145.62331846.1448.7941033559.1361.6551135371.3273.48617.6819.611236436.6839.172.1.3原油平衡蒸发数据3平衡蒸发温度,℃436数据,℃初终℃料油柴油油度4产率2.2.工艺流程原油蒸馏中，常见的是三段汽化。现以目前燃料-润滑油型炼厂应用最为广泛的初。5体第三章工艺计算3.1工艺参数计算数据,℃初终℃料油柴油油度4产率3.1.1油品的性质参数(1)体积平均沸点t体体5轻柴油t==268.6℃轻柴油t==268.6℃体5重柴油t==336.6℃重柴油t==336.6℃体5(2)恩氏蒸馏90-10%斜率(3)立方平均沸点立体立体立体立体(4)中平均沸点中体中体中体中体(5)质量平均沸点中体中体(9)相对分子质量M中体中体(6)实分子平均沸点中体中体中体中体(7)特性因数K(8)比重指数。API(10)平衡蒸发温度(11)临界温度假临界温度(12)临界压力假临界压力(13)焦点温度dd(14)焦点压力参数计算汇总度压力/℃/atm/℃/atm称料油柴油油数4特性因KM/℃率及物料平衡重整原料(体积)：(4.27/0.7200)/(100/0.8587)100%=5.09%航空煤油(体积)：(8.86/0.7720)/(100/0.8587)100%=9.86%轻柴油(体积)：(10.84/0.8210)/(100/0.8587)100%=11.34%重柴油(体积)：(6.65/0.8305)/(100/0.8587)100%=6.88%重油(体积)：(69.38/0.9050)/(100/0.8587)100%=65.83%产量产油轻柴油重柴油产品常压塔常压塔常压塔常压塔常压塔常压塔初馏塔减压塔减压塔减压塔塔底油残渣燃料油残渣汽缸油蒸汽用量,％,对1.5~2.02~32~32~42~42~41.2~1.52~42~42~5被分离的馏分推荐板数6~8汽油─煤油6~8汽油─柴油4~64~6进料—最低侧线3~6①油油合计332汽油─煤油柴油料进料—塔底红39784494446上海炼厂966634汽汽提段或侧线汽提4①注：也可用填料代替。塔底汽提段7=0.157MPa(绝)。PaPa0.1815MPa取转油线压力降为0.035MPa,则加热炉出口压力=0.1815+0.035=0.2165MPa(1)汽化段中进料的汽化率与过汽化率F(2)汽化段油气分压重柴油505000C0温焓kmolh(3)汽化段温度的初步求定1123401020304050607080馏出，%(体)图3-1原油的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线1—原油在常压下的实沸点蒸馏曲线；图1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309℃。将此交点温度321℃之点,过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4,即为原油在此tF是由相平衡关系求得,还需对它进行校核。(4)tF的校核kJ/kg相汽相相重整原料航空煤油轻柴油重计汽相995.8961.6o物料重整原料航空煤油轻柴油重柴油(g)重柴油(l)油合计流量/3650912476987密度/℃(1)假设塔顶及各侧线温度dd参考同类装置的经验数据,假设塔顶及各侧线温度如下:操作条件操作条件MPa0.18060.15710.16370.17140.17800.18060.1571℃汽相6875002383872385物料进料汽提蒸汽合计重整原料航空煤油轻柴油重柴油重油水蒸汽合计密度2040.8587入方出方(2)全塔回流热塔顶冷塔顶循环塔顶冷塔顶循环三中三中5热量,kJ/h将塔体、塔板、进料及产品出口、中段循环回流位置、汽提塔返塔位置、塔)(4)蒸馏塔计算草图柴油侧线之间(第32~34层)，第三中段回流位于重柴油与气化段之间(43-45层)，塔dd8L汽相操作条件MPa℃0.18063480.34200.17803090.17143150.17143150.17143150.17803150.18063540.171431568750040L697040+L36509124571947698740物料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油重柴油重油水蒸汽密度2040.85870.84462.772.8210.8305.905入方出方内回流内回流L0.84460.178031510121012LL6.83108+1012L0522=753.87hpapa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选择塔内几个有代表性的部位(如塔顶、第一层板下方、各侧线抽出板上下方、中段回物料操作条件密度MPa物料操作条件密度MPa0.1815汽相入方出方dkg/h4油汽提蒸油汽提蒸.905汽L0.9032L0.9032941.4计油水蒸汽.905459642油水蒸汽.905459642L0.90320.18150.1815计436.047.6941.4L483.6+941.4L436.045.8481.8+1050LM=0.7hM物料度操作条件MPa物料度操作条件MPa0.1815℃汽相dkg/h4入油入油.905436.0入方入方出方49.1850850L485.1+850L914436.046.0482.0+1038.5L汽提蒸汽计油水蒸汽计L476987L0.18060.18060.18060.1806.8765.905.8765出方方M=0.653M物料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油68750040L3650912密度d20d40.85870.84462.772.821操作条件MPa℃0.18063550.34200.17803090.17143150.17143150.1714315汽相8L入方入方出方重柴油重油水蒸汽计4571947698740L0.8305.9050.84460.17800.18060.17140.1780M度=0.651P1第34层(二中回流出口)以下塔段的热平衡物料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油重柴油油三中段回流取热水蒸汽kg/h687500L356091245718476987L密度d20d40.85870.84422.772.8210.8305.9050.8442MPa℃汽相液相05770.30.3420336236.40.1739300.2781.5781.5L806.7+781.5L7777771.23.86.84.340.17390.17390.1769020.17390.1739996.2Ld7d743.7+996.2L计M=0.651P1第29层(轻柴油抽出层)以下塔段的热平衡汽相44.4920.8910.22393.7892.5644.4L806.7+644.4L8.14.6.24892.5L783+892.5L操作条件MPa0.18060.17190.17190.17190.1719.1780.17970.1719℃0.1719256料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油重柴油油水蒸汽二中取热三中取热计密度2040.85870.84052.772.8210.8305.9050.8405kg/h687500L356091245718476987L入方出方取内回流分子量M=237密度=0.647ddL5.9kh/hnRT0.083(309+273.15)1520.68V===42092.3m3/hP1第19层(一中回流出口)以下塔段的热平衡MPa℃汽相液相05770.30.3420336243.890.1663248.623.5623.5L4814.2+623.5L0.1663205.865.325.470.1663205.860.552.4703000.1797354930443.60.1663205.2006.626.2720.1663205.862.9862.9L7776.4+862.9L物料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油重柴油油水蒸汽二中取热三中取热计kg/h687500L356091245718476987L密度2040.85870.83562.772.8210.8305.9050.8356入方出方M=0.638ddP1第14层(煤油抽出层)以下塔段的热平衡MPa℃汽相液相0.18473.90.164261.6L814.2+501.6L0.16420.1642.1770.18290.18470.16420.164245027.464648.181037.0935446.05.8.24748.3L794.3+748.3L物料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油重柴油油水蒸汽一中取热二中取热三中取热计kg/h687500L356091245718476987L密度2040.85870.78922.772.8210.8305.9050.7892入方出方M密度=0.652dd汽相操作条件MPa80.1575.158.162.167.1718.158.158820.4+264L7.6446.05.8.24L785.2+611L物料进料汽提蒸汽计重整原料航空煤油轻柴油重柴油油水蒸汽一中取热二中取热三中取热计kg/h687500L676069+L356091245718476987L密度2040.85870.73422.772.8210.8305.905.8450.7342℃0入方出方M0.7342PP1汽液负荷汇总表汽相负汽相负荷 液相负荷 42092.3塔板数汽相负荷分汽相负荷分布图6040数30塔0050000100000汽相负荷m3/h层0数板30塔00液相负荷分布图100200300400液相负荷m3/h层gHtVLplgHtVLplVpV=算径的初算pplvvvvVLtLV─气体体积流率,m3/s;v1200~1400450500600—1600~30004505006008003200~4200——600800p===6.46vV2L数据带入式(4-1),则求得W=1+246Ks这里取0.98W=K•K•W=0.820.981.37=1.10m/sasmax4.1.3计算气相空间截面积FaV72632/3600F=v=18.34aW1.10a4.1.4降液管内流体流速VddSV=7.98103K•KH(pp)dStLV4.1.5计算降液管面积F‘dV347.6/3600F,=L==0.71dV0.1366ddadF=F+F，tadtFtDtCDD=CWVF12.56m/s。塔径园整后其降液管面积按下式计算F12.56F=F，=2.017=1.24m2dFd20.357t4.2塔高的计算H=H+(n2)H+H+HH线到切线),m;dtH线到切线),m;H──塔顶空间高(不包括头盖),m;dH──塔底空间高(不包括头盖),m;bH──塔板间距,m;tH──进料段高,m;fn──实际塔板数,块。H一般取1.2~1.5,H与H按液体停留时间3~5分钟计。裙座高度与型式,可以查阅dfb有关手册。根据资料选取H=1.5m,H=1.5m,H=0.6m,H=2.0mdbtf3.破沫区处于鼓泡区与出口堰之间的部分，在此区域内不布置浮阀，一般出口堰4.液体发布区处于鼓泡区与进口降液管(或进口堰)之间的部分，这部分也不布置5.无效区塔壁与离它最近的浮阀中心线的距离dn，可根据塔径及塔板安装要求而mm浮阀的计算shcp6.46vW03.7700hhF=F00=12.5642.70=5.36m2h00hF5.36N=h==3489(个)h降液管的计算F，FwlwowVh=l==0.4023mb但凹槽受液盘制作较复杂，浮阀塔盘系列(JB1206-73)中，塔径从800~4200毫米的5.进口堰hw’4.3.4降液管液管中的停留时间为：TFH2.0170.6T=dt==13slV0.0539V=l==0.0479m/sdF2.017d决定hb的因素是既要防止沉淀物堆积或堵塞降液管，使液体顺利流入下层塔板；同时又要防止上升气体有降液管通过形成短路而破坏塔板的正常操作。bblWb式中—降液管底缘出口处流速，一般取0.1~0.3m/s(易发泡物料取小值)。板总压力降阀全开前按:P5.37hV5.37d2g29.81844.2L式中W──阀孔气速,m/s;hg1m/s2);d3.气体通过塔板上液层的压力降△PLwlL4.气体通过一块塔板的总压力降△P(m液柱)t过量的雾沫夹带会使塔板效率降低很多,所以应限制塔板的雾沫夹带,一般情况下,eL()3..7Hn2mtF2Fd0.7(定值)Fggφ──系数,取0.6~0.8;W用的空塔气速,m/s;m数,按下式计算m5.63105(/)0.295[()/]0.4250.60LVLVVvA、n──系数;t当H≥350毫m时,A=0.159,n=0.95tσ──液体表面张力,10-5N/mm;LH──塔板间距,mm;th──塔板上液层高度,mm。L5.3泄漏设泄漏阀孔动能因素F0=5,小于设计的阀孔动能因.47。5.4淹塔当降液管中清液高度超过一定高度后,就可能因液体所携带的泡沫完全充满整个塔板上液层高度产生的压力降以及液体流经降液管所产生的压力降之和。可按下式计PPhPltldk式中△P──液相流过一层塔板所需克服的压力降,m液柱;Lh──塔板上液层高度,m液柱;L△P──不设进口堰时液相通过降液管的压力降,m液柱;dk△P=0.153(W)2dkb△P──气体通过一块塔板的总压力降,m液柱;tW──降液管底缘出口处流速,m/s。bP(0.4~0.6)(Hh)ltwllw当液体在降液管内流速太快时,则从上层塔板携带到降液管内的气体将来不及在液体进入下层塔板,降低了分离效率。液体在降液管的最大流速由下面两式计算,选两式计算结果中的较小值。KKstdstlV式中V──降液管内液体流速,m/s。dms降液管没有超负荷。5.6适宜操作区和操作线出一个最适宜的操作区。塔板适宜操作范围可用空塔气速Lv」为纵mA(0.052h一1.72)WtlWllwowowowllh，ml.1002.0270.0344.6550.0632.9659.0712.696062.3031.0458280.0543422.113设降液管内液面高度控制在0.5(H+h),即满足P0.5(H+h)，由于表面张力twLtwtwldklWphvh3600V/l)2/3+h+h+0.153W22gpwlowwbl因为V=W.Fvhh故V=W.F=2.8561W，W=VVVhhhh2.8561由塔的工艺计算得：h=Vl=0.18