常减压设计说明及计算

1、常减压装置设计说明与计算一、装置概况与特点本项目是为新建炼厂设计500万吨/年常减压装置加工沙中原油，年开工日按330天计算，该装置的常压蒸馏生产汽油、煤油。轻柴油、重柴油和重油。本装置主要由电脱盐系统、换热网络系统、常压系统、减压系统等部分组成。原油在本装置内经脱盐脱水、常压蒸馏、减压蒸馏后被分为石脑油、柴油馏分、加氢裂化等满足后续加工装置要求的物料，常顶气、减顶气经送至轻烃回收装置进行处理。二、工艺路线和方案1、原油蒸馏采用成熟的二级蒸馏（即常压蒸馏和减压蒸馏）方案。2、原油电脱盐系统为二级电脱盐，采用长江(扬中)电脱盐设备公司吸收国外先进技术开发的高速电脱盐技术。3、常压塔选用板式塔结构

2、，塔内件拟采用国内先进、高效浮阀塔盘。如导向浮阀等。4、通过系统化的减压蒸馏技术（干式减压塔、减压炉、减压转油线和抽真空系统），使装置生产高质量馏份油。减压塔选用全填料内件，采用先进的液体分布器和特殊的洗涤段设计，确保加氢裂化原料的质量。5、减压塔顶系统采用三级抽空系统。第一级、二级为传统的蒸汽抽空方式，第三级采用机械抽空系统，以节约能量。6、采用窄点技术，对原油换热网络进行优化设计，充分利用装置余热，使原油换热终温达到290以上。并在不影响换热终温的前提下，利用合适温位的物流发生蒸汽供装置自用，回收低温余热，降低能耗。7、为回收原油中的轻烃组分，提高装置的经济效益，本装置将初、常顶气及减顶气

3、送出装置去轻烃回收。8、在常压塔顶和减压塔顶的馏出线上设置了注缓蚀剂、注水等防腐设施。三、常压蒸馏塔的工艺计算1 原料性质密 度（20）/ kg.m-3API度运动粘度（40）凝 点 /闪点（开口法）/ 特性因素 K原油类别871.430.127.186-21-2011.8高硫中间基2 产品实沸点蒸馏数据实沸点蒸馏质量分数%温度（）密度01030507090100汽油729.618.740.565.4111.9137.4154.4169.8煤油789.2171.7179.1182.9187.7194.2204.6218.3柴油836.2219.5231.8248.5269.6294.4327.

4、4347.3常压渣油945.83503 原油切割方案根据设计任务书及原油、产品性质数据，确定切割方案，见表3-2表3-2 沙中原油常压切割方案产品实沸点沸程/实沸点切割温度/收率体积分数质量分数汽油170169.822.4918.32煤油170220218.37.776.98柴油220350347.323.1522.24重油35046.5952.464.产品性质见表产品体积平均沸点C中平均沸点C立方平均沸点C比重指数0API特性因数/K平衡汽化温度/ C临界参数焦点参数01030%50%70%90%100%温度C压力MPa温度C压力MPa汽油11.976 88929699104109208.6

5、3.313285.86煤油10.9162170181187193204211381.42.824113.80柴油10.72542602682722762842914 61.62.134672.62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 =（40.5+65.4+111.9+137.4+154.4）/5=101.92（2）恩氏蒸馏90%10%斜率90%10%斜率=（154.440.5）/(9010)=1.42/%（3）立方平均沸点由图查得校正值为-3.8T立=101.923.8=98.12(4)中平均沸点由图查得校正值为-9.5t中=101.929.

6、5=92.42（5）比重指数由汽油密度查表得：=141.5/0.7926-131.5=47.03（6）特性因数由图查得：K=1.216(92.42+273)(13)/0.7926=11.0（7）相对分子质量：查图的相对分子质量=90（8）平衡汽化温度由图求得平衡汽化50%温度为89.9恩氏蒸馏/%（体） 0 10 30 50 70 90 100馏出温度/ 58 87 93 99 106 118 130恩氏蒸馏温差/ 29 6 6 7 12 12因恩氏蒸馏10%70%斜率=由图查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=平衡汽化50%点的温度/ 平衡汽化温度/ 71 84 88 92 96 101

7、 105（9）临界温度 由图查得：临界温度=295 （10）临界压力 由图查得：临界压力=2.26MPa(11)焦点压力 由图查得：焦点压力=36.47MPa （12）焦点温度由图查得：焦点温度=82+295=3775 物料平衡由开工天数330天按8000小时计及各产品的收率，即可作出常压塔的物料平衡，如表3-3。表中的物料平衡忽略了损失（气体+损失），实际生产中常压塔的损失约占原油的0.5%。表3-3 物料平衡油 品产率处理量或产量体重万t/at/dkg/hkmol/h原 油10010050015150625000汽 油22.4918.3291.62776114500煤 油7.776.983

8、4.9105843600 柴油23.1522.24111.23370139000重 油46.5952.46262.379483280006 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2.98atm的过热水蒸汽。表3-5 汽提水蒸气用量油 品（重，对油）千克/时千摩/时一线煤油3130872.7二线柴油34170231.7塔底重油26560364.4合计12038668.87. 塔板形式和塔板数选用浮阀塔板参照石油炼制工艺学P178表5-1选定塔板数如下：汽油-煤油段 9层煤油-柴油段 12层柴油-汽化段 4层塔底汽提段 4层考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔

9、板，共6层，全塔塔板数总计为35。8.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 0.170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=0.2

10、071Mpa9. 计算草图汽油14375kg/h蒸气12293kg/h塔顶冷回流104921kg/h煤油汽提蒸汽1454kg/h（420）煤油48459kg/h轻柴油汽提蒸汽1904kg/h（420）轻柴油63470kg/h重柴油汽提蒸汽1748kg/h（420）重柴油62443kg/h塔底汽提水蒸汽7187kg/h221820383339进料570776kg/h热量536.41106kg/h441512111950.157MPa353.53443102601700.162MPa0.168MPa0.173MPa第一中段回流QC1=23.12106KJ/h第二中段回流QC2=34.67106KJ

11、/h塔底重油359361kg/h10. 汽化段温度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24)或2.03(体)则过汽化油量为12500kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为:eF=(5.0+10.514.2+5.9+2.03)=37.63(体) 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:0.172875/(875+336

12、)=0.124Mpa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

13、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物料焓Kj/kg热量kJ/h汽相液相汽油1176117618900=22.27*106煤油1147114742300=48.52106轻柴油1130113060750=68.65106重柴油1122112225650=28.78106过汽化油111890001118=10.06106重油888888302400=268.5106合计QF=446.8106表3-9 进料带入汽化段的热量QhF=446.8106/45000

14、0=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，转化为常压下温度为325时汽化率eo为31.5，显然eo5s，故降液管尺寸可用。4.3塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子Fo10，根据公式uoFo/v0.5可求得气体通过阀孔时的速度0，式中v为汽体密度 即010/2.20.5=6.76m/s根据0与每层板上的阀孔数N的关系式得NVs/4do20式中Vs上升气体的流量，m3

15、/s do阀孔直径， do0.039mN21.24/3.14/40.03926.76=2507取边缘区宽度Wc0.07m，破沫区宽度Ws0.10m依公式计算板上的鼓泡区面积：Aa2x（R2-X2）0.5+（/180)R2arcsinx/R式中XD/2-(Wd+Ws),m RD/2-Wc ,m所以X5.1/2-(0.595+0.10)=1.855m R5.1/2-0.07=2.48Aa21.855(2.482+1.8552)0.5+5.1/1802.482arcsin（1.855/2.48） =3.91m2/s浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t75mm0.075m则可按估算排间

16、距t公式计算。tAa/Nt=3.91/(25070.075)=0.0208m=31mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用31mm，而应小于此值故取30mm0.030m。按t75mm，t30mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数1660个按N1660重新核算转速及阀孔动能因数0Vs/4do2N 21.24/3.14/4(0.039)22507=6.76m/sFo=0（v）1/2 =6.76(2.20)0.5=10.03阀孔动能因数Fo变化不大，仍在912范围内塔板开孔率/0=1.0412/6.76100%=21.94%五、塔

17、板流体力学验算5.1气相通过阀塔板的压强降根据hphchLh计算塔板压强降式中hp塔板压降，mhc干板阻力，mhL板上充气液层阻力，mh液体表面张力造成的阻力，m干板阻力因0c(73.1/v)1.825/2 (73.1/2.20)1.825/2 24.45m/s因00c故按公式hc19.900.175/L 故hc19.96.760.175/840.4=0.033m液柱板上充气液层阻力hl取充气系数ohL0.350.080.028m液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为hp0.033+0.0280.061m液柱则单板压降Pph

18、p L g0.061840.49.81502.9Pa与常压塔设计中所设计的单板压降0.005atm相近，故认为假设正确.5.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd（HT+hw）Hd可用式Hdhp+hL+hd计算，即与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp已算出hp0.061m液柱，液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按式hd0.153（Ls/Lwho）2计算即 hd0.153（0.073/2.510.22)2=0.0027m液柱板上液层高度，hL0.08故Hd0.061+0.0027+0.080.144m取0.65，又已选定HT0.70m hw0.016m则（H

19、T+hw）=0.65(0.70+0.016)=0.465 m可见Hd（HT+hw）， 符合防止淹塔的要求5.3雾沫夹带通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量的指标。此比值称泛点率，按式：泛点率Vs （v /（ L-v ）1/2+1.36LsZL/KCFAd100%或泛点率 Vs （v /（ L-v ）1/2 /0.78KCFAd100%上二式中ZL板上液体流径长度，m ZLD2Wd Ab板上液流面积，m2 AbAT-2Af CF泛点负荷系数，可根据气相密度v及板距HT由图查得 K物性系数一般按上二式分别计算泛点率，取其中大者为验算的依据因 ZLD2Wd5.1-20

20、.5953.91m AbAT-2Af20.4-22.24415.912m按物性系数表取K10由化工原理图3-13泛点负荷系数表查得CF0.138则：泛点率=13.45(2.20/840.4-2.20)0.5/+1.360.0572.21/(1.00.1457.074)100%=79.9% 泛点率21.242.20/(840.4-2.20)0.5/0.781.00.14520.4100% 65.56对于大塔为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80；所以符合要求5.4塔板负荷性能图雾沫夹带线依公式：泛点率Vs （v /（ L-v ）1/2+1.36LsZL/KCFAd按泛点率为80计算如下：Vs

21、2.2/（840.4-2.2）0.5+1.36Ls2.21/(0.80.1457.074)=0.80整理得：Vs16.08-59.02Ls在操作范围内任取若干个Ls值，依式Vs16.08-59.02Ls算出相应的Vs值列于表4-1中，据此，可做出雾沫夹带线（1）表4-1 LS，VS值Ls（m3/s)0.010.020.025Vs（m3/s)15.4914.9014.60液泛线 由aVs2b-cLs2-dLs2/3式中 a1.91105v/cN2=1.911052.20/840.416602=0.00018 b HT+（0.5-1-0.35）0.031 0.650.70+（0.65-1-0.35

22、）0.0160.44 c0.153/Lw2ho=0.153/2.5120.222=0.50 d=(1+o)E0.667/Lw2/3 =(1+0.35)10.667/2.512/3=0.49把a.b.c.d代入式中得0.00018Vs2=0.44-0.5Ls2-0.49Ls2/3即 Vs2=2444.44-2777.78Ls2-2722.22Ls2/3在操作范围内取若干Ls值算出相应的Vs值列于表4-2表4-2 LS，VS值Ls（m3/s)0.010.0150.02Vs（m3/s)48.1547.7347.36据表中数据做出液泛线（2）液相负荷上限线：液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35，以5s作为液体在降管中停留时间的下限（Ls）maxAfHT/52.2440.8/5=0.160m2/s求出上限液体流量Ls值（常数）。在VsLs图上液相负荷上限为与气体流量Vs无关的竖直线（3）漏液线：以Fo0v0.55作为规定气体最小负荷的标准，则得：（Vs）mindo2N0/4=/4do2N5/Pv0.5 =3.14/4(0.039)225075/2.20.5=6.69m3/s据此做出与液体流量无关