王曦250万吨年原油常减压蒸馏装置常压塔工艺设计

I原料油性质及产品性质01.1原油的一般性质01.2原油实沸点蒸饰数据01.3原油平衡蒸懈数据01.4产品方案及产品性质02概述12.1设计基础12.2设计方案12.3生产规模22.4工艺技术路线22.5工艺技术特点22.6主要原材料23工艺流程设计23.1工艺流程23.2塔器结构53.3污染源分析53.4废气处理63.5废水处理64常压蒸馆塔工艺设计74.1工艺参数计算74.2体积平均沸点84.3恩氏蒸馆90%〜10%斜率84.4立方平均沸点与中平均沸点84.5特性因数及相对分子质量84.6平衡蒸发温度84.7临界温度和临界压力94.8焦点温度和焦点压力94.9原油和产品的有关性质参数计算汇总95操作条件的确定105.1汽提蒸汽用量105.2塔板型式和塔板数115.3操作压力111/315.4汽化段温度125.5塔底温度145.6塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配145.7蒸馆塔各点温度核算 155.8全塔汽液负荷分布图186常压蒸馆尺寸计算196.1塔的直径的计算196.2塔高的计算206.3塔板布置，浮阀、溢流堰及降液管的计算216.4浮阀数216.5溢流堰及降液管的决定217常压蒸tg塔水力计算227.1塔板总压力降227.2雾沫夹带227.3泄漏237.4淹塔237.5降液管超负荷247.6适宜操作区和操作线248评述与体会26參考文献271原料油性质及产品性质1.1原油的一般性质原油含水量大于0.5%时先脱水。原油经脱水后，进行一般性质分析。包扌舌相对密度、黏度、凝点或倾点、含硫量、含氮量、含蜡量、胶质、沥青质、残炭、水分、含盐量、炭分、机械杂质、元素分析、微量金属、流程、闪点及原油的基属等。阿曼原油，^4°=0.8552；特性因数KT2.2含硫石蜡-中间基原油。1・2原油实沸点蒸憎数据表M阿曼原油实沸点蒸tS数据序号饰分X围°C馆出％序号馆分X围°C镭出％序馅分xS°C馆出%重累计重体重体1IBP-601.451.459200-2202.8522.1017360-3952.9645.39260-802.063.5110220-2301.3323.4318395-4256.6051.99380-1002.245.7511230-2502.2825.7119425-4402.8754.864100-1202.288.0312250-2753.5129.2220440-4603.4858.345120-1453.8411.8713275-3003.5132.7321460-4803.0961.436145-1602.0013.8714300-3203.4236.1522480-5002.6964.127160-1802.8716.7415320-3403.2839.4323500-5202.4866.608180-2002.5119.2516340-3603.0042.4324520-5402.9369.5325>540+30.4710013原油平衡蒸憎数据表1-2原油平衡蒸！8数据累计馆出％（体）初馅点10203040506070平衡蒸发温度。C125.1182.8233.7287.9336.9387.9433.6482.81・4产品方案及产品性质表1-3产品产率及其性质品称产名沸点X围产率%（重）相对密度砰恩氏蒸镭数据,°C初10%30%50%70%90%终初顶油9.760.7010627487104117132常顶油初〜1303.930.71423080108115127138147航空煤油130〜23013.090.7840147167183200219244264轻柴油230〜32016.100.8206228260278292306330349重柴油320〜3503.810.8450244297333345356381402常四线350〜4204.720.8623295313366398408434497重 油>42048.590.92002概述2.1设计基础原油在常压条件卞呈液态的复杂的坯类混合物。原油是一种主要由碳氢化沸点从常温到500度以上，分子结构也是多种多样合物组成的复杂混合物。石油中的烧类和非坯类化合物，相对分子质量从几十到几「°不同油区所产的原由在性质上差别较人，不同组成的原油表现出的物理性质不同，而不同的化学组成及物理性质对原油的使用价值、经济效益都有影响。对许多原油来说,它的各项性质指标间往往存在着利弊交错、优劣共存的现象，这样就需要对原油进行分析评价。人们根据对所加工原油的性质、市场对产品的需求、加工技术的先进性和可靠性，以及经济效益等诸方面的分析、制订合理的加工方案。石油炼制加工方案，主要根据其特性、市场需要、经济效益、投资力度等因素决定。石油炼制加工方案人体可以分为三种类型：（1） 燃料型：主要产品是用燃料的石油产品。除了生产部分重油燃料油外，减压馆I分油和减压渣油通过各种轻质化过程转化为各种轻质燃料。（2） 燃料一润滑油型：除了生产燃料的石油产品外，部分或人部分减压饰分油和减压渣油还用于生产各种润滑油产品。（3） 燃料一化工型：除了生产燃料产品外，还生产化工原料和化工产品。原油经过常压蒸馆可分懈出汽油、煤油、柴油懈分。因原油性质不同，这些懈分有的可直接作为产品，有的需要进行精制或加工。将常压塔底油进行减压蒸馆1，等到的馆分视其原油性质或加工方案不同，可以作裂化（热裂化、催化裂化、加氢裂化等）原料或润滑油原料油原料，也可以作为乙烯裂解原料。减压塔底油可作为燃料油、沥青、焦化或其它渣油加工（溶剂脱沥青、渣油催化裂化、渣油加氢裂化等）的原料。2.2设计方案设计一套年处理量为250万吨的阿曼原油加工装置，由于原料中轻组分不多，所以原油蒸馆装置采用二段汽化，设计常压塔，减压塔。设计中采用水蒸气汽提方式，并确定汽提水蒸汽用量;由于浮阀塔操作弹性人，本设计采用浮阀塔。原油蒸馆在炼油厂是原油首先要通过的加工装置。一般包扌舌预处理系统（原油电脱盐）、常压分馆系统、减压分饰系统、注剂系统、轻坯回收系统（加工轻质原油且达到经济规模时一般设置轻坯回收系统）等。常压蒸馆就是在常压卞对原油进行加热、气化、分馆和冷凝。如此得到各种不同沸点X|韦|的石油饰分。常减压蒸馆是指在常压和减压条件下，根据原油中各组分的沸点不同，把原油“切割”成不同饰分的工艺过程。23生产规模规模原油处理量250万吨/年。按年开工8000小时计，即处理量为312500kg/ho2.4工艺技术路线阿曼原油属于含硫石蜡冲间基原油。煤油具有相当好的挥发性能，比较高的闪点，适宜的粘度等特性，是一种优良的有机溶剂，有着广泛的应用前景，但是，直饰煤油和一般的加氢煤油芳坯含量都较高，氮的非烧化合物也很多，致使在使用过程中，不仅使人感到有不舒服的臭味，还对人体有害。在应用上，煤油饰分除用作喷气燃料、特种溶剂油、灯用煤油以外，还有很大一部分作为铝轧基础油使用。由于铝轧制在冷却、润滑和改善铝制品表面光洁度等方面都极其重要的作用，因此，随着铝加工业的迅猛发展，铝轧制油的用量越来越人。铝轧制油除应用具有饰分x围窄、饱和坯含量高、闪点高的特点外，还要求具有较低的硫含量和芳烧含量。煤油加氢工艺是生产高档铝轧制油最有效的工艺手段，该工艺主要是对其进行深度脱硫、脱氮和脱芳烧。采用加氢法生产无味煤油、铝轧制油，有着其它方法无法比拟的优点。首先是产品质量好，收率高，其中产品芳绘含量小于0.1%；其次是不产生酸渣、碱渣等污染物，属于环境友好工艺。特种油品精馆与一般的炼油装置不同，馆分窄，分馆精度要求高，产品的种类繁多，生产操作完全由市场决定，操作灵活要求非常高，根据产品方案要求，分饰部分采用双分馆塔多侧线抽出，其中第二分馆塔为减压操作，满足不同产品分割及质量要求。2.5工艺技术特点由于装置规模较小，在保证安全平衡生产的前提下，尽量简化工艺流程和自动控制系统，以节省工程投资：反应部分采用冷高压分离流程；分馆部分设置两台分馆塔，其中第二分馆塔为减压操作，两台分馆塔产品侧线抽出及塔底均设重沸器，塔内装填高效规整填料，确保分饰精度；设置热载体回执系统，热载体作为塔底重沸器热源。2.6主要原材料主要原材料是阿曼原油，其属含硫石蜡-中间基原油。3工艺流程设计3.1工艺流程原油换热系统原油从北山油罐靠静位能压送到原油泵进11,在原油泵进11前的过滤器注入利于保证电脫盐效呆的破乳化剂和水，经泵抽送后分东西两路与油品换热后进入电脱盐罐脱盐脱水。在电脱盐罐内12000〜24000伏高压交流电所产生的电场力和破乳化剂的作用下，微小的水滴聚集成人水滴沉降下来与原油分离，因原油中的盐份绝大部分溶于水中，故脱水包括了脫盐。原油从电脱盐罐出来后，进料继续与油品换热进入常压塔。初馆I系统被加热到220、230°C的原油进入初饰塔的汽化段后，分为汽液两相，汽相进入精饰段，液相进入提饰段。初顶油气从塔顶出来，分为四路进入冷凝器，冷凝冷却到30〜40°C进入容器。冷凝油经泵后部分打回初饰塔做冷回流，另一部分做重整料或汽油出装置;未冷凝的气体去加热炉烧或气炬放空。冷凝水部分用泵注入挥发线，另一部分排入下水道或气提车间。初顶循坏回流油从初饰塔集油箱提出，由泵送去换热器与脱前原油换热后发话初馆塔。初侧线从初馆1塔集油箱抽出经泵送入到常压塔。从初饰塔底出来的拔头油由泵抽出，分两路与高温油品换热，换热到300'C左右再合并分四路进入常压炉进行加热，加热到346°C或350°C进入常压塔。常压系统从常压炉加热出来的油进入初馆塔汽化段后，汽相进入精饰段，在精馆段分离切割出五个产品，液相进入提馆段，在塔底液面上方吹入过热蒸汽作汽提用。常顶油汽、水蒸汽从塔顶挥发线出来，（在挥发线依次注有氨水，缓蚀剂和碱性水），先分八路进入空冷器冷却到60~75°C后，再分两路冷却到40~45°C，冷后合并进入容罐作油、水、汽分离。分离出来的冷凝水部份用泵注入挥发线，另一部份排入碱性水道或经泵送北汽提装置，瓦斯从容器顶出来经水封罐脱油脱水后去加热炉烧或明放空或去火炬线放空，或去三蒸馆尾气系统。常顶汽油由泵抽出，部份打回初馆I塔顶作冷回流，部份经混合柱碱洗进入容沉降罐分离碱渣后出装置或经脱碎后出装置。常压一线饰出，经汽提上段汽提，油汽返回初饰塔，馆出油由泵-抽出先后经冷却至40~45°C进入灯油沉降罐作航煤，灯油或溶剂油出装置。常压二线饰出，进入汽提中段汽提，油汽返回初馆塔，饰出油由泵抽出后经冷却至50~70°C后与碱液混合进入柴油电离罐，在罐内约1.5~2.0万伏高压直流电的电场作用下分出碱渣，常二经沉降后作轻柴装置，若作-10#军柴则改进盐罐后出装置。精制罐分离出的碱渣自压送往汽油泵房回收。常压三线抽出，经汽提卞段汽提，油汽返回初馆塔，饰出油由泵抽出后经冷却至60~75°C作

变压器油原料出装置，若作轻柴则与常二合并出装置。常压一中馆出，由泵抽送。常压二中自馆I出，由泵抽出后经换热后经三通温控调节阀返回初馆塔。常压塔底重油由泵抽出，分四路进入减压炉加热。减压系统从减压炉加热出来的油（约385-395°C）进入减压塔，在塔内91-97Kpa真空度下进行减压分减压塔顶油汽、水蒸汽由挥发线引出，分8支路进入4组间冷凝器冷却，冷凝油水流入容器进行油水分离，未冷凝油汽被一级蒸汽真空泵抽送入2组间冷器，冷却，冷凝液进入容器，未冷凝气被二级蒸汽真空泵抽送入冷却，冷凝液进入容器。减压一线自常压塔上段填料下集油箱馆I出，由泵抽送去与炉用空气换热，换热后再经换热器与原油换热，然后进入冷却至40〜50°C,部份打回减压塔作冷回流，另一部份作重柴或催化料出装置。减压二线自常压塔卞段填料下集油箱馆I出，经减压塔上段汽提，油汽返回中段填料下集油箱之下，饰出油由泵抽出后经冷却至60〜70°C作润料或催化料出装置。冷却器出丨I引一支路去泵进II以作重质封油用。减一中自常压塔中段填料下集油箱懈出，由泵抽送分三路并联经换热器，换热器换热后返回减压塔上段填料卞集油箱之下。减二中自常压塔馆出，由泵-抽送先后经换热后返回减压塔。减底渣油由泵抽出，分两路换热后合并进入冷却器，然后作氧化沥青料、焦化料或丙烷脱沥青料出装置。设计中采用水蒸气汽提方式，并确定汽提水蒸气的用量；由于浮阀塔操作弹性大，本设计采用浮阀塔。 竝摄科 期空廩油 碱池 蘇

图3・1原油常减压蒸馆装置的工艺原则流程图所示3・2塔器结构本装置的主要塔器包括脱盐罐、初馆塔、常压塔、汽提塔、减压炉、减压塔等。根据设计要求和实际情况，采用板式塔。各种板式塔有关结构性能比较如下表:表3・1板式塔有关结构性能表塔板优点缺点泡罩塔板不容易发生漏液现彖，有较好的操作弹性,对脏物不敏感结构复杂造价高，塔板压降人，雾末夹带现彖严重.塔板效率均匀筛板结构简单，造价低，气体，压降小操作弹性地，筛孔小，易堵塞浮阀塔板生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降小，结构简单，造价低不宜处理易结焦，或黏度大喷射型塔板开孔率较大，可采用较高的空塔气速，生产能力大，塔板效率高操作弹性大.气相夹带由上表比较町知，应选择浮阀塔板作为本次设计所需的塔板。3.3污染源分析1—电脱盐罐；2—初锚塔；3常压炉；4常压塔；5汽提塔；6■稳定塔；7分馆塔；8—减压加热炉；9—减压塔由图2可知，常减压蒸馆装置污染源有电脱盐排水、初顶排水、机泵冷却水、常顶排水、减顶排水、常压加热炉烟气、减压加热炉烟气，所以坏保工作应I韦I绕这些污染源采取相应措施。3.4废气处理加热炉烟气烟气中的SO,与燃料中硫含量有关，使用燃料气及低硫燃制能有效降低SO"的排放量。no2的排放与燃料中的Nd含量及燃烧火嘴结构有关。停工排放废气装置在停工时，需对塔、容器、管线进行蒸汽吹扫，人部分存油随蒸汽冷凝水排出，还有部分未被冷凝的油气随塔顶蒸汽放空进入人气；检修时，需将塔、容器等设备的人孔打开，将残存的油气排入人气：要制定停工方案并严格执行，严格控制污染。无组织排放废气一般情况下含硫废水中硫化氢及氨的气味较大，输送这种含硫废水必须密闭，如有泄漏则毒害严重。含硫化氢废气经常泄漏的部位是在“三顶”回流罐脱水部位。减少措施是控制好塔顶注氨。输送轻质油品管线、碱渣管线及阀门的泄漏会造成人气污染，本装置设计常压塔顶减压阀为紧急放空所用，放空气体进入紧急放空罐。管线阀门的泄漏率应小于2%。另外，蒸饰装置通常设“三顶”瓦斯回收系统，将初顶、常减顶不凝气引入加热炉作为燃料烧掉或回收，这样对节能、安全、环保均有利。3.5废水处理电脱盐排水制电脱盐过程所排的废水，来自原油进装置时自身携带水和溶解原油中无机盐所注入的水。此外，加入破乳剂使原油在电场的作用下将其中的油和含盐废水分离。由于这部分水与油品直接接触，溶人的污染物较多，特别是电脱盐罐油水分离效率不高时，这部分排水中石油类和COD均较高。排水量与注水量有关，一般注入量为原油的5%〜8%。筛选好的破乳剂、确定合适用量、提高电脱盐效率都对提高油水分离效果有利：用含硫污水汽提后的净化水回注电脱盐可减少新鲜水用量，同时减少净化水排放的挥发酚含量；増加油水钢离时间，严格控制油水界面（必要时设二次收油设施）可减少油含量。塔顶油水分离器排水常减压蒸饰装置其初饰塔顶、常压塔顶、减压塔顶产物经冷后均分别进入各自的油水分离器,进行油水分离并排水。这部水是由原油加工过程中的加热炉注水，常压塔和减压塔底注汽产品汽提塔所用蒸汽冷凝水，大气抽空器冷凝水，塔顶注水，缓蚀剂所含水分等组成。由于这部分水与油品直接接触，所以污染物质较多，排水中硫化物、氨、COD均较高。排水中带隋况与油水分

离器中油水分离时间、界面控制是否稳定有关。正常生产情况卞，严格控制塔顶油水分离器油水界面是防止排重带油的关键。机泵冷却水机泵冷却水由两部分构成，一部分是冷却泵体用水，全部使用循环冷却后进循坏水回水管网循环使用。另一部分是泵端面密封冷却水，随用随排入含油废水系统。一般热油泵需冷却水较多,如端面漏油较多.则冷却水带油严重。如将泵端面密封改为波纹管式密封，可以减少漏油污染。装置其他排水a.油品采样。该装置有汽油、煤油、柴油等油品采样II用于采集样品进行质量检测。一般在油品采样前，都要放掉部分油品，以便将采样滞留在管线中的油置换掉。这部分油品会污染排水。b.设备如拆卸油泵、换热器等，需将设备内的存油放掉进入系统。如果能在拆卸设备处，设专线将油抽至污油回收系统（或罐），可以减少污染。c.地面冲洗原油泵、热油泵、控制阀等部位所在地面最易遭受污染。一般不允许用水冲洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉纱插去油污。d.各种废水排出装置进入全厂含油废水系统之前，要设置计量井，并制定排水定额。对控制排放废水的污染较为有效。常压蒸憎塔工艺设计常压蒸憎塔工艺设计4.1工艺参数计算处理量为250万吨/年阿曼原油的常减压分懈塔，产品产率及性质数据及平衡汽化数据表3-1及表3-2所示。表4・1产品产率及其性质品称产名沸点X围°C产率%（重）相对密度盯恩氏1罠饰数据,。C初10%30%50%70%90%终初顶油9.760.7010—627487104117132常顶油初〜1303.930.71423080108115127138147航空煤油130〜23013.090.7840147167183200219244264轻柴油230〜32016.100.8206228260278292306330349重柴油320〜3503.810.8450244297333345356381402常四线350〜4204.720.8623295313366398408434497重油>4204&590.9200表4・2原油平衡蒸发数据累计馆出，％（体）初馅点10203040506070平衡蒸发温度,°C125.1182.8233.7287.9336.9387.9433.6482.84.2体积平均沸点初顶油:u=(62+74+87+104+117)/5=88.80Co同理可得,常顶油:U=113.60C；航空煤油：5=202.6©重柴油：M=342・4°C；常四线：M=383・8°C。43恩氏蒸tg90%〜10%斜率初顶油90%-10%斜率=(117-62)/80=0.688(°C/%)。同理可得，常顶油90%-10%斜率=0.725CC/%)；航空煤油90%~10%斜率=0.963(°C/%)；轻柴油90%〜10%斜率=0.875(°C/%)：重柴油90%-10%斜率=1.05(°C/%)；常四线90%-10%斜率=1.513(°C/%)。4.4立方平均沸点与中平均沸点由《工艺计算图表》图2-1-1查得表4-3油品立方平均沸点与中平均沸点校正值表油品立方平均沸点校正值/°c校正后m/°c中平均沸点校正值/°C校正后/中厂C初顶油-1.986.9-484.8常顶油1.8111.8-4109.6航空煤油-2200.6-5.2197.4轻柴油-2291.2-4289.2重柴油-1.7340.7-4.8337.6常四线-2381.8-7.6376.24.5特性因数及相对分子质量依相对密度与中平均沸点查《工艺计算图表》图2-1-2可得:表4-4油品特性因素与相对分子■油品初顶油常顶油航空煤油轻柴油重柴油常四线特性因素K11.511.611.11110.9410.89相对分子质量951091522192653214.6平衡蒸发温度由恩氏蒸憎蒸镭的温度算出恩氏蒸饰的温差，依恩氏蒸馆曲线各段温差查《石油化工工艺计算图表》中图2-2-3得平衡蒸发曲线相对应各段温差温差，后查《石油化工工艺计算图表》中图2-24得出50%点的平衡蒸发曲线与恩氏蒸懈曲线的温差，从而得出平衡蒸发曲线中50%点的温度，依此温度和各段的温差可以推算出平和蒸发曲线各点的温度，结果如下表：表4-5平衡蒸发曲线各点的温度汇总表0%10%30%50% 70%90%100%

初顶油64.870.877859094.6常顶油58.884.8102105110114.8117.6航空煤油169.2177.2186.2195204.5216.9222.9轻柴油269283293300306318323.8重柴油277.5327.5351359363.8376382.2常四线301.2363.2399.6418422.4434.8469.84.7临界温度和临界压力临界温度知，依体积平均沸点和《石油化工工艺计算图表》中图查得校正值，从而算出重量平均沸点与分子平均沸点，再查《石油化工工艺计算图表》中图2-3-7可得真假临界温度如下表所示。临界压力Ap，查《石油化工工艺计算图表》中图2-3-8可得假临界压力，再查图2-3-9可得真临界压力，结果如卞表所示。表4-6临界温度和压力汇总表产品真临界温度°C假临界温度°C真临界压力MPa假临界压力MPa初顶油2622563.23.01常顶油2852793.022.89航空煤油3833782.152.19轻柴油4684601.781.6重柴油5105021.461.34常四线5445361.11.24.8焦点温度和焦点压力焦点温度，ZrFh《石油化工工艺计算图表》中图2-2-19查得，汽焦点温度为328・5°C。焦点压力，心由《石油化工工艺计算图表》中图2-2-18查得，汇总如下表：表4-7原油ta分的焦点温度和焦点压力汇总表产品初顶油常顶油航空煤油轻柴油重柴油常四线焦点温度°C312333423490530566焦点压力MPa5.3274.7423.1632.1851.8151.4554.9原油和产品的有关性质参数计算汇总表4.8油品的有关性质參数计算汇总油品名称密度町比重指数°API特性因数K分子量M平衡蒸发温度°C临界参数（假）焦点参数0%100%温度。C力MPa温度。CMPa初顶油0.70168.8911.59594.62563.013125.327常顶油0.71465.2411.610958.8117.62792.893334.742航空煤油0.78447.9311.1152169.2222.93782.194233.163轻柴油0.82140.0111219269.0323.84601.64902.185重柴油0.84535.1010.94265277.5382.25021.345301.814

常四线0.86231.8010.89321301.2469.85361.25661.454重油0.92021.67-表4-9常压塔物料平衡表（250万吨/年，每年开工8000小时计）物料平衡表 （按8000小时/年计）油品产率％处理量或产量质量体积10*/丫t/hkg/hkinol/hm3/h原油100100260325325000380.0281产口口初顶油9.7611.907253831.7231720333.894745.2496常顶油3.934.70610.2212.7712772.5117.178917.8836航空煤油13.0914.27934.0342.5442542.5279.884954.2634轻柴油16.116.77941.8652.3252325238.926963.7643重柴油3.813.8569.90612.3812382.546.726414.6538常四线4.724.68112.2715.341534047.788217.7896重 油48.5945.168126.3157.92157917.5-171.64955操作条件的确定5.1汽提蒸汽用量侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用的是温度370°C,压力0.4MPJ的过热水蒸汽。汽提水蒸汽用量与需要汽提岀来的轻组分含量有关。在设计中町参考经验数据来选择汽提蒸汽用量。塔名称产品蒸汽用量（旳1）塔名称产品蒸汽用量（旳1）常压塔常一汽提蒸汽总量0.25常二汽提蒸汽总量0.2常三汽提蒸汽总量0.25常四汽提蒸汽总量0.22塔底吹汽量3.86表5・1汽提水蒸汽用盘表5・2汽提蒸汽用盘（经验值）塔名称产品蒸汽用量,％（对产品）常压塔溶剂油1.5〜2.0常压塔煤油2〜3常压塔轻柴油2〜3常压塔重柴油2〜4常压塔轻润滑油2〜4常压塔塔底重油2〜4初馆塔塔底油1.2〜1.5减压塔中、重润滑油2〜4减压塔残渣燃料油2〜4减压塔残渣汽缸油2〜55.2塔板型式和塔板数石油分馆塔塔板数主要靠经验选。表5-3是常压塔塔板数的参考值常压塔塔板数国外文献推荐值国内某些炼油厂常压塔塔板数被分离的懈分推荐板数被分离的馆分东方红1【套XXI套XX炼厂轻汽油一重汽油6〜8汽油一煤油3109汽油一煤油6〜8煤油一轻柴油996汽油一柴油4〜6轻柴油一重柴油746轻柴油一重柴油4〜6重柴油一裂化原料846进料一最低侧线3〜6最低侧线一进料443汽提段或侧线汽提4进料一塔底464参照表5・3选定的塔板数如卜•:分懈塔分饰塔塔板数常顶常一线常二线常三线常四线塔底50层12层14层8层6层6层4层其中塔顶循坏回流3块；第一中段循环回流3块：第二中段循坏回流3块。5.3操作压力取塔顶产品罐压力为：0.124MPao塔顶采用两级冷凝冷却流程图。取塔顶空冷器压力降为O.OIMPa使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.0171MPa故塔顶压力=0.124+0.01+0.0171=0.15MPa（绝）。取每层浮阀塔板压力降为0.00051MPa（4nmiHg）则推算常压塔各关键部位的压力如卞：（单位为MPa）塔顶压力0.15一线抽出板（第13层）上压力0.157二线抽出板（第27层）上压力0.164三线抽出板（第35层）上压力0.168四线抽出板（第41层）上压力0.171汽化段压力（第47层卞）0.174取转油线压力降为0.035IMPa则加热炉出丨1压力=0.174+0.035=0.209MPa

5.4汽化段温度1.汽化段中进料的汽化率与过汽化率取过汽化率为进料的2%（质）（经验值为2〜4）或2.03%（体），则过汽化油量为325000X2%=6500kg/h；要求进料在汽化段的汽化率为：eF=（4・706+14・279+16・779+3・856+2・03）%=41・65%表5-4物料平衡表（250万吨/年，每年开工8000小时计）物料平衡表（按8000小时/年计）?油品产率，％处理量或产量?质量体积104t/Yt/hkg/hkinoVhni3/h原油100100260325325000-380.0281产口口初顶油9.7611.90725.3831.7231720333.894745.2496常顶油3.934.70610.2212.772512772.5117.178917.8836航空煤油13.0914.27934.0342.542542542.5279.884954.2634轻柴油16.116.77941.8652.32552325238.926963.7643重柴油3.813.8569.90612.382512382.546.726414.6538常四线4.724.68112.2715.341534047.788217.7896重油48.5945.168126.3157.9175157917.5-171.6495图5・1原油实沸点蒸愴曲线与平衡汽化曲线2.汽化段油气分压汽化段中各物料的流量如下：表5-5汽化段的物流

常顶油117.179kmol/h航空煤油279.885kmol/h轻柴油238.927kmol/h重柴油46.726kmol/h常四线47.788kmol/h过汽化油21.667kmol/h油气量合计752.172kmol/h水蒸汽（塔底汽提）214.444kmol/h汽化段的油气分压0.137MPa其中过汽化油的相对分子质量取300,水蒸气取214・444kmo"h（塔底汽提）是由此计算得汽化段的油气分压为：0.174X752.172/（752.172+214.444尸0.135MPa由图3—2可得到原油在常压卞的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为316°C。将此交点温度换算成在0.135MPa压力下的温度为326°C。气化率为41.6%时由平衡汽化曲线可知平衡温度为tr=357°C,进料在汽化段中的焰山计算如表8所示。表5・6进料带入汽化段的热■QF（P=0.17295MPa,t=357，C）进料带入汽化段的热量QF(P=0・17295MPa,t=357°C)hf=894.433KJ/Kg物料焰，kJ/kg热量，kJ/h曲。焙，kcal/kg汽相液相汽相液相常顶油1193.01-15237720.230.7142285航空煤油1163.708-49507047.590.784278轻柴油1142.778-59795858.850.8206273重柴油1121.848-13891282.860.845268常四线（汽）1121.848-74288.774560.8623268常四线（液）-933.47826492.105640.8623-223过汽化油-933.47860676070.865183333-223重油-925.106146090426.80.92-221合计--290690724.2---再求出原油在加热炉出丨I条件卜•的热焰Ho按前述方法作出原油在炉出II压力0.20805MPa压力之下平衡汽化曲线。此处忽略了水分，若原油中含有水分，则应按炉出「1处油气分压下的平衡汽化曲线计算。因考虑生产航空煤油，限定炉出丨I温度不超过360<C。算出进料在炉出II条件卞的焰值Ho。表5-7进料在炉出口处携带的热*（P=0.20805MPa,t=360°C）进料在炉出丨1处的热量0o(P=O・2O8O5MPa,r=36O°C)/?0=929.458KJ/Kg>hf物料恰，kJ/kg热量，kJ/hj20 焰，kcaVkg

汽相液相汽相液相常顶油1197.196-15291185.910.7142286航空煤油1167.894-49685130.50.784279轻柴油1146.964-60014891.30.8206274重柴油1126010.845269常四线（汽）1126090.8623269常四线（液）■933.4784295865.7560.8623-223过汽化油-950.222924.6640.865183333-227重油-929.292146751469.40.92-222合计--302073936.6---核算结果表明ho略高于所以在设计的汽化段温度357°C之人能保证所需的拔出率（41.6体），炉出II温度也不致超过充许限度。5.5塔底温度取塔底温度比汽化段低10°C,B|j：357-10=347°C5.6塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配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、全塔热平衡如下:表5・8塔顶温度107°C常一线167°C常二线253°C常三线317°C常四线331°C汽化进料353°C塔底温度347°C»5-9全塔热平衡物料流率kg/h密度 操作条件焰kJ/kg热量，kJ/hd叫MPa°C汽相液相入方进料2932800.85520.172953571096.732321649561汽提蒸汽4780■0.43703150■15057000合计298060■■■■■336706561出方常顶油12772.50.71420.15107606.97■7752524.325航空煤油42542.50.7840.15612167■43122轻柴油523250.82060.16326253-648.8333950029.75

重柴油12382.50.8450.1551317■833.01410314795.86常四线（汽）153400.86230.16734331■85&1313163714.2重油157917.50.920.1755347■866.502136835829.6水蒸气4780■0.151032651■12671780合计293280■■■■■233031212.9全塔回流热g=(336.71-233.03)xl06=103.68xl06kJ/li回流方式及回流热分配：塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度为60°Co釆用两个中段循环回流，一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间，二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间。回流热分配%热量,kJ/hxl06kJ/h顶冷回7.27464625.0587.465一中3233176111.3733.176二中44.446031854.5346.032顶循坏16.417002757.0817.0035.7蒸憎塔各点温度核算校核应自下而上进行，常四线抽出板温度校核如下：表5-10第10层以下塔段的热平衡物料流率，kg/h密度操作条件焰，kJ/kg热量，kJ/hd-%MPar汽相液相入方进料2932800.85520.172953571096.732-321649561汽提蒸汽3860-0.43703150-12159000内回流L0.85940.170432985&13■857.72L合计-----333808561+857.72L出方常顶油12772.50.7142029-14168406.53航空煤油42542.50.784036-46301555.3轻柴油523250.8206043-55853274.75重柴油12382.50.8450686■13010119.4常四线（汽）153400.86230.1704331-862.31613227927.44重油157917・50.920.1755347853.944134852701.6水蒸气3860-010267600内回流L0.85940128-1037.632L合计-----287681585.2+1037.632L依查《石油炼制工艺学》图2-10,可得取内回流分子量M=135,相对密度为0.883。所以，内回流L=256263.82kg/h或256263.82/135=1898.3kinol/h汽提蒸汽流量：4080/18二226.67kmol/h常四线抽出板上方汽相总量为：3307.4277kinol/h常四线蒸汽（即内回流）分压为：0.0977986Mpa由常四线常压恩氏蒸懈数据换算在0.098MPa压力下平衡汽化0%点温度。可以用《石油炼制工艺学》图5-12和图5-13先换算得常压下平衡汽化数据，再用图5-23换算成0.098MPa下的平衡汽化数据。可得在0.098MPa下常四线的泡点温度为331.2°C,与原假设的331°C很接近，可认为原假设温度是正确的。常一线、常二线和常三线抽出板温度校核的方法与常四线的方法相同，故计算从略。计算结果与假设值相符，故认为假设是正确的。即：常一线抽出板温度1679,常二线抽出板温度253°C,常三线抽出板温度317°C塔顶温度的校正：塔顶冷回流温度/o=6O°CH°=163.5kJ/kg塔顶温度ri=103°C//i=605kJ/kg故塔顶冷回流量Ao为：Lo=e/(//ti-//to)=7.465xl05/(605-163.5)=16907.4kg/h塔顶油气量（汽油十内回流蒸汽）为：（16907.4十12772.5）/109=272.3kmol/h塔顶水蒸汽流量为：4780/18=265.556kmol/h塔顶油气分压为：0.0759MPa； 常压露点温度：107.5工常压露点压力：0.10133MPa: 焦点温度：328.5°C焦点压力：5.91MPa在平衡汽化座标纸上作出汽油平衡汽化100%点的P-t线如图5-3,得出在0.0759Mpa压力下露点温度为106.5°C.考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97,则塔顶温度为：106.5x0.97=103.31,与假设的103°C很接近，故原假设温度正确。塔顶水蒸汽分压为：0.15-0.0759=0.0741MPa«5-11第20层以下塔段的热平衡物料流率，kg/h密度操作条件焰，kJ/kg热量，kJ./hd叫MPaX)汽相液相入方进料2932800.85520.172953571096.21321495882.2H43300.4370315013639500内回流L0.8410.16275291.2774.04774.04L合计335135382.2+774.04L出方常顶油12772.50.71420.16532921008.3412879073.74航空煤油42542.50.7840.1653292999.97642541478.98轻柴油523250.82060.1653292983.2451448033重柴油12382.50.8450.1653317836.810361676常四线（汽）153400.86230.1704331861.90413221607.36重油1579170.920.1755347853.536134788271.3水蒸气43300.1653292275111911830内回流0.83930.1653292962.32962.32L合计277151970.4+962.32L在此压力下饱和水蒸汽温度为91°C,故水汽不会冷凝。温皮/°c图5・3汽油的露点线相图5.8全塔汽液负荷分布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、中段回流进出口处、汽化段及塔底汽提段等），求出该各处的汽、液负荷，就可以作出全塔汽、液相负荷分布图。图3-6就是通过计算1、5、10、16、20、24、34各层及塔底汽提段的汽、液负荷绘制而成。各代表性塔段的汽、液负荷的计算举例：由热平衡得：335135382.2+774・04L=277151970・4+962・32L所以，内回流307963.734或07963.734/98=2444.156619（取内回流分子量M=98）液相负荷=366.187m3/h:汽相负荷=U3365.811m3/h同理，其他的热平衡也这样算。表5-12汽液负荷汇总表塔板层数15101620243418234977210.47785298.1892310.47719366.18756441.15053401.4633汽相负荷7047.986262169.52497493.48105156.54113365.81126066.65115709.13

6常压蒸馆尺寸计算6.1塔的直径的计算塔径的初算(6-1)(6-1)式中：g—重力加速度，9.81m/s：IVmax—允许的最人气体速度，m/s：Qv—气相密度，kg/mSQl—液相密度，kg/m3；乩一塔板间距，m：%-液体体枳流率，nP/s；人一气体体积流率，nP/s。塔板间距耳按塔径选定：表6-1浮阀塔板间距Ht与塔径D的关系塔板直径D,nun板间距Hr,nun1200〜1400450500600—1600〜30004505006008003200〜4200——600800其中：pv=0.4747kg/m3；/)L=821.1kg/m3；//t=0.7m；VL=0.1225m3/s；Vv=35.0185m3/s将以上数据带入式(6-1),则求得VVmax=4.6415ni/s计算适宜的气速Wa因为塔的直径大于0.9m,耳大于0.5,所以K取0.82；K,系统因数依《塔的工艺计算》的130页可得，取0.98。所以：VI4=K・Ks・％x=0・82x0・98x4・6415=3・7299m/s式中，Wa—塔板上气相空间截面上的适宜气速，m/s；K—安全系数，塔径>0.9m、Ht>0・5m时的常压和加压操作的塔，K=0・82；对于直径<0.9m或//t<0.5m,以及真空操作的塔，K=0.55〜0.65m（Ht大时K取大值）。Ks—系统因数，可取0.95〜1.0。计算气相空间截面积E=“叱V,35.0185 ,人一计算的塔的空间截面积，m‘；Fa=^-=37299=9.3887m-降液管内流体流速：匕=0.17K・Ks=0.17x0.82x0.98=0.1366nVs当//t<0.75m时：匕=7.98x10一’K•KsVd=7.98xl0-3x0.82x0.9870.7x(821.1-0.4747)=0.1537m/s按以上两式计算后，选用较小值，所以，Ud=0.14m/s。计算降液管面积F：=^=°1225=0.88m:.F；=0.1IF=0.11x9.3887=1.03m2JV,0.14 '按以上两式计算取较大值。所以，F；=1.03m2塔横截面积仟的计算Ft=Fa+F'fF,=9.3887+1.03=10.42nrDe=Vo^SD= =3.64m式中：斤一计算的塔横截面积,，m?；采用的塔径D及空塔气速W根据计算的塔径，按国内标准浮阀塔板系列进行圆整，得出采用的塔径D=3.8m,按以下两式计算釆用的塔截面积及空塔气速。F=0.785D2=0.785x3.82=11.3354m2；W=Vv/F=35.0185/11.3354=3.09ni/s式中：F—采用的塔横截面积，m2；D—采用的塔直径，m；W—采用的空塔气速，111/So塔径圆整后其降液管面积按下式计算Fd=(F//rc)x只=(113354/10.42)x1.03=1.12m：式中：Fd—采用的降液管面积，m?。6.2塔高的计算H=Hd+(n-2)Ht+Hb+Hf式中：H塔高(截线到切线)>ni；Hd塔顶空间高(不包括头盖)，m：Hb塔底空间高(不包括头盖)，ni：Ht塔板间距，m；Hf进料段高，ni;n实际塔板数，块°Hl般取1.2〜1.5,鱼与皿按液体停留时间3〜5分钟计。裙座高度与型式,可以查阅有关手册。根据资料选取：Hd=1.5m-Hh=\.5m-H,=0.7m;Hf=1.0mH封头=0.8m；"裙座=2.2加所以，塔高为:H=Hd+(n-2)Hf+Hh+Hf=1.5+(50-2)x0.7+1.5+1.5=38.1/w63塔板布置，浮阀、溢流堰及降液管的计算浮阀型式，型式：十字架型浮阀30克；排列：采用十字架型浮阀(文丘里II)临界阀孔流速(Wh)c=(―)053=(』—)心=17.31/W/5h八 0.4747开孔率：0=W/WhXlOO%；所以，0=3.09/17.31x100%=17.85%o6.4浮阀数Fh=Fx0=11.3354xl7.85%=2.O23m2；N=Fh/0.785(dh)2式中：Fh——阀孔总面积，in2；N浮阀总数，个；九一一阀孔直径，m由《塔的工艺计算》P133的数据且釆用十字架型浮阀(文丘里口)可以得4=0.039加;所以，N=2.023/(0.785x0.0392)=1694o6.5溢流堰及降液管的决定降液管：降液管有圆形及弓形等几种型式，圆形降液管面积小，溢流效果不好，塔截面利用系数低。所以一般推荐使用弓形降液管。溢流堰：溢流堰长度：/«0.6D=0.6x3.8=2.28/77(双溢流)；出口堰长度：hw«0.05/h堰上液层高度/匚，查《塔的工艺计算》P136图5-5。得出how=0.11/77，塔板上液层高度：h[=hw+how=0.05+0.11=0.16m进口受液盘：进口受液盘有平板机凹槽两种。采用凹槽受液盘时，塔板进口处浮阀的开启情况较好，有利于鼓泡，增加了板效率及弹性。同时，将凹槽受液盘和斜的或阶梯式降液管结合在一起使用，能在任一操作情况下形成正渡封。所以采用凹槽受液盘较平板受液盘好。但凹槽受液盘制作较复杂，浮阀塔盘系列(1206-73)中，塔径从800〜4200毫米的塔板均为凹槽受液盘。因此本设计采用凹槽进口受液盘。进口堰：为了在塔顶是回流分配均匀，或在高气相流率和低液相流率f需保持降液管的正常液封时，可设进口堰。釆用凹槽受液盘的塔板可不设进口堰。因本设计采用凹槽进口受液盘，所以不设进口堰。降液管停留时间：弓形降液管宽度叱/与溢流堰长/可通过查《塔的工艺计算》图5-8计算。液体在降液管中的停留时间为：

®mi2x0.7=6.4sVz0.1225降液管内流体流速，Vd1ZV/0.12251ZV/0.1225=0.1094/71/5降液管底缘距塔板的高度：决定他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；同时乂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。弓形降液管的仏为:/?b=V//(/XWb)式中：Wb—降液管底缘出口处流速，一般取0.1〜0.3ni/s(易发泡物料取小值),尿一降液管底缘距塔板的高度，m。故，/?b=W(/XWb)=0.1225/(2.28X0.1)=0.537m。7常压蒸馆塔水力计算浮阀塔板的水力学计算主要包括塔板压力降、雾沫夹带、泄漏、降液管超负荷及淹塔等部分。7.1塔板总压力降包括干板压力降、气体克服鼓泡层表面x力的压力降及气体通过塔板上液层的压力降。干板压力降APd,对22~32克十字架型浮阀：△Pd=4.07*(必*Wh/2g)*@v/Q)=0.036niH20柱；表面X力的压力降AP。，气体克服鼓泡表面X力的压力降AP。值很小，可忽略不计。气体通过塔板上液层的压力降△PgAPvi=0.4/jw+2.35X10"X3600X(VJI)=0.099mH20柱；式中：h、、—出口堰高度，m；/—溢流堰长度，m；△P\i—气体通过塔板上液层的压力降niH2O柱。气体通过一块塔板的总压力降APt：APt=APd+APvi=0.135111H2O柱。7-2雾沫夹带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，雾沫夹带可限制在每公斤上升气体所夹带的液体小于或等于o.i公斤。可按下式近似地计算雾沫夹带量:

A(0.052/?z-1.72)WH；・①2式中：e—雾沫夹带量，kg(l)/kg(g)；s—除去降液管面积后的塔板面积与塔横截面积之比，s=(F-2Fd)/F=0.8；①—系数，取0.6〜0.8。W—采用的空塔气速，m/s；当W=0.5Wmax时取小值；当VV=VVmax时取大值；冷 气体粘度，公斤秒/m?；仇液体表面X力，lO^N/mm；H(—塔板间距，mm；/?l—塔板上液层高度，mm。m—参数，按下式计算：〃尸5.63X10-5(。〃、.)°295[9l-0,)/“v]°4254、n—系数：当Ht<350mm时，A=9.48xl07,n=4.36；当//t>35011U11时,4=0.159,77=0.95o因为物理性质与水相近，所以£可以简化A(0.052/?,-1.72)止尸一02(0A(0.052/?,-1.72)止尸一02(0罗X1607.72)X( 3.0893 =°sm 700°95x0.8- 0.8018x1.5700°95x0.827.3泄漏设泄漏阀孔动能因素Fo=6,小于设计的阀孔动能因素。尸。=必历=11.93,在9—12之间。7.4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降液管而产生淹塔现象，使操作破坏。所以应使降液管内的清液维持在一定高度To降液管内清液高度取决于液相流过塔板的压力降。这个压力降为气相通过该板的压力降、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。可按下式计算：△Pl=APt+/?i十APdk式中：APl——液相流过一层塔板所需克服的压力降，mH?。柱；加一塔板上液层高度，mH?O柱；肌一降液管底缘出口处流速，m/s；APt—气体通过一块塔板的总压力降，m液柱不设进口堰时液相通过降液管的压力降，mHQ柱。其中,APdk=O.153(Wb)2=0.153X0.12=0.00153mH2O柱。为了防止淹塔，必须满足下式要求：APlW(0.4〜0.6)(Ht+呱),式中系数一般取0.5,发泡严重的介质应取小值。APL=0.1321+0.16+0.00153=0.29365niH20柱V0.5(Ht+/hv)=0.5X(0.7+0.05)=0.375mH2O柱，符号要求。7.5降液管超负荷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降液管中与液体分离而随液体进入下层塔板，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。Vd=0.17Ks=0.17X0.98=0.1666m/s；其中，Ks取0.98；当HtW0.75m时，匕广7.98x10—»K厂师乔呢5=7.98xl0_3x0.98xJo.7x(821.1-04747)=0.1666m/s式中：Vd一降液管内液体流速，m/s；选两式计算结果中的较小值，所以Vd=O.I666111/S07.6适宜操作区和操作线雾沫夹带量线：一般把£=10%作为雾沫夹带上限，则cfA（0・052人一0.206） 69 69H”妙 转换得：O.lxH：WA（0.05改一0.206）设一个液体负荷，即可算出一个和它相对应的空塔线速，就可以在适宜操作区的坐标上得出一点，适当算出几点，就可以画出雾沫夹带线。设液体负荷则由《塔的工艺计算》图5-5得到一系列数据：表7・1雾沫夹带线数据Vi,m3/hHi,mmW369,（m/s）‘69VV,m/s1000.02979167.68674.00722000.04494126.40023.71183000.052102111.72873.58974000.06811890.67843.39236000.09114171.35353.17898000.1116060.67213.042210000.1419049.07302.8723根据表7・1的数据，可作出雾沫夹带线1,见图7・1。淹塔界线：APl=+APdk，APL^0.5X(Ht+/?w)使0.5X(Ht+/7w)=APt+/?i+APdk=APd+APvi+/zw+/?ow+0.153X肌•Wb=4・07X(\Vh•W^2g)•(pv,>i)+0.4X/zw+2.35x0.001X(3600Vi//)2/3+/hv+/?ow+0.153XVVb・Wb；又因V>Wh・Fh/?b=Vi/(/・Wb)即Wh=WFh；Wb=W(/・尿)，所以：0.5X(/7t+/iw)=4.07•(Vv•UJFh/Fh/2g)•(pi一p