化工常压塔毕业设计

摘要本设计为年产200万吨大庆原油的常压设计。石油是现代工业的血液，我国的工业生产和经济运营都离不开石油，但是又不能直接作为产品使用，必须通过加工炼制过程，连制成多种在质量上符合使用规定的石油产品，才干投入使用。原油常减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，其运营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，效益高的思想对大庆原油进行常压蒸馏设计。设计的基本方案：设计了一个常压一段汽化蒸馏装置，此装置由一台管式加热炉、一个常压塔以及若干台换热器（完善的换热流程应达成规定：充足运用各种余热；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。流程简朴，投资和操作费用较少。原油通过这样的常压蒸馏，一般可得到350—370℃关键词：原油；常压设计；换热；常压塔AbstractThisismainlyontheannualproductionof2，000,000tonsofcrudeoilinDaqingatmosphericdesign.Oilisoneimportantsourceofenergy,China'sindustrialproductionandeconomicoperationcannotbeseparatedfromoil，Butastheproductcannotbedirectlyused,Refiningtheprocessmustgothroughprocessing,andevenmadeavarietyofqualityinlinewiththerequirementsoftheuseofpetroleumproducts,canbeputintouse.Atmosphericandvacuumdistillationofcrudeoilasacrudeoilprocessingtechnology,thetotalflowofcrudeoilprocessedinanimportantrole,Intherefineryplaysadecisiveroleinitsoperationwillhaveadirectimpactonthefollow-upprocess.Oneoftheimportantseparationequipment-atmospherictowerdesignistheavailabilityofhigh-yield,high-qualityoilinthekey.Inrecentyearsatmosphericandvacuumdistillationtechnologyandmanagementexperiencecontinuousinnovation,significantconsumptionofenergy-savmparedwithfingdevices,improvingproductquality.However,cooreignadvancedlevel,therearestilllargegaps.Tobetterenhancetheproductioncapacityofcrudeoil,inasmallinvestment,lowenergyconsumptionandhighefficiencyofthethinkingoftheDaqingoilforatmosphericdistillationdesign.Thebasicdesignoftheprogramme:designasectionofvaporizationatmosphericdistillationunit,Thisdevicefromafurnaceofficial,aTaiwanatmospherictowerandanumberofheatexchangers(Improvetheheattransferprocessshouldmeettherequirements:thebestuseofwasteheat;heatexchangergreaterintensityoftheheatexchanger;flowofoilpressuredropsmaller.)Condensatecooler,Pumpandothercomponents,intheatmospherictoweradjacenttothelaterallineproductsbasedstripper.Simpleprocesses,investmentandoperationalcostsless.Crudeoilthroughtheatmosphericdistillation,350-370℃beforethegeneralavailabilityofseveralfractions,Canbeusedasgasoline,kerosene(aviationorlamp),dieselandotherproducts,Alsocanbere-engineeringasachemical(suchasnaphthacracking)ofrawmaterialsandotherdevices.Isteamedthebottomofheavyoilforsteelorotherindustrialfuel.Keywords：oilpressure；Atmosphericdesign；Heatexchanger；Atmospherictower目录TOC\o"1-3"\u前言 1一、物料衡算 51.1基准数据的解决 51.1.1基准数据 51.1.2数据解决 51.1.3求平衡汽化曲线各点温度 71.2各种馏出产品的性质 81.2.1各种馏出产品的基础数据 81.2.2各馏出产品的性质 101.3物料衡算 11二、塔的工艺参数的选取 122.1原油精馏塔计算草图求取 122.1.1拟定蒸汽用量 122.1.2塔板型适合塔板数 122.1.3精馏塔计算草图： 122.1.4操作压力的拟定 132.2汽化段和塔底温度的拟定 132.2.1汽化段温度 132.2.2进料在汽化段中的焓 142.2.3.塔底温度 15三、塔顶及侧线温度的假设与回流热分派 163.1全塔回流热 163.1.1假设塔顶及各侧线温度 163.1.2全塔回流热 163.1.3流热分派 163.2侧线及塔顶温度的校 173.2.1柴油抽出板（第22层）温度 173.2.2煤油抽出板（第10层）温度 183.2.3塔顶温度 19四、塔设备的设计计算 224.1全塔气液负荷的分布计算 224.1.1塔顶（第一块板上方）的气液负荷 224.1.2第一层板下方的气液负荷 224.1.3常一线抽出口下方（即第10层下方）的气液负荷 234.1.4中段循环回流入口板上方的气液相负荷 244.1.5中段循环回流抽出板下方的气液相负荷 254.1.6煤油抽出板上方的气液相负荷 274.1.7柴油抽出板上方的气液相负荷 284.1.8汽化段气液相负荷 294.2各段气液相负荷列表 30五、常压塔和塔板重要工艺尺寸计算 315.1塔径的初算 315.1.2适宜的气体操作速度Wa 325.1.3气相空间截面积Fa 325.1.4计算降液管内液体流速Vd 325.1.5计算降液管面积Fd 335.1.6计算塔横截面和塔径 335.1.7采用塔径及相应的设计空塔气速 335.1.8液相的表面张力：(260.6℃时） 345.2浮阀数及开孔率的计算 345.2.1浮阀的选取 345.2.2浮阀数及开孔率的计算 345.3溢流堰及降液管的决定 355.3.1决定液体在塔板上的流动型式 355.3.2决定溢流堰 355.3.3溢流堰高度及塔板上清夜层高度的决定 365.3.4液体在降液管的停留时间及流速 365.3.5降液管底缘距塔板高度 365.4水力学计算 365.4.1塔板压力降 365.4.2雾沫夹带 375.4.3泄漏 375.4.4淹塔情况 375.4.5降液管的负荷 375.5塔板的负荷性能图 385.5.1雾沫夹带线 385.5.4漏液线 395.5.5液相负荷下限线 39六、塔的内部工艺结构 416.1板式塔的部工艺结构 416.1.1塔顶 416.1.2进口 416.1.3抽出盘及出口 426.1.4人孔 426.1.5塔底 426.1.6塔裙 436.1.7封头 436.2塔高H 43七、换热过程 447.1换热方案的拟定 447.1.1换热的意义 447.1.2换热方案 447.2换热设备的选取和计算 447.2.1换热设备的计算 447.2.2中段回流作为热源 467.2.3重油作热源 477.2.4冷后重油作为作热源 477.2.5柴油作为热源 487.2.6塔顶冷凝器的计算 487.2.7中段回流冷却 497.2.8各段换热所用的换热器型号列表如下 507.3热源运用率计算 507.3.1热源运用率计算： 507.3.2原油提供热量计算 507.3.3热量运用率计算 50八、讨论 51致谢 53附录 53参考文献大庆原油常压设计前言中国炼油工业迅速发展，据美国《油气杂志》世界炼油特别报告记录，2023年中国原油年加工能力达3.12亿吨，超过俄罗斯和日本，成为仅次于美国的世界炼油大国。根据记录，2023年中国共有51座炼厂，炼厂数和炼油能力均位居世界第二。但是，中国石油产品质量还相对较低，汽车排气污染控制愈显重要。中国融入世界清洁燃料进程，不断提高炼油技术水平，尽快与国际接轨，任务紧迫而重大。石油是重要的能源之一，我国的工业生产和经济运营都离不开石油，但是又不能直接作为产品使用，必须通过加工炼制过程，炼制成多种在质量上符合使用规定的石油产品，才干投入使用。国民经济和国防部门众多的各种应用场合对石油产品提出了许多不同的使用规定。随着我国社会经济情况的变化、科学技术水平以及工业生产水平的大幅度提高，对石油产品质量指标的规定不断严格，所规定的石油产品的品种和数量也不断增长。目前，我国原油的年加工量约为2亿吨。而国内所能提供原油量仅为1.3亿吨，为了满足原油的需求量，则需要每年从国外二十多个国家和地区进口约6940万吨原油。为了更好的提高石油资源的运用率，增长公司的经济效益，对从国外进口的原油炼制构成进行开发研究也是十分必要的。目前，我国将石油产品分为染料、润滑剂、石油沥青、石油蜡、石油焦、溶剂和化工原料六大类。原油精馏装置是炼油公司的“龙头”，是炼油工业的第一道工序，为二次加工装置提供原料，是原油加工的基础，其能量的综合运用限度和拔出率高低体现在石化公司的效益上，因此，开展常压精馏装置的研究很故意义[1--3]原油常减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，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，装置能耗仍然偏高，分馏精度和减压拔出深度偏低，对含硫原油的适应性差等。进一步提高常减压装置的操作水平和运营水平，显著日益重要，对提高炼油公司的经济效益也具有重要意义。常减压蒸馏过程通过一百数年的发展，已成为一个比较完整成熟的工艺〔4-5〕。目前，国内外大体都是采用由初馏塔、常压塔、压塔，常压炉、减刃压炉组成的三塔两炉工艺流程，但是仍存在一些问题。原油常减压蒸馏作为最基本的一次加工工艺，在炼厂具有举足轻重的地位，其运营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。塔设备是化工，石油化工、炼油厂等厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废解决和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关材料报道，塔设备的投资费占整个工艺设备投资费的较大比例，它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。作为重要用于传质过程的塔设备，一方面必须使气（汽）液；两相能充足接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列的各项规定1.生产能力大。在较大的气（汽）夜流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或者液泛等破坏正常操作的现象。2.操作稳定、弹性大。塔设备的气（汽）夜负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。3.流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将有助于节省生产中的动力消耗，用来减少经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还可以使系统无法维持必要的真空度。4.结构简朴、材料用量小、制造和安装容易，这可以减少基建过程中的投资费用。5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。大庆原油是一种低硫、低胶、高含蜡、高凝点、的石蜡基石油。由于含烷烃多，所以，在其各个馏分中，烷烃的相对含量高，生产汽油抗爆性较差，小于180°C属于低硫-石蜡基原油。辽河曙光首站原油密度大，黏度大，含蜡量低，属于硫环烷-中间基原油。我国经济生产的特点是工业技术水品整体不高，工业生产的能源和资源消耗及污染排放量高，乡镇公司比重逐渐增大，但其三废基本没有通过任何解决而四处排放，污染十分严重。我国能源结构中煤炭仍占70%左右，煤烟对大气污染限度不易减轻，环保治理技术水平落后，严重地制约环保工作的进一步开展。人们结识到既不能走“先污染，后治理”的道路，也不能走“边污染，边治理”的道路，而应当是采用积极的态度。“全面规划，合理布局，综合运用，化害为利，依靠群众，大家动手，保护环境，造福人民”的中国环保方针，明确了环境保护的综合防止思想，是将环境作为一个有机整体，根据本地的自然条件，按污染物的产生、变迁和归宿的各个环节，采用法律、行政、经济和工程技术相结合的措施，以防为主，以最大限度地合理运用资源、减少污染物的产生和排放，用最经济的方法获取最佳的防止效果，以实现资源、环境与发展的良性循环。为了实现化学工业可连续发展的关键是搞好环境保护，需要石油炼制过程中在几的不同层次上开展工作：第一层是对污染进行更有效的治理，实现达标排放。其目的是把生产的有害物质再近期危害限制在一定水平内。第二层是通过工艺改造，尽也许的在正常运营条件下把污染消化在公司内部。第三层是用洁净的绿色工艺代替有污染的工艺。即在产品的源头和生产过程中防止污染，而不是在污染产生后再去治理。第四层是建立“生态化工”的概念，即根据对产品和过程生命周期的分析，使用自然界代谢的全过程来规划生产。一、物料衡算1.1基准数据的解决1.1.1基准数据1.原油的种类、性质见表1-1和1-2。表1-1大庆原油性质大庆原油采样时间年月99.5馏程v％密度（20℃852.0初馏℃103比重指数34.61000粘度（50）mm2/s22.211203.0凝固点℃301405.6闪点（闭口）℃71608.5酸值,mgKoH/g0.1818011.0含蜡,％(m/m)11.0720014.0盐含量,mgNacl/L22016.5沥青质,％(m/m)0.3024019.8胶质,％(m/m)7.0626023.2残炭,％(m/m)2.97528026.6重金属,ug/g30031.6Fe3.33Ni9.36元素分析Cu0.50S0.36Pb0.49N0.26V0.41含水,％(V/V)痕迹灰分,％(m/m)0.008特性因数（k）12.5表1—2大庆原油每10℃馏分蒸馏收率（％（m/m01020304050607080900<60℃不凝气0.05％（m/m2.353.331004.265.116.017.078.279.5310.771.9213.0314.1020015.0915.9717.0018.4120.0621.7523.4625.1726.9028.6530030.5232.5534.6536.6538.5340.2641.8343.2844.9446.9740048.8250.0451.5754.2757.5660.6263.1265.4367.3669.2250070.9972.5874.0475.4176.762.解决量200万吨/年7680小时/年3.气提蒸汽性质P=3.01Kg/cm21.1.2数据解决1.作实沸点曲线，平衡汽化曲线见图1-1，原始数据的质量收率体积收率见表1-3。表1-3原始数据的质量收率换算成体积收率馏程(℃)收率％(m/m)收率％(m/m)收率％(v/v)收率％(v/v)每馏分总馏分每馏分总收率初馏—601.391.391.7851.78560—800.962.351.1802.96580—1001.914.262.2515.216100—1201.756.012.0217.237120—1402.268.272.5589.795140—1602.5010.772.79212.587160—1802.2613.032.49115.078180—2002.0615.092.23617.314200—2201.9117.002.04219.356220—2403.0620.033.25322.609240—2603.4023.43.59426.203260—2803.4426.843.62629.829280—3003.6230.463.80533.634300—3204.1334.594.31137.945320—3403.8838.474.02141.966340—3603.3041.773.38545.351360—3803.1144.883.16448.515380—4003.8848.763.91652.431400—4202.7551.512.76655.197420—4405.9957.505.97561.172440—4605.7063.205.63266.804460—4804.1067.304.01970.823480—5003.6370.933.55274.375500—5203.0573.982.97377.348520—5402.7276.702.63679.984图1-1实沸点、平衡汽化曲线实沸点数据见表1-4。表1-4实沸点数据馏出（体积分数），%01030507080温度，℃321412803884805402.将上表换算为常压平衡汽化曲线a.实沸点蒸馏曲线参考的斜率=（480-141）/（70-10）=5.65℃计算参考线的各点温度见表1-5。表1-5参考线各点温度馏出（体积分数），%0305080温度，℃84.5254367536.5b.计算平衡汽化参考线斜率及各点温度由实沸点蒸馏曲线（5.65℃％）查[石油炼制工程]208页图7-17.得平衡汽化参考线的斜率为3.75℃％，△F=平衡汽化参考线50％=实沸点蒸馏参考线50％点-△F=367-23=344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=344-3.75×（50-0）=156.5（℃）10％点=344-3.75×（50-10）=194（℃）30％点=344-3.75×（50-30）=269（℃）80％点=344+3.75×（80-50）=456.5（℃）c.计算实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差△Fi%，见图1-6。表1-6各点温差馏出（体积分数），％01030507080△F，℃-52.50262求平衡汽化曲线各点温度查[石油炼制工程]208页7-17得各馏出百分数时的温差比值得：0比值=0.2510％比值=0.393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等于其参考线相应各点的△Fi乘以相应的比值，由此得平衡汽化各点△T，见图1-7。表1-7平衡汽化各点△T馏出（体积分数），%01030507080△T，℃-01.1平衡汽化曲线各点温度等于它的参考线各点温度加上相应的值，得平衡汽化温度见图1-8。表1-8平衡汽化温度馏出（体积分数），%01030507080T，℃143.4194277.6350.7419457.6由表1—8数据做平衡汽化曲线，见图1-1.1.2各种馏出产品的性质1.2.1各种馏出产品的基础数据1.求各产品的恩氏蒸馏温度见表1-9。表1-9校正前的恩氏蒸馏温度数据馏出（体积分数）%01030507090100汽油6593114131150182194煤油204220224231244275289柴油217231257273290311329T>246℃时对恩氏蒸馏数据进行校正式中：D—温度校正值（加至t上），℃，t—超过246℃的恩氏蒸馏温度，℃校正后的恩氏蒸馏数据见表1-10。表1-10校正后的恩氏蒸馏数据馏出（体积分数）%01030507090100汽油6593114131150182194煤油204220224231244279.5290.5柴油217231260.2277.3296.0320.1330.82.计算各产品的实沸点蒸馏点温度a.查[石油化工工艺计算图表]76页拟定实沸点蒸馏50％点，由图表查得它与恩氏蒸馏50％点之差分别为1.7℃，7.8℃，12℃。故实沸点蒸馏50％点分别为132.7℃，b.查[石油化工工艺计算图表]75页由恩氏蒸馏温差求实沸点蒸馏温差的数据见表1-11。表1-11蒸馏温差曲线线段组分恩氏蒸馏温差℃实沸点蒸馏温差℃0%—10%汽油2845煤油1629.5柴油1426.510%—30%汽油2133煤油49.5柴油28.84430%—50%汽油1726.5煤油711.7柴油17.126.650%—70%汽油1926.5煤油1319.5柴油18.726.370%—90%汽油3237.8煤油35.541柴油23.929.590%—100%汽油1214煤油1113柴油10.712c.由实沸点蒸馏50%点，推算得其实沸点温度见图1-12。表1-12实沸点蒸馏点温度馏出，v%01030507090100汽油28.273.2106.2132.7159.2197211煤油188.1217.6227.1238.8258.3299.3312.3柴油192.2218.7262.7289.3315.6345.1357.13.计算产品收率直馏汽油的实沸点终馏点=211℃煤油实沸点蒸初馏点=实沸点切割点=199.5℃查图1—1得体积收率为17同理得煤油的实沸点切割点为252.25℃，体积收率为20柴油的实沸点切割点为328.55℃，体积收率为35分别化为质量收率：14.87%和18.90%、33.31%以上数据见表1-13。表1-13大庆原油常压切割方案及产品性质产品切割点℃沸程℃收率，%密度g/cm3恩氏蒸馏温度℃体积分数质量分数0%10%30%50%70%90%汽油199.6～2111714.870.74356593114131150182煤油252.3188.1～312.32018.900.8033204220224231244275柴油328.6192.2～357.13533.310.80922172312572732903111.2.2各馏出产品的性质1.求五个平均沸点体积平均沸点tv=（93+114+131+150+182）/5=134（℃）tv=（220+224+231+244+275）/5=238.8（℃）tv=（231+257+273+290+311）/5=272.4（℃）斜率s=（90%馏出温度-10%馏出温度）/（90-10）得汽油：1.1125煤油：0.6875柴油：1查[石油炼制工程]69页表3-4得质量平均沸点分别为：136.2℃，239.8℃立方平均沸点分别为131.7℃，237.8中平均沸点分别为127.5℃，实分子平均沸点分别为136.3℃，239.8℃，2.求产品的基础数据查石油化工工艺计算图表128页得k1=12.0,k2=11.6,k3=11.5查石油化工工艺计算图表59页得M1=127,M2=193,M3=210=51.2,=43.5,=33.5查石油化工工艺计算图表89页焦点温度-临界温度分别为：60℃，22℃，查石油化工工艺计算图表88页焦点压力-临界压力分别为：1.93MPa,0.5MPa,0.6MPa查石油化工工艺计算图表102页临界温度分别为：321℃，425.8℃查石油化工工艺计算图表106页假临界压力分别为：3.05MPa，2.00MPa，1.97MPa查石油化工工艺计算图表105页假临界温度分别为：580K，687K，724K真临界温度分别为：595k，693k，730k。真临界温度与假临界温度之比为：1.026,1.009,1.008查石油化工工艺计算图表107页临界压力分别为：4.2MPa，4.21MPa，4.3MPa焦点温度分别为:381℃，447.8℃，焦点压力分别为:6.1MPa，4.71MPa，4.9MPa。以上数据见下表1-14。表1-14油品的性质油品汽油煤油柴油密度d420，g/cm30.74350.80330.8092比重指数，API051.243.533.5特性因数，K12.011.611.5相对分子量，M127193210临界参数温度，℃压力，Mpa3214.2425.84.21469.44.3焦点参数温度，℃压力，MPa3816.1447.84.714物料衡算根据物料衡算规定，进入蒸馏塔的进料的质量应等于各出料的质量之和。根据已知数据和进料质量可以求出个产品质量，具体数见表1-15。表1-15物料平衡（按每年开工8000小时计）油品产率,%解决量或产量体积分数质量分数104t/yt/dKg/hKmol/h原油1001002006250260416.70汽油1714.8729.74929.3838723.96304.91煤油2018.9037.801181.2549218.76255.02柴油3533.3166.602081.8886744.80413.07二、塔的工艺参数的选取2.1原油精馏塔计算草图求取2.1.1拟定蒸汽用量侧线产品及塔底重油都用过热蒸汽汽提。使用的是420℃汽提水蒸气用量见表2-1。表2-1汽提水蒸气用量油品质量分数（对油）%Kg/hkmol/h一线煤油31476.5682.03二线柴油32603.34144.57塔底重油21714.5895.25合计5793.48321.862.1.2塔板型适合塔板数各段的层数见图2-2。表2-2各段的层数各段名称塔板数（层）汽油—煤油段10煤油—柴油段10柴油—汽化段3塔底气提段4考虑采用一个中段回流，用3层换热塔板。闪蒸塔用3层塔板，全塔塔板数总计为33层。2.1.3精馏塔计算草图：将塔体、塔板、进料及产品进出口、汽体返塔位置、塔底汽提点等汇成草图，见图2-1。32322925141012塔底重油85729.18KG/H塔底气提1714.58KG/H柴油86744.80KG/H柴油气提蒸汽2603.34KG/H煤油49218.76KG/H煤油气提1476.56KG/H塔顶冷回流98851.24KG/H汽油38723.96KG/H蒸汽5793.48KG/H进料260416.7KG/H过汽化油6750KG/H图2-1精馏塔计算草图2.1.4操作压力的拟定压力为0.13MPa。塔顶采用两级冷却流程。取塔顶空冷器压力为0.01MPa，使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.017MPa。故塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.157MPa（绝对压力）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）塔顶压力为0.157MPa一线抽出板（第10层）上压力为0.162MPa二线抽出板（第22层）上压力为0.169MPa汽化段压力（第25层）下压力为0.170MPa取转油线压力降为0.035MPa，则加热炉出口压力=0.170+0.035=0.205MPa2.2汽化段和塔底温度的拟定2.2.1汽化段温度1.汽化段中进料的汽化率与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5208.33kg/h规定进料在汽化段中的汽化率ef=（17%+20%+35%+2.03%）=74.03%2.汽化段油气分压汽化段中物料的流量见表2-3。表2-3汽化段中各物料的流量油品名称物料的流量（kg/h）汽油304.91煤油255.02柴油413.07过汽化油17.36油汽量合计990.36其中过汽化油的相对分子量取300，则过汽化油流量为6750/300=22.5kmol/h塔底气提尚有水蒸气95.25kmol/h由此计算的汽化段的油气分压为0.170×990.36/（990.36+95.25）=0.155（Mpa）3.汽化段温度的求定汽化段温度应当是在汽化段油气分压0.155Mpa之下汽化74.03%（体积分数）的温度，作出在0.155Mpa下原油平衡汽化曲线；原油在常压下的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为280℃，将此交点温度280℃换算为0.155Mpa下的温度，查石油炼工程66页得298.9℃从该点作垂直于横坐标的直线A，在A线上找的298.9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0.155Mpa下的平衡汽化曲线。由曲线4可查ef为74.032.2.2进料在汽化段中的焓查图3—17【石油炼制】，进料在汽化段中的焓计算见表2-4（p=0.170Mpa,t=365℃其中：过汽化油和重油的密度分别为：0.8513g/cm3，0.8615表2-4进料在汽化段中的焓油料焓，kJ/kg热量，kJ/h×107气相液相汽油煤油柴油过汽化油重油合计1150.791122.121113.741109.56——————921.14—5.787.1612.520.7510.2336.442.2.3.塔底温度根据经验数据，原油蒸馏装置的常压塔的塔底温度一般比汽化段温度低5℃～10℃，取塔底温度比汽化段温度低7塔底温度=356-7=349三、塔顶及侧线温度的假设与回流热分派3.1全塔回流热3.1.1假设塔顶及各侧线温度1.在塔内有水蒸气存在的情况下，常压塔顶汽油蒸汽可以大体定为该油品恩氏蒸馏60%点的温度。2.当全塔汽提水蒸气用量不超过进料量的12%时，侧线抽出板温度大体相称于与该油品恩氏蒸馏50%点的温度。417.13×18×8000/(107×200)×100%=2.22%<12%所以假设的塔顶及各侧线温度见表3-1。表3-1假设的塔顶及各侧线温度塔顶温度140.5煤油抽出板（第10层）温度227.5柴油抽出板（第22层）温度2全塔回流热按上述假设条件作全塔热平衡，由此求出全塔回流热见图3-2。表3-2全塔回流热物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——28.06汽提蒸气5793.48—0.3014203316—1.92合计266210.18—————29.98出方汽油38723.960.74350.157140.5643.72—2.49煤油49218.760.80330.162227.5—552.502.76柴油86744.800.80920.169260.6—689.705.97重油85729.180.86150.172349.0—900.217.71水蒸气5793.48—0.157140.52702.70—1.56合计266210.18—————20.48所以，全塔回流热Q=（29.98-20.48）×107=9.50×107（kJ/h）3.1.3回流热分派塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60℃；采用一个中段回流位于煤油侧线与柴油侧线之间（第11～13层之间）回流热分派见表3-3。表3-3回流热分派塔顶回流取热50%Q1=4.75×107kJ/h中段回流取热50%Q2=4.75×107kJ/h3.2侧线及塔顶温度的校3.2.1柴油抽出板（第22层）温度1.按下图的隔离体系作第22层以下塔段的热平衡见图3-1。图3-1柴油抽出板下方草图2.第22层以下塔段的热平衡见表3-4。表3-4第22层以下塔段的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量×107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——28.06汽提蒸气1714.58—0.3014203316—1.92内回流L0.83540.169～249.05—628.05628.05合计—————29.98+…出方汽油38723.960.74350.169260.6942.08—3.64煤油49218.760.80330.169260.6921.14—4.53柴油86744.800.80920.169260.6—690.765.97重油85729.180.86150.172349.0—900.217.72水蒸气1714.58—0.169260.63002.4—0.52内回流L0.8354—260.6921.14—921.14合计—————22.39+…3.由热平衡得，29.98×107+628.05L=22.39×107+所以，内回流L=270970.88（kg/h）或270970.88/210=1290.34（kmol/h）柴油抽出板上方气相总量为：304.91+255.02+1290.34+95.25=1945.52（kmol/h）柴油蒸汽（即内回流）分压为：0.169×1290.34/1945.52=0.112MPa）4.由柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.112MPa下平衡汽化0点温度，可以用图2-2-4和图2-2-3[石油化工工艺计算图表]先换算的常压下平衡汽化数据，再用换算成0.112MPa下的平衡汽化数据，其计算结果见表3-5。表3-5柴油蒸汽分压下的温度换算项目010%30%50%恩氏蒸馏温度，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡汽化温差，℃常压平衡汽化温度，℃0.091Mpa下平衡汽化温度，℃21723114265.112.4——257262.125727316—6.5——280274.52815.由以上可求得柴油在0.112MPa下的泡点温度为257℃，与原假设的2煤油抽出板（第10层）温度1.按下图的隔离体系作第10层以下塔段的热平衡见图3-2。图3-2煤油抽出板下方草图2.第9层以下塔段的热平衡见表3-6。表3-6第9层以下塔段的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量×107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——25.75汽提气4316.92—0.3014203316—1.43内回流L0.80630.162～183.1—452.20452.20合计——————27.18+…出方汽油38723.960.74350.162227.5853.30—3.30煤油49218.760.80330.162227.5577.802.83柴油86744.800.80920.169260.6—690.765.98重油85729.180.86150.172349.0—900.217.70水蒸气4316.92—0.162227.52933.12—1.26内回流L0.8063—227.5854.10—854.10合计—————21.07+…3.由热平衡得，27.18×107+452.20L=21.07×107+854.10所以，内回流L=152024.43（kg/h）或152024.43/193=787.69（kmol/h）煤油抽出板上方气相总量为：304.91+787.69+95.25+144.57=1332.42（kmol/h）煤油蒸汽（即内回流）分压为：0.161×787.69/1322.42=0.096（MPa）4.由煤油常压恩氏蒸馏数据换算0.096MPa下平衡汽化0点温度，可以用图2-2-4和图2-2-3[石油化工工艺计算图表]先换算的常压下平衡汽化数据，再用换算成0.096MPa下的平衡汽化数据，其计算结果见表3-7。表3-7柴油蒸汽分压下的温度换算项目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡汽化温差，℃常压平衡汽化温度，℃0.096Mpa下平衡汽化温度，℃20422016461——2262322242317—1.2——234.1233234.25.由以上可求得煤油在0.096MPa下的泡点温度为226℃，与原假设的塔顶温度塔顶蒸气一般冷凝到55℃～901.回流温度t0=60℃塔顶温度t1=140.5℃，回流（汽油）蒸气的焓h1故，塔顶冷回流量为：L0=Q1/（h1-h0）=4.75×107/（643.72-163.20）=98851.24（kg/h）塔顶油气量（汽油+内回流蒸气）为：（98851.24+38723.96）/127=1083.27（kmol/h）塔顶水蒸气流量为：5793.48/18=321.86（kmol/h）塔顶油气分压为：0.157×1083.27/（1083.27+321.86）=0.121（MPa）2.塔顶温度应当是汽油在其油气分压下的露点温度。由恩氏蒸馏数据换算汽油露点温度见表3-8。表3-8露点温度的换算项目507090100%恩氏蒸馏温度，℃恩氏蒸馏温差，℃平衡汽化温差，℃常压平衡汽化温度，℃131150193291711712618219412—3.1—143146.1由上表可求得汽油常压露点温度为：146.13.已知汽油焦点温度和焦点压力依次为：381℃，6.1根据以上数据在平衡汽化坐标纸上作出汽油平衡汽化100%点的p—t线；由述作出的汽油露点线相图，见图3-3。图3-3汽油的露点相图可读得油气分压为0.1210MPa时的露点温度为145℃。不凝气以后求得的塔顶温度比实际塔顶温度约高出3%，可将计算所得的塔顶温乘以系数0.97作为采用的塔顶温度。则，塔顶温度为：145×0.97=142.62℃，与假设的140.5℃很接近，故原假设温度对的。4.验证在塔顶条件下，水蒸气是否会冷凝塔顶水蒸气分压为：0.157—0.105=0.0520MPa。相应于此压力的饱和水蒸气温度为：71.90（℃）远低于塔顶温度140.5四、塔设备的设计计算4.1全塔气液负荷的分布计算4.1.1塔顶（第一块板上方）的气液负荷1.液相负荷：L=L冷回流=98851.24/127=778.36（kmol/h）2.气相负荷：V=V油气+V水气=(98851.24+38723.96)/127+5793.48/18=1405.13（kmol/h）4.1.2第一层板下方的气液负荷1.按下隔离体系作第一层板下方的热平衡见4-1图4-1第一层板下方热衡算草图2.热平衡计算见表4-1表4-1第一层板下方的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——28.06汽提蒸气5793.48—0.3014203316—1.92内回流L0.74750.157～133—343.33343.33合计266210.18+L—————29.98+…出方汽油38723.960.74350.157140.5643.72—2.56煤油49218.760.80330.162227.5—522.502.76柴油86744.800.80920.169260.6—689.705.98重油85729.180.86150.172349.0—900.217.70水蒸气5793.48—0.157140.52702.70—1.77中段回流——————4.75内回流L0.74750.157140.5648.99—648.99合计266210.18+L—————25.51+由热平衡，29.98×107+343.33L=25.51×107+648.99所以，L=15307.46（kg/h）3.第一层板下方的气液负荷液相负荷L=15307.46/130=1194.67（kmol/h）汽相负荷V=38723.96/127+5793.48/18+15307.46/130=1821.44（kmol/h）4.1.3常一线抽出口下方（即第10层下方）的气液负荷1.按下隔离体系作常一线抽出口下方的热平衡见图4-2图4-2常一线抽出口下方热衡算草图2.热平衡计算见表4-2表4-2常一线抽出口下方的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——28.06汽提蒸气4316.92—0.3014203316—1.43内回流L0.80510.162～220—524.68524.68合计—————29.49+…出方汽油38723.960.74350.162227.5853.30—3.30煤油49218.760.80330.162227.5824.84—4.05柴油86744.800.80920.169260.6—690.765.98重油85729.180.86150.172349.0—900.217.70水蒸气4316.92—0.162227.52799.3—1.26中段回流——————4.75内回流L0.80510.162227.5855.10—8合计—————27.04+由热平衡，29.49×107+524.68L=27.04×107+855.10L所以，L=74222.203.常一线抽出口下方的气液负荷：液相负荷L=74222.20/195=380.63（kmol/h）气相负荷V=74222.20/195+38723.96/127+49218.72/193+4316.92/18=1180.39（kmol/h）4.1.4中段循环回流入口板上方的气液相负荷1.按下隔离体系作中段循环回流入口板上方的热平衡见图4-3图4-3中断回流入口上方热衡算草图2.热平衡计算见表4-3表4-3中段循环回流入口板上方的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——28.06汽提蒸气4316.92—0.3014203316—1.43内回流L0.80570.162～224—520.68520.86合计264733.62+L—————29.49+出方汽油38723.960.74350.162230853.50—3.30煤油49218.760.80330.162230825.01—4.00柴油86744.800.80920.169260.6—690.765.98重油85729.180.86150.172349.0—900.217.70水蒸气4316.92—0.1622302934.12—1.26中段回流——————4.75内回流L0.80570.162230856.10—856.10合计264733.62+L—————26.99+…由热平衡，29.49×107+520.86L=26.99×107+856.10所以，L=73115.80（kg/h）3.中段循环回流量的计算：中段回流入口温度t0=60℃，其焓值h0=156.24出口温度t1=235℃，其焓值h1=628.05故，中段回流量为：L0=Q2/（h1-h0）=4.75×107/（628.05-156.24）=102856.15（kg/h）4.中段循环回流入口板上方的气液负荷：液相负荷L=73115.80/195+102856.15/200=889.23（kmol/h）气相负荷V=73115.80/195+38723.96/127+49218.76/193+4316.92/18=1449.16（kmol/h）4.1.5中段循环回流抽出板下方的气液相负荷1.按下隔离体系作中段循环回流抽出板下方的热平衡见图4-4图4-4中断回流板下方热衡算草图2.热平衡计算见表4-4表4-4中段循环回流抽出板下方的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方汽油38723.960.74350.164235862.52—3.33煤油49218.760.80330.164235838.40—4.12汽提蒸气1476.56—0.3014203316—0.49水蒸气4316.920.1642352945—1.27内回流L～0.80620.164235837.80837.80合计—————9.21+…出方汽油38723.960.74350.157140.5—383.821.38煤油49218.760.80330.162227.5—630.102.76水蒸气5793.48—0.157140.52702.7—1.56顶回流——————4.75中段回流——————4.75内回流L～0.80620.164～240—520.2L520.2合计—————15.20+…由热平衡，9.21×107+837.80L=15.20×107+所以，L=188499.69（kg/h）3.中段循环回流抽出板下方的气液负荷：液相负荷L=188499.69/200=942.50（kmol/h）气相负荷V=38723.96/127+49218.76/193+4316.92/18+188499.69/200=1742.26（kmol/h）4.1.6煤油抽出板上方的气液相负荷1.按下隔离体系作煤油抽出板上方的热平衡见图4-5图4-5煤油抽出板上方热衡算草图2.热平衡计算见表4-5表4-5煤油抽出板上方的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方汽油38723.960.74350.162222812.30—3.14水蒸气5793.48—0.1622222918.77—1.69内回流L0.79630.162222795.50—795.50合计—————4.83+…出方汽油38723.960.74350.157140.5—343.301.32水蒸气5793.48—0.157140.52702.7—1.56顶回流——————4.75内回流L0.79630.162～221—573.60573.60合计—————7.63+…由热平衡，4.83×107+795.50L=7.63×107+573.6所以，L=126829.63（kg/h）3.煤油抽出板上方的气液负荷：液相负荷L=126829.63/186+49218.76/193=936.90（kmol/h）气相负荷V=126829.63/186+38723.96/127+5793.48/18=1563.67（kmol/h）4.1.7柴油抽出板上方的气液相负荷1.按下隔离体系作柴油抽出板上方的热平衡见图4-6图4-6柴油抽出板上方热衡算草图2.热平衡计算列表见表4-6表4-6柴油抽出板上方的热平衡物料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方进料260416.70.8520.170356——28.06汽提蒸汽4316.92—0.3014203316—1.43内回流L～0.80720.169～255—661.50661.50合计264733.62+L—————29.49+…出方汽油38723.960.74350.169260.6912.80—3.53煤油49218.760.0.169260.6901.40—4.43柴油86744.800.80920.169260.6—690.765.98重油85729.180.86150.172349.0—900.217.7水蒸气4316.92—0.169260.62993.28—1.29内回流L0.80720.169260.6897.70—897.70合计264733.62+L—————22.93+…由热平衡29.49×107+661.50L=22.93×107+所以，L=279277.69（kg/h）3.柴油抽出板上方的气液负荷：液相负荷L=279277.69/205+86744.80/210=1755.40（kmol/h）气相负荷V=38723.96/127+49218.76/193+4316.92/18+279277.96/205=2165.99(kmol/h)4.1.8汽化段气液相负荷1.按下隔离体系作汽化段的热平衡见图4-7图4-7汽化段热衡算范围2.热平衡计算见表4-7表4-7汽化段的热平衡物料流kg/h密度g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量107kJ/kg压力，Mpa温度，℃气相液相入方汽油38723.960.74350.1703561150.79—4.45煤油49218.760.80330.1703561122.12—5.51柴油86744.80.80920.1703561113.74—9.64过汽化油52080.85130.1703561109.56—0.58汽提蒸汽4078.90—0.3014203316—1.35水蒸气1714.58—0.1703563174.96—0.55内回流L0.85500.1703561113.74—1113.74合计—————22.08+…出方汽油38723.960.74350.157140.5—355.901.29煤油49218.760.80330.162227.5—577.622.83柴油86744.800.80920.169260.6—690.765.98顶回流——————4.75中段回流——————4.75水蒸气5793.48—0.157140.52702.7—1.54内回流L～0.85500.170～356—929.51929.51合计—————21.16+…由热平衡，22.08×107+1113.74L=21.16×107+所以，L=16300.28（kg/h）3.汽化段的气液负荷：液相负荷L=16300.28/220+85550.85/435=270.76（kmol/h）气相负荷V=38723.96/127+49218.76/193+86744.80/210+5793.48/18+16300.28/220=1368.95（kmol/h）4.2各段气液相负荷列表各段气液相负荷见表4-8表4-8各段气液相负荷序号位置液相负荷，kmol/h气相负荷，kmol/h1塔顶778.361405.132第一层板下方1194.671821.443常一线抽出口下方380.631180.394常一线抽出板上方889.231449.165中段循环入口板上方942.501742.266中段循环抽出板下方936.901563.677常二线抽出板下方1755.402165.998汽化段270.761368.95五、常压塔和塔板重要工艺尺寸计算5.1塔径的初算5.1.1最大允许气体速度W塔径计算应以气液相负荷最大的部位进行计算，由上表（4-8）可知，常二线抽出板下方气液相负荷最大，即Lmax=1755.40kmol/hVmax=2165.99kmol/ha.液相平均密度（ρL）的计算：ρ0=8072kg/m查[石油炼制]71页式3-27：ρ0/ρ=1.0—p/BT（5-1）式中，BT=mx+BIx=（B138-564.0）/197.1logB138=-1.098×10-3×（T-273.15）+2.7737+0.7133ρ0m=188.1+0.03739p+2.2735×10-4×p2-1.9396×10-7×p3BI=22.744+4.395p-0.002954×p2+1.6283×10-6×p3由上述计算式可求得，ρL=807.70kgb.气相平均密度（V）的计算:（1）气体个组分的质量分数汽油%=38723.96/（38723.96+49218.76+4316.92+360697.2）=8.55%煤油%=49218.76/(38723.96+49218.76+49218.76+4316.92+360697.2)=10.86%水汽%=4316.92/（38723.96+49218.76+4316.92+360697.2）=0.95%内回流%=360697.2/（38723.96+49218.76+4316.92+360697.2）=79.63%（2）室温下的密度与操作温度的换算：=由此：汽油=4.8385kg/m3煤油=7.3530kg/m水=0.6858kg/m3内回流=7.8100kg/mV=1/（）由上式可求得，V=6.5767kg/m3c.液相体积流率Vl=364638.03/807.7=451.45m3/h=气相体积流率Vv=370141.39/6.5767=562.80m3板间距的数值应按照规定选取整数。《化工原理》下册初选板间距Ht为0.6m按式（5-2）（《塔的工艺计算》）计算Wmax，(5-2)5.1.2适宜的气体操作速度Wa按式（5-3）计算：Wa=K×Ks×Wmax（5-3）Ks—系统参数，原油常压塔一般取0.95～1.0。K—安全参数，对直径大于0.9m，Ht>0.5的常压和加压操作的塔，K=0.82；对直径小于0.9m，或者板间距Ht≤0.5m以及真空操作的塔K=0.55～0.65（Ht大时K取大值）。Wa=0.82×0.98×1.25=1.0045（m/s）5.1.3气相空间截面积FaFa=Vv/Wa(5-4)Fa=VV/Wa=15.63/1.0045=15.56（㎡）5.1.4计算降液管内液体流速Vd液体在降液管内的流速按式（5-4）和式（5-5A）[或式（5-5B）]计算，选两个结果中的较小值。Vd=0.17×K×Ks（5-5）当Ht≤0.75m，(5-6A当Ht>0.75m，（5-6B）由式（5-5），Vd=0.17×0.82×0.98=0.1366（m/s）由式（5-5A），Vd=7.98×10-3×0.82×0.98×=0.1406（m/s）取Vd=0.1366m/s5.1.5计算降液管面积Fd计算的降液管面积取式（5-7）或（5-8）计算结果的较大值。Fd，=Vl/Vd（5-7）Fd，=0.11Fa（5-8）由式（5-7），Fd，=0.1254/0.1366=0.92（㎡）由式（5-8），