【《柯克亚原油处理常压塔工艺计算》6100字】

柯克亚原油处理常压塔工艺计算目录TOC\o"1-3"\h\u9133柯克亚原油处理常压塔工艺计算 1108121.1该油品相关物性参数计算得 226171.1.1将所得数据进行彼此之间的变化 2137211.1.2算出来各种形式下温度地均值 4140291.1.3求、比重指数API。 4227261.1.4求分子量M、特性因素K 462891.1.5边缘性地性质求取 5257851.1.6求焦点性质 5101341.2计算油品性质参数的结果汇总 5192541.3工艺设计初馏塔的计算过程 7135981.1.1初馏塔的操作过程主要压力 7278351.1.2操作温度 7191591.1.3初馏油品性质 9130181.1.4物料衡算表： 10571.1.5初馏塔全塔回流 1088541.4常压塔的工艺设计计算 1130711.4.1物料平衡 11200901.4.2汽提蒸汽用量 11313201.4.3塔板形式和塔板数 1237071.4.4绘制草图 12214841.4.5操作压力 12163321.4.6汽化段温度 13250961.4.7塔底温度 1681081.4.9侧线及塔顶温度的校核 18143081.4.10全塔汽液相负荷 223231.4.12塔板气液相负荷数据汇总 351.1该油品相关物性参数计算得1.1.1将所得数据进行彼此之间的变化（1）我们将下表中地数据先进行第一步转化。表3-1汽油馏分油实沸点蒸馏数据我们得知第一步蒸馏（恩式）其50%时111.9℃，而我们将所转换得到的蒸馏数据（实沸点）111.4℃，与其进行对比发现，甚是相似。(b)我们参考石油加工工艺课本中的例图，进行数据与数据的坐标轴转换，故而可以得到下表：表3-2恩式蒸馏曲线各段温差（c）由已经得知的数据去推算其他的数据。我们将得到的数据在进行一下统共。(a)所谓的汽油馏分呢就是我们第一步所到的地数据。我们由查询课本上的例图得知两次数据之间的差距为-14.6℃。（b）紧接着我们将第二步得到的数据，再查询书上的例图进行再一次的转化得到第三部的数据：表3-3第一次查图转换得到的数据（恩是）

表3-4第二次查图转换得到的数据差由已经得知的数据去推算其他的数据。。我们将推算出来的数据结果进行再一次的统整。表3-5第三次查图转换得到的数据（平衡）1.1.2算出来各种形式下温度地均值（1）tv各温度相加除个数地值（2）S1=（3）tcu我们查询书上的例图可以得知（4）我们查询书上的例图可以得知==（5）我们查询书上的例图可以得知==231.62℉（6）中平均沸点我们查询书上的例图可以得知tMe=再表3-7进行其他产品计算地结果汇总。1.1.3求、比重指数API。我们查询得知=，再由进一步查询得知1.1.4求分子量M、特性因素K由课本例图查询得知、得：1.1.5边缘性地性质求取（1）真实的边缘性温度度tc、非真实性的边缘性温度tc’（2）非真实性的压力于边缘性由、查文献[1]页图得：（3）求真临界压力PC查文献[1]P130页图4-2-3得：再表中将其他产品地计算地结果进行汇总。1.1.6求焦点性质（1）求焦点温度t0、由tv=116.7℃、S=0.6℃/％查文献[1]P114页图3-5-3得：（2）求焦点压力P01.2计算油品性质参数的结果汇总表3-6油品性质参数（1）表3-7油品性质参数（2）表3-8油品性质参数（3）表3-91.3工艺设计初馏塔的计算过程1.1.1初馏塔的操作过程主要压力塔顶压力=将每层悬浮阀塔的压力下降值选取为,参考文献[2]表和表7-8于p239页,得出的塔板个数分别为20块,进料于第16块板，则有塔顶压力汽化段压力（第层下）塔底压力为1.1.2操作温度（1）汽化段温度过程的汽化度函数可以直接取为一个料的进料体积地(料的质量体积分数)亦或者说也可以直接取得其为(进料体积质量分数),为了能够使一个重整的进料在两种常压塔的吸收达到之间,要求在一种初馏塔中作为一个进料取决于重整的进料的汽化吸收率,要求一个新的进料在一种常压塔的吸收汽化每个阶段有其中的一个吸收汽化度,eef分别为:求定于汽化段温度：由此为此原油的焦点温度和平衡汽化段的压力,而且还有一个焦点温度可以做出这种油地p-t-e的图式,故而当平衡汽化温度大于20.75%时应为此汽化段的温度、0.165mpa为此汽化段的压力,在此我们查得从下表3-10中所有原油的平衡汽化压力和温度便为此油地p-t-e图上为0.165mpa下:3-10汽化段压力下原油的平衡汽化数据图3-1在汽化阶段的大气压力下原油均衡汽化的曲线、图3-1在汽化段压力下的原油平衡汽化曲线由图看出汽化段温度tF所求地即为温度为119.2℃时是eF为20.75%时，故而133℃是换热终温。(2)所谓的塔顶温度即是那个露点温度之于塔顶产品在它的油气中被分压的地方。由此计算可知,露点温度于初顶油气的压力是119℃,于相关文献[1]p215页识图6-1-17可知,露点温度于初顶油气的分压系数是91.0℃再下。因有一种不凝气体存在,故以此作为塔楼顶部的温度。应用于此塔的地那一级有空气的冷凝和水分的冷却流程,塔顶的回流温度将设置为35℃。图3-2将显示所计算地初馏塔地草图。88.488.4℃16100.152MPa115℃0.163MPa初顶油56364.0kg/h进料309524kg/h初底油253160kg/h20图3-2初馏塔计算草图1.1.3初馏油品性质油品性质计算方法同上，并列至下表：表3-11物性参数于油品（5）表3-12物性参数于油品（6）表3-13物性参数于油品（7）表3-14物性参数于油品（8）1.1.4物料衡算表：表3-15各物料的衡算表1.1.5初馏塔全塔回流表3-16全塔的回流热所以， Q为全塔地回流热，全部回流热将于此塔顶地回流处被带走。L=1.4常压塔的工艺设计计算1.4.1物料平衡表3-17物料平衡（按每年开工350天计）1.4.2汽提蒸汽用量于塔底的两层重油和两条侧重轴线上的重油产品均已经广泛使用了一次过热的油脂水蒸气以油汽为前提,而过热的重油水蒸气则为一次的重油压力0.3mpa,温度420℃被广泛用于使用的重油产品,也就是。表3-18汽提蒸汽用量1.4.3塔板形式和塔板数于表7-7和文献[2]P239页还有表7-8中进行参照，从而选用此塔地浮阀塔板，如下则为选用地塔板数。表3-19汽提蒸汽用量中段的换气回流两层在被首次考虑时的设计采纳中,换气发热塔板三层统共为每个层所使用的,3层统共,35层总共统一用作为通过函数计算所综合得出的换热塔板数量并总计于整个全换热塔的回流换气发热量。1.4.4绘制草图绘制塔体等位置成草图，塔板进料，气体返塔位置还有塔底汽提点以及产品进出口。（如图3-3）1.4.5操作压力定0.52KPa（4mmHg）每层浮阀为塔板压力降，得出常压塔各关键部位的压力如下（单位为MPa）压力是是于下汽化段（第31层）压力为于三线上抽出层（第27层）压力是于二线上抽出层（第19层）压力是于一线上抽出层（第9层）塔顶压力0.164MPa于是压力于加热炉出口=被取为压力降于转油线1.4.6汽化段温度（1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度过气化度则是汽化率进于料在汽化段中被要求为1.55%（质量分数）于进料的抑或是1.40%（体积分数）eF（体积分数）=下如则是流量于汽化段中地各物料还有油气分压于汽化段表3-20汽化段中各物料的流量并且水蒸汽于209kmol/h（塔底气提）还有302于相对分子质量将被定位是过汽化油的。故而油气分压之于汽化段被计算得出初步所求定温度于汽化段地求出焦点温度于汽化油气中的分布均压点在汽化0.162mpa下的和64.12%(等于体积汽化分数)时,平衡点在汽化的焦点温度和初底焦点油地压力温度还有一个终底焦点的油地温度都有但是可以通过依据此值与初底焦点油地温度p-t-e相图时就可以直接做出,在平衡汽化段的焦点压力温度下于初底焦点油地上的平衡点在汽化的焦点温度如图为数据<br>表3-21初于终底油地焦点压力下的平衡点在汽化段的温度为数据表3-21初底油在汽化段压力下的平衡汽化数据得到平衡汽化率的曲线于所做出地0.115mpa之下的初底油,查得其汽化速度比依照图3-4,为64.12%时图3-4初底油平衡汽化曲线图3-3常压塔计算草图（4）tF的校核油初底油得p-t-e相图可以查得初底由在加热炉出口温度和压力下的体积平衡值,这个数据是表3-22,当汽化率ef(体积分数)=64.12%,是,求得在h0初底油再加热炉的出口条件下表3-24中计算,于表3-23中计算hf进料再加热段中的汽化率为hf因此，：表3-22初底油再炉出口压力下的平衡汽化数据为了使即能够有效地保证材料拔出速率(42.73%地体积积分),又不使材料拔出速率超过规定的允许值限度地锅炉进出口的温度,因此351℃之下于锅炉汽化段的温度,hf略低于h校正,该研究结果显示为0。表3-23带入汽化段的进料地热量QF（P=0.162MPa，t=398℃）1.4.7塔底温度塔底温度则是，取比塔底温度高9℃地汽化段温度1.4.8塔顶和侧面天线之间的热量温度分配假设和塔顶回流槽内热量的温度分配（1）假定塔顶及各侧线地温度塔顶上还有一个侧线的温度被假设如下,参考于其他数据于同一种类型的装置的经验,:温度于塔顶145℃温度于（第9层）航煤抽出板195℃247℃324℃表3-24进料再炉出口处携带地热量Q0（P=0.210MPa，t=402℃）（2）全塔回流热温度条件为假定时做回流热于全塔表3-25全塔地回流热所以，全塔回流热Q=。（3）分配地回流热还有具体方式塔顶的最高回流冷凝温度被精确定位63℃,中段的最高回流温度有两个,将二级地下机车柴油侧的冷凝和地下水的快速冷却两个流程适当地组合应用于此塔,一个回流为(板21~23)-10#地下柴油侧的轴线与0#地下柴油侧的轴线之间,另一个是（板11~13）煤油侧线与-10#柴油侧线之间。如下展示分配的回流热：表3-26全塔回流热分配1.4.9侧线及塔顶温度的校核进行地校核是由下往上进行地。（板27）温度于0#柴油抽出板27层以下塔段的热平衡按图3-5中的隔震系统Ⅰ进行表3-27第27层以下塔段的热平衡由热平衡得：所以则-10#柴油抽出板上方气相总量为：-10#柴油蒸汽分压为：表3-28-10#柴油常压下的平衡汽化数据可以明确认为原始中所假设的额定温度通常是正却,由于-10#平衡柴油在353mmhg额定压力下柴油鼓胀气泡点的额定温度非常接近于原始中的假设271.0℃,将0#平衡柴油置于常压下的柴油鼓胀气泡点额定温度可以转化成作为353mmhg额定压力下的平衡柴油汽化点的温度于等于平衡柴油汽化的额定温度。，图3-50#柴油抽出板以下塔段的热平衡（2）-10#柴油抽出板（第19层）温度在表3-29进行19塔层以下地热平衡于塔段，根据地隔离体系于图3-6的由热平衡得：所以表3-29第19层以下塔段的热平衡表3-30-10#柴油常压下的平衡汽化数据与原来的假设275℃很容易接近地变成-化的泡点汽化温度于10#蒸汽柴油温度是为272℃,在稳定压力于275mmhg下,把常压汽化泡点温度转变成压力平衡稳定气泡温度汽化的泡点温度于275mmhg下在压力平衡下地变成平衡稳定气泡温度汽化的泡点温度于-10#蒸汽柴油是在常压下。因此是正确地温度于原假设。（3）温度于（第9层）地航煤抽出板在表3-31做热平衡于塔段9层以下，依照隔离体系于图3-7由热平衡得：表3-31喷气燃料常压下的平衡汽化数据为了认定假设的温度于正确,航煤地175℃于原假设与174.5℃温度于泡点相似度很高,故可为假设。将在额定常压下平衡煤的汽化额定温度于390mmhg下把航煤煤转变成平衡煤的汽化额定温度于390mmhg的额定压力下。图3-6-10#柴油抽出板以下塔段的热平衡塔顶温度故塔顶冷回流量为：=塔顶油气量（重整料+内回流蒸气）为：=塔顶水蒸汽流量：=塔顶油气分压：P==存在考虑到有不凝气地,0.95于该系数的温度乘以,近似于145℃所假设地,而145℃于汽油常压中所露点的温度,故所猜定地的温度于正确,,于图6-1-17于相关文献[1]p215页得152.0℃为该系数的油气分压下的。温度于塔上的公式是:=148.5℃。验证冷凝会是否是水蒸汽得状态。塔的145°C于顶部温度高于这个压力饱和水蒸气对应的的温度是72℃，过热状态因此为顶部于塔得状态，水蒸气处于此，冷凝是不会得。表3-31第9层以下塔段的热平衡1.4.10全塔汽液相负荷1.4.10.1中段回流量表3-32中段回流流率1.4.10.2需要计算的塔板需要计算的塔板为1，2，8，9，10，11，13，18，19，20，21，23，26，27，28，31，331.4.10.3塔板气液相负荷计算（1）负荷于气液相于33块板92150kg/h于流量常压重油接近于液相负荷，而3356kg/h流量于常压重油水蒸汽汽提相近于气相负荷。图3-7喷气燃料抽出板以下塔段的热平衡液相=0.8611g/cm3t=389℃查文献[3]=0.00073。=-气相（2）作第31块板的气液相负荷如表3-33ρ20=0.8121g/cm3t=342℃M=250由热平衡得：液相气相表3-33第30层以下塔段的热平衡（3）作第28块板的气液相负荷ρ20=0.8121g/cm3t=295℃M=255由热平衡得：液相气相（4）作第27块板的气液相负荷液相气相表3-34第27层以下塔段的热平衡作第26块板的气液相负荷表3-35第25层以下塔段的热平衡由热平衡液相ρ20=0.8435g/cm3t=271℃查文献[3]r=0.00065气相作第23块板的气液相负荷表3-36第22层以下塔段的热平衡由热平衡得：液相ρ20=0.8389g/cm3t=235℃查文献[3]r=0.00067气相作第21块板的气液相负荷如表3-37由热平衡得：液相ρ20=0.8325t=224.5℃查文献[3]r=0.00069气相表3-37第21层以下塔段的热平衡作第20块板的气液相负荷如表3-38由热平衡得：液相气相（9）作第19块板的气液相负荷液相气相表3-38第19层以下塔段的热平衡（10）作第18块板的气液相负荷如表3-39ρ20=0.8261g/cm3t=206.4℃M=199由热平衡得：液相气相（11）作第13块板的气液相负荷如表3-40ρ20=0.8150g/cm3t=189.0℃M=178由热平衡得：液相气相表3-39第17层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量kJ/h压力MPa温度℃气相液相入方初底油2531600.81060.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.79910.1685201.5—498498L合计257935+L—————234.1×106+498L出方汽油655430.71010.1685206.5695—45.6×106航煤371390.74000.1685206.5678—25.2×106-10#柴油322530.77530.169215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1685206.52030—9.7×106内回流L0.79910.1685206.5661—661L二中取热——————18.5×106合计257935+L—————205.3×106+661L（12）作第11块板的气液相负荷如表3-41ρ20=0.8053g/cm3t=178.0℃M=165由热平衡得

液相气相（13）作第10块板的气液相负荷如表3-42ρ20=0.8089g/cm3t=182.5℃M=170由热平衡得：液相气相表3-40第12层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量kJ/h压力MPa温度℃气相液相入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.79380.1645186.8—448448L一中回流600530.79680.1645186.8—43926.4×106合计317988+L—————286×106+448L出方汽油655430.71010.1645190.4651—42.7×106航煤371390.74000.1645190.4640—21.8×106-10#柴油322530.77530.1655215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1645190.42010—9.6×106内回流L0.79380.1645190.4632—632L一中回流600530.79680.1645190.4—43426.1×106二中取热——————18.5×106合计317988+L—————227×106+632L（14）作第9块板的气液相负荷液相气相（15）作第8块板的气液相负荷如表3-43ρ20=0.7978g/cm3t=173℃M=158由热平衡得：液相气相表3-41第10层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量kJ/h压力MPa温度℃气相液相入方初底油2531600.86600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.78650.163176—426426L合计257935+L—————286×106+426L出方汽油655430.71010.163179.2628—41.2×106航煤371390.74000.163179.2615—22.8×106-10#柴油322530.77530.166215—50516.3×1060#柴油260750.79020.172257—67317.5×106重油921500.86110.180287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.163179.21879—9.0×106内回流L0.78650.163179.2615—615L一中取热——————11.3×106二中取热——————18.5×106合计257935+L—————209.1×106+615L（16）作第2块板的气液相负荷如表3-44ρ20=0.7765g/cm3t=150℃M=122由热平衡得：液相气相表3-42第9层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量压力MPa温度℃气相液相kJ/kg入方初底油2531600.81600.180398——234.1×106汽提蒸汽4775—0.34201402—4.7×106内回流L0.78900.1635179.6—432432L合计257935+L—————286+432L出方汽油655430.71010.1635181.2632—41.4×106航煤371390.74000.1635181.2624—21.2×106-10#柴油322530.77530.1655215—50516.3×1060#柴油260750.79020.1715257—67317.5×106重油921500.86110.1802287—78772.5×106汽提蒸汽4775—0.1635181.21980—9.5×106内回流L0.78900.1635181.2620—620L一中取热——————11.3×106二中取热——————18.5×106合计257935+L—————210.2×106+620L（17）作第1块板的气液相负荷如表3-44L=56823kg/h=56823/110=517kmol/h液相气相表3-43第7层以下塔段的热平衡物料流率kg/hρ20g/cm3操作条件焓，kJ/kg热量压力M