【《中原混合原油常压塔的工艺计算过程案例》6900字】

中原混合原油常压塔的工艺计算过程案例目录TOC\o"1-3"\h\u21966中原混合原油常压塔的工艺计算过程案例 1249881.1常压塔的物料平衡 133831.2汽提水蒸汽用量 1223401.3塔板形式和塔板数 293921.4绘制草图 2171851.5常压塔操作压力计算 2305581.6汽化段温度 3129921.7常压塔塔底温度 6118471.8常压塔顶及侧线温度的假设与回流热分配 6212901.9常压塔侧线及塔顶温度的校核 7322661.10常压塔全塔汽液相负荷 13207311.11塔板气，液相负荷数据汇 25155901.12气液相负荷分布图 25278091.13常压塔塔板的的水力学校核 26240491.13.1选取基础数据 26142501.13.2常压塔塔板的结构计算 26214891.13.3浮阀塔塔板的水力学校核计算 30111241.13.4浮阀塔塔板负荷性能图 321.1常压塔的物料平衡表4-1常压塔物料平衡(按每年开工8000小时计)1.2汽提水蒸汽用量常压塔设置的三个侧线，航煤侧线其要求产品不能带水，因此选用再沸器汽提；二三侧线和常压塔塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用温度为，压力的过热水蒸汽。表4-2汽提水蒸汽用量1.3塔板形式和塔板数常压塔采用两个中段回流，每个中段回流用三层换热塔板共6层，全塔塔板数34层。1.4绘制草图根据前面的计算，可以知道常压塔塔板数，测线位置，进料位置，中段回流抽出以及回流板，由这些数据简单画出常压塔的草图。（如图4-1）1.5常压塔操作压力计算根据常压塔的草图可以确定每个产品的抽出位置，塔顶是最轻的馏分重整料，其在塔顶被抽进产品罐，取其压力为，塔顶的馏分需要冷凝冷却，一部分抽出，一部分回流，采用二级冷凝冷却装置效果较好，因此取塔顶冷却设施压力降为，空冷器壳程压力降取，故可求解得到塔顶的压力为：常压塔选用浮阀塔，两个浮阀塔板间压力降为0.5(4mmHg)，则：第9块塔板（航煤抽出）上压力为第17层塔板（轻柴油抽出）上压力为第27层塔板（重柴油抽出）上压力为第30层（汽化部分）下压力为油品从加热炉到常压塔进料端所用的管道产生的压降为，则加热炉出口压力1.6汽化段温度（1）汽化段中进料的气化率与过汽化度取油气在进入常压塔前，过度加热产生的汽化度为初底油进料的2%(质量分数)或2.03%(体积分数)，即过度汽化的量为以上进料在汽化部分中的汽化率为：汽化部分的油气分压汽化部分中各物料的油气流量如下：上述过汽化油的分子质量取300(比重柴高8~10)。那么可知汽化部分油气分压为：（3）汽化部分温度的初步求定常压塔汽化部分应该作初底油的相图（如附图3），求油气在其分压0.119下汽化体积分数为40.55%的平衡汽化温度，因此需要求出初底油在0.119下初底油平衡汽化曲线，计算方法与初馏塔汽化部分温度计算相似。由附图4可知，当初底油在加热汽化到汽化率为40.55%时，对于温度。（4）当中原混合油汽化率，时，中原混合原油进料在汽化部分中一部分汽化为气体，一部分未被汽化，其焓计算列于表4-2，所以。知道了中原混合油在汽化部分的焓值，再求中原混合原油在加热炉出口操作条件下的焓，绘制中原混合原油在加热炉出口压力0.207下的平衡汽化曲线（附图2），根据中原混合原油的加工方案，航煤的具有较高的收率，因此加热炉出口温度最高不得大于360℃，在画出的平衡汽化曲线上读出其在360℃时的汽化率,显然＞。根据以上的数据，可计算中原混合油的常压塔进料在加热炉出口操作条件下的焓值h0。通过校核，其结果表明略大于。所以在初始设计的常压塔汽化部分温度352℃之下既能保证原油具有较高的拔出率(体积分数40.55%)，也能一定程度保证加热炉出口温度超过允许限度。表4-3中原混合油进料带入汽化段的热量表4-4中原混合油进料在加热炉炉出口处携带的热量图1.1常压塔计算草图1.7常压塔塔底温度一般工程设计依据经验值，塔底温度依据经验要比汽化部分温度低7℃，即塔底温度为。1.8常压塔顶及侧线温度的假设与回流热分配（1）设塔顶及侧线温度工程设计依据同类经验数据,假设常压塔顶及各侧线温度如下常压塔顶温度138℃航煤抽出板(第9层)温度195℃轻柴油抽出板(第17层)温度256℃重柴油抽出板(第27层)温度315℃ (2)常压塔的全塔回流热按照（1）中假设的温度进行全塔热平衡计算，求出常压塔全塔的回流热。表4-5常压塔全塔回流热所以，常压塔全塔回流热（3）常压塔顶的回流方式以及回流热分配常压塔顶采用二级冷凝冷却程序，常压塔顶回流温度定为60℃，采用两个中段回流，第一个中段回流位于航煤侧线与轻柴油侧线之间，第二个中段回流位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间。常压塔全塔回流热分配如下：1.9常压塔侧线及塔顶温度的校核温度校核应该从常压塔塔底往塔顶进行校核。（1）重柴油抽出板(第27层)温度按图1.2的隔离体系作第27层以下塔段的热平衡，见图1.2及表4-6。表4-6第27层以下塔段的热平衡由热平衡得：382.08×106+795L=341.77×106+908L所以则重柴油抽出板上方气相总量为：重柴油油气分压为：由重柴油常压下平衡汽化50%温度得到任意压力下平衡汽化50%温度可查文献2图6-24［2］，从而得到下面数据：由以上数据求得在0.088MPa下重柴油的被汽化刚刚冒出第一个小气泡温度为316.5℃与初始假设温度315℃很接近，工程上认定此温度假设是正确的。图1.2重柴油抽出板下塔段的热平衡（2）轻柴油抽出板(第17层)温度按图1.3的隔离体系作第17层以下塔段的热平衡，见表4-7。由热平衡得：所以则轻柴油抽出板以上部分油气的总量为：得轻柴油油气分压为：由常压下平衡汽化50%温度得到任意压力下平衡汽化50%温度可查图6-24［2］，从而得到下面数据：由以上数据求得在0.094MPa下，轻柴油加热汽化到冒出第一个小气泡的温度为255℃与初始假设的256℃很接近，工程上认为此温度假设是正确的。图1.3轻柴油抽出板下塔段的热平衡表4-7第17层以下塔段的热平衡（3）航煤抽出板(第9层)温度按图1.4的隔离体系作航煤抽出板以下塔段的热平衡，见表4-8。表4-8航煤抽出板以下塔段的热平衡由热平衡得：所以则航煤抽出板以上部分气相总量为：航煤油气分压为：由常压下平衡汽化50%温度得到任意压力下平衡汽化50%温度可查图6-24［2］，从而得到下面数据：由以上数据求得在0.069MPa下，航煤加热汽化到冒出第一个小气泡时温度为196℃与初始假设的195℃很接近，工程上认定此温度假设正确。图1.4航煤抽出板下塔段的热平衡（4）常压塔塔顶温度常压塔塔顶冷凝后回流温度t0=60℃，按塔顶重整料馏分的操作条件查资料得其焓值；常压塔塔顶温度t1=138℃，按塔顶重整料操作条件查得其焓值。故常压塔的塔顶冷回流量为：塔顶汇聚的气体量(重整料+冷回流气体)为：塔顶气相分压：由数据计算的重整料馏分的常压液化形成第一颗小液滴的温度（露点）为。已知重整料馏分的焦点温度和压力分别为和。根据平衡汽化数据可以在其基础上绘制重整料馏分的相图。由重整料馏分的相图可读得气相分压为时的液化形成第一颗小液滴的温度为。塔顶会有不凝气的存在，因此这个温度要乘以系数0.97，则常压塔塔顶温度为：与初始假设的138℃相同，故认为初始假设的温度是正确的。最后验证在塔顶操作条件下，水蒸气是否会出现冷凝。常压塔塔顶水蒸气分压：在常压塔塔顶操作压力下的的饱和水蒸气为85℃远低于常压塔顶温度138℃。故在常压塔的塔顶水蒸气一直处于过热状态，不会出现冷凝现象，因此常压塔塔顶温度为138℃适合。1.10常压塔全塔汽液相负荷1.10.1求全塔中段回流量求常压塔中段回流流率过程见表4-9表4-9常压塔中段回流流率1.10.2需要计算的塔板数需要计算的塔板为1,2,8,9,11,13,14,15,17,19,21,22,27,28,31,341.10.3常压塔塔板气液相负荷计算（1）常压塔底底部气液相负荷（34块塔板）常压塔塔底液相负荷相当于未被汽化的中原混合油，即所谓的常压渣油，其流量，而常压塔底的气相负荷只是简单地汽提水蒸气组成，它的流量。常压塔底液相负荷的温度。且知查密度校核表得塔底液相负荷体积流率塔底气相负荷的温度气相总量（气相量为常渣汽提水蒸气）气相负荷体积（2）作第31块板的气液相负荷第31块板塔段的热平衡如表4-6所示。各物料性质：=0.8641g/cm3t=352℃P=0.172MPaM=450L=346500kg/h查密度校核表r=0.00061L=29.7m3/h气相负荷为进料后气化的量加塔底汽提蒸汽：n=1027.9kmol/h（3）作第28块板的气液相负荷表4-10第27层以下塔段的热平衡各物料性质：=0.8305g/cm3t=323.5℃P=0.1708MPaM=328由热平衡得：369.01×106+862L=347.04×106+1005LL=153636kg/h=516.5液相负荷：ρ20=0.8305g/cm3t=323.5℃查密度校核表r=0.00069L=153636/626.95245.05m3/h气相负荷：t=323.5℃,P=0.172MPan=115.7+212.8+115.9+101.9+269.6+516.5=1041.4kmol/h（4）作第27块板的气液相负荷表4-11第27层以下塔段的热平衡第27块板的物料性质：=0.8305t=315℃P=0.170MPaM=330由热平衡得：393.07×106+753L=339.94×106+984LL=230000kg/h=230000/330=696.96kmol/h液相负荷：ρ20=0.8305g/cm3t=315℃查密度校核表r=0.0007L=230000/624=368.58m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+116+269.6+696.9=1411kmol/h（5）作第22块板的气液相负荷表4-12第22层以下塔段的热平衡第21块板的物料性质:=0.8216g/cm3t=285.5℃P=0.1675MPaM=327.5由热平衡得：393.07×106+670L=359.93×106+910LL=235208kg/h=235208/327=719.3kmol/h液相负荷：ρ20=0.8216g/cm3t=285.5℃查石油密度校核表r=0.0007L=235208/635.8=369.9m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+116+269.6+719.3=1433.4kmol/h（6）作第21块板的气液相负荷表4-13第20层以下塔段的热平衡第20块板的物料性质:=0.8149g/cm3t=279.6℃P=0.167MPaM=324由热平衡得：458.95×106+575L=422.65×106+812LL=228017kg/h=228017/324=703.8kmol/h液相负荷：ρ20=0.8149g/cm3t=279.6℃查密度校核表r=0.0007L=228017/637.3=357.78m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+703.8+269.6=1301.9（7）作第19块板的气液相负荷表4-14第18层以下塔段的热平衡第18块板的物料性质:=0.8127g/cm3t=261.9℃P=0.1655MPaM=190由热平衡得：液相负荷：查石油密度校核表r=0.0007L=162111/661.2=345.2m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+853+269.6=1451kmol/h（8）第17块板的物料性质：=0.8082g/cm3t=256℃P=0.165MPaM=190L=129465kg/h=129465/190=681.4kmol/h液相负荷：ρ20=0.8082g/cm3t=256℃查密度校核表r=0.00071L=129465/640.6=202.1m3/h气相负荷：n=115.7+681.4+269.6=1066.7kmol/h(9)作第14块板的气液相负荷表4-15第13层以下塔段的热平衡第13块板的物料性质：=0.7462g/cm3t=218℃P=0.1625MPaM=257.5由热平衡得：389.04×106+523L=352.6×106+795LL=133970kg/h=133970/257.5=520.3kmol/h液相负荷：ρ20=0.7462g/cm3t=218℃查石油密度校核表r=0.00072L=133970/603.6=241.95m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+520.3+269.6=1118.4kmol/hV=nRT/P=1118.4×8.314×(218+273.15)/182.5=25021.1m3/h（10）作第13块板的气液相负荷表4-16第12层以下塔段的热平衡第12块板的物料性质：=0.8015g/cm3t=208.5℃P=0.1619MPaM=240进行热平衡得：427.76×106+502L=393.75×106+785LL=120177kg/h=120177/240=500.7kmol/h液相负荷：ρ20=0.8015g/cm3t=208.5℃查石油密度校核表r=0.00072L=120177/665.8=225.6m3/h气相负荷：（11）作第12块板的气液相负荷表4-17第11层以下塔段的热平衡第11块板的物料性质：=0.7931g/cm3t=203℃P=0.1613MPaM=223由热平衡得：液相负荷：查石油密度校核表L=84812/665=167.54m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+380.3+269.6=978.4kmol/h（12）作第11块板的气液相负荷表4-18第10层以下塔段的热平衡第10块板的物料性质：=0.7901g/cm3t=198℃P=0.1606MPaM=206由热平衡得：389.04×106+477L=367.55×106+762L液相负荷：查石油密度校核表L=75403/666=113.2m3/h气相负荷：n=115.7+212.8+366+269.6=961.1kmol/hV=nRT/P=961.1×8.314×(198+273.15)/160.0=20602m3/h（13）作第9块板的气液相负荷液相负荷：查石油密度校核表气相负荷：(14）作第8块板的气液相负荷表4-19第7层以下塔段的热平衡第7块板的物料性质：ρ20=0.7672g/cm3t=189℃P=0.170MPaM=183由热平衡得：389.64×106+418L=353.59×106+707LL=124740kg/h=124740/183=681.6kmol/h液相负荷：ρ20=0.7672g/cm3t=189℃查石油密度校核表r=0.00076L=124740/622.4=211.2m3/h气相负荷：n=115.7+681.6+269.6=1066.7（15）作第2块板的气液相负荷表4-20第2层以下塔段的热平衡第1块板的物料性质：ρ20=0.7251g/cm3t=151℃P=0.15780MPaM=141由热平衡得：389.64×106+314L=351.48×106+640LL=117055kg/h=117055/141=830.2kmol/h液相负荷：ρ20=0.7251g/cm3t=151℃查石油密度校核表r=0.00083L=117055/639.6=183m3/h气相负荷：n=115.7+830.2+269.6=1215.5kmol/h（16）作第1块板的气液相负荷L=19650kg/h=19650/127=151.72kmol/h液相负荷：ρ20=0.7083g/cm3t=138℃查石油密度校核表r=0.00083L=19650/636.1=30.89m3/h气相负荷：n=115.7+127+269.6=512.3kmol/h1.11塔板气，液相负荷数据汇表4-21全塔气液相负荷1.12气液相负荷分布图塔图1.6常压塔气液相负荷分布图1.13常压塔塔板的的水力学校核1.13.1选取基础数据由常压塔气液相负荷图可知，全塔第22层板上的气相负荷最大，因此选用该层板上的气液相关数据进行常压塔塔板设计计算。第22层板上的气液相物性等数据如下：1.13.2常压塔塔板的结构计算1.13.2.1塔板间距综合考虑雾沫夹带、物料传质过程起泡可能性、允许操作的范围以及设备安装、检修等因素，初始选塔板间距Ht为0.60m。1.13.2.2常压塔塔径初算（1）整个常压塔最大能被允许的气速（2）操作合适的气体速度因为这次设计选取的常压塔系统中物料相互接触，起泡非常小，因此取安全系数则式中：直径大于的常压操作的塔，为系统因数，由《塔的工艺计算》查得。（3）气体聚集地横截面积Fa（4）降液管里面液体流通速度（取下面最小值）a.b.查文献[4]，当时，取（5）液体在板间流通面积（取下面中最大值）a.=b.取（6）常压塔横截面积Ft及塔径Dc（7）采用的常压塔塔径D及设计空塔气速W根据上面的计算结果知道塔径Dc，按国内标准浮阀塔板数据进行圆整后，得出采用的常压塔塔径D=5.0m。采用的浮阀塔塔截面积：=0.785×(5)2=19.63m2采用的浮阀塔空塔流速：采用的浮阀塔液体下落管道面积：采用的液体下降管道面积站所采用的浮阀塔塔截面积F的百分数为：1.13.2.3塔板上浮起的零件的计算（1）塔板上浮起的零件的选取综合考虑每一方面的因素，选取F1型30g重型阀（di=0.039m），并采用三角形叉排。（叉排时相邻的两个浮起零件中吹出去的气体把液体搅拌程度比较顺排时更显著，起泡排出更加均匀，液体降落起伏程度不明显，气体携带气体到上层塔板的也较小）（2）浮起零件数及开孔率的计算（a）浮起小零件孔隙的最大速度（b）相应的浮起小零件动能因数（c）计算塔的开孔率浮阀塔的工程设计经验值在12%-15%，计算的结果符合要求。（d）浮起小零件个数浮起小零件孔的总面积1.13.2.4塔板液体流出挡板及液体降落管道的确定（1）液体的流动状态在塔板上结合浮阀塔的塔径以及液相负荷，选用双溢流塔板（偶数板为两侧降液，奇数板为中间降液）。液体流出挡板采用平直堰，液体降落管道采用弓形管道。（2）确定液体流出挡板高度（a）在塔板两侧降液：（两侧降液的一边）查p108[6]页当1挡板长lw1=0.5×4=2.0m当挡板宽=0.096×1.0=0.384m（b）中间液体下降：依据液体降落管道面积等数据，解得:θ=172°通过几何计算求液体流过挡板长，计算得：中间挡板长：，中间挡板宽：（3）挡板上液体高及板上清液高度hl在常压浮阀塔内汽液传质受气体膜控制，为了常压塔内汽液传质的效率有较好的保证，与此同时常压塔的漏液和塔板内的压力降低情况都要进行考虑，取=0.050，挡板上液层高度计算式：=2.84×10-3平直挡板的液体流动收缩系数：E=1.1；Vl=222m3/hlw1=2.0mm中间液体降落：塔板上清液高度分别为（4）液体在液体降落管中停顿时间及液体的流动流速a.停顿时间b.液体降落管道中的液体流速（5）液体降落管道底部空隙高度及底部空隙流速取液体降落管道底部空隙流速=0.1m/s取液体降落管道底部隙空高：=两侧液体降落高度：中间液体降落高度：工程上对这个数值有一定的规范，刚刚好两个计算值都在这个规范之内。（6）原油进口接受液体塔盘接受液体的塔盘采用凹槽型,塔板原油进口处浮起零件的在正式工作时可以良好工作，从而使汽液接触传质有很好的空间进行反映，浮阀塔的塔板效率以及塔内的操作性能有很大的反应空间。1.13.2.5常压浮阀塔塔高的计算(1)浮阀塔塔顶部高度(浮阀塔顶部圆弧线切线到浮阀塔第一块板的距离)，为了使浮阀塔顶部出口气体所夹带的液体物料量，取浮阀塔顶部高度,取这个高度对上升气体中夹带的液体小液珠自己下落。(2)浮阀塔塔底部高，塔底最后一块板与塔底部圆弧切线的距离(工程计算经验值一般选取油品在这段距离中停顿的时间为10min)按照计算的公式计算得。(3)浮阀塔汽化部分高度按照经验值取1.5m。(4)人孔个数：根据工程经验每8块塔板开一个人孔，由全塔的塔板数可知道人孔共4个，根据经验值人孔开孔处塔板的板间距为0.8m。则塔板与人孔总占高度为(34-1)×0.6+4×（0.8-0.6）=20.6m(5)设计裙座高度为3m。由以上各个部分相加得到塔体高度=1.5+3.2+1.5+(34-1)×0.6+4×(0.8-0.6)+3=28.2m1.13.3浮阀塔塔板的水力学校核计算1.13.3.1全塔总压降（1）干板气体分布压降（2）通过下落液体的压降两侧液体降落：中间液体降落： 由于液体表面存在表面张力，其在气液相传质过程中造成的压强降低一般可忽略，综合上述的所有因素气体通过浮阀塔的塔板的压力降低了1.13.3.2浮阀塔塔板漏液的计算孔速动能因子的下限为5，则塔板开孔空缝隙的最小速度为依据计算的结果，在工程设计的要求范围内。1.13.3.3液体太多灌满塔其中，—气体经过一块塔板引起的总压力降。—不设进口挡板时液体通过降落管道压力降。经过上述严格计算，计算结果在工程允许范围内。1.13.3.4液体被气体夹带的量当时， （1）的求取已知，查图3-4[1]得气相在浮阀塔内进行回流所对应的曲线斜率能取重整料馏分和航煤馏分在这个操作条件下的平均值0.706，假设查图3-2[1]得，，那么在前面假设的数值正确。根据资料显示再查图4-2-2[1]得这个操作条件下临界温度由，查图14-3-1[1]，（2）的求取气相的质量流率：气相的物质的量流率：则气体平均分子量=380.67气相粘度查图11-2-5[1],=379.5代入液体被气体夹带的量,得同理：故液体被气体夹带的液体量在工程设计经验值规定范围内。1.13.3.5液体降落管道允许负荷液体降落管道内允许最大流速取为液体降落管道内