360万吨原油常减压蒸馏装置工艺设计

课程设计

360万吨原油常减压蒸馏装置工艺设计

目录

第一章 总论

1.1概述??????????????????????????????????????3 1.1.1设计方案???????????????????????????????????3 1.1.2 生产规模???????????????????????????????????3 1.1.3 工艺技术路线?????????????????????????????????4 1.1.4工艺技术特点?????????????????????????????????4 1.2文献综述????????????????????????????????????4 1.2.1常减压蒸馏技术现状??????????????????????????????4 1.3.设计任务依据??????????????????????????????????5 1.4主要原材料???????????????????????????????????5 1.5其他??????????????????????????????????????5 1.5.1交通运输???????????????????????????????????5 1.5.2节能措施???????????????????????????????????6

第二章 工艺流程设计

2.1原料油性质及产品性质??????????????????????????????7 2.1.1原料油性质??????????????????????????????????7 2.1.2产品性质???????????????????????????????????7 2.2. 工艺流程???????????????????????????????????8 2.2.1工艺流程???????????????????????????????????8 2.3 塔器结构????????????????????????????????????9 2.4环保措施????????????????????????????????????9 2.4.1污染源分析??????????????????????????????????9 2.4.2废气处理???????????????????????????????????10 2.4.3废水处理???????????????????????????????????10 2.4.4噪声防护???????????????????????????????????11

第三章 工艺计算

3.1 原料及产品的有关参数的计算???????????????????????????13 3.2 工艺流程的确定根据与流程的叙述?????????????????????????15 3.2.1 切割方案及性质????????????????????????????????15 3.2.2 物料平衡??????????????????????????????????15 3.2.3 汽提蒸汽用量?????????????????????????????????17 3.2.4 操作压力??????????????????????????????????17 3.2.5 汽化段温度?????????????????????????????????18 3.3蒸馏塔各点温度核算???????????????????????????????20

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3.3.1塔底温度???????????????????????????????????20 3.3.2塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配??????????????????????20 3.3.3侧线及塔顶温度的校核?????????????????????????????21 3.4全塔汽、液负荷衡算???????????????????????????????23

第四章 常压蒸馏塔尺寸计算

4.1塔径的计算???????????????????????????????????34 4.1.1塔径的初算??????????????????????????????????34 4.1.2计算出Wmax后再计算适宜的气速Wa???????????????????????34 4.1.3计算气相空间截面积??????????????????????????????35 4.1.4降液管内流体流速Vd??????????????????????????????35 4.1.5计算降液管面积 ????????????????????????????????35 4.1.6塔横截面积Ft的计算??????????????????????????????35 4.1.7采用的塔径D及空塔气速W????????????????????????????35 4.2塔高的计算???????????????????????????????????36

第五章 水力学衡算

5.1塔板布置，浮阀、溢流堰及降液管的计算??????????????????????37 5.2塔的水力学计算?????????????????????????????????38 5.2.1塔板总压力降?????????????????????????????????38 5.2.2雾沫夹带???????????????????????????????????38 5.2.3泄漏?????????????????????????????????????39 5.2.4淹塔?????????????????????????????????????40 5.2.5降液管超负荷?????????????????????????????????40 5.2.6适宜操作区和操作线??????????????????????????????40 5.2.7适宜操作区示意图???????????????????????????????42

第六章 车间平面布置

6.1 车间平面布置方案????????????????????????????????43 6.2 车间平面布置图?????????????????????????????????43 6.2.1 CAD绘图（见附图）??????????????????????????????43 6.2.2 工艺条件???????????????????????????????????43 6.3 常压蒸馏塔装配图（见附图）???????????????????????????44 6.4 工艺流程图（见附图）??????????????????????????????44 6.5 主要塔器图（见附图）??????????????????????????????44

第七章 结束语????????????????????????????????45 第八章 参考文献???????????????????????????????45

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第一章 总论

1.1概述

石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。石油中的烃类和非烃类化合物，相对分子质量从几十到几千，相应的沸点从常温到500度以上，分子结构也是多种多样。不同油区所产的原由在性质上差别较大，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。

石油不能直接作汽车、飞机、轮船等交通运输工具发动机的燃料，必须经过各种加工过程，才能获得符合质量要求的各种石油产品。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。原油常减压蒸馏是常用基本的加工方案。

石油炼制工业生产汽油、煤油、柴油等燃料和化学工业原料，是国民经济最重要的支柱产业之一，关系国家的经济命脉和能源安全，在国民经济、国防和社会发展中具有极其重要的地位和作用。

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。石油炼制加工方案大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，减压馏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－润滑油型 除了生产燃料的石油产品外，部分或大部分减压馏分油和减压渣油还用于生产各种润滑油产品。

（3）燃料－化工型 除了生产燃料产品外，还生产化工原料和化工产品。原油经过常压蒸馏可分馏出汽油、煤油、柴油馏分。因原油性质不同，这些馏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馏，等到的馏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。

1.1.1设计方案

设计一套年处理量为360万吨大港原油加工装置，由于原料中轻组分不多，所以原油蒸馏装置采用二段汽化，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大，本设计采用浮阀塔。

原油蒸馏在炼油厂是原油首先要通过的加工装置。一般包括预处理系统（原油电脱盐）、常压分馏系统、减压分馏系统、注剂系统、轻烃回收系统（加工轻质原油且达到经济规模时一般设置轻烃回收系统）等。常压蒸馏就是在常压下对原油进行加热、气化、分馏和冷凝。如此得到各种不同沸点范围的石油馏分。常减压蒸馏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”成不同馏分的工艺过程。

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1.1.2 生产规模

规模原油处理量360万吨/年。按年开工8000小时计，即处理量为450000kg/h。

1.1.3 工艺技术路

大港原油属于低硫环烷─中间基原油。

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，直馏煤油和一般的加氢煤油芳烃含量都较量，氮的非烃化合物也很多，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，煤油馏分除用作喷气燃料、特种溶剂油、灯用煤油以外，还有很大一部分作为铝轧油基础油使用。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大。铝轧制油除应用具有馏分范围窄、饱和烃含量高、闪点高的特点外，还要求具有较低的硫含量和芳烃含量。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、脱氮和脱芳烃。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，其中产品芳烃含量小于0.1%；其次是不产生酸渣、碱渣等污染物，属于环境友好工艺。

特种油品精馏与一般的炼油装置不同，馏分窄分馏精度要求高，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，分馏部分采用双分馏塔多侧线抽出，其中第二分馏塔为减压操作，满足不同产品分割及质量要求。

1.1.4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。

分馏部分设置两台分馏塔，其中第二分馏塔为减压操作，两台分馏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，确保分馏精度。

设置热载体回执系统，热载体作为塔底重沸器热源。

1.2.文献综述

1.2.1常减压蒸馏技术现状

①国外蒸馏装置技术现状及发展趋势

炼油传厂的大型化是提高其劳动生产率和经济效益，降低能耗和物耗的一项重要措施。按2004年一月底的统计，全世界共有717座炼油厂，总加工能力4103Mt/a。其中加工能力在10Mt/a以上的炼油厂126座，分散在34个国家和地区，有16座加工能力在20Mt/a以上。现在单套蒸馏装置一般都在5Mt/a以上，不少装置已达到10Mt/a。现在最大的单套蒸馏装置处理量为15Mt/a。

整体蒸馏装置将原油分为：常压渣油、含蜡馏分油、中间馏分油和石脑油组分。常

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压部分出常压渣油、中间馏分和石脑油以下的馏分。中间馏分在加氢脱硫分馏塔中分馏煤油、轻、重柴油，常压渣油进入高真空减压蒸馏，分馏出的蜡油作为催化裂化装置和加氢裂化装置的原料。整体蒸馏装置可以节省投资30％左右。

电脱盐方面：以Petrolite和Howe-Beaket二公司的专利技术较为先进。Howe-Beaket技术主要为低速脱盐，Petrolite已在低速脱盐的基础上开发了高速电脱盐。

塔内件方面：以Koch-Glitcsh、Sulzer和Norton为代表，拥有较先进的专利技术，公司开发出了SuperFRAC I.SuperFRACV高效塔盘和Gempak填料，Sulzer在原有Mellapak填料的基础上开发了Mllapakplus和Optiflow高效填料。

产品质量方面，国外蒸馏装置典型的产品分馏精度一般为：石脑油和煤油的脱空度ASTM D86(5%-95%)13℃；煤油和轻柴油的脱空度ASTM D86(5%-95%)-20℃；轻蜡油与重蜡油的脱空度ASTM D1160(5%-95%)5℃，润滑油基础油也基本满足窄馏分、浅颜色。

②国内蒸馏装置技术现状

我国蒸馏装置规模较小，大部分装置处理能力为2.5Mt/a，仅有几套装置的加工能力超国4.5Mt/a。我国蒸馏装置的总体技术水平与国外水平相比，在处理能力、产品质量和拨出率方面存在较大的差距。最近几年，随着我国炼油工业的发展，为缩短与世界先进炼油厂的差距，我国新建蒸馏装置正向大型化方向发展，陆续建成了镇海、高桥8Mt/a及西太平洋10Mt/a等大型化的蒸馏装置等，其中高桥为润滑油型大型蒸馏装置，拟建的大型蒸馏装置也基本为燃料型。

我国蒸馏装置侧线产品分离精度差别较大，如中石化有些炼油厂常顶和常一线能够脱空，但尚有40%的装置常顶与常一线恩氏蒸馏馏程重叠超过10℃，最多重叠达86℃。多数装置常二线与常三线恩氏蒸馏馏程重叠15℃以上，实沸点重叠则超出25℃。润滑油馏分切割也同国外先进水平存在一定差距，主要表现在轻质润滑油馏分的发挥及中质润滑油馏分的残碳、颜色和安定性等方面存在差距较大。

1.3.设计任务依据

设计任务有指导教师指定课题

1.4.主要原材料

主要原材料是大港原油，其属低硫环烷─中间基原油。

1.5.其他

1.5.1交通运输

本装置设在广东**石化工业区，相关设施及公用工程非常完善，原料、产品及废渣方便快捷地输送。

○1**石化工业区内交通便利，汕茂铁路与京广、京九铁路相连，河茂铁路与柳湛铁路相连，正在建设的洛湛铁路通过**，使**与华南、华北腹地相接起来。

○2**有发达的公路网，325国道与高水一级公路连通。广湛高速已全线通车，**到

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湛江机场1小时车程，**至广州3小时车程，**至重庆高速公路已建成通车。

○3**港是国家一类对外开放口岸，距香港202海里，距澳门184海里，现有水东、博贺和北山岭3个港区，已建成500吨级以上码头11个，其中万吨以上4个，年吞吐能力1759万吨。其中，博贺新港区已建成25万吨级单点系泊码头、85万立方原油储罐可以用十分低廉的成本建成30万吨级码头泊位4个，20-25万吨级码头泊位4个，10万吨级码头泊位10个，5万吨级及以下码头泊位71个，总计89个深水泊位，形成的港口吞吐能力可达3亿吨。

1.5.2节能措施

炼油厂加工所消耗的能量占原油加工量的4%-8%，而常减压蒸馏装置又是耗能量大的生产装置。2001年中石化常减压蒸馏装置平均能耗为0.496GJ/t(不包括不开减压装置)，最低0.438 GJ/t，最高0.686 GJ/t，与国外常减压蒸馏装置相比，我国常减压蒸馏装置的能耗显然偏高，具有较大的节能潜力。常减压蒸馏装置能耗主要是工艺过程必须消耗的燃料、水蒸汽、电力、水等所产生的能量消耗。其中燃料能耗比例最大，达60%-85%；其次是电和蒸汽，均占总能耗的10%-15%；水的能耗的占总能耗的4%左右。因此，应从降低燃料消耗着手，节约能源。常减压蒸馏装置主要从五个方面着手：改进工艺流程、提高设备效率、优化操作、采用先进的自动控制流程、加强维修管理。降低燃料消耗，就是在保证产品收率和质量的条件下，减少加热炉有效热负荷和提高加热炉效率。加热炉负荷通常包括加热常压塔和减压塔进料及蒸汽所需热负荷。减少加热炉有效负荷的主要措施有：提高常压炉进料温度、降低加热炉出口温度、减少加热炉进料量（包括蒸汽）；提高加热炉热效率的主要措施有：回收烟气余热，降低排烟温度、提高燃烧器燃烧效率、优化及自动控制加热炉各操作参数（如烟气含氧量、炉膛负压，排烟温度等）、应用新型隔热材料，减少加热炉热损失。同时，节能措施的采用，不仅在技术上可行，而且必须经济合理。节能与投资的关系实质上是操作费用与投资的关系在节能领域的体现。

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第二章 工艺流程设计

2.1原料油性质及产品性质

2.1.1原料油性质

大港原油属低硫环烷─中间基原油, 一般性质如下表所示。

表2-1 大港原油一般性质 名称 密度 特性因数 运动粘度(50℃) 凝点 含蜡量 沥青质硅胶胶质 残炭 含硫 含氮 20

单位 D4 Mm/s ℃ % % % % % 220数值 0.8896 11.8 20.64 20 14.1 12.56 3.5 0.14 — 名称 含盐 水分 初馏点 200℃馏出 300℃馏出 Ni含量 V含量 Cu含 灰分 单位 mgNaCl/L % ℃ % % PPm PPm PPm % 数值 74 1.4 82 10 25 18.5 〈1 0.76 0.018 注: 计算时用d4=0.8717, K=12`

表2-2 原油实沸点蒸馏数据 序 号 1 2 3 4 5 6

表2-3 原油平衡蒸发数据 累计馏出, ％(体) 平衡蒸发温度, ℃

馏出温度 ℃ 113 148 180 210 235 256 馏 出, % 重 2.37 5.58 8.53 11.54 14.59 17.68 体 3.28 6.54 9.84 13.12 16.38 19.61 序 号 7 8 9 10 11 12 馏出温度 ℃ 283 300 318 335 353 364 馏 出, % 重 20.86 24.00 27.11 30.31 33.49 36.68 体 22.89 26.13 29.35 32.66 35.92 39.17 序 号 13 14 15 16 17 馏出温度 ℃ 385 399 419 460 500 馏 出, % 重 39.80 43.01 46.14 59.13 71.32 体 42.35 45.62 48.79 61.65 73.48 3 200 10 237 20 280 30 316 40 348 50 381 60 409 70 436 7

2.1.2产品性质

表2-4大港原油常压分馏产品性质 产品名称 重整原料 航空煤油 轻柴油 重柴油 重油 沸点范围℃ 产率 %(质) 密 度 d4 20恩 氏 蒸 馏 数 据 ℃ 0% 10% 30% 50% 70% 90% 干点 130 ～130 4.2 0.7342 58 87 93 99 106 118 130~230 9.4 0.7909 142 162 180 192 205 228 243 230~320 13.5 0.8406 225 238 255 262 270 288 312 320~350 5.7 0.8450 307 324 329 331 340 359 385 〉350 67.2 0.9200

2.2. 工艺流程

2.2.1工艺流程

工艺流程简介：本设计采用二段汽化的常减压蒸馏装置技术（双塔流程）。设有常压塔、减压塔和附属的汽提塔。原油在进入常压塔前经过电脱盐系统的脱盐、脱水后，换热到240℃,再经常压炉加热到370℃进入常压塔，经过分馏，塔顶分馏出重整原料，侧线自上而下分别出航空煤油、轻柴油、重柴油，塔底分馏出重油。重油经减压炉加热至400℃左右,进入减压塔,塔顶抽真空,经分馏,减一线出重柴油,减二、三线出蜡油,减四线出润滑油,塔底出减压渣油。工艺流程图2-1如下：

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图2-1常减压蒸馏装置工艺原则流程图

2.3 塔器结构

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2-5 各种塔板比较 塔板 泡罩塔板 优点 不容易发生漏液现象，有较好的操作弹性， 对脏物不敏感 缺点 结构复杂造价高，塔板压降大，雾末夹带现象严重．塔板效率均匀 筛板 结构简单，造价低，气体，压降小 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 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 不宜处理易结焦，或黏度大 操作弹性地，筛孔小，易堵由上表比较可知，应选择浮阀塔板作为本次设计所需的塔板。

2.4 环保措施

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2.4.1污染源分析

常压加热炉烟气 减压加热炉烟气

图2-2 常减压蒸馏装置的工艺流程及污染源分布

1－电脱盐罐；2一初馏塔；3常压炉；4常压塔；5汽提塔；6-稳定塔；7分馏塔； 8－减压加热炉；9－减压塔

由图2-2可知，常减压蒸馏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，所以环保工作应围绕这些污染源采取相应措施。

2.4.2废气处理

①加热炉烟气

烟气中的so2与燃料中硫含量有关，使用燃料气及低硫燃制能有效降低so2。的排放量。NO2的排放与燃料中的N2含量及燃烧火嘴结构有关。

②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，大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大气；检修时，需将塔、容器等设备的人孔打开，将残存的油气排入大气；要制定停工方案并严格执行，严格控制污染。

③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大气污染，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％c。

另外，蒸馏装置通常设“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。

2.4.3废水处理

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①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；增加油水镧离时间，严格控制油水界面(必要时设二次收油设施)可减少油含量。

②塔顶油水分离器排水

常减压蒸馏装置其初馏塔顶、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 AN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。正常生产情况下，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。

③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 K冷却后进循环水回水管网循环使用。另一部分是泵端面密封冷却 K，随用随排入含油废水系统。一般热油泵需冷却水较多，如端面十漏油较多．则冷却水带油严重。如将泵端面密封改为波纹管式端 i封，可以减少漏油污染。

④装置其他排水 a．油品采样该装置有汽油、煤油、柴油等油品采样口用于采 j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：次采样滞留在管线中的油置换掉。这部分油品会污染排水。可采『动分析仪或密闭采样法，也可以将置换下的油品放入污油罐中回以减少污染。 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．停工扫线 装置停工需将设备、管线中的存油用蒸汽吹扫于此阶段排放污染物最为严重。应制定停工方案并严格执行，尽量油送至污油罐区，严禁乱排乱放。 d．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。e,装置废水排放计量 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。

2.4.4噪声防护

在生产装置，噪声的主要来源是：①流体振动所产生的噪声。如流体被节流后发出的噪声(尤其是调节阀节流造成的)、火焰燃烧所造成的气体振动等。②机械噪声。指各种运转设备所产生的噪声。③电磁噪声。指由电机、脱盐变压器等因磁场作用引起振动所产生的噪声。

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加热炉噪声的防治一般有下列几种方法，可根据不同情况选用。 (1)采用低噪声喷嘴。(2)喷嘴及风门等进风口处采用消声罩。 (3)结合预热空气系统，采用强制进风消声罩。(4)炉底设隔声围墙。 电机噪声的防治一般有：

(1)安装消声罩。一般应选用低噪声电机，若噪声不符合要求时，可加设隔声罩(安装全部隔声罩或局部隔声罩。)(2)改善冷却风扇结构、角度。(3)大电机可拆除风扇，用主风机设置旁路引风冷却电机。

空冷器噪声的防治一般可选用以下几种方法：

(1)设隔声墙，以减少对受声方向的辐射。(2)加吸声屏，可设立式和横式吸声屏。 (3)加隔声罩。(4)用新型低噪声风机。

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第三章 工艺计算

3.1 原料及产品的有关参数的计算

产品实沸点蒸馏数据见表3-1 实沸点蒸馏体 分数% 温度（℃） 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 40 105 196 301 88 140 221 336 91 171 254 349 95 191 269 353 112 208 284 373 127 237 309 403 140 252 339 448 0 10 30 50 70 90 100 表3-1 产品实沸点蒸馏数据表

产品性质见表3-2 产品 体积平均沸点oC 中平立方均沸平均点oC 沸点oC 比重指数0API 61 特性因数/K 平衡汽化温度/ oC 0％ 10％ 30% 50% 70% 90% 100% 临界参数 温度oC 压力MPa 焦点参数 温度oC 压力MPa 汽油 煤油 柴油 重柴 100.6 99.6 193.4 189 100 11.9 76 88 92 96 99 104 109 208.6 3.31 328 411 467 516 5.86 3.80 2.62 1.57 47.5 10.9 162 170 181 187 193 204 211 381.4 2.82 191.7 262.6 268.3 261.6 37 10.7 254 260 268 272 276 284 291 4 61.6 2.13 337 335 336 36 11 355 360 363 364 369 376 385 513 1.37 表3-2 产品性质表

以汽油为例列出详细的计算、换算过程其他产品仅将计算、换算结果列于上表 （1）体积平均沸点t体 t体?87?93?99?106?118?100.6?C

5（2）恩氏蒸馏90%~10%斜率 90%~10%斜率?118-87?0.3875??C/%? 80（3）立方平均沸点

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由图查得校正值为?0.6?C

t立?100.6?0.6?100?C (4)中平均沸点

由图查得校正值为?1?C

t中?100.6?1?99.6?C （5）比重指数?API

由汽油密度查表得：?API?61 （6）特性因数K 由图查得：K?11.9 （7）相对分子质量： 根据经验汽油取M?94.87 （8）平衡汽化温度

由图求得平衡汽化100%温度为105?C

恩氏蒸馏/%（体） 0 10 30 50 70 90 100 馏出温度/?C 58 87 93 99 106 118 130 恩氏蒸馏温差/?C 29 6 6 7 12 12 因恩氏蒸馏10%~70%斜率=

106?8770?10?0.317

由图查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=?7?C 平衡汽化50%点的温度/?C 99?7?92?C

平衡汽化温度/?C 71 84 88 92 96 101 105 （9）临界温度

由图查得：临界温度?280.6?C

14

（10）临界压力 由图查得：临界压力=2.16MPa

由图查得：焦点压力?3.47MPa （12）焦点温度

由图查得：焦点温度?240.6?C

(11)焦点压力

3.2 工艺流程的确定根据与流程的叙述

3.2.1 切割方案及性质

切割方案及性质表见表3-3：（开工天数为8000小时） 产品 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 实沸点的馏程/ oC 40～140 105～252 196~339 301～448 实沸点的切割点/ oC —— 122.5 224 320 表3-3 原油常压切割方案及性质表

3.2.2 物料平衡

常压塔物料平衡表

设计处理量: 250+学号×10万吨/年=250+57*10=820万吨/年 物料平衡（按8000小时/年）见表3-4

油 品 产 率% 体积 原 油 产 品 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 100 5.0 10.5 14.2 5.9 64.4 质量 100 4.2 9.4 13.5 5.7 67.2 处 理 量 或 产 量 10t/Y 360 15.2 33.84 48.6 20.52 241.92 4kg/h 450000 18900 42300 60750 25650 302400 kmol/h 197 278 279 88 表3-4 物料平衡表

3.2.3 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420℃, 压力0.3MPa的

15

过热水蒸汽。

汽提水蒸汽用量与需要汽提出来的轻组分含量有关, 其关系大致如图2所示。在设计中可参考表3-5所列的经验数据选择汽提蒸汽用量。

塔名称 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 产品 溶剂油 煤油 轻柴油 重柴油 轻润滑油 塔底重油 塔底油 中、重润滑油 残渣燃料油 残渣汽缸油 表3-5 汽提蒸汽用量(经验值)

油品 一线煤油 二线轻柴油 三线重柴油 塔底重油 合计 ％,对油 kg/h 3 2 2.8 2 kg/h 1269 1215 718.2 6048 9250.2 表3-6 汽提水蒸汽用量

Kmol/h 70.5 67.5 39.9 336 513.9 蒸汽用量, ％, 对产品 1.5～2.0 2～3 2～3 2～4 2～4 2～4 1.2～1.5 2～4 2～4 2～5 表3-5为表3-6得出的汽提水蒸汽用量。石油分馏塔塔板数、塔板型式和塔板数主要靠经验选用表3-7、3-8是常压塔塔板数的参考值。

被分离的馏分 轻汽油─重汽油 汽 油─煤 油 汽 油─柴 油 轻柴油─重柴油

推荐板数 6～8 6～8 4～6 4～6 16

进料—最低侧线 汽提段或侧线汽提 3～6 4 表3-7 常压塔塔板数国外文献推荐值表

被分离的馏分 东方红 Ⅱ套 南京Ⅰ套 上海 炼厂 汽 油─煤 油 煤 油─轻柴油 轻柴油─重柴油 重柴油—裂化原料 最低侧线—进料 进料—塔底 3 9 7 8 4 4 10 9 4 4 4 6 9 6 6 6 3 4 3-8 国内某些炼油厂常压塔塔板数

参照表3-7与表3-8选定的塔板数如下:

汽油──煤油段 9层(考虑一线生产航煤) 煤油──轻柴油段 6层 轻柴油──重柴油段 6层 重柴油──汽化段 3层 塔底汽提段 4层

全塔用两个中段回流每个用3层换热塔板共6层全塔塔板总数为34层。

3.2.4 操作压力

取塔顶产品罐压力为: 0.131MPa。塔顶采用两级冷凝冷却流程图。取塔顶空冷器压力降为0.01Mpa使用一个管壳式后冷器, 壳程压力降取0.0171Mpa故塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.1571MPa (绝)。

取每层浮阀塔板压力降为0.00051MPa (4mmHg)则推算常压塔各关键部位的压力如下: (单位为MPa)

塔顶压力 0.157 一线抽出板(第9层)上压力 0.161 二线抽出板(第18层)上压力 0.166 三线抽出板(第27层)上压力 0.170 汽化段压力(第30层下) 0.172

取转油线压力降为0.0351Mpa则加热炉出口压力=0.172+0.035=0.2071Mpa

17

3.2.5 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9000kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为:

eF=(5.0+＋10.5＋14.2+5.9+2.03)％=37.63％(体) ① 汽化段油气分压 汽化段中各物料的流量如下: 汽油 199kmol/h 煤油 279kmol/h 轻柴油 278kmol/h 重柴油 89kmol/h 过汽化油 30kmol/h 油气量合计 875kmol/h

其中过汽化油的分子量取300水蒸汽336kmol/h(塔底汽提)。由此计算得过汽化段的油气分压为:

0.172×875/(875+336)=0.124Mpa ③汽化段温度的初步求定

汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.124MPa之下汽化37.63％(体)的温度为此需要作出在0.124MPa下的原油平衡汽化曲线见图1中的曲线4。在不具备原油的临界参

18

数与焦点参数而无法作出原油的P-T-e相图的情况下曲线4可用简化法求定: 由图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310℃。将此交点温度换算成在0.124MPa压力下的温度为320℃。当eF为37.63％(体)时的温度为350℃此即欲求的汽化段温度tF。此tF是由相平衡关系求得还需对它进行校核。

?tF的校核

校核的目的是看tF要求下的加热炉出口温度是否合理校核的方法是作绝热闪蒸过程的热平衡计算以求得炉出口温度。

当汽化率eF=37.63％(体)tF=350℃, 进料在汽化段中的焓hF计算如表8所示。 进料带入汽化段的热量QF(P=0.172Mpat=350℃)见表3-9 物料 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 过汽化油 重油 合计 焓Kj/kg 汽相 1176 1147 1130 1122 ～1118 液相 888 热量kJ/h 1176×18900=22.27*10 1147×42300=48.52×10 1130×60750=68.65×10 1122×25650=28.78×10 9000×1118=10.06×10 888×302400=268.5×10 QF=446.8×10 6666666表3-9 进料带入汽化段的热量Q

hF=446.8×106/450000=992.89kJ/kg

再求出原油在加热炉出口条件下的热焓ho按前述方法作出原油在炉出口压力0.207MPa压力之下平衡汽化曲线(即图1中的曲线3)。此处忽略了水分若原油中含有水分则应按炉出口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口温度不超过360?C，转化为常压下温度为325?C时汽化率eo为31.5％，显然eo

ho=233.2×106/450000=518.18kJ/kg

核算结果表明ho略高于hF所以在设计的汽化段温度350?C之下能保证所需的拔出率(31.5％体)。炉出口温度也不致超过充许限度。

进料在炉出口处携带的热量(P=0.207MPa, t=360?C)见表3-10

物料 汽油 煤油

焓Kj/kg 汽相 1201 1164 液相 热量kJ/h 1201×18900=22.70×10 1164×42300=49.24×10 19

66

轻柴油 重柴油(g) 重柴油(l) 重油 合计 1151 1143 971 904 1151×60750=69.92×10 1143×16060=21.79×10 971×9590=9.3×10 904×302400=273.4×10 Qo=446.4×10 66666表3-10 进料在炉出口处携带的热量

3.3蒸馏塔各点温度核算

3.3.1塔底温度

取塔底温度比汽化段低7?C即: 350-7=346.5?C

3.3.2塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配

①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如下: 塔顶温度 107?C 煤油抽出板(第9层) 180?C 轻柴油抽出板(第18层) 256?C 重柴油抽出板(第27层) 315?C 则列出全塔热平衡如表3-11所示。 入 方 出 方 物料 进料 汽提蒸汽 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸汽 合计 流率，kg/h 450000 6048 459250.2 18900 42300 60750 25650 302400 6048 459250.2 密 度 20d4 0.8717 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 操作条件 MPa 0.172 0.290 0.157 0.161 0.166 0.170 0.175 0.157 ℃ 350 420 107 180 256 315 346.5 107 焓，kJ/kg 汽相 955.4 3316 611 2700 液相 444 645 820 858 热量，kJ/h 429.93×10 20.06×10 450×10 11.55×10 18.78×10 39.18×10 21.03×10 259.46×10 16.33×10 366.33×10 6666666666表3-11 全塔热平衡表

②全塔回流热

全塔回流热Q=(450-366.33)×106 =83.67×106 kJ/h ③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?C。采用两个中段循环回流一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间(第11~13层), 二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间(第20~22层)。

20

回流热分配 ％ 热量, kJ/h 塔顶 50 41.83×106 一中 20 16.73×106 二中 30 25.10×106

3.3.3侧线及塔顶温度的校核

①重柴油抽出板(第27层)

按图3中的隔离体系Ⅰ作第27层以下塔段的热平衡如图2及表2-10所示 第27层以下塔段的热平衡见表3-12 入 方 出 方 物料 进料 汽提蒸汽 内回流 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 流率，kg/h 450000 6048 L 459052+L 18900 42300 60750 25650 302400 6048 L 320327+L 密 度 20d4 0.8717 ~0.846 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 -- ~0.846 操作条件 MPa 0.172 0.298 0.170 0.170 0.170 0.170 0.170 0.175 0.170 0.170 ℃ 350 420 ~308.5 315 315 315 315 346.5 315 315 焓，kJ/kg 汽相 3316 1066 1045 1024 3107 1026 液相 794 815 840 热量，kJ/h 446.8×10 20.06×10 794L 466.86×10+794L 6 6620.14×10 44.20×10 62.20×10 20.90×10 254.02×10 18.8×10 1026L 420.26×10+1026L 6 666666表3-12 第27层以下塔段的热平衡

21

由热平衡得:466.86×106+794L=420.26×106+1026L 所以内回流 L=200862kg/h 或 200862/282=712kmol/h 重柴油抽出板上方汽相总量为: 199+279+278+712+336=1804kmol/h 重柴油蒸汽(即内回流)分压为: 0.170×712/1804=0.0671MPa

由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.0671MPa压力下平衡汽化0％点温度为316℃与原假设315℃很接近可以认为原假设是正确的。

②轻柴油抽出板和煤油抽出板温度

校核的方法与重柴油的方法相同 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:

轻柴油抽出板温度256℃煤油抽出板温度 181℃ ③塔顶温度

塔顶冷回流温度to=60℃ ho=163.3kJ/kg 塔顶温度 t1=107℃ h1=611kJ/kg 故塔顶冷回流量 Lo为:

Lo=Q/(ht1-hto)=41.83×106/(611-163.3)=93433kg/h 塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽)为 (93433+18900)/95=1182kmol/h 塔顶水蒸汽流量为 9250.2/18=513.9kmol/h 塔顶油气分压为

0.157×1182/(1182+513.9)=0.1094MPa

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露点温度为109℃。已知其焦点温度和压力依次为328℃和5.86MPa。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所示得出在0.1094MPa压力下露点温度为110℃。考虑到不凝气的存在该温度乘以系数0.97则塔顶温度为:

111×0.97=107.7℃

与假设的107℃很接近故原假设温度正确。 塔顶温度见图3：

22

图3：塔顶温度

3.4全塔汽、液负荷衡算

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6就是通过计算1、8、9、10、13、17、18、19、22、26、27、30各层及塔底汽提段的汽、液负荷绘制而成。

第 34 层以下塔段的热平衡见表3-13

物料 重油 汽提蒸汽 入方 内回流 合计 重油 水蒸汽 出方 内回流 合计 流率，kg/h 302400 6048 L 308448 +L 302400 6048 L 308448 +L 密 度 d4 0.92 0.9031 0.92 0.9031 20

操作条件 MPa 0.174 0.3 0.174 0.175 0.1749 0.1749 ℃ 346.4 420 346.4 345 345.7 345.7 焓，kJ/kg 汽相 3362 3075 1056 液相 890 901 871 热量，kJ/h 269136000 20333376 901L 289469376 +901L 263390400 18597600 1056L 281988000 +1056L 表3-13 第34 层以下塔段的热平衡

取内回流分子量M= 342 密度=0.9031 由热平衡得

289469376+ 901L=281988000+1056L

23

所以内回流 L=48267kg/h=141kmol/h 液相负荷 汽相负荷

=53.4+328.7

=382.1m3/h

=14032.6m3/h

第 31 层以下塔段的热平衡见表3-14

物料 重油 汽提蒸汽 入方 内回流 合计 重油 水蒸汽 出方 内回流 合计 密 度 d4 0.92 0.8765 0.92 0.8765 20流率，kg/h 302400 6048 L 308448 +L 302400 6048 L 308448 +L 操作条件 MPa 0.173 0.3 0.173 0.175 0.173 0.173 ℃ 350.6 420 349.9 345 350.6 350.6 焓，kJ/kg 汽相 3362 3202 1088 液相 895.376 915 871 热量，kJ/h 270761702.4 20333376 915L 291095078 +915L 263390400 19365696 1088L 282756096 +1088L 表3-14 第31层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以, 内回流 液相负荷 汽相负荷

方 M= 322 密度=0.8765

291095078.4+915L= 282756096+1088L L=48202.2 kg/h=149.7kmol/h

=55+328.7=383.7m3/h =14555.7m3/h

第 30 层以下塔段的热平衡见表3-15

物料 进料 内回流 合计 重整原料 轻柴油 重柴油 重油 流率，kg/h 450000 6048 L 456048 +L 18900 42300 60750 25650 302400 密 度 d4 0.8717 0.869 0.7342 0.7909 0.8406 0.845 0.92 20操作条件 MPa 0.173 0.3 0.173 0.173 0.173 0.173 0.173 0.175 ℃ 350 420 351.3 352 352 352 352 345 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 1151 1130 1113 1105 液相 925 871 热量，kJ/h 433845000 20333376 925L 454178376 +925L 21753900 47799000 67614750 28343250 263390400 24

入 汽提蒸汽

出 航空煤油

方 水蒸汽 内回流 合计 6048 L 456048 +L 0.869 0.173 0.173 352 352 3206 1096 19389888 1096L 448291188 +1096L 表3-15 第30层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷

入 方 出 方 M= 312 密度=0.869

454178376+925L=448291188+1096L L=34428kg/h=110.3kmol/h

=39.6m3/h

=38705.4m3/h

第 26 层以下塔段的热平衡见表3-16

物料 进料 450000 汽提蒸汽 6048 内回流 L 合计 456048 +L 流率，kg/h 密 度 操作条件 d4 MPa 0.8717 0.173 0.3 0.84407 0.171 20焓，kJ/kg ℃ 352 420 汽相 964.1 3362 液相 789 845 871 热量，kJ/h 433845000 20333376 789L 454178376 +789L 20223000 44203500 62208000 21674250 263390400 18730656 1016L 430429806 +1016L 302.5444 重整原料 18900 航空煤油 42300 轻柴油 60750 重柴油 25650 重油 302400 水蒸汽 6048 内回流 L 合计 456048 +L 0.7342 0.169 0.7909 0.169 0.8406 0.169 0.845 0.92 0.171 0.175 0.169 308.4444 1070 308.4444 1045 308.4444 1024 315 345 308.4444 3097 308.4444 1016 0.84407 0.16932 表3-16 第26层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得: 所以, 内回流 液相负荷 汽相负荷

M= 274.8密度=0.8440

454178376+ 789L=430429806 +1016L L=104619.2511kg/h=

380.7105207kmol/h

=123.9m3/h

=41984.42294m3/h

第 22 层以下塔段的热平衡见表3-17

流率，kg/h 密 度 操作条件 焓，kJ/kg 热量，kJ/h 25

物料 入 方 出 方 进料 450000 汽提蒸汽 6048 内回流 L 合计 456048 +L d4 MPa 0.8717 0.1734 0.3 0.84212 0.169 20℃ 352 420 汽相 964.1 3362 液相 690 724 845 871 433845000 20333376 690L 454178376 +690L 18635400 40650300 56801250 77328992 21674250 263390400 18240768 934L 419392368 934L 276.3222 重整原料 18900 航空煤油 42300 轻柴油 60750 二中（下） 106808 重柴油 25650 重油 302400 水蒸汽 6048 内回流 L 合计 562856 +L 0.7342 0.169 0.7909 0.169 0.8406 0.169 0.84212 0.169 0.845 0.92 0.171 0.175 0.169 282.2222 986 282.2222 961 282.2222 935 282.2222 315 345 282.2222 3016 282.2222 934 0.84212 0.169 表3-17 第 22 层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷

物料 进料 汽提蒸汽 内回流

M= 250.8密度=0.842115556

454178376+690L=419392368 +934L L=142565.6066kg/h=568.4434073kmol/h

=169.2945886m3/h =45294.69859m3/h

密 度 d4 0.8717 0.84065 0.84212 0.7342 0.7909 0.8406 0.84212 20第 19 层以下塔段的热平衡见表3-18

操作条件 MPa 0.1734 0.3 0.167 0.169 0.167 0.167 0.167 0.169 ℃ 352 420 256.6556 202.2222 262.56 262.56 262.56 282.2222 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 941 924 889 液相 649 493 724 流率，kg/h 450000 6048 L 热量，kJ/h 433845000 20333376 649L 52656344 506834720 +649L 17784900 39085200 54006750 77328992 入方 二中（上） 106808 合计 重整原料 航空煤油 出方 轻柴油 562856 +L 18900 42300 60750 二中（下） 106808

26

重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 25650 302400 6048 L 562856 +L 0.845 0.92 0.171 0.175 0.167 315 345 262.56 262.56 2970 903 845 871 21674250 263390400 17962560 903L 491233052 +903L 0.84065 0.16728 表3-18 第19 层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 M= 218.8密度=0.8406

506834720+ 649L=491233052+ 903L

由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷 物料 进料 L=61423.9kg/h= 280.7kmol/h =73.0m3/h =36481.6m3/h

密 度 d4 0.8717 0.83563 0.84212 0.7342 0.7909 0.8406 0.84212 0.845 0.92 0.83563 20第 18 层以下塔段的热平衡见表3-19

操作条件 MPa 0.173 0.3 0.167 0.169 0.167 0.167 0.167 0.169 0.171 0.175 0.167 0.167 ℃ 352 420 248.4 202.2222 256 256 256 282.2222 315 345 256 256 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 921 904 液相 628 493 641 724 845 871 流率，kg/h 450000 6048 热量，kJ/h 433845000 20333376 628L 52656344 506834720 +628L 17406900 38239200 38940750 77328992 21674250 263390400 17841600 883L 474822092 +883L 汽提蒸汽 内回流 L 入方 二中（上） 106808 合计 重整原料 航空煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 562856 +L 18900 42300 60750 25650 302400 6048 L 562856 +L 2950 883 二中（下） 106808 出方 表3-19 第18层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流 液相负荷

M=211.4密度=0.83563

506834720+ 628L=474822092+ 883L L=125539.7kg/h =593.8kmol/h

27

=150.2m3/h

汽相负荷 =37002.4m3/h

密 度 d4 0.8717 0.83011 0.84212 0.7342 0.7909 0.8406 0.84212 0.845 0.92 20

第 17 层以下塔段的热平衡见表3-20 物料 进料 汽提蒸汽 内回流 流率，kg/h 450000 6048 L 操作条件 MPa 0.173 0.3 0.166 0.169 0.166 0.166 0.167 0.169 0.171 0.175 0.16728 ℃ 352 420 239.9556 202.2222 247.56 247.56 256 282.2222 315 345 247.56 247.56 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 891 874 2920 853 液相 607 493 641 724 845 871 热量，kJ/h 433845000 20333376 607L 52656344 506834720 +607L 16839900 36970200 38940750 77328992 21674250 263390400 17660160 853L 472804652 +853L 入方 二中（上） 106808 合计 重整原料 航空煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 562856 +L 18900 42300 60750 25650 302400 6048 L 562856 +L 二中（下） 106808 出方 0.83011 0.16728 表3-20 第17层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以 内回流

M= 204.067 密度=0.8301

506834720+607L =472804652 + 853L L=138333.6kg/h =677.9kmol/h

液相负荷 =166.6m3/h 第 13 层以下塔段的热平衡见表3-21

物料 进料 汽提蒸汽 内回流 密 度 d4 0.8717 0.80802 0.84212 20汽相负荷 =38525.2m3/h

流率，kg/h 450000 6048 L 操作条件 MPa 0.173 0.3 0.164 0.169 ℃ 352 420 206.1778 202.2222 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 液相 519 493 热量，kJ/h 433845000 20333376 519L 52656344 506834720 +519L 28

入方 二中（上） 106808 合计 562856 +L

重整原料 航空煤油 一中（下） 轻柴油 出方 重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 18900 42300 70000 60750 25650 260400 6048 L 590856 +L 0.7342 0.7909 0.80802 0.8406 0.84212 0.845 0.92 0.164 0.164 0.164 0.167 0.169 0.171 0.17544 0.16422 213.78 213.78 213.78 256 282.2222 315 345 213.78 213.78 820 802 2876 790 540 641 724 845 871 15498000 33924600 37800000 38940750 77328992 21674250 226808400 17394048 790L 431569040 +790L 二中（下） 106808 0.80802 0.16422 表3-21 第13层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流

M= 174.7密度=0.8080

506834720+ 519L=431569040 +790L L=277733.1kg/h=1589.5kmol/h

液相负荷 =343.7m3/h

汽相负荷 =59161.9m3/h 第 10 层以下塔段的热平衡见表3-22

物料 进料 汽提蒸汽 内回流 入方 一中（上） 密 度 d4 0.8717 0.79145 0.80802 0.84212 0.7342 0.7909 0.80802 0.8406 0.84212 0.845 0.92 0.79145 20流率，kg/h 450000 6048 L 70000 632856 +L 18900 42300 70000 60750 操作条件 MPa 0.173 0.3 0.163 0.164 0.169 0.163 0.163 0.164 0.167 0.169 0.171 0.175 0.167 0.163 ℃ 352 420 180.8444 133.78 202.2222 188.44 188.44 213.78 256 282.2222 315 345 188.44 188.44 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 758 741 2836 740 液相 444 324 493 540 641 724 845 871 热量，kJ/h 433845000 20333376 444L 22680000 52656344 529514720 +444L 14326200 31344300 37800000 38940750 77328992 21674250 263390400 17152128 740L 501957020 29

二中（上） 106808 合计 重整原料 航空煤油 一中（下） 轻柴油 二中（下） 106808 出方 重柴油 25650 重油 水蒸汽 内回流 合计

302400 6048 L 632856

+L 表3-22 第10层以下塔段的热平衡

+740L 取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷 M=152密度=0.7914

529514720+ 444L =501957020 + 740L L=93100.3kg/h=609.5kmol/h

=117.6m3/h =33438.6m3/h

密 度 d4 0.8717 0.78523 0.8080 0.8421 0.7342 0.7909 0.8080 0.8406 0.8421 0.845 0.92 0.7852 20第 9 层以下塔段的热平衡见表3-23 物料 进料 汽提蒸汽 内回流 入方 一中（上）

流率，kg/h 450000 6048 L 70000 632856 +L 18900 42300 70000 60750 25650 302400 6048 L 632856 +L 操作条件 MPa 0.173 0.3 0.162 0.164 0.169 0.162 0.162 0.164 0.167 0.169 0.171 0.175 0.162 0.162 ℃ 352 420 172.7 133.78 202.2 180 180 213.78 256 282.2 315 345 180 180 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 741 2821 733 液相 427 324 493 444 540 641 724 845 871 热量，kJ/h 433845000 20333376 427L 22680000 52656344 529514720 +427L 14004900 18781200 37800000 38940750 77328992 21674250 263390400 17061408 733L 488981900 +733L 二中（上） 106808 合计 重整原料 航空煤油 一中（下） 轻柴油 出方 重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 二中（下） 106808 表3-23 第9层以下塔段的热平衡

取内回流分子量

M= 146 密度=0.78523

529514720+ 427L=488981900+ 733L

由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷

L=132460.2kg/h =904.8kmol/h =168.7m3/h = 33423.2m3/h

30

第 8 层以下塔段的热平衡见表3-24

物料 进料 汽提蒸汽 内回流 流率，kg/h 900000 18500 L 70000 1095308 +L 18900 42300 70000 60750 25650 302400 6048 L 632856 +L 密 度 d4 0.8717 0.7781 0.8080 0.8422 0.7342 0.7909 0.8080 0.8406 0.8421 0.845 0.92 0.7781 20操作条件 MPa 0.1734 0.3 0.162 0.164 0.169 0.162 0.162 0.164 0.167 0.169 0.171 0.175 0.162 0.162 ℃ 352 420 163.575 133.78 202.2222 170.88 180 213.78 256 282.2222 315 345 170.88 170.88 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 731 2801 723 液相 408 324 493 444 540 641 724 845 871 热量，kJ/h 867690000 62197000 408L 22680000 52656344 1005223344 +408L 13815900 18781200 37800000 38940750 77328992 21674250 263390400 16940448 723L 488671940 +723L 入方 一中（上） 二中（上） 106808 合计 重整原料 航空煤油 一中（下） 轻柴油 出方 重柴油 重油 水蒸汽 内回流 合计 二中（下） 106808 表3-24 第8层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷

物料 进料 汽提蒸汽 内回流 入方 塔顶冷回流

M= 139密度=0.7781

1005223344+408L=488671940+723L L=1639845.7kg/h =11763.6kmol/h

=2107.4m3/h

=280118.1m3/h

密 度 d4 0.8717 0.7342 0.7342 0.80802 0.84212 20第 1 层以下塔段的热平衡见表3-25

操作条件 MPa 0.173 0.3 0.158 0.158 0.164 0.169 ℃ 352 420 107 60 133.78 202.2222 焓，kJ/kg 汽相 964.1 3362 液相 264 163.3 324 493 流率，kg/h 450000 6048 L 93433 70000 726289 热量，kJ/h 433845000 20333376 264L 15257608 22680000 52656344 544772328.9 31

一中（上） 合计

二中（上） 106808 +L 重整原料 航空煤油 一中（下） 轻柴油 重柴油 出方 重油 水蒸汽 内回流 塔顶冷回流 合计 18900 42300 70000 60750 25650 302400 6048 L 93433 726289 +L 0.7342 0.7909 0.80802 0.8406 0.84212 0.845 0.92 0.7342 0.7342 0.158 0.162 0.164 0.167 0.169 0.171 0.175 0.158 0.158 0.158 107 180 213.78 256 282.2222 315 345 107 107 107 611 2700 611 611 444 540 641 724 845 871 +264L 11547900 18781200 37800000 38940750 77328992 21674250 263390400 16329600 611L 57087563 542880655 +611L 二中（下） 106808 表3-25 第1层以下塔段的热平衡

取内回流分子量 由热平衡得： 所以内回流 液相负荷 汽相负荷

M= 96密度=0.7342

544772328.9+264L= 542880655 + 611L L=5451.5kg/h=56.8kmol/h

=134.7m3/h

=31251.7m3/h

各层塔板上汽液负荷见图4：

32

-10000 0 1000030000500007000005105101520253035 500

152025303540700液相负荷汽相负荷 40-100100300图4 各层塔板上汽液负荷

33

第四章 常压蒸馏塔尺寸计算

4.1塔径的计算

4.1.1 塔径的初算

以塔内最大负荷来计算塔径 液相 V= 169.3m3/h 汽相 V= 45294.7m3/h 0.055gHt?L??VWmax?VL?L?V1?2V?VV式中：

第22层塔板的汽相负荷最大

g=9.81m/s

g─重力加速度, 9.81m/s ρV─气相密度, kg/m3; ρL─液相密度, kg/m3; Ht─塔板间距, m;

VL─液体体积流率, m3; Vv─气体体积流率, m3;

Wmax─允许的最大气体速度, m/s;

ρV=M/V=5.97kg/m3 ρL=842.11kg/m3

VL=0.04702m3 Vv=12.58m3

Ht= 0.6 m

塔板间距Ht按塔径选定。

板间距Htmm 450 450 — 500 500 — 浮阀塔板间距Ht与塔径D的关系见表2-24： 塔板直径D, mm 1200~1400 1600～3000 3200~4200 600 600 600 — 800 800 表2-24：浮阀塔板间距Ht与塔径D的关系

计算得 Wmax= 1.45m/s Wa=K?Ks?Wmax K─安全系数

Ks─系统因数

34

4.1.2 计算出Wmax后再计算适宜的气速Wa

K= 0.82 Ks= 0.97

Wa =1.153338181m/s

4.1.3 计算气相空间截面积

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