630万吨年原油常减压蒸馏装置

课 程 设 计 说 明 书

设 计 名 称：

化 工 专 业 课 程 设 计

题 目：

学 生：

班 别：

专 业：

指 导 教 师：

日 期：

630万吨/年原油常减压蒸馏装置

常压分馏塔工艺设计

学 号：

2011

年 9

月

24

日

化学工程与工艺 专业 设 计 任 务 书

2009 年 2 月 22 日 批准

目录

一 总论

1.1 概述：

石油是一个国家经济发展国家稳定的命脉。 在石油、化工生产中，塔设备是非常重要的设备之一，塔设备的性能，对于整个化工和炼油装置的产品质量及其生产能力和消耗额等均有较大影响。据相光关资料报道，塔设备的投资和金属用量，在整个工艺装置中均占较大比例，因此塔设备的设计和研究，始终受到很大的重视。

塔设备广泛应用于蒸馏、吸收、介吸、萃取、气体的洗涤、 增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。近些年来，国内外对它的研究也比较多，但主要是集中在常压塔的结构和性能方面，例如：如何提高塔的稳定性、如何利用理论曲线解决常压塔在性能方面存在的问题等。在原油的一次加工过程中，常压蒸馏装置是每个正规炼厂都必须具备的，而其核心设备——常压塔的性能状况将直接影响炼厂的经济效益，由于在原油加工的第一步中，它可以将原油分割成相应的直馏汽油，煤油，轻柴油或重柴油馏分及各种润滑油馏分等。同时，也为原油的二次加工提供各种原料.在进一步提高轻质油的产率或改善产品的质量方面，都有着举足轻重的地位.考虑到常压塔在实际应用方面的价值和意义，如何实现这样一种最经济、最容易的分离手段，是本次毕业设计选题的重要依据。

近年来，由于石油、化工企业不断向大型化的生产发展，因此塔设备的单台规模也随之增大。例如：有的板式塔的直径可达10m以上，塔的总高度可达到80m，而填料塔更有直径为15m ,塔高为100m的大塔已经投产。应当指出，设备大型化后，必须保证它在全负荷下运转，否则经济损失将是非常巨大的。对于大型设备的设计、制造、操作和维修等，应提出更高、更严格的要求。 常压塔的研究也趋向于结构材料的探索，提高设备的使用周期，主要体现在所选择材料的防腐性和一些防腐材料的研究，同时也着眼于设备的安去性和环保性，以上这些都成为了当今常压塔研究的热门课题。

1.2 文献综述

本设计是以课程设计、化工设计为基础，以课程中指导老师给出的数据为依据，参考《化工

原理》、《化工设计》、《石油练制工艺学》；北京石油设计院编, 《石油化工工艺计算图表》, 烃加工出版社，1983年；石油化学工业部石油化工规划设计院编，《塔的工艺计算》，石油工业出版社， 1977年等资料。采用原油常减压蒸馏装置工艺设计以生产重整原油，煤油，轻柴油，重柴油，重油等产品。所采用的方法是目前国内外最实用，最普遍，最成熟的原油加工方法。适用国内大中小企业等使用。

1.3设计任务依据

所设计任务是以指导老师给出的原油数据为依据，以一些权威书籍为参考，设计处理量:630万吨/年,开工：8000小时/年的原油常减压装置

1.4 主要原材料

本设计主要的原材料主要有大港原油、水、电 。 大港原油，d204=0.8717；特性因数K=12.0

1.5其他

本设计应用在一些交通运输方便，市场需求大的附近。同时，生产过程中应与环境相给合，注重“三废”的处理，坚持国家可持续发展的战略，坚持和谐发展的道路，与时俱进。同时应注意到，废品只是一种放在待定时间与空间中的原材料，在另一些场所，它们又是一种原材料，因而，在生产过程中，应把“三废”综合利用。

二 工艺流程设计

2 . 1原油的一般性质

石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。大部分石油是暗色，通常呈黑色、褐色或浅黄色。在常温下多为流动或半流动的粘稠液体。相对密度在0.8~0.98之间。 大港原油，d204=0.8717；特性因数K=12.0

2.1.2 原油实沸点蒸馏数据

表1 原油实沸点蒸馏数据 序 馏出温度 号 1 2 3 4 5 6 ℃ 113 148 180 210 235 256 馏 出, % 重 体 序 馏出温度 号 ℃ 283 300 318 335 353 364 10 237 馏 出, % 重 体 序 馏出温度 号 ℃ 385 399 419 460 500 50 381 馏 出, % 重 体 2.1.3 原油平衡蒸发数据

2.37 3.28 7 5.58 6.54 8 8.53 9.84 9 11.54 13.12 10 14.59 16.38 11 17.68 19.61 12 3 200 20.86 22.89 13 24.00 26.13 14 27.11 29.35 15 30.31 32.66 16 33.49 35.92 17 36.68 39.17 20 280 30 316 40 348 39.80 42.35 43.01 45.62 46.14 48.79

59.13 61.65 表2 原油平衡71.32 73.48 蒸发数据 60 409 70 436 累计馏出, ％(体) 平衡蒸发温度, ℃ 2.1.4产品性质

表3 产 品 产 率 及 其 性 质 产 品 沸点范围 产 率 相对密度 名 称 ℃ %(重) 4.2 9.4 恩 氏 蒸 馏 数 据, ℃ 初 58 142 225 307 10% 87 162 238 324 30% 93 180 255 329 50% 99 192 262 331 70% 106 205 270 342 90% 118 228 288 359 终 130 243 312 385 d204 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 重整原料 初~130 航空煤油 130~230 轻 柴 油 230~320 13.5 重 柴 油 320~350 重 油 >350 5.7 67.2 2.2.工艺流程

原油蒸馏中，常见的是三段汽化。现以目前燃料-润滑油型炼厂应用最为广泛的初馏-常压-减

压三段汽化为例，对原油蒸馏工艺流程加以说明，装置的工艺原则流程图如下所示。

经过预处理的原油换热到230~240℃，进入初馏塔，从初馏塔塔顶分出轻汽油或催化重整原料油，其中一部分返回塔顶作顶回流。初馏塔侧线抽出组成与重汽油馏分相似的馏分，经换热后，一部分打入常压塔中段回流入口处，一部分送回初馏塔做循环回流。 初馏塔底油（拔头原油），经一系列换热后，再经常压炉加热到360~370℃进入常压塔。常压塔侧线分别抽出煤油、轻柴油、重柴油、等液相组分，经汽提塔提出轻组分，经泵升压，与原油换热，冷却送出装置。 常压塔底重油又称常压渣油，用泵抽出送至减压炉，加热至400℃左右后进入减压塔。塔顶分出不凝气和水蒸气，竟如大气冷凝器。减压塔一般设有4~5根侧线和对应汽提塔，经汽提后与原油换热并冷却至适当温度送出装置。 图2-2 原油常减压蒸馏装置的工艺原则流程图

2.3塔器结构

本装置的主要塔器包括脱盐罐，初馏塔，常压塔，常压炉、汽提塔，减压炉，减压塔等。.

2.4环保措施

(1)废水处理

a.工艺废水：采用封闭循环工艺，将生产系统的排放污水经过一定处理步骤后，重新送回系统，从而形成一个循环系统，使排放污水再次被利用。这种工艺不仅可以避免污染，还能减少或杜绝水资源的浪费。 (2) 废气处理

a.在正常操作条件下，各塔回流罐等容器由氮气密封，谨防气体向外泄漏。对于废气中有害气态物质，必须根据它们的物性或化性的不同而采用不同处理方法。

b.不断开发实用清洁能，改进生产设备，提高机泵设备和管道设备的密闭性；积极开展废气的回收和综合利

用。

(3) 综合利用，回收有用产品，减少污染物

a.增加和完善轻烃回收工艺，对处顶、常顶、减顶的不凝气进行回收，减少加工损失，降低污染物排放；

第三章． 工艺计算

3.1 工艺参数计算

表2-3大港原油常压分馏产品产率及其性质

产 品 沸点范围 产 率 相对密度 名 称 ℃ %(重) 4.2 9.4 恩 氏 蒸 馏 数 据, ℃ 初 58 142 225 307 10% 87 162 238 324 30% 93 180 255 329 50% 99 192 262 331 70% 106 205 270 342 90% 118 228 288 359 终 130 243 312 385 d204 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 重整原料 初~130 航空煤油 130~230 轻 柴 油 230~320 13.5 重 柴 油 320~350 重 油 >350 5.7 67.2 计算时，所用到的恩氏蒸馏数据未作裂化校正，工程上允许这样做。

3.1.1 油品的性质参数

（1）体积平均沸点，t(体)：

87?93?99?106?118= 100.6℃

5162?180?192?205?228航空煤油：t(体)= = 193.4℃

5238?255?262?270?288轻 柴 油：t(体)= =262.6℃

5324?329?331?342?359重 柴 油：t(体)= = 337.0℃

5重整原料：t(体)=

（2）恩氏蒸馏90～10％斜率:

118?87重整原料：?0.3875℃/%

90?10228?162航空煤油：?0.825℃/%

90?10288?238?0.625℃/%

90?10359?324重 柴 油：?0.4375℃/%

90?10轻 柴 油：

（3）质量平均沸点，t(重)

查《石油化工工艺计算图表》（简称图表集）图2--1，可得质量平均沸点校正值，故：

重整原料： 校正值=0.8 t(重)?t(体)?0.8?100.6?0.8?101.4?C 航空煤油： 校正值=1.8 t(重)?t(体)?1.8?193.4?1.8?195.2℃ 轻 柴 油： 校正值=1.0 t(重)?t(体)?1.0?262.6?1.0?263.6?C 重 柴 油： 校正值=0.3 t(重)?t(体)?0.3?337.0?0.3?337.3℃

（4）实分子平均沸点，t(实)

由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值，故：

)?t(体)-3.8?100.6-3.8?96.8?C 重整原料： 校正值=-3.8 t(实)?t(体)-7.8?193.4?7.8?185.6?C 航空煤油： 校正值=-7.8 t(实)?t(体)-4.8?262.6?4.9?257.7?C 轻 柴 油： 校正值=-4.9 t(实)?t(体)-3.0?337.0?3.0?334.0?C 重 柴 油： 校正值=-3.0 t(实（5）立方平均沸点,t(立)

由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值，故：

)?t(体)-0.9?100.6-0.9?99.7?C 重整原料： 校正值=-0.9 t(立)?t(体)-1.8?193.4?1.8?191.6?C 航空煤油： 校正值=-1.8 t(立)?t(体)-1.1?262.6?1.1?261.5?C 轻 柴 油： 校正值=-1.1 t(立)?t(体)-0.8?337.0?0.8?336.2?C 重 柴 油： 校正值=-0.8 t(立（6）中平均沸点, t(中):

由图表集图2-1-1可查得中平均沸点校正值，故：

)?t(体)-2.0?100.6-2.0?98.6?C 重整原料： 校正值=-2.0 t(中)?t(体)-4.8?193.4?4.8?188.6?C 航空煤油： 校正值=-4.8 t(中)?t(体)-3.2?262.6?3.2?259.4?C 轻 柴 油： 校正值=-3.2 t(中)?t(体)-1.2?337.0?1.2?335.8?C 重 柴 油： 校正值=-1.2 t(中（7）特性因数 K:

查《石油炼制工艺学》表2-18，可得油品相对密度校正值?d，故：

15.620重整原料： ?d?0.0049 d15 .6?d4??d?0.7342?0.0049?0.739115.620航空煤油： ?d?0.0046 d15.6?d4??d?0.7909?0.0046?0.7955 15.620轻 柴 油： ?d?0.0043 d15.6?d4??d?0.8406?0.0043?0.8449 15.620重 柴 油： ?d?0.0043 d15 .6?d4??d?0.8450?0.0043?0.849315.620重 油： ?d?0.0039 d15.6?d4??d?0.9200?0.0039?0.9239

将此结果列于表3-1：

产 品 名 称 重整原料 航空煤油 轻 柴 油 重 柴 油 重 油 由图表集图2-1-2查得:

重整原料：11.82 航空煤油：11.87 轻柴油：11.65 重柴油：12.15 重油：12.0 （8）比重指数?API： 由图表集图2-1-2查得：

重整原料：60.2 航空煤油：46.1 轻柴油：36.1 重柴油：35.2 重油：21.5

沸点范围 ℃ 初~130 130~230 230~320 320~350 >350 相对密度 相对密度 15.6d15.6 d204 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 0.7391 0.7955 0.8449 0.8493 0.9239 （9）相对分子质量 M: 由图表集图2-1-2查得:

重整原料：96 航空煤油：158 轻柴油：208 重柴油：294 重油：470 （10）平衡蒸发温度：

106?87?0.32?C/%

70?10205?162?0.72?C/% 航空煤油恩氏蒸馏10～70%斜率=

70?10270?238?0.53?C/% 轻柴油恩氏蒸馏10～70%斜率=

70?10342?324?0.30?C/% 重柴油恩氏蒸馏10～70%斜率=

70?10重整原料恩氏蒸馏10～70%斜率=由图表集图2-2-4查得：

重整原料： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=-4 航空煤油： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=-3 轻柴油： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=7 重柴油： 平衡蒸发50%点-恩氏蒸馏50%点=17 由图表集图2-2-3可查得：

重整原料平衡蒸发100%温度为106.2℃。 航空煤油平衡蒸发0%温度为165℃。 轻柴油平衡蒸发0%温度为249.6℃。 重柴油平衡蒸发0%温度为341.9℃。 （11）临界温度：

查《石油炼制工艺学》图2-25知：

表3-2 产品的临界温度

产品名称

重整原料 航空煤油 轻 柴 油 重 柴 油

（12）临界压力：

真临界温度

℃ 281 385 455 510

假临界温度

℃ 278 382 442 502

由《石油炼制工艺学》图2-27和图2-28查得：

表3-3 产品的临界压力

产品名称

重整原料 航空煤油 轻 柴 油 重 柴 油

（13）焦点温度TF： 由图表集图2-2-19查得： 重整原料：312.0℃ 航空煤油：423.0℃ 轻 柴 油: 489.0℃ 重 柴 油: 520.5℃ （14）焦点压力PF： 由图表集图2-2-18查得： 重整原料：4.6869MPa 航空煤油：3.2724MPa 轻 柴 油：2.5659MPa 重 柴 油：1.6764MPa

表3-4 油品的有关性质参数计算汇总

焦点参数 相对分平衡蒸发温度/℃ 临界参数 密度/ 比重指数特性因数 油品名称 子质量 温度压力温度压力o20API K d4 0% 100% M /℃ /MPa /℃ /MPa 重整原料 0.7342 60.2 航空煤油 0.7909 46.1 11.82 11.87 96 158 165.0 106.2 281.0 3.182 312.0 4.6869 385.0 2.222 423.0 3.2724 真临界压力

MPa 3.182 2.222 2.071 1.434

假临界压力

MPa 3.150 2.273 1.868 1.363

轻 柴 油 0.8406 36.1 重 柴 油 0.8450 35.2 重 油 0.9200 21.5 3.1.2 产品收率及物料平衡

11.65 12.15 12.00 208 294 470 249.6 341.9 455.0 2.071 489.0 2.5659 510.0 1.434 520.5 1.6764 处理量为250?38?10?630万吨/年

物料平衡可参考同一原油丶同一产品方案的生产数据确定。确定后列出物料平衡表。由于不能取得实标生产数据, 可根据实沸点数据来确定。

重整原料（体积）：（4.2/0.7342）/（100/0.8717）?100%=4.99% 航空煤油（体积）：（9.4/0.7342）/（100/0.8717）?100%=10.36% 轻 柴 油（体积）：（13.5/0.7342）/（100/0.8717）?100%=14.00% 重 柴 油（体积）：（5.7/0.7342）/（100/0.8717）?100%=5.88% 重油 （体积）：（67.2/0.7342）/（100/0.8717）?100%=63.72%

表3-5物料平衡表(按每年开工8000小时计)

油 品 产 率，% 体积 原 油 产 品 重整原料 航空煤油 轻 柴 油 重 柴 油 重油 100 4.99 10.36 14.00 5.88 63.72 质量 100 4.2 9.4 13.5 5.7 67.2 4处 理 量 或 产 量 10t/Y 630 26.46 59.22 85.05 35.91 423.36 kg/h 787500 33075 74025 106313 44888 529200 kmol/h 344. 5 468. 5 511. 1 152. 7 1126.0

3.2操作条件的确定

3.2.1 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420℃, 压力0.3MPa的过热水蒸汽。 表4 汽提蒸汽用量(经验值) 参考表4汽提蒸汽量如表5

塔名称 产品 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 蒸汽用量, ％, 对产品 溶剂油 1.5～2.0 煤油 2～3 轻柴油 2～3 重柴油 2～4 轻润滑油 2～4 塔底重油 2～4 塔底油 1.2～1.5 中、重润滑油 2～4 残渣燃料油 2～4 残渣汽缸油 2～5 表5 汽提水蒸汽用量 ％,kmol/油品 对油 kg/h h kg/h 一线煤3 2220.8 123.38 油 二线轻2 2126.3 118.13 柴油 三线重2.8 1256.9 69.83 柴油 塔底重2 10584 588 油 合计 16188 899.33 表7 国内某些炼油厂常压塔塔板数① 被分离的馏分 东方南京上海 红 Ⅰ套 炼厂 Ⅱ套 汽 油─煤 油 3 10 9 煤 油─轻柴油 9 9 6 轻柴油─重柴油 7 4 6 重柴油—裂化原8 4 6 料 最低侧线—进料 4 4 3 进料—塔底 4 6 4 决定塔板数 4.塔板型式和塔板数石油分馏塔

塔板数主要靠经验选。

表6 常压塔塔板数国外文献推荐值 被分离的馏分 推荐板数 轻汽油─重汽油 6～8 汽 油─煤 油 6～8 汽 油─柴 油 4～6 轻柴油─重柴油 4～6 进料—最低侧线 3～6 汽提段或侧线汽提 4 ①注: 也可用填料代替。 参照表6与表7选定的塔板数如下: 重整原料 14层 (考虑一线生产航煤) 航空煤油 12层 轻 柴 油 10层 重 柴 油 4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50层

3.2.2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 0.1571 一线抽出板(第14层)上压力 0.1637

二线抽出板(第29层)上压力 0.1714 三线抽出板(第42层)上压力 0.1780 汽化段压力(第46层下) 0.1806

550 取转油线压力降为5000.035MPa,则 450加热炉出口压力=0.1806+0.035=0.2156MPa 4003.2.3 汽化段温度

124(原油相对密度d20?0.8717) （1）汽化段中进料的汽化率与过汽化率4300温度，0C3503取过汽化率为进250料的2％(质)(经验值为2～4)或2.03％(体), 则过汽化油量为

200787500?2.0%=15750kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为: 150eF=(4.99+10.36+14.00+5.88+2.03)％=37.26％(体) 100( 2）汽化段油气分压 01020304050607080馏出，%（体）汽化段中各物料的流量如下： 图3-1 原油的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 1—原油在常压下的实沸点蒸馏曲线；2—原油的常压平衡汽化曲线； 3—炉出口压力下的原油平衡汽化曲线； 4—汽化段油气分压下的原油平衡汽化曲线重整原料 344.5kmol/h

航空煤油 468.5kmol/h 轻 柴 油 511.1kmol/h

重 柴 油 152.7kmol/h 15750过汽化油 =52.5kmol/h(假定过汽化油分子量为300)

300油汽量合计 1476.8kmol/h 水 蒸 汽 588kmol/h(塔底汽提) 由此计算得汽化段的油气分压为：

（3）汽化段温度的初步求定

分别根据表1和表2的数据作出原油的实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线，如下图所示。

0.1806?1476.8?0.1292MPa1476.8?588

汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.1292MPa之下汽化37.26％(体)的温度,为此需要作出在0.1292MPa下的原油平衡汽化曲线, 见上图中的曲线4。在不具备原油的临界参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: 由上图中曲线1与曲线2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306℃。通过蒸气压图表3-1，将此交点温度换算成在0.1292MPa压力下的温度为318℃。过该交点作垂直于横座标的直线A, 在A线上找到318℃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0.1292MPa下的平衡汽化曲

8.10?108hF??1012.5kJ/kg线。

800000由曲线4可查得当eF为37.26％(体)时的温度为353℃, 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。

（4）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=37.26％(体), tF=353℃, 按《石油化工工艺计算图表》图4-3-57 查得各油品的热焓,.进料在汽化段中的焓hF计算如表3-8所示。

表 3-8进料带入汽化段的热量QF(P=0.1806MPa, t=353℃)

物料 焓，kJ/kg 热量，kJ/h 汽相 重整原料 航空煤油 轻 柴 油 重 柴 油 过汽化油 重油 合计 1166 1159 1136 1131 ～1100 液相 937 1166?33075?3.86?107 1159?74025?8.58?107 1136?106313?1.21?10 81131?44888?5.08?107 1100?15750?1.73?107 937?529200?4.96?108 QF?8.10?108

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0.2197MPa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。限定炉出口温度不超过365℃, 由曲线3可读出在365℃时的汽化率eo为35.4％(体)。显然eo

表3-9 进料在炉出口处携带的热量(P=0.2197MPa, t=365℃)

焓，Kj/kg 物料 汽相 重整原料 航空煤油 轻柴油 重柴油(g) 重柴油(l) 重油 合计 1228 1206 1193 1180 液相 963 958 热量，kJ/h 1228?33075?4.06?107 1206?74025?8.93?107 1193?106313?1.27?108 1180?22444?2.65?107 963?22444?2.16?107 958?529200?5.07?108 QO?8.12?108

核算结果表明ho略高于hF, 所以在设计的汽化段温度353℃之下,能保证所需的拔出率(37.26％体)。炉出口温度也不致超过充许限度。

3.2.4塔底温度

取塔底温度比汽化段低7℃, 即: 353-7=346℃

3.2.5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 105℃ 煤油抽出板(第14层) 180℃ 轻柴油抽出板(第29层) 256℃ 重柴油抽出板(第42层) 315℃ 则列出全塔热平衡如表3-10所示。

表3-10 全塔热平衡

物料 流率，kg/h 密 度 操作条件 88.12?1020d4 MPa hO??1015kJ/kg℃ 800000焓，kJ/kg 汽相 1004.68 3362 液相 热量，kJ/h 进料 入汽提蒸787500 16188 0.8717 0.1806 0.3 353 420 791.19?106 54.42?106 方 汽 合计 出方 重整原料 803688 33075 0.7342 0.1571 105 610 845.61?106 20.18?106 航空煤油 74025 0.7909 0.1637 180 457 33.83?106 轻柴油 106313 重柴油 44888 重油 529200 0.8406 0.8450 0.9200 0.1714 0.1780 0.1806 0.1571 256 315 346 105 2800 651 817 69.21?106 36.67?106 898 475.22?106 水蒸汽 16188 合计 803688 45.33?106 680.44?106 （2）全塔回流热

全塔回流热：Q?(845.61?680.44)?106?165.17?106kJ/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℃。采用两个中段循环回流和塔顶循环回流,一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间(第17～19层), 二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间(第32～34层)，塔顶循环回流则在第1～3层间。

表3-11回流方式及回流热分配

回流热分配 塔顶冷 塔顶循环 一中 二中 ％ 10 15 30 45 热量, kJ/h 16.517?106 24.776?106 57.810?106 66.068?106 3.3.蒸馏塔各点温度的校核(校核应自下而上进行)

3.3.1重柴油抽出板(第42层)

表3-12 第42层以下塔段的热平衡 物料 进料 流率，kg/h 密 度 操作条件 d4 787500 0.8717 0.8446 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 0.8446 入汽提蒸汽 10584 L 方 内回流 合计 798084+L 20焓，kJ/kg ℃ 353 420 309 315 315 315 315 346 315 315 汽相 3362 液相 1004.68 808 热量，kJ/h MPa 0.1806 0.3 0.1780 0.1714 0.1714 0.1714 0.1780 0.1806 0.1714 0.1780 791.19?106 35.58?106 808L 826.77?106?808L 重整原料 33075 航空煤油 74025 出重柴油 方 重油 水蒸汽 内回流 轻柴油 106313 44888 529200 10584 L 1028.5 1018.3 1005.5 810.0 890.0 34.02?106 75.38?106 106.90?106 36.36?106 470.99?106 32.65?106 1003.3L 3085.1 1003.3

合计 798084+L 756.3?106?1003.3L 由热平衡得: 826.77?106?808L?756.3?106?1003.3L 所以, 内回流 L?360829.49kg/h

360829.49?1275.02kmol/h (假定内回流液的分子量为283) 283重柴油抽出板上汽相总量为: 344.5?468.5?511.1?1275.02?588?3187.12kmol/h

或

重柴油蒸汽(即内回流)分压为:

0.1780?1275.02?0.071MPa

3187.12由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.071MPa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0.071MPa下的平衡汽化数据。其结果如下：

恩氏蒸馏/%（体） 0 10 30 50 馏出温度/℃ 307 324 329 331 恩氏蒸馏温差/℃ 17 5 2 平衡蒸发温差/℃ 6.5 3.0 0.8 平衡蒸发50%温度/℃ 331+18.0=349.0

平衡蒸发温度/℃ 338.7 345.2 348.2 349.0

0.071MPa平衡汽化温度/℃ 314.8 322.2 326.2 330.0 由上求得的在0.071MPa下重柴油的泡点温度为314.8℃，与原假设的315℃很接近，可认为原假设温度是正确的。

3.3.2 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,可通过作第29层板以下和第14层板以下的热平衡来计算，计算过程从略。计算结果如下：

轻柴油抽出板温度 256℃ 煤油抽出板温度 181℃

计算结果与假设值相符, 故认为假设是正确的。

3.3.3 塔顶温度

塔顶冷回流温度： to=60℃ ht0?163.3kJ/h 塔顶温度： t1=107℃ ht1?611kJ/h

Q16.517?106故塔顶冷回流量Lo为: L0???36893.0kg/h

ht1?ht0611?163.3 塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽)为：

塔顶水蒸汽流量为：塔顶油气分压为：

33075?36893.0?713.96kmol/h

9816188?899.3kmol/h 1850.1571?713.964.5?0.0695MPa 4713.96?899.333.5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压力/MPa为110℃。已知其焦点温度和压力依次为312.0℃和4.6869MPa。在平衡汽化座标纸上作出汽油平2.5衡汽化100％点的p-t线, 如图所示, 得出在0.0695MPa压力下露点温度为106.2℃。考虑到不凝2气的存在, 该温度乘以系数0.97,则塔顶温度为:106.2×0.97=103℃，与假设的105℃很接近, 故1.5原假设温度正确。 10.5

0050100150200250300350 温度/℃

验证在塔顶温度下水蒸汽是否会冷凝。

塔顶水蒸汽分压为0.1571-0.0695=0.0876MPa, 在此压力下饱和水蒸汽温度为107.5℃, 故水汽不会冷凝。

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3-5就是通过计算1、3、13、14、15、16、18、28、29、30、31、33、41、42、46、47、50各层及塔底汽提段的汽丶液负荷绘制而成。

表3-13 第50层以下塔段的热平衡 入重油 汽提蒸汽 529200 16188 L 545388+L 物料 流率，kg/h 密 度 操作条件 d4 0.9200 0.9032 20焓，kJ/kg ℃ 347 420 352 汽相 3362 液相 898.6 881.2 热量，kJ/h MPa 0.1826 0.3 0.1816 475.54?106 54.42?106 881.2L 方 内回流 合计 529.96?106?881.2L 重油 出方 水蒸汽 内回流 合计 529200 16188 L 545388+L 0.9200 0.9032 0.1828 0.1824 0.1824 346 353 353 3100 1050 892 472.05?106 50.18?106 1050L 522.23?106?1050L 取内回流分子量 M=342 密度 = 0.7

由热平衡得： 529.96?106?881.2L?522.23?106?1050L 所以，内回流L?45793.84kg/h 或

45793.84?133.90kmol/h（取内回流分子量 M=342） 34245793.84?50.7m3/h

903.21618845793.84??1033.2 求气相总量：18342nRT0.083?(353?273.15)?1033.2V???29985.6m3/h

1P1.826?1.0197所以液相总量 L=L/ρ=

表3-14 第47层以下塔段的热平衡

物料 入重油 方 汽提蒸汽 内回流 合计 重油 水蒸汽 出内回流 方 合计 流率，kg/h 密度 d4 529200 16188 L 545388+L 529200 16188 L 545388+L 0.9200 0.8765 0.9200 0.8765 20操作条件 MPa 0.1811 0.3 0.1811 0.1805 0.1811 0.1811 ℃ 353 420 349 346 353 351 焓，kJ/kg 汽相 3362 3108.0 1038.5 液相 888 850.2 892 热量，kJ/h 469.93?106 54.42?106 850.2L 524.35?106?850.2L 472.05?106 50.31?106 1038.5L 522.36?106?1038.5L 取内回流分子量 M=309 密度 = 0.653

由热平衡得： 524.35?106?850.2L?522.36?106?1038.5L 所以，内回流L?10568.2kg/h 或

10568.2?34.20kmol/h（取内回流分子量 M=309） 30910568.2?12.1m3/h

876.51618810568.2??933.5 求气相总量：

18309nRT0.083?(349?273.15)?933.5V???27142.0m3/h

1P1.811?1.0197表3-12 第42层以下塔段的热平衡 所以液相总量 L=L/ρ= 物料 流率，kg/h 密 度 操作条件 d4 20焓，kJ/kg ℃ 汽相 液相 热量，kJ/h MPa 进料 787500 0.8717 0.8446 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 0.8446 0.1806 0.3 0.1780 0.1714 0.1714 0.1714 0.1780 0.1806 0.1714 0.1780 353 420 309 315 315 315 315 346 315 315 1004.68 3362 808 791.19?106 35.58?106 808L 826.77?106?808L 入汽提蒸汽 10584 L 方 内回流 合计 798084+L 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 出重油 方 水蒸汽 内回流 合计 重柴油 106313 44888 529200 10584 L 798084+L 1028.5 1018.3 1005.5 810.0 890.0 34.02?106 75.38?106 106.90?106 36.36?106 470.99?106 32.65?106 1003.3L 3085.1 1003.3 756.3?106?1003.3L 取内回流分子量 M=283 密度 = 0.652

由热平衡得: 826.77?106?808L?756.3?106?1003.3L.

L?360829.49kg/h 360829.49或?1275.02kmol/h (取内回流液的分子量为283)

283360829.49?527.2m3/h

844.6330757402510631310584360829.49?????3187.2 求气相总量：

9615820818283nRT0.083?(309?273.15)?3187.2V???88221.6m3/h

1P1.780?1.0197所以液相总量 L=L/ρ=

表3-17 第33层（二中回流出口）以下塔段的热平衡

物料 进料 入内回流 方 合计 流率， kg/h 787500 L 799340.9+L 密 度 操作条件 d4 20焓，kJ/kg ℃ 353 420 300.2 309.7 309.7 309.7 315 346 309.7 309.7 汽相 液相 1004.68 3362 1020 1008.8 998 2998.0 996.2 781.5 810.0 890.0 热量，kJ/h MPa 0.3 0.8717 0.1806 0.8442 0.1739 791.19?106 39.81?106 781.5L 汽提蒸汽 11840.9 831?106?781.5L 33.74?106 74.68?106 106.10?106 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 重柴油 出重油 方 水蒸汽 内回流 合计 106313 44888 529200 11840.9 L 799340.9+L 0.7342 0.1739 0.7909 0.1739 0.8406 0.1739 0.8450 0.1769 0.9200 0.1775 0.1739 0.8442 0.1739 36.36?106 470.99?106 35.50?106 996.2L 757.37?106?996.2L 取内回流分子量 M=256 密度 = 0.651

由热平衡得：831?106?781.5L?757.37?106?996.2L 所以，内回流L?342943.6kg/h

或

342943.6?1339.6kmol/h(假定内回流液的分子量为256) 256342943.6?527.7m3/h

844.2330757402510631311840.9342943.6?????3321.6 求气相总量：

9615820818256nRT0.083?(300.2?273.15)?3321.6V???92686.8m3/h

1P1.739?1.0197所以液相总量 L=L/ρ=

表3-18 第29层（轻柴油抽出层）以下塔段的热平衡

物料 进料 入内回流 方 合计 流率，kg/h 787500 L 799340.9+L 密 度 d4 0.8717 0.8405 0.7342 0.7909 0.8406 0.845 0.92 0.8405 20操作条件 MPa 0.1806 0.3 0.1719 0.1719 0.1719 0.1719 0.1780 0.1797 0.1719 0.1719 ℃ 353 420 254 256 256 256 315 346 256 256 焓，kJ/kg 汽相 液相 1004.68 3362 928.8 912.2 644.4 651.0 817.0 890.0 热量，kJ/h 791.18?106 39.81?106 644.4L 汽提蒸汽 11840.9 830.99?106?644.4L 31.21?106 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 重柴油 重油 106313 44888 529200 67.53?106 69.21?106 36.67?106 出11840.9 方 水蒸汽 二中取热 内回流 合计 L 799340.9+L 470.988?106 28.34?106 666.068?10 892.5L 2393.7 892.5 770.02?106?892.5L 取内回流分子量 M=237 密度 = 0.647

由热平衡得: 830.99?106?644.4L?770.02?106?892.5L 所以, 内回流 L?245747.68kg/h 或

245747.68?1036.9kmol/h(假定内回流液的分子量为237) 237245747.68?292.38m3/h

840.5330757402511840.9245747.68????2507.8 求气相总量：

9615818237所以液相总量 L=L/ρ=

V?nRT0.083?(254?273.15)?2507.8??65088.1m3/h

1P1.719?1.0197

表3-19 第18层（一中回流出口）以下塔段的热平衡

物料 进料 入内回流 方 合计 流率，kg/h 787500 L 801467.2+L 密 度 操作条件 d4 0.8717 0.8356 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 0.8356 20焓，kJ/kg ℃ 353 420 248.4 205.7 205.7 256 315 346 205.7 205.7 862.9 汽相 3362 871.3 863.6 液相 1004.68 623.5 651．0 817.0 898.0 热量，kJ/h MPa 0.1806 0.3 0.1663 0.1663 0.1663 0.1770 0.1780 0.1797 0.1663 0.1663 791.18?106 46.96?106 623.5L 汽提蒸汽 13967.2 838.14?106?623.5L 28.82?106 63.93?106 69.21?106 36.67?106 475.22?106 28.03?106 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 重柴油 出重油 方 水蒸汽 内回流 合计 106313 44888 529200 13967.2 L 801467.2+L 2006.6 二中取热 66.068?106 862.9L 767.95?106?862.9L 取内回流分子量 M=211 密度 = 0.638

由热平衡得: 838.14?106?623.5L?767.95?106?862.9L 所以, 内回流 L?293191.3kg/h 或

293191.3?1389.5kmol/h(假定内回流液的分子量为211) 211293191.3?350.8m3/h

835.6330757402513967.2293191.3????2978.5 求气相总量：

9615818211nRT0.083?(205.7?273.15)?2978.5V???72586.4m3/h

1P1.663?1.0197所以液相总量 L=L/ρ=

表3-20 第14层（煤油抽出层）以下塔段的热平衡

物料 进料 流率，kg/h 787500 密 度 操作条件 d4 0.8717 0.7892 20焓，kJ/kg ℃ 353 420 汽相 3362 液相 1004.68 501.6 热量，kJ/h MPa 0.1847 0.3 0.1642 入汽提蒸汽 13967.2 方 内回流 L 791.18?106 46.96?106 501.6L 180.0 合计 801467.2+L 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 0.7892 0.1642 0.1642 0.1770 0.1829 0.1847 0.1642 0.1642 457.0 651.0 817.0 898.0 838.14?106?501.6L 26.02?106 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 重柴油 重油 106313 44888 529200 180.0 786.6 180.0 256 315 346 33.83?106 69.21?106 36.67?106 475.22?106 25.57?106 57.810?106 66.068?106 748.3L 出水蒸汽 13967.2 方 一中取热 二中取热 内回流 合计 L 801467.2+L 180.0 1830.5 180.0 748.3 790.398?106?748.3L 取内回流分子量 M=147.5 密度 = 0.652

由热平衡得: 838.14?106?501.6L?790.398?106?748.3L 所以, 内回流 L?193522.5kg/h 或

193522.5?1312kmol/h(假定内回流液的分子量为211) 147.5193522.5?245.0m3/h

789.23307513967.2193522.5???2432.5 求气相总量：

9618147.5nRT0.083?(180?273.15)?2432.5V???56816.2m3/h

1P1.642?1.0197所以液相总量 L=L/ρ=

表3-21 第3层（塔顶循环回流出口）以下塔段的热平衡

物料 流率，kg/h 密 度 d4 进料 入内回流 方 合计 787500 L 0.8717 0.7892 20操作条件 MPa 0.1847 0.3 0.1586 0.1586 0.1586 0.1770 0.1829 0.1847 0.1586 0.1586 ℃ 353 420 180.0 180.0 180.0 256 315 346 180.0 180.0 焓，kJ/kg 汽相 3362 786.6 1641.1 654.8 液相 热量，kJ/h 1004.68 443.7 457.0 651.0 817.0 898.0 791.18?106 54.42?106 443.7L 汽提蒸汽 16188 803.688+L 0.7342 0.7909 0.8406 0.8450 0.9200 0.7892 845.6?106?443.7L 26.02?106 33.83?106 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 重柴油 出重油 方 水蒸汽 106313 44888 529200 69.21?106 36.67?106 475.22?106 26.57?106 57.810?106 66.068?106 654.8L 16188 一中取热 二中取热 内回流 L 合计 803.688+L 791.398?106?654.8L 取内回流分子量 M=137 密度 = 0.651

由热平衡得: 845.6?106?443.7L?791.398?106?654.8L 所以, 内回流 L?256759.8kg/h 或

256759.8?1874.2kmol/h (假定内回流液的分子量为137) 137256759.8?325.0m3/h

789.23307516188256759.8???3118 求气相总量：

9618137nRT0.083?(180?273.15)?3118V???75398.9m3/h

1P1.586?1.0197所以液相总量 L=L/ρ=

第 1 层以下塔段的热平衡见表3-25 物料 进料 入内回流 方 合计 流率，kg/h 787500 L 803.688+L 密 度 d4 0.8717 0.7342 0.7342 0.7909 0.8406 0.845 0.92 0.7342 803.688+L 20 ℃ 353 420 112 112 180 260 320 348 112 112 汽相 液相 264 444 641 810 868 热量，kJ/h 操作条件 MPa 0.180 0.3 0.1575 0.158 0.162 0.167 0.171 0.180 0.158 0.158 焓，kJ/kg 1004.8 3362 611 1622 611 791.18?106 54.42?106 264L 845.6×10 +264L 6汽提蒸汽 16188 重整原料 33075 航空煤油 74025 轻柴油 重柴油 重油 水蒸汽 106313 44888 529200 20.21?106 32.87?106 68.15?106 36.36?106 459.35?106 26.26?106 57.810?106 66.068?106 611L 出一中取热 方 二中取热 内回流 塔顶循环回流取热 合计 16188 L 24.776?106 767.1×10 +611L 6取内回流分子量 所以内回流

M= 96密度=0.7342

由热平衡得： 845.6×106+264L=767.1×106 + 611L L=226225kg/h=2356.5kmol/h

226225?308.1m3/h 所以液相总量 L=L/ρ=

734.23307516188226225???3600.4 求气相总量：

961896V?

nRT0.083?(112?273.15)?3600.4??74516.2m3/h

1P1.575?1.0197表3-22 汽液负荷汇总表 塔板数 1 3 14 18 29 33 42 47 50 74516.2 75398.9 56816.2 72586.4 65088.1 92686.8 88221.6 27142 29985.6 308.1 325 245 418.9 361.4 527.75 527.2 16.0 65.4 汽相负荷m/h 3液相负荷m/h 3根据表3-22可作出全塔的汽、液分布图，如下图所示：

60全塔气相负荷图60全塔液相负荷图 505040塔板号 系列1塔板号40 3030系列1 20 2010 10000 50000气相负荷(m3/h)1000000200400600液相负荷(m3/h)由图可见，在33层板(第5类)的时候汽液负荷最大，因此取该板作为塔径的计算

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

W?0.055g?Ht?l??vmax1?2?VL?l? vV??Vv式中： g─重力加速度, 9.81m/s

Wmax─允许的最大气体速度, m/s; ρ3V─气相密度, kg/m; ρ3

L─液相密度, kg/m; Ht─塔板间距, m; V3L─液体体积流率, m/s; Vv─气体体积流率, m3/s;

塔板间距Ht按塔径选定。

表4-1 浮阀塔板间距Ht与塔径D的关系 塔板直径D, mm 板间距Ht，mm 1200~1400 450 500 600 — 1600～3000 450 500 600 800 3200~4200 — — 600 800 ?M33075?74025?106313?11840.9?342943.6v?V?92686.8?6.13kg/m3?L?651kg/m3

Ht = 0.6 m

将以上数据带入式(4-1）,则求得

0.055?9.81?0.6?651?6.13W6.13max=1?2?527.7/3600651?1.23m/s 92686.8/3600?6.134.1.2 计算适宜的气速Wa

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, Ks─系统因数, 1.0,这里取0.98

Wa?K?Ks?Wmax?0.82?0.98?1.23?0.9884m/s

4.1.3 计算气相空间截面积Fa

FVv92686.8/a?W?3600?26.05a0.9884

可取0.95～

4.1.4 降液管内流体流速 Vd

Vd?0.17K?KS?0.17?0.82?0.98?0.1366m/s 当Ht≤0.75m时，

Vd?7.98?10?3K?KSHt(?L??V) ?7.98?10?3?0.82?0.980.6?(651?6.13)?0.1261 按以上两式计算后，选用较小值。 所以，Vd?0.1261m/s

4.1.5 计算降液管面积F‘d

F‘d?VL527.75/3600??1.16m2 Vd0.1261F‘d?0.11Fa?0.11?26.05?2.87m2 按以上两式计算取较大值。 所以，F‘d?2.87m2

4.1.6 塔横截面积的计算Ft

Ft?Fa?F‘d

Ft?26.05?2.87?28.92m2

DC?Ft0.785Dc?28.92?6.07m

0.7854.1.7 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园整, 得出采用的塔径D,取D?6.0m。按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速

22F?0.785D2?0.785?6.0?28.26m

V92686.8/3600W?V??0.91m/s

F28.26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, m/s。 塔径园整后其降液管面积按下式计算

Fd?F28.26?Fd,??2.87?2.80m2 Ft28.924.2 塔高的计算

H?Hd?(n?2)Ht?Hb?Hf 式中 H──塔高(截线到切线),m; Hd──塔顶空间高(不包括头盖),m; Hb──塔底空间高(不包括头盖),m; Ht──塔板间距,m;

Hf──进料段高,m; n──实际塔板数,块。

Hd一般取1.2～1.5, Hf与Hb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 ,Hb?1.5m, Ht?0.6m,Hf?2.0m

所以，塔高为: H?1.5?(50?2)?0.6?1.5?2.0?33.8m

4.3.1 塔板布置

浮阀塔板面积一般可分为五个区域：

1．鼓泡区 塔板上进行汽液两相接触的区域。

2. 溢流区 液体进入和离开塔板的区域，即降液管所占的区域。

3. 破沫区 处于鼓泡区与出口堰之间的部分，在此区域内不布置浮阀，一般出口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离为d0?95mm(D?1.5m)。

4. 液体发布区 处于鼓泡区与进口降液管（或进口堰）之间的部分，这部分也不布置浮阀。进口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离di可等于d0，在安装距离足够时，也可以稍小于d0。 5. 无效区 塔壁与离它最近的浮阀中心线的距离dn，可根据塔径及塔板安装要求而定。一般在70～100mm,直径大的塔距离大些。如距离很大，可沿塔壁装设挡板，以免液体走短路。挡板高度约为塔板上清液高度的两倍。

4.3.2 浮阀的计算

1.型式

浮阀的型式很多，目前我普遍使用FI型（即V-I型），它有结构简单，制造安装方便，节省材料等优点。同时，FI型浮阀分重阀和轻阀两种，气重量分别为33克和25克。由于塔内气液负荷变化较大而产品质量要求又比较严格，故本设计采用FI重阀33克。 2.排列

浮阀在塔板上有顺序排列和三角形叉排两种，目前常用三角形叉排型式，故本设计采用常用的三角形叉排。

3.阀孔临界速度

对33克FI型浮阀，先确定塔板上所有浮阀在全开时阀孔速度（称为临界速度），即：

(Wh)c?(72.8?v)0.548?(72.80.548)?3.88m/s 6.134. 开孔率

??W0.91?100%??23.45%，式中：?—开孔率，% ，Wh—阀孔气速，m/s Wh3.885.阀孔总面积

Fh?F??%?28.26?23.71%?6.7004m2 6.浮阀数

对于F1型，dh?0.039m

N?Fh6.7004??5611(个) 220.785(dh)0.785?0.0394.3.3 溢流堰及降液管的计算

1.液体在塔板上的流动型式

液体在塔板上的流动型式有U型流，单溢流，双溢流，多溢流及阶梯式流。根据本设计所求常压塔蒸馏D=6.0m得知，液体在塔板上的流动型式应采用双溢流。

2.降液管的型式

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。

3.溢流堰 因

lFd查《塔的工艺计算》图5-8，得?60.?9.91%，

DFl?溢流堰长度：，

0.6D?0.6?6.0?3.60m（双溢流）；

出口堰长度：hw?0.05m

堰上液层高度how，查《塔的工艺计算》P136图5-5。 得出how?0.051m

塔板上液层高度：hl?hw?how?0.05?0.051?0.101m 4.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（JB1206-73）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。 5.进口堰hw’

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。采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。

4.3.4 降液管

1.降液管停留时间

弓形降液管宽度Wd与溢流堰长l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：?

Fd?Ht2.80?0.6??11s Vl527.75/3600??2.降液管内流体流速

Vd?Vl0.1466??0.0524m/s Fd2.803．降液管底缘距塔板的高度hb

决定hb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；同时又要防止

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hb为：hb?Vl l?Wb式中 Wb—降液管底缘出口处流速，一般取0.1～0.3 m/s（易发泡物料取小值）。 hb—降液管底缘距塔板的高度，m。

hb?Vl0.1466??0.4072m l?Wb3.6?0.1第五章 常压蒸馏塔的水力学计算

5.1 塔板总压力降

包括干板压力降、气体克服鼓泡层表面张力的压力降及气体通过塔板上液层的压力降。 1.干板压力降△Pd 阀全开前按:

Wh2?v3.882?6.13?Pd?5.37?5.37??0.0388m液柱

2g?L2?9.81?651式中 Wh──阀孔气速, m/s;

g──重力加速度(9.81m/s2); △Pd──干板压力降, m液柱。

2.气体克服鼓泡表面张力的压力降△Po值很小, 可忽略不计 3.气体通过塔板上液层的压力降△PL

?3?PVl/L)2/3?0.4?0.05?2.35?10?3(3600?0.1466/3.6)2/3?0.0853m液柱式中 l?0.4hw?2.35?10(3600hw──出口堰高度, m; L──溢流堰长度, m;

△PL──气体通过塔板上液层的压力降, m液柱。 4.气体通过一块塔板的总压力降△Pt(m液柱)

?Pm液柱 t??Pd??Pl?0.0388?0.0853?0.12415.2 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0.1公斤 可按下式近似地计算雾沫夹带量:

e?F?2FdA(0.052hL?1.72)W3..7 ?0.8（定值） ， ??()FHtn??2??m式中 e──雾沫夹带量, kg(l)/kg(g);

ε──除去降液管面积后的塔板面积与塔横截面积之比 φ──系数, 取0.6～0.8; 当W=0.5Wmax时取小值; 当W=Wmax时取大值;

W──采用的空塔气速, m/s;

m──参数, 按下式计算

m?5.63?10?5(?L/?v)0.295[(?L??v)/?v]0.425?0.52 μv──气体粘度, 公斤·秒/m2; A、n──系数;

当Ht<350毫m时, A=9.48×10-7, n=4.36; 当Ht≥350毫m时, A=0.159, n=0.95 σL──液体表面张力, 10-5N/mm; Ht──塔板间距,mm;

hL──塔板上液层高度, mm。 故e?A(0.052hL?1.72)W3..7()?0.0365kg?l?/kg?g? n2Ht????m5.3 泄漏

设泄漏阀孔动能因素F0=5,小于设计的阀孔动能因素9.42。

5.4 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下。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丶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??Pt?hl??Pdk

式中 △PL──液相流过一层塔板所需克服的压力降, m液柱; hL──塔板上液层高度, m液柱;

△Pdk──不设进口堰时液相通过降液管的压力降, m液柱; △Pdk=0.153(Wb)2

△Pt──气体通过一块塔板的总压力降, m液柱; Wb──降液管底缘出口处流速, m/s。

ΔPdk?0.153?0.12?0.0153m液柱

为了防止淹塔，必须满足下式要求:

?Pl?(0.4~0.6)(Ht?hw)

式中系数一般取0.5，发泡严重的介质应取小值

?Pl?0.101?0.1241?0.0153?0.2404m液柱?0.5(ht?hw)?0.5?(0.6?0.05)?0.39m液柱符合要求。

5.5 降液管负荷

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(max)?0.17?Ks 其中 Ks取0.98 则Vd(max)?0.17?0.98?0.1666m/s 当Ht?0.75m时，

Vd?7.98?10?3?Ks?Ht(?l??v)?7.98?10?3?0.98?0.6?(651?6.13)?0.1538m/s式中 Vd

──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(max)?0.1538m/s，现设计的降液管流速为0.0524m/s,所以降液管没有超负荷。

5.6 适宜操作区和操作线

浮阀塔板上有许多因素是互相关联，又互相制约的。必须通过不同因素的影响作图，找出一个最适

11??322?或W?v?m/s?kg/m??为纵坐标，液体流率宜的操作区。塔板适宜操作范围可用空塔气速????或液流强度，m1．雾沫夹带线

3/h?m(堰长)为横坐标作图。当塔的汽液负荷（操作点）位于适宜操作区适中位

?置，则塔板上水力学状态是稳定的。

一般把e=10%作为雾沫夹带上限，则

0.1?A(0.052hl?1.72)W3.7() n2Ht.???m3.7转换得：W0.1?6000.95?0.82?(0.8?0.52)3.7 0.159(0.052hl?1.72)6.833即：W3.7?0.052hl?1.72

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。

Vhl?hw?how?50mm?how，其中how?2.84E(l)2/3,l?3.6m,近似取E=1，则得出以下的空塔气速：

l表5-1 雾沫夹带线数据

Vl，m3/h how，m hl，mm W3.7,(m/s) W,m/s 100 0.026 76 200 0.041 91 300 0.054 104 400 0.066 116 600 0.086 136 800 0.11 160 1000 0.14 190 3.061 1.3531 2.269 1.2478 1.853 1.1814 1.5846 1.132 1.2767 1.068 1.0353 1.009 0.8374 0.953 根据表5-1的数据，可作出雾沫夹带线1，见图5-1 2．淹塔界线

设降液管内液面高度控制在0.5(Ht?hw),即满足?PL?0.5(Ht?hw)，由于表面张力较小，故可以忽略?P?，则:

0.5(Ht?hw)?0.5?(0.6?0.005)?0.3025m 0.3025??Pt??Pdk?hl

0.3025?5.37?Wh?v?3600Vl?2?0.4hw?2.35?10?3??h?h?0.153Wowwb ?2g?ll??223因为Vv?Wh?Fh

故Vv?Wh?Fh?6.7004Wh，Wh?由塔的工艺计算得：hb?Vv

6.7004Vl?0.4072 l?WbWb?0.6822Vl

把以知数据?v?L，hw及Wh，Wb代入计算淹塔界线，整理得

5.74?10Vv?0.235?Vl?how?0.071Vl2?0.2955

W?VvV?v F28.26?5223在操作范围内任取若干个Vv值，依上式算出相应的W值列于表5-2中。

表5-2 淹塔界线数据

Vl, m3/h 100 4318.66 65.72 2.325 200 3833.90 61.92 2.191 300 400 600 800 1000 870.66 29.51 1.044 Vv2, m3/h Vv, m3/h W, m/s 3417.64 3036.76 2375.56 1668.59 58.46 2.069 55.11 1.950 48.74 1.725 40.85 1.446 根据表5-2的数据，可作出淹塔界线2，见图5-1 3．降液管超负荷界线

因降液管允许的最大流速为0.1538m/s

Vl?0.1538?Fd?0.1538?2.80?0.43064(m3/s)?923.3(m3/h) 根据Vl?923.3m3/h做降液管超负荷界线3 4．液相负荷下限线

2.84Vl2how??E()3，其中 how?0.051m，E?1，l?3.6m

1000l故Vl?273.96m3/h，由此可作出液相负荷下限线4 5．泄漏线

下线为F0=5，即Wh?5?v?5?2.0194m/s 6.13W???Wh?0.2345?2.0194?0.4735m/s 根据W=0.4735可作出漏液界线5

6. 操作线

设计点A为计算的第33层塔板的点，即Vv?25.75m3/s，这时：Vl?0.1466m3/s，Vl?527.75m3/h，

W?0.91m/s

连接坐标原点O(0,0)及设计点A，为将OA线延长，可得操作线CAB,

7.适宜操作区和操作线

A──设计点。此点对应于塔板设计时的气液负荷; OA──操作线。座标原点O与设计点A的连线OA为在已知条件下设计出来的该塔板的操作线,在此线上各点的气液比是恒定的。 B──负荷上限, 图中负荷上限为淹塔控制; C──负荷下限, B与C之比为操作弹性, 此值越大, 弹性越好。从图

1.25?2.5，负荷上限B为设5-1可查得上限：W?1.25m/s, 下限W?0.50m/s，塔板操作弹性是0.50计点的1.1倍，比较理想。 适宜操作区图 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5B 系列6A C 0 20040060080010001200Vl(m3/h) 第六章车间布置设计

6.1 车间平面布置方案

车间厂房布置包括车间平面布置和立面布置，主要取决于生产规模、生产流程、生产种类、厂区面积、厂区地形和地形条件。车间厂房布置必须满足工艺要求，同时也应符合国家的防火卫生标准等各种规范和规定。为确定车间平面布置方案，考虑如下几种布置方案：\\ (1) 直通管廊长条布置直通管廊长条布置适合于小型车间（装置），是露天布置的基本方案。外部管道可由管廊的一端或两端进出，工艺区与贮罐区用一根中心布置的管廊连接起来，流程畅通，且控制室与配电室相邻。 (2) T形或U形的管廊布置 T形或L形的管廊布置适合于较复杂车间，管道可由二个或三个方向进出车间，中间贮罐布置在设备或厂房附近，原料成品贮罐分类集中布置在贮罐区。

（3）组合型布置 组合型布置适合于复杂车间，其车间平面就是由直线形，T形和L形组合而成。

因此，本设计车间平面布置方案定为组合型布置，于满足工艺要求，符合国家的防火卫生标准等各种规范和规定。

6.2 车间平面布置图图纸说明

1.设备布置满足工艺流程和工艺条件要求

3.532.5W(m/s)21.510.50原油常减压蒸馏装置包括原油预处理、初馏塔、常压塔和减压塔等工序。本装置设备布置采用同类设备集中和流程相结合的方式来布置，各生产工段从原油罐、电脱盐系统、初馏塔、减压塔和加热炉到产品缓冲罐都顺流程排列，保证了工艺流程在水平和垂直方向的连续性。配电室、维修室与控制室等生活行政设施合并布置在一幢建筑物中，在符合安全距离的前提下安排在装置工艺区的南面，方便值班人员的工作，位置恰当适宜。 2.设备集中布置

本装置同类型的设备或操作性质相似的有关设备及操作中有联系的设备，尽可能的布置在一起，这样可以统一管理，集中操作，还减少了备用设备。如塔体集中布置在塔架上，热交换器和泵组成布置在一处等。 3.安全性

原油常减压蒸馏装置生产工艺所用的原料及产品有大港原油、航空煤油、轻柴油、重柴油。根据以上原因在布置设备时，结合检修的频繁程度及设备大小等因素，将列管式反应器及精馏塔、回收塔等设备布置在下风处，装置办公楼布置在装置的上风向，使明火设备与易燃设备按规范保持一定的间距。并决定设备之间的净距离大小，如泵与泵的净安全距离不小于0.7M等。 4.经济性

（1）减少动力消耗及热损失 将主要设备和反应器等布置在中层，贮藏、重型设备及传动设备布置在最低层（如泵靠近供料设备以保证良好的吸入条件），尽可能使物料自动流送，避免中间体的产品有交叉往返现象，充分利用了位能，节省动力消耗。热交换器布置以流程顺序为主，减少了管线长度与相应配件数量，减少热损失。

（2）节省用地 为节省用地，减少建筑投资，装置采用露天布置，并将MTBE装置与预发展丁烷装置作为联合装置看考虑，共用一个控制室集中控。把泵、塔、冷换及罐等所有设备放在同一框架内，既能满足工艺要求又节省用地。 5．安装与维修

考虑设备安装、检修、操作等因素，整套装置内设有宽度6m的检修通道，以便设备安装检修、拆卸以及运送物料时起重运输装置的操作。立式设备和塔的人孔对着检修通道而布置在同一方向。另外平台的大小满足检修的需要，留有1.85m的人行通道。浮头式换热器留有抽束管检修用地，列管换热器检修可利用平台南面的检修空地。 6．外观

设备平面布置图严格根据工业生产合理性、当地气候以及地势等条件进行布置，在设计过程中尽可能做到经济合理、节约投资、操作维修方便安全、设备排列简洁紧凑、整齐美观。

参考资料

[1] 石油化学工业部石油化工规划设计院编,《塔的工艺计算》,石油工业出版社, 1977年。 [2] 程丽华主编， 《石油炼制工艺学》， 北京：中国石化出版社， 2005年。 [3] 北京石油设计院编, 《石油化工工艺计算图表》, 烃加工出版社, 1983年。 [4] 张锡鹏主编, 《炼油工艺学》, 石油工业出版社, 1982年。

结束语

为期两个星期的课程设计，今天终于基本完成了，期间参考了网上相关资料，上届师兄师姐的课程设计论文，以及查阅了相关设计工艺图，这期间最大的感受，就是做好课程设计，不仅要细心，更要有耐心，而且富有责任心。细心能避免自己因错误，而需要大量重新计算，浪费精力和时间。耐心就是得坚持做下去，没有耐心，这么多的复杂计算,真的“不敢恭维\而且耐心能使自己沉得住气，不烦不躁，一步一步做下去，虽然还有好些问题不大懂，理解不透，但是自己坚持下来了，就是最大的胜利。

这次课程设计，是大学最认真的一次，不仅是为毕业论文做铺垫，而且也为将来自己工作做好准备，多学点，总是有益。

总之，通过这次课程设计，自己还是有收获的，希望自己以后做任何事都要有这态度，每天进步一点，就够啦。

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