年处理500万吨原油设计本科毕业论文设计.doc

辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 1 页 目 录 一、常减压蒸馏文献综述 2 1.1、前 言 2 1.2、常减压蒸馏在炼油厂的重要地位 .4 1.3、目前常减压蒸馏装置存在的问题及国内外蒸馏技术的进展6 1.4、常减压装置扩能改造 .9 1.5、常减压蒸馏装置扩能改造案例 11 1.6、新技术在常减压蒸馏装置上的应用 18 1.7、常减压蒸馏装置节能及发展方向 21 参 考 文 献 23 二、常减压蒸馏设计 .25 2.1、原油评价及加工方案确定 26 2.2、初馏塔的工艺设计说明 30 2.3、常压蒸馏塔的工艺设计说明 31 2.4、初馏塔设计计算 36 2.5、常压塔工艺设计计算 42 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 2 页 2.6、塔的工艺计算 67 2.7、设计总结及扩能改造方案 78 参 考 文 献 .81 三、外文翻译 .82 一、常减压蒸馏文献综述 摘要：本文概述了常减压蒸馏在炼油厂中的重要地位及近年来蒸 馏工艺的发展。从常减压蒸馏的作用、发展史、国内外蒸馏技术的 进展等方面总结了目前国内常减压蒸馏装置存在的问题，同时综述 了近年来国内常减压蒸馏工艺的改造技术。 关键字：常减压蒸馏装置、扩能改造、塔板、填料 1.1、前 言 原油是极其复杂的混合物。要从原油中提炼出多种多样的燃料、润滑油及 其它产品的基本的途径是：首先将原油分割成不同沸程的馏分，然后进行馏分 的深加工，从而生产出满足不同要求的各类石油化工产品。因此炼油厂首先必 须解决原油的分割和各种石油馏分在加工过程中的分离问题。常减压蒸馏正是 一种合适的手段，而且常常也是一种最经济、最易实现的分离手段，因而各大 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 3 页 炼油企业都将常减压蒸馏作为原油加工的第一步工序。原油进厂之后，首先进 行电脱盐脱水，然后进入常减压蒸馏。借助于常减压蒸馏过程，按产品加工方 案将原油分割成相应的直馏汽油、煤油、轻柴油和重柴油馏分等。分割出馏分 的好坏直接影响到后续加工的成本和最终产品的质量，所以常减压蒸馏一直被 视为原油加工能力的一个重要的标志，常减压蒸馏技术的发展直接影响着炼油 技术的发展。 原油蒸馏是目前炼油工业中必不可少的第一道工序。通过原油蒸馏可以从 原油中直接得到各种燃料和润滑油馏分。最初，石油的利用是以取得灯油为主。 在那时，生产规模不是很大，所用的工具是简单的蒸馏釜。把原油加入蒸馏釜 中，在釜底加热，就可以把原油中各个沸点不同的馏分经过冷凝、冷却后分别 收集起来，于是得到汽油馏分和柴油馏分等，而釜底留下较重的残余物。蒸完 所需的产品后，冷却蒸馏釜，把釜底残余物放出，再重新装料。操作是间断进 行的。 单独釜蒸馏的优点是容易建造，容易操作，适合于小型炼油厂。随着生产 的发展，要求提高原油处理量，于是把几个单独釜串联起来操作，发展成为连 续釜蒸馏。原油加到相对位置最高的一个釜中，该釜的釜底温度最低，蒸出最 轻的馏分，而釜底的产物依靠静力压头进入第二个釜，在此釜中蒸出次一个较 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 4 页 重的馏分。如此进行到最下端的一个釜，从这个釜蒸出最重的馏分并从釜底取 出残油。 随着处理量的进一步提高，连续釜也不能符合现代工业生产的需要，因为 它有以下几个缺点： （1）当生产装置的处理量增大时，建设一套连续釜装置所用的钢材量也 增加，同时由于釜经常烧坏需要更换，消耗很多的钢材。 （2）无论从哪一个釜中，当蒸出某种产品时，比它重的产品由于分压的 关系也有一部分被蒸出来，混在主要产品中，因此产品之间分离就不好。 （3）釜中存在着大量油品，很不安全。 （4）不利于自动化，劳动生产率低。 由于以上原因，因此随着生产的发展，在 1890 年以后出现了管式炉和精 馏塔组成的原油蒸馏装置，这是炼油技术上的一大进步。现代化的常减压蒸馏 装置就是在这个基础上逐步发展和完善起来的。 石油管式蒸馏的加工过程，就是将预处理后的原油在管式炉中加热，原油 在无缝优质钢管内迅速流过，被加热到预定的温度。原油加热后，一部分汽化 和未汽化的液体一起进入精馏塔中，分离成各个馏分。最后这些馏分被冷凝冷 却到一个安全的温度，送到生产装置外的油罐区。这种管式蒸馏有以下几个优 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 5 页 点： （1）改进了加热设备，釜式蒸馏的加热表面是釜底，而管式蒸馏的加热 表面是炉中的管子表面，所以，一个体积庞大的单独釜的传热面积，只要少数 炉管就能代替。钢材消耗大为节约，并且可提高燃料的热效率，减轻操作中的 劳动强度。 （2）精馏塔的使用，大大提高了分馏精确度，使产品的质量达到要求。 （3）由于取消了釜，装置上油品的体积大为减小，比釜式蒸馏安全的多。 （4）可以实现自动化，劳动生产率大大提高。 这些优点使管式炉蒸馏的方法在炼油工业中得到非常广泛的应用，一直沿 用至今。 1.2、常减压蒸馏在炼油厂的重要地位 常减压蒸馏装置是炼油厂和许多石化企业的龙头，它的能耗、收率、分割 精度等对全厂、特别是深度加工装置和石油化工装置影响很大。 1.2.1、处理能力 原油的一次加工（即常减压蒸馏）能力常被看作一个国家炼油工艺发展水 平的标志。 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 6 页 2002 年底，我国原油加工能力已达到 2.65 亿 t/a，居世界第三位，列于 美国和俄罗斯之后。随着国内需求增长， 2001 年原油进口量已增长至 60.26mt 占加工总量的 23%。 1.2.2、工艺过程 原油常减压蒸馏装置以精馏塔和加热炉为主体组成。经过脱盐、脱水的原 油（一般要求原油含水500渣 油 38.5 98.54 35.4 97.9 5 0.935 7 41 损失 1.46 100.0 0 2.05 100. 0 在坐标纸上绘制出实沸点蒸馏曲线，如附图所示。 （2）原油切割方案及产品性质： 表 23：大庆原油常压产品收率及性质 恩氏蒸馏馏出温度， 产品 密度 20 0 10 30 50 70 90 100 汽油 0.710 9 54 75 88 96.5 106 118 136. 5 航煤 0.780 7 148 167 180 187 199 215 236 轻柴 油 0.807 2 203 219 234 246 259 276 304 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 56 页 重柴 油 0.816 9 279 306 318 331 340 358 366 重油 0.897 4 334 将各馏分恩氏蒸馏温度换算为实沸点温度及常压平衡汽化温度，以航煤举 例计算如下： 恩氏蒸馏温度换算为实沸点温度： 、用实沸点蒸馏 50馏出温度与恩氏蒸馏 50馏出温度关系图确定实 沸点蒸馏 50温度： 查图得差值为 4.5，则实沸点温度为： 1874.5191.5 、用实沸点蒸馏曲线各段温度差与恩氏蒸馏曲线各段温度差关系图确定 实沸点蒸馏曲线各段温差： 曲线线段 恩氏蒸馏温差， 实沸点蒸馏温差， 010 19 33 1030 13 24 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 57 页 3050 7 12 5070 12 18 7090 16 20.5 90100 21 23 、以实沸点蒸馏 50温度（191.5）为基点推算实沸点蒸馏其它各点 温度得： 30点191.512179.5 10点179.524155.5 0点155.533122.5 70点191.518209.5 90点209.520.5230 100点23023253 恩氏蒸馏温度换算为常压平衡汽化温度： 、按常压恩氏蒸馏 50点与平衡汽化 50点换算图换算 50点温度： 先求出恩氏蒸馏 1070斜率 0.53/10769 查图得 50点温度差为1，则平衡汽化 50点为： 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 58 页 1871186 、由平衡蒸发曲线各段温度与恩氏蒸馏曲线各段温度差关系图确定平衡 汽化曲线各段温差: 曲线线段 恩氏蒸馏温差， 平衡汽化温差， 010 19 7.5 1030 13 7 3050 7 3 5070 12 5 7090 16 7 90100 21 7.5 、推算平衡汽化曲线各段温度得： 30点1863183 10点1837176 0点1767.5168.5 70点1865191 90点1917198 100点1987.5205.5 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 59 页 用同样的方法换算其它馏分的实沸点温度和常压下平衡汽化温度，如下表 所示： 表 24 实沸点蒸馏馏出温度， 产品 0 10 30 50 70 90 100 切割 点 汽油 25 61 82 96.5 111 127 147 135 航煤 122. 5 155. 5 179. 5 191. 5 209. 5 230 253 216 轻柴 油 179. 5 208. 5 235. 5 255. 5 278. 5 302. 5 335. 5 301.9 重柴 油 268. 3 315. 8 340. 8 365. 8 383. 8 414. 8 428. 8 360 其中切割点温度为： 汽油（汽油 100点航煤 0点）/2（147122.5）135 航煤（航煤 100点轻柴 0点）/2（253179.5）216 轻柴（轻柴 100点重柴 0点）/2（335.5268.3）301.9 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 60 页 由各馏分切割点查实沸点蒸馏曲线得各馏分收率如下表所示： 表 25 平衡蒸发馏出温度， 收率 产品 0 10 30 50 70 90 100 m% v% 初顶 油 4.5 5. 5 汽油 70 79 86 90 95 99.5 105 1.1 1. 3 航煤 168. 5 176 183 186 191 198 206 6.4 7. 1 轻柴 油 229 235 243 249 255 263 272 8.8 9. 4 重柴 油 326 337 343 349 355 362 364 9.2 9. 7 各馏分其它性质如下表所示： 表 26 名称 常顶汽 航煤 轻柴油 重柴油 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 61 页 油 api 66.2 48.7 42.8 40.8 特性因数 12.12 11.97 12.02 12.36 分子量 98.5 154 200 274 体积平均沸点， 96.8 189.6 246.8 330.6 恩氏 1090 斜率 0.5375 0.6000 0.7125 0.6500 立方平均沸点， 95.3 188.2 245.3 329.6 中平均沸点， 92.3 187.6 244.6 327.6 临界温度， 270.8 374.1 430.8 500.6 临界压力，atm 29.5 22.1 18.3 13.4 焦点温度， 313.8 402.1 454 514.6 焦点压力，atm 46.7 29.7 23.7 16.4 （3）原油常压平衡汽化曲线绘制： 原油各段实沸点数据为： 10 30 50 70 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 62 页 186 343 462 555 将其换算为平衡汽化温度： 、计算实沸点蒸馏曲线的参考线斜率及其各点温度： 该参考线斜率(555186)/(7010)6.15/ 该参考线各点温度： 10点186 30点1866.15（3010）309 50点1866.15（5010）432 70点555 、求平衡汽化参考线的斜率及各点温度： 根据实沸点蒸馏曲线 1070斜率 6.15/查实沸点蒸馏曲线与平衡 汽化曲线换算图（a）得平衡汽化参考线斜率为 4.4/，查实沸点蒸馏曲线 与平衡汽化曲线换算图（b）得 f22。 平衡汽化参考线 50点实沸点蒸馏参考线 50点f 43250382 故平衡汽化参考线其它各点温度为： 10点3824.4（5010）206 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 63 页 30点3824.4（5030）294 70点3824.4（7050）470 、计算实沸点曲线与其参考线各点温差： f 10 0 f 70 0 f 30 34330934 f 50 46243230 、求平衡汽化曲线各点温度： 由实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线换算图（c）查得各馏出的温度差比 值为：k 10 0.4，其余 ki值均为 0.33 计算平衡汽化曲线与其参考线间的温差 t if iki t 10 0 t 70 0 t 30 0.333411.2 t 50 0.33309.9 故平衡汽化曲线各点温度应为： 10点2060206 30点29411.2305.2 50点3829.9391.9 70点4700470 在坐标纸上绘制出常压下原油的平衡汽化曲线，如附图所示。 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 64 页 2.5.2、产品收率及物料平衡： 表 27：产品收率物料平衡（按每年开工 330 天计） 产 率 处理量或产量 油 品 （ v） （m ） kt/a t/d kg/h kmol/ h 进 料 94.5 95.5 4775 14470 602923 汽 油 1.3 1.1 55 167 6945 70.5 煤 油 7.1 6.4 320 970 40405 262.4 轻柴油 9.4 8.8 440 1333 55558 277.8 重柴油 9.7 9.2 460 1394 58083 212 产 品 重 油 67 70 3500 10606 441932 2.5.3、汽提蒸汽用量： 侧线产品（航煤除外）及塔底重油都用过热水蒸气汽提，使用的是温度 420，压力 2.9atm 的过热水蒸气。 航煤不汽提是因为水的存在会影响航煤低温性能，航煤中含有微量水，除 了会引起结冰，堵塞过滤器和腐蚀金属外，水还能与铁生锈，和碱作用生成纤 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 65 页 维状、片状和絮状的悬浮物，当游离水超过一定数量后还会与油中的胶质相结 合，在滤网上形成一层粘稠的薄膜，甚至堵塞滤网。水的存在还会引起腐蚀。 参照石油炼制工程表 712，取汽提蒸汽用量如下表所示：表 28 油 品 （重，对产 品） kg/h kmol/h 一线航煤 0 0 0 二线轻柴油 3 1666.7 92.6 三线重柴油 3 1742.5 96.8 塔底重油 2 8838.6 491 合 计 12247.8 680.4 2.5.4、塔板型式和塔板数： 选用浮阀塔板，参照石油炼制工程表 77 和 78 选定塔板如下： 汽油航煤段 9 层 航煤轻柴油段 6 层 轻柴油重柴油段 6 层 重柴油汽化段 3 层 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 66 页 塔底汽提段 4 层 考虑采用两个中段回流，每个用 3 层换热塔板，共 6 层。全塔板数总计为 34 层。 2.5.5、精馏塔计算草图： 将塔体、塔板、进料及产品进出口、中段循环回流位置、汽提返塔位置、 塔底汽提点等绘制成草图，以后的计算结果如操作条件和物料流量等可以陆续 填入 图中。19013820 7301460293kg/h41932kg/h8.6/503kg/h1742.6.kg/h8405/6945kg/h.57atm.6t.6atm.at.2tm一一一一一一一一一一一一 一一一 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 67 页 2.5.6、操作压力： 取塔顶产品罐压力为 1.3atm，塔顶采用两级冷凝冷却馏程。取塔顶空冷器 压力降为 0.1atm，使用一个管壳式后冷器，壳程压降取 0.17atm，故： 塔顶压力1.30.10.171.57atm 取每层浮阀塔板压力降为 0.005atm，则推算得常压塔各关键部位压力如下 （单位为：atm）： 塔顶压力： 1.57 一线抽出板（第 9 层）上压力: 1.61 二线抽出板（第 18 层）上压力: 1.66 三线抽出板（第 27 层）上压力: 1.70 汽化段压力（第 30 层）下： 1.72 取转油线压力降为 0.35atm，则： 加热炉出口压力1.720.352.07atm 2.5.7、汽化段温度： （1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度： 取过汽化度为进料的 2（质量分数）或 2.31（体积分数） ，即过汽化 量为 12058kg/h。 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 68 页 要求进料在汽化段中的汽化率 ef为： ef（体积）1.37.19.49.72.3129.81 （2）汽化段油汽分压： 汽化段中各物料流量如下： 汽 油： 70.5kmol/h 航 煤： 262.4 kmol/h 轻柴油： 277.8 kmol/h 重柴油： 212 kmol/h 过汽化油： 40.2 kmol/h（分子量取 300） 油汽量合计： 862.9 kmol/h 水蒸气： 491 kmol/h 由此计算得汽化段油汽分压为： 1.72862.9/(862.9491)1.10atm （3）汽化段温度的初步求定： 因为在初馏塔汽化了 5.5（体） ，所以 e 总 29.815.535.3。 汽化段温度应该是在汽化段油汽分压 1.10atm 之下汽化 35.3（体）的温度。 作出原油在 1.10atm 下平衡汽化曲线，由此曲线可查得 e 总 35.3时的温度 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 69 页 为 336，此即欲求的汽化段温度 tf。 （4）t f校核： 当汽化率 e 总 （体）35.3，t f336时，进料在汽化段中的焓 hf计算 如下表： 表 29 焓，kj/kg 油料 汽相 液相 热量，kj/h 汽油 1092 109269457.5810 6 航煤 1058.4 1058.4404054.27610 7 轻柴油 1056.3 1056.3555575.86810 7 重柴油 1054.2 1054.2580836.12310 7 过汽化油 1029 1029120581.24110 7 重油 806.4 806.44298653.46610 8 合计 5.293108 所以 hf 877.9kj/kg602931.5 8 再求出原油在加热炉出口条件下的焓 h0，作出原油在 2.07atm 下的平衡汽 化曲线，这里忽略了原油中所含的水分。因为考虑到生产航空煤油，限定炉出 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 70 页 口温度不超过 360。由曲线 4 读出在 360时的汽化率 e0为 36.5。e 0ef， 即在炉出口条件下已经满足汽化要求。因此在设计的汽化段温度 336下，既 能保证所需的拔出率（35.3） ，炉出口温度也不致于超过允许限度。 2.5.8、塔底温度： 取塔底温度比汽化段温度低 6，即： 3366330 2.5.9、塔顶及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： 102 煤油抽出板（第 9 层）温度： 163 轻柴油抽出板（第 18 层）温度： 218 重柴油抽出板（第 27 层）温度： 305 按所假设温度条件作全塔热平衡，汇总数据如下表，由此可求出全塔回流 热 q。 表 210：全塔热平衡数据 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 71 页 操作条件 焓，kj/kg 物料 流率 kg/h 密度 20 atm 汽相 液 相 热量 gj/h 进料 602923 0.867 1 1.7 2 336 910 548.6 6入 方 汽提蒸 汽 12247.8 2.9 0 420 3316 40.61 合计 615170. 8 589.2 7 汽油 6945 0.710 9 1.5 7 102 609 4.23 航煤 40405 0.780 7 1.6 1 163 412 16.65 出 方 轻柴油 55558 0.807 2 1.6 6 218 557 30.95 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 72 页 重柴油 58083 0.816 9 1.7 0 305 802 46.58 重油 441932 0.897 4 1.7 4 330 840 371.2 2 水蒸气 12247.8 1.5 7 105 2700 33.07 合计 615170. 8 502.7 （2）回流热： q589.27502.786.57gj/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。采用两个中断回流， 第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间（第 1113 层） ，第二个位于轻柴油侧 线与重柴油侧线之间（第 2022 层） 。 回流热分配如下： 塔顶回流取热 50： q043.29 gj/h 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 73 页 第一中段回流取热 20： qc117.31 gj/h 第二中段回流取热 30： qc225.07 gj/h 2.5.10、侧线及塔顶温度的校核： 校核自下而上进行。 （1）重柴油抽出板（第 27 层）温度： 作第 27 层以下塔段的热平衡，见下表所示： 表 211：第 27 层以下塔段热平衡表 操作条件 焓， kj/kg 物料 流率 kg/h 密度 20 atm 汽 相 液 相 热量 gj/h 进料 602923 0.867 1 1.7 2 336 910 548.66 汽提蒸 汽 8838.6 2.9 0 420 331 6 29.31 入 方 内回流 l 0.813 297 785 785l 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 74 页 合计 611761.6 +l 577.97+78 5l 汽油 6945 0.710 9 1.7 0 305 105 4 7.32 航煤 40405 0.780 7 1.7 0 305 102 9 41.58 轻柴油 55558 0.807 2 1.7 0 305 101 6 56.45 重柴油 58083 0.816 9 1.7 0 305 811 47.11 重油 441932 0.897 4 1.7 4 330 840 371.22 水蒸气 8838.6 1.7 0 305 308 9 27.30 出 方 内回流 l 0.813 1.7 0 305 101 4 1014l 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 75 页 合计 611761.6 +l 550.98+1014 l 由热平衡得： 577.97106785l550.9810 61014l 所以内回流 l117860kg/h 或 117860/265445kmol/h 重柴油抽出板上方气相总量为： 44570.5262.4277.84911546.7 kmol/h 重柴油蒸汽分压为：1.70445/1546.70.49atm 常压下重柴油的平衡汽化 0点温度为 325.5，换算到 0.49atm 下为 304.3，与原假设温度相近，可认为原假设温度正确。 （2）轻柴油与航煤抽出板温度校正： 校核的方法与校核重柴油的方法相同，可通过作第 18 层与第 9 层板以下 塔段的热平衡来计算。计算过程从略，计算结果与假设值相符，故认为原假设 值是正确的，即： 轻柴油抽出板温度： 219 航煤抽出板温度： 162.8 （3）塔顶温度： 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 76 页 塔顶冷回流温度 t060，其焓值 为 168kj/kg,塔顶温度 t1102，lth0, 回流（汽油）蒸汽的焓 =601 kj/kg,故塔顶冷回流量为：vtlh1,0 l0q/( )43.2910 6/(601168)99977kg/hvtl1,0t0, 塔顶油气量（汽油内回流蒸汽）为： （999776945）/98.51085.5kmol/h 塔顶水蒸气流量为：12247.8/18680.4 kmol/h 塔顶油汽分压为：1.571085.5/(1085.5+680.4)0.965atm 塔顶温度应该是汽油在其油汽分压下的露点温度。由恩氏蒸馏数据换算得 汽油常压露点温度为 105.2，已知其焦点温度和焦点压力依次为 313.8和 46.7atm，据此可在平衡汽化坐标纸上作出汽油平衡汽化 100点的 pt 线， 由该图可读出油汽分压为 0.965atm 时露点温度为 104.8，考虑到不凝汽的存 在，该温度乘以系数 0.97，则塔顶温度为： 104.80.97101.7 与假设的 102接近，故原假设温度是正确的。 最后验证一下在塔顶条件下，水蒸气是否会冷凝： 塔顶水蒸气分压为 1.570.9650.605atm，相应与此压力的饱和水蒸气 为 86.5，远低于塔顶 102，故在塔顶条件下，水蒸气处于过热状态不会冷 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 77 页 凝。 2.5.11、全塔汽液负荷分布图： 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） ，求出各处的汽液负荷， 就可以作出全塔汽液负荷分布图。 计算中所用符号的意义如下所示： ln内回流量 kmol/h f进料流量 kg/h n第 n 层板 s上升水蒸气 kg/h vn第 n 层板上液相量 kmol/h d汽油油汽流量 kg/h qn第 n 层板上内回流热 kj/h m航煤油汽流量 kg/h lc循环回流量 kmol/h c轻柴油汽流量 kg/h h物流焓值 kj/kg g重柴油汽流量 kg/h 上标 v 表示汽相，l 表示液相 （1）塔顶： 由前计算 l099977kg/h1015kmol/h v1s+d+l 0680.470.510151766 kmol/h （2）第 2 层塔板上汽液相负荷： 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 78 页 令 q2为第二层板上的回流量，q 1为第一层板上的回流量，由于温降，q 1 比 q2略有增加，但增量不大，为了计算方便，近似地认为 q2q 1，t 1t 2,则： l1q 2/( )vlh102,l102, 43.2910 6/（601273）131982kg/h1340kmol/h v2s+d+l 1680.470.513402091 kmol/h （3）第 8 层塔板汽液相负荷（155）： q 入 s w s g s c d m c g q 过汽化油vh36,v420,vh420,vtf,tfh,vt,tfh, 8838.63154（1742.51666.7）33166945109240405 1058.4555581056.3580831054.212.4110 6 221.8510 6kj/h q 出 s 总 d m c g q c1q c2vtsh8,t8,lth9,lt18,lth27, 12247.827906945701404054105555855258083 81117.3110 625.0710 6 175.7710 6kj/h q8q 入 q 出 （221.85175.77）10 646.0810 6kj/h l7q 8/( )vtlh8,7t7, 46.0810 6/（683378）151082kg/h=1035kmol/h 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 79 页 v8sdl 7680.470.510351786kmol/h （4）第 9 层塔板汽液相负荷（163）： q 入 q 8 入 221.8510 6kj/h q 出 s 总 d m c g q c1q c2vtsh9,t9,lth9,lt18,lth27, 12247.828096945718404054105555855258083 81117.3110 625.0710 6 176.1210 6kj/h q9q 入 q 出 （221.85176.12）10 645.7310 6kj/h l8q 9/( )vtlh9,8t8, 45.7310 6/(693384)147993kg/h987kmol/h v9sdl 8680.470.59871738kmol/h （5）第 10 层塔板汽液相负荷（170）： q 入 q 8 入 221.8510 6kj/h q 出 s 总 d m c g q c1q c2vtsh10,vt10,vth10,lt18,lth27, 12247.828276945746404057145555855258083 81117.3110 625.0710 6 188.8110 6kj/h 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 80 页 q10q 入 q 出 （221.85188.81）10 633.0410 6kj/h l9q 10/( )vtlh10,9lt9, 33.0410 6/(706410)111622kg/h725kmol/h v10sdml 9680.470.5262.47251738kmol/h （6）第 13 层塔板汽液相负荷： 第 13 层塔板温度为 190，取中段回流温差为 80，则： qc1l c1h 190110 l c1（470273）17.3110 6kj/h 所以 lc187868kg/h q 入 q 8 入 l c1 221.8510 6+87868454261.7410 6kj/htch12, q 出 s 总 d m c g l c1 q c2vts13,vt13,vt13,lth18,t27, tch13, 12247.828756945777404057525555855258083 8118786847025.0710 6 215.14kj/h q13q 入 q 出 （261.74215.14）10 646.610 6kj/h l12q 13/( )vtlh13,2lt12, 46.610 6/(748454)158504kg/h955kmol/h v13sdml 12680.470.5262.49551968 kmol/h 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 81 页 （7）第 18 层塔板汽液相负荷： q 入 q 8 入 s c 221.8510 61666.73316216.3210 6kj/hvh420, q 出 (s ws g) d m c g q c2ts18,vt18,vth18,lt18,lth27, （8838.61742.5）291669458444040581555558552 5808381125.0710 6 172.4910 6kj/h q18q 入 q 出 （261.32172.49）10 643.8310 6kj/h l17q 18/( )vtlh18,7lt17, 43.8310 6/(804530)159964kg/h816kmol/h v18sdml 1758870.5262.48161737 kmol/h （8）第 22 层塔板汽液相负荷： 第 22 层塔板温度为 257，设温降为 80，则第 20 层中段回流温度为 25780177 qc2l c2h 257177 l c2（664433）25.0710 6kj/h 所以 lc2108528kg/h q 入 q 18 入 l c2 216.3210 6108528634285.1310 6kj/htch21, 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 82 页 q 出 (s ws g) d m c g l c2vtsh2,vt2,vth2,vt2,th27, tc2, （8838.61742.5）299569459354040590755558899 58083811108528664 243.9510 6kj/h q22q 入 q 出 （285.13243.95）10 641.1810 6kj/h l21q 22/( )vtlh2,1lt21, 41.1810 6/(895634)157778kg/h695kmol/h v22sdmcl 2158870.5262.42786951894kmol/h （9）第 27 层塔板汽液相负荷： q 入 q 18 入 s g 216.3210 61742.53316210.5410 6kj/hvh420, q 出 s w d m c gt27,t27,vt27,vth27,lt27, 8838.6308969451054404051029555581016 58083811 179.7610 6kj/h q27q 入 q 出 （210.54179.76）10 630.7810 6kj/h l26q 27/( )vtlh27,6lt26, 30.7810 6/(1016781)130979kg/h495kmol/h 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 83 页 v27sdmcl 2649170.5262.42784951597kmol/h （10）第 31 层塔板汽液相负荷（进料段）： l30 40.2kmol/h301258过 汽 化 油 分 子 量过 汽 化 油 质 量 流 率 v31l 30s w40.2491531 kmol/h （11）第 34 层塔板汽液相负荷量： l33 1263kmol/h3504192重 油 分 子 量重 油 质 量 流 率 v34s w491 kmol/h 根据中段回流和塔顶取热的分配不同，作了方案，经过各侧线温度的重 新假设校正，以及全塔热平衡的重新核算，所得结果汇总如下表所示： 表 213：方案 全塔回流热 86.57106kj/h 回流取 热分配 塔顶取热 50 一中段回流取热 20，二中段回流取热 30 温 塔 顶 104 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 84 页 航煤侧线抽出 板 163 轻柴侧线抽出 板 218 重柴侧线抽出 板 305 进 料 336 度 塔 底 330 负荷量 液相负荷 kmol/h 汽相负荷 kmol/h 1 1015 1766 2 1340 2091 8 1035 1786 9 987 1738 10 725 1738 13 955 1968 18 816 1737 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 85 页 22 695 1894 27 495 1597 31 40.2 531 34 1263 491 表 214：方案 全塔回流热 86.57106kj/h 回流取 热分配 塔顶取热 40 一中段回流取热 25，二中段回流取热 35 塔 顶 100 航煤侧线抽出 板 160 轻柴侧线抽出 板 216 温 度 重柴侧线抽出 板 305 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 86 页 进 料 336 塔 底 330 负荷量 液相负荷 kmol/h 汽相负荷 kmol/h 1 820 1571 2 1072 1823 8 826 1577 9 793 1544 10 523 1536 13 854 1867 18 729 1650 22 691 1890 27 495 1597 31 40.2 531 34 1263 491 作出二个方案的全塔汽、液负荷图。综合考虑汽液相的均匀分布和充分利 用高温位热能，用方案作为塔计算的依据。仅选择了汽相负荷最大的板。 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 87 页 2.6、塔的工艺计算 采用方案中第 22 层板作为计算依据。 已知：汽相流量为： vsdmcl21 （8838.61742.5）69454040555558157992 271481kg/h 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 88 页 液相流量：ll 21l c2157992131739289731kg/h 操作压力：p1.68atm 操作温度：t256 液相密度： l811.4kg/m 3 液体表面张力：20dyn/cm 2.6.1、物性数据计算： （1）汽相密度 v: 由 pvnrt 得： vpm/rt m 1432718906218907541890.26.18905.75 v 5.53kg/m 3)256.73(4.6 3rtp （2）汽液相流率： vs271481/5.5349092m 3/h13.64m 3/s lsl/ l289731/811.4357m 3/h0.0992m 3/s 2.6.2、塔和塔板主要工艺尺寸计算： （1）塔径 d： 初选板间距 ht0.6m，取板上液层高度为 0.12m，故： 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 89 页 hth l0.60.120.48m 08.53.4816.0922/2/1 vs 由史密斯关联图得：c 200.11 由于系统轻微起泡，取 ks0.95 由于所选板间距为 0.6m，取 k0.82 则安全系数 ck sk0.950.820.779 最大空塔气速： umax 1.21m/s53.4810.vlc u0.779 u max0.7791.210.94m/s d 4.3m94.06134s 按标准，塔径园整为 4.4m，则空塔气速为 0.90m/s。 （2）溢流装置： 采用双溢流，弓形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 、堰长 lw： 取堰长 lw0.5d，即 lw0.54.42.2m 、出口堰高 hw: 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 90 页 hwh lh ow， 采用平直堰，由 lw/d0.5， 49.7m5.25.20936whll 查液流收缩系数计算图，得 e1.14 how 0.096m 3/23/2 .093614.081084.whlle 故 hw0.120.0960.024m 、弓形降液管宽度 wd和面积 af： 由 lw/d0.5，查弓形降液管的宽度与面积图得， wd/d0.068，a f/at0.03，故： wd0.0684.40.3m af0.03d 2/40.034.4 2/40.46m 2 计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积，即： a fht/ls20.460.6/0.09925.7s（5s，符合要求） 、降液管底隙高度 h0： 取降液管底隙处流体流速 为 0.2m/s，则：0u h00.0992/(2.20.22)0.113m （3）塔板布置及浮阀数目与排列： 辽 宁 石 油 化 工 大 学 毕 业 设 计 （ 论 文 ） 用 纸 第 91 页 取阀孔动能因子 f011，则孔速为： u0f 0/ 11/ 4.68m/sv53. 每层板上浮阀数： n 2442 个4/68.039.14/202udv 取边缘宽度 wc0.06m，破沫区宽度 ws0.10m，计算塔板上鼓泡区面