第六节 原油蒸馏工艺计算全

1、第六节 原油蒸馏工艺计算对于高等职业技术院校的学生，原则上是不要求完全掌握工艺方面的计算过程的。但对于炼油技术专业学生，蒸馏装置是最重要和最基础的一个装置，毕业设计一般多选择蒸馏装置的设计，而学生手头拥有的工具书有限，所以在这里将原油蒸馏工艺计算做一个比较详细的说明。八：砍了石油蒸馏工艺计算一般包括两种情形：蒸馏塔工艺设计计算和蒸馏塔的工艺核算。蒸馏塔工艺设计计算是根据油品性质数据以及工艺要求，设计一个合适的蒸馏塔，并确定有关操作参数，为装置建设设计提供依据。蒸馏塔的工艺核算是对已有装置的蒸馏塔，根据其塔结构、操作参数和油品性质等数据，核算现有设备是否符合生产要求，为蒸馏塔的操作、改造提供依据

2、。设计计算和核算的原理、方法和设计的基本一致，只是在步骤上略有差异。这里就（本文主要以）设计计算为例来进行说明。一、原油分馏塔工艺计算所需的基础数据和设计计算步骤1. 计算所需基础数据设计资料是一切设计工作的基础，没有必要的设计资料，设计工作就难于进行。通常一个化工项目的设计或是采用现成的生产实践数据，或是采用科学试验数据，同时还涉及大量的技术资料。因此，设计人员接受设计任务后首先进行的准备工作就是设计基础资料的搜集。设计基础资料搜集得愈全面、愈完整、愈合适，设计就愈能符合生产规律，愈能取得预期的设计效果。要进行原油分馏塔的计算，必须首先收集整理好以下一些数据：1）原料油性质，其中主要包括实沸

3、点蒸馏数据、密度、特性因数、平均相对分子量、含水量、粘度和平衡汽化数据等。2）原料油处理量，包括最大和最小可能的处理量。3）根据正常生产和检修情况确定的年开工天数。4）产品方案及产品性质。5）汽提水蒸气的温度和压力。上述基本数据通常由设计任务书给定。此外，应尽可能收集同类型生产装置和生产方案的实际操作数据以资参考。2. 设计计算步骤1）根据原料油类型及国家对产品的需要决定产品方案。2）列出（有的须通过计算求得）有关各油品的性质。根据原料油性质及产品方案确定产品的收率，作出物料平衡。3）决定汽提方式，并确定汽提蒸汽用量。4）选择塔板的型式，并按经验数据定出各塔段的塔板数。2）画出精馏塔的草图，其

4、中包括进料及抽出侧线的位置、中段回流位置等。6）确定塔内各部位的压力和加热炉出口压力。7）决定进料过汽化度，计算汽化段温度。8）确定塔底温度。9）假设塔顶及各侧线抽出温度，作全塔热平衡，算出全塔回流热，选定回流方式及中段回流的数量和位置，并合理分配回流热。10）校核各侧线及塔顶温度，若与假设值不符合，应重新假设和计算。11）作出全塔气、液相负荷分布图，并将上述工艺计算结果填在草图上。12）计算塔径和塔高。13）作塔板水力学核算。14）设计结果分析与结论。具体进行设计计算时，要按照上面给出的步骤，灵活地运用所学的基本知识，完整地完成设计任务。二、计算参数参数包括：恩氏体积平均沸点、立方平均沸点、

5、中平均沸点、比重指数0API、特性因数K、相对分子质量、平衡汽化温度、临界温度、临界压力、焦点压力、焦点温度、实沸点切割范围等，可以根据已获得的基本数据（主要是基础评价数据）逐项算出，并将结果列于下表。表2.6.1 油品的计算参数表数值数值项目恩氏蒸馏出温度，比重体积平均沸点恩氏蒸出 1090%斜率立方平均沸点中平均沸点特性因数K分子量组成0%10%30%50%70%90%100%比重指数气 体塔顶产品侧线产品塔底产品*数值数值项目平均蒸发馏出温度，临界温度临界压力（大气压）焦点温度焦点压力（大气压）实沸点切割范围，相 邻 馏 分 温 度0%10%30%50%70%90%100%0%100%气

6、 体塔顶产品侧线产品塔底产品*注:为需要填写的数值。目 *如油品太重，不能从立方平均沸点数据换算，可让实验室提供。也可以自己设计简单表格，将计算结果填入。三、物料平衡计算蒸馏塔的物料平衡是计算设计蒸馏塔尺寸、操作条件以及决定相关的设备工艺条件的主要依据，是分析生产、找出生产中存在问题的重要手段之一。原油蒸馏塔的物料平衡，可分为全塔和局部物料平衡。全塔的物料平衡如图2.6.1 所示。图2.6.1 蒸馏塔物料平衡图 图2.6.2 蒸馏塔热平衡隔离系统图蒸馏塔的物料平衡计算首先要画好草图，然后取好要求确定物料平衡部位的隔离系统，如图2.6.1 中的虚线为计算全塔物料平衡时的隔离系统。另外，计算前还应

7、确定计算基准，常以每小时的流量作为基准。图中的塔顶回流和汽提塔汽提出的油蒸气属于塔内部循环，其流量大小不计入物料平衡内。最后，可列出物料平衡计算式或列表。根据物料平衡，总进料量等于总出料，即入方出方，故：GGBW十CB1GB2GDG1G2GWGBD1. 进入隔离系统物料（入方）式中 G一原油进塔量，kgh；GBW一塔底汽提水蒸气量，kgh；GB1一第一侧线汽提水蒸气量。kgh；、GB2一第二侧线汽提水蒸气量，kg/h。2. 离开隔离系统物料（出方）式中 GD一塔顶产品量，kg/h；G1一第一侧线产品量，kg/h；G2一第二侧线产品量，kgh；GW一塔底产品量，kg/h；GBD一塔顶冷凝水，kg

8、h。蒸馏塔的局部物料平衡也可按以上同样方法求定。计算数据列于下表。表2.6.2 物料平衡表项目数值馏分体积产率%重量产率%年处理量或年产率万吨/年日处理量或日产率吨/日小时处理量或产率公斤/时分子流率公斤分子/时原料油100100气 体塔顶产品侧线产品塔底产品四、全塔热平衡计算热量平衡也是确定设备工艺条件和工艺尺寸所必须进行的计算内容，同时还是分析生产的重要依据。蒸馏塔的热量平衡，分为全塔热平衡和局部平衡。下面以全塔热平衡为例，介绍确定热平衡的方法。原油蒸馏塔全塔热平衡如图2.6.2所示。热平衡计算步骤与物料平衡计算步骤基本相同。首先画出草图，其次取好隔离体系，在草图上标出进、出口物料量、温度

9、、压力等已知或未知条件，最后建立热平衡方程式（或列表）。1. 入塔热量Q入GehVtG+G（le）htGLGBDhtBVGRhtRL式中 Q入进入蒸馏塔的总热量，kJ/h；G原油进塔量，kg/h；GBD进入蒸馏塔的水蒸气量，kgh；e原油在进料处的汽化率；GR塔顶回流量，kg/h；tG原油进料塔温度，；tB水蒸气的温度，；htGV进塔原油中气相的热焓，kJkg；htGV进塔原油中液相的热焓，kJkg；htBV水蒸气的热焓，kJkg；htRL冷回流的热焓，kJkg。2. 出塔热量G出GDhtDV+GRhtDV+G1ht1L+G2ht2L +GWhtWL+GBDhtD式中Q出出蒸馏塔的总热量，kg

10、h；GD塔顶汽油量，kgh G1一侧线产品量，kgh；C2二侧线产品量，kgh；GW塔底产品量，kg/h；tD汽油馏出温度，；t1一侧线的温度，；t2二侧线的温度，；tW塔底油温度，。hVtD塔顶汽油的气相热焓，kJkg，；hLt1一侧线油的液相热焓 ，kJkg；htL2 二测线油的液相热焓，kJk；hVtW塔底油的液相热焓，kJkg；hVtD塔顶水蒸气的热焓，kJkg。若不考虑塔的散热损失，则Q入Q出，整理后得：GehtGVG（1e）hLtGGBDhtBV（GDhtDVG1ht1L十G2ht2V GWhtWL + GBDhtDL）GR（htDVhtRL）式中GR（htDVhtRL）为全塔剩余

11、的热量，也就是回流应取走总的热量，即全塔回流热。回流热分配大致按以下比例：塔顶回流取热为 4050（包括顶循环回流）， 中段循环回流取热为 5060，各厂根据实际情况决定。五、原油分馏塔的主要工艺条件的确定1. 经验塔板数石油的组成相当复杂，目前还不能用分析法计算塔，一般采用生产中可行的经验数据，表2.6.3是国内外常压塔板数参考值。表2.6.3 国内外常压塔塔板数初步分离的馏分国内国外一二三汽油煤油1081068煤油轻柴油89946轻柴油重柴油77446重柴油裂化原料884最低侧线进料34436进料塔底446表中塔板数均未包括循环回流的换热板数。也可用填料代替。2. 汽提水蒸气用量石油精馏塔

12、的汽提蒸汽一般都是用温度为400450 的过热水蒸气（压力约为0.3MPa），用过热蒸气的主要原因是防止冷凝水带入塔内。侧线产品汽提的目的主要是驱除其中的低沸组分，从而提高产品的闪点和改善分馏精确度；常压塔底汽提主要是为了降低塔底重油中350以前馏分的含量，以提高直馏轻质油品的收率，同时也减轻了减压塔的负荷，减压塔底汽提的目的则主要是降低汽化段的油气分压，从而在所能达到的最高温度和真空度之下尽量提高减压塔的拔出率。汽提蒸汽的用量与需要提馏出来的轻组分含量有关，在设计计算中可以参考表2.6.4所列的经验数据选择汽提蒸汽的用量。由于原料不同，操作情况多变，适宜的汽提蒸汽用量还应当通过实际生产情况的

13、考察来调整。近年来，由于对节能问题的重视，在可能的条件下，倾向于减少汽提蒸汽的用量。表2.6.4 汽提蒸汽用量塔产品蒸汽用量（质量分数）%(对产品)初馏塔塔底油1.21.5常压塔溶剂油1.52煤油23轻柴油23重柴油24轻润滑油24塔底重油24减压塔中、重润滑油24残渣燃料油24残渣汽缸油253. 过汽化油量当原料油是以部分汽化状态进入塔内，而气体部分的量仅等于塔顶及各侧线产品的量时，最低一侧线至汽化段间的塔板将产生“干板”现象即塔板上无液相回流，从而使此塔板失去精馏作用。因此，要求进料的汽化量除了包括塔顶和各侧线的产品外，还应有一部分多余的量，这就是过汽化油量。过汽化油量应适当，过小影响分离

14、效果，过大将增加加热炉的负荷，提高汽化段温度，同时也增加了外回流量。表2.6.5为国内某些炼厂的蒸馏塔过汽化油量。表2.6.5 国内某些原油蒸馏塔过汽化油量（占进料的质量分数/%）塔名称一二三四推荐值初馏塔5.3525常压塔2.5222.8524减压塔1.22364. 操作压力原油常压蒸馏塔的最低操作压力最终是受制于塔顶产品接受罐的温度下塔顶产品的泡点压力。常压塔顶产品通常是汽油馏分或重整原料，当用水作为冷却介质时，塔顶产品冷至40C左右，产品接受罐（在不使用二级冷凝冷却流程时也就是回流罐）在0.l0.25MPa的压力操作时，塔顶产品能基本上全部冷凝，不凝气很少。为了克服塔顶馏出物流经管线和设

15、备的流动阻力，常压塔顶的压力应稍高于产品接受罐的压力，或者说稍高于常压。在确定塔顶产品接受罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶馏出物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得到塔顶的操作压力。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程（包括连接管线在内）的压降一般约为0.02MPa，使用空冷器时的压降可能稍低些。国内多数常压塔的塔顶操作压力大约在0.130.16 MPa之间。塔顶操作压力确定后，塔的各部位的操作压力也随之可以计算得到。塔的各部位的操作压力与油气流经塔板时所造成的压降有关。油气由下而上流动，故塔内压力由下而上逐渐降低。常压塔采用的各种塔板的压降大致如表2.6.6所示。表2.6.6 各种塔板的

16、压力降塔板形式压力降/kPa塔板形式压力降/kPa泡罩0.50.8舌型0.250.4浮阀0.40.65金属破沫网0.10.25筛板0.250.5由加热炉出口经转油线到精馏塔汽化段的压力降通常为0.034MPa，由精馏塔汽化段的压力即可推算出炉出口压力。5. 操作温度确定了精馏塔各部位的操作压力后，就可以求定各点的操作温度。从理论上说，在稳定操作的情况下，可以将精馏塔内离开任一块塔板或汽化段的气、液两相都看成处于相平衡状态。因此，气相温度是该处油气分压下的露点温度，而液相温度则是其泡点温度。虽然在实际中由于塔板上的气、液两相常常未能完全达到相平衡状态而使实际的气相温度稍偏高或液相的温度稍偏低，但

17、是在设计计算中都是按上述的理论假设来计算各点的温度。上述的计算方法中要计算油气分压时必须知道该处的回流量。因此，求定各点的温度时需要综合运用热平衡和相平衡两个工具，用试差计算的方法。计算时，先假设某处温度为t，作热平衡以求得该处的回流量和油气分压，再利用相平衡关系一平衡汽化曲线，求得相应的温度t（泡点、露点或一定汽化率的温度）。t与t的误差应小于1，否则须另设温度t，重新计算直至达到要求的精度为止。为了减小猜算的工作量，应尽可能地参照炼油厂同类设备的操作数据来假设各点的温度值。如果缺乏可靠的经验数据，或为作方案比较而只须作粗略的热平衡时，可以根据以下经验来假设温度的初值：在塔内有水蒸气存在的情

18、况下，常压塔顶汽油蒸气的温度可以大致定为该油品的恩氏蒸馏60点温度；当全塔汽提水蒸气用量不超过进料量的12时，侧线抽出板温度大致相当于该油品的恩氏蒸馏5点温度。下面分别讨论求定各点温度的方法。图2.6.3进料的平衡汽化曲线1常压下的平衡汽化曲线；2汽化段油气分压下的平衡汽化曲线 3炉出口压力下的平衡汽化曲线1）汽化段温度汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。已知汽化段和炉出口的操作压力，而且产品总收率或常压塔拔出率和过汽化度、汽提蒸气量等也已确定，就可以算出汽化段的油气分压；进而可以作出进料（在常压塔的情况下即为原油）在常压下、在汽化段油气分压下以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线，如图2.6.3。

19、根据预定的汽化段中的总汽化率eF，由该图查得汽化段温度 tF，由 eF和tF可算出汽化段内进料的焓值。在汽化段内发生的是绝热闪蒸过程。如果忽略转油线的热损失，则加热炉出口处进料的焓h0应等于汽化段内进料的焓hF。加热炉出口温度t0必定高于汽化段温度tF，而炉出口处汽化率e0则必然低于eF。前已提及，为了防止进料中不安定组分在高温下发生显著的化学反应，进料被加热的最高温度（即加热炉出口温度）应有所限制。因此，如果由前面求得的tF、eF推算出的t0超出允许的最高加热温度，则应对所规定的操作条件进行适当的调整。生产航空煤油（喷气燃料）时，原油的最高加热温 度一般为 360365 ，而在生产一般石油产

20、品时则可放宽至约 370。在设计计算时可以根据此要求选择一个合适的炉出口温度t0，并在图453上查得炉出口的汽化率e0，从而求出炉出口处油料的焓值h0。考虑到转油线上的热损失，此h0值应稍大于由汽化段的tF、eF推算出的hF值。如果h0值高出hF值甚多。说明进料在塔内的汽化率还可以提高；反之，若h0值低于hF值而炉出口温度又不允许再提高，则可以调整汽提水蒸气量或过汽化度使汽化段的油气分压适当降低以保证所要求的拔出率。2）塔底温度进料在汽化段闪蒸形成的液相部分，汇同精馏段流下的液相回流（相当于过汽化部分），向下流至汽提段。塔底通入过热水蒸气逆流而上与油料接触，不断地将油料中的轻馏分汽提出去。轻馏

21、分汽化需要的热量一部分由过热水蒸气供给，一部分由液相油料本身的显热提供。由于过热水蒸气提供的热量有限，加之又有散热损失。因此油料的温度由上而下逐板下降，塔底温度比汽化段温度低不少。虽然文献资料中有关于计算塔底温度方法的介绍，但计算值与实际情况往往有较大的出入，所以一般均采用经验数据。原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段温度低510。3）侧线温度严格地说，侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油气分压下的泡点温度。它比汽提后的产品在同样条件下的泡点温度略低一点。然而往往能够得到的是经汽提后的侧线产品的平衡汽化数据。考虑到在同样条件下汽提前后的侧线产品的泡点温度相差不多

22、，为简化起见，通常都是按经汽提后的侧线产品在该处油气分压下的泡点温度来计算。侧线温度的计算要用猜算法。先假设侧线温度tm，作适当的隔离体系及热平衡。求出回流量，算得油气分压，再求得该油气分压下的泡点温度。应与假设的相符，否则重新假设，直至达到要求的精度为止。这里要说明两点：计算侧线温度时，最好从最低的侧线开始，这样计算比较方便。因为进料段和塔底温度可以先行确定，则自下而上作隔离体和热平衡时，每次只有一个侧线温度是未知数。为了计算油气分压，须分析一下侧线抽出板上气相的组成情况。该气相是由下列物料构成的：通过该层塔板上升的塔顶产品和该侧线上方所有侧线产品的蒸气，还有在该层抽出板上汽化的内回流蒸气以

23、及汽提水蒸汽。可以认为内回流的组成与该塔板抽出的侧线产品组成基本相同，因此，所谓的侧线产品的油气分压即是指该处内回流蒸气的分压。国内一般采用以下的方法：一方面把除回流蒸气以外的所有油气都看作和水蒸气一样的起着降低分压的作用，另一方面按汽提后侧线产品的平衡汽化数据来计算泡点温度。4）塔顶温度塔顶温度是塔顶产品在其本身油气分压下的露点温度。塔顶馏出物包括塔顶产品、塔顶回流（其组成与塔顶产品相同）蒸气、不凝气（气体烃）和水蒸汽。塔顶回流量须通过假设塔顶温度作全塔热平衡才能求定。算出油气分压后，求出塔顶产品在此油气分压下的露点温度，以此校核所假设的塔顶温度。原油初馏塔和常压塔的塔顶不凝气量很少，可忽略

24、不计。忽略不凝气以后求得的塔顶温度较实际塔顶温度约高出3，可将计算所得的塔顶温度乘以系数0.97作为采用的塔顶温度。在确定塔顶温度时，应同时校核水蒸汽在塔顶是否会冷凝。若水蒸汽的分压高于塔顶温度下水的饱和蒸气压，则水蒸汽就会冷凝。遇到此情况时应考虑减少水蒸汽用量或降低塔的操作压力，重新进行全部计算。对于一般的原油常压精馏塔，只要汽提水蒸气用量不是过大，则只有当塔顶温度约低于 90时才会出现水蒸气冷凝的可能性。5）侧线汽提塔塔底温度 当用水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低810，有的也可能低得更多些。当需要严格计算时，可以根据汽提出的轻组分的量通过热平衡计算求取。当用再沸提馏时，其温

25、度为该处压力下侧线产品的泡点温度，此温度有时可高出该侧线抽出板温度十几摄氏度。六、原油常压分馏塔工艺计算案例以胜利原油为原料，设计一套处理量为250×104t（年开工日按 33O天计算）的常减压蒸馏装置。该装置的常压蒸馏生产汽油，煤油、轻柴油、重柴油和重油，产品规格如表2.6.7。原油的实沸点蒸馏数据及平衡汽化数据由实验室提供，见图2.6.4。根据上述条件设计原油常压分馏塔。工艺设计计算过程及结果如下：1. 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2.6.8。表 2.6.7产品部分规格产品密度/Kg/m-3恩氏蒸馏数据/0%10%30%50%70%90%10

26、0%汽油702油799.4159171179194208225239轻柴油828.6239258267274283296306重柴油848.4289316328341350368376重油941.6344表 2.6.8胜利原油常压切割方案产品实沸点切割点/实沸点馏程/收率/%体积分数质量分数汽油154.84.33.51煤油145131.6339.27.26.67轻柴油239.6220.8339.27.26.91重柴油301.6274.9409.39.89.64重油360312.571.573.27图2.6.4 原油的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线l一原油常

27、压下实沸点蒸馏曲线；2原油常压平衡汽化曲线；3炉出口压力下原油的平衡汽化曲线； 4汽化段油气分压下原油的平衡汽化曲线当产品方案已经确定，同时具备产品的馏分组成和原油的实沸点蒸馏曲线时，可以根据各产品的恩氏蒸馏数据换算得到它们的实沸点馏程即0点和100点，例如在本例中已列于表2.6.8。相邻两个产品是互相重叠的，即实沸点蒸馏（tH0-t1L00）是负值。实沸点切割温度一般就在这个重叠值的一半之处，即：切割点(t0H+tL100)/2。按照切割温度，可以从原油的实沸点曲线查出各产品的收率。2. 物料平衡由年开工天数及各产品的收率，即可作出常压塔的物料平衡，如表2.6.9。表中的物料平衡忽略了损失（

28、气体十损失），实际生产中常压塔的损失约占原油的0.5。表2.6.9物料平衡（按330d/a）油品产率处理量或产量体积分数质量分数104t/at/dKg/hkmol/h原油1001002507576315700产 品汽油4.33.518.7726611100117煤油7.26.6716.6950521040139轻柴油7.26.9117.3052421800100重柴油9.89.6424.1073030400105重油71.573.27183.1455512323603. 产品的有关性质参数以汽油为例列出详细的计算、换算过程，其他产品仅将计算、换算结果列于表2.6.10中。表2.6.10 计算结

29、果汇总计算时，所用到的恩氏蒸馏温度未作裂化校正，工程计算允许这样。1）体积平均沸点2）恩氏蒸馏9010斜率90%10%斜率0.825(/%)3）立方平均沸点由图查得校正值为-2.5 t立94.5-2.5924）中平均沸点由图查得校正值为-5 t中94.5-589.55）比重指数0API由汽油密度查表 0API68.16）特性因数K 由图查得 K12.277）相对分子质量 由图查得 M958）平衡汽化温度由图求得汽油平衡汽化100温度为108.9。恩氏蒸馏（体） 10 30 50 70 90 100馏出温度 60 81 96 109 126 141思氏蒸馏温差 21 15 13 17 15平衡汽

30、化温差/ 5.6 7.3 4.5 平衡汽化50温度/ 96-4.591.5平衡汽化温度 91.5 97.1 104.4 108.9 9）临界温度由图查得 临界温度17394.5267.510）临界压力 由图查得 临界压力3.27MPa11）焦点压力 由图查得 焦点压力57.9MPa12）焦点温度由图查得 焦点温度61267.5328.513）实沸点切割范围由图查得：思氏蒸馏（体） 50 70 90 100 馏出温度 96 109 126 141恩氏蒸馏温差 13 17 15实沸点温差 9 22 16.5 实沸点50点温度 960.296.2实沸点温度 96.2 115.2 137.2 153.

31、7塔顶汽油产品，只需查出它的实沸点100点温度；塔底重油只需查出它的实沸点0点温度，但塔底重油很重，缺乏常压恩氏蒸馏数据时，可由实验室直接提供该点温度；其他各侧线产品均应求0及100点的实沸点温度，即可决定产品切割方案中有关数据，详见表2.6.8。4. 汽提蒸汽用量侧线产品及塔底重油均采用温度为420、压力为0.3MPa的过热水蒸气汽提，参考表2.6.4取汽提蒸汽量如表2.6.11。表2.6.11汽提蒸汽用量油品质量分数（对油）%Kg/hKmol/h一线煤油363135.0二线轻柴油365436.3三线重柴油2.885147.3塔底重油24627257合计6763375.65. 塔板形式和塔板

32、数选用浮阀塔板。参照表2.6.3选定塔板数如下：汽油一煤油段9层（考虑一线生产航煤）煤油一轻柴油段6层轻柴油一重柴油段6层重柴油一汽化段3层塔底汽提段4层考虑采用两个中段回流，每个中段循环回流用3层换热塔板，共6层。全塔塔板数总计为34层。6. 操作压力取塔顶产品罐压力为0.13MPa。塔顶采用两级冷凝冷却流程。取塔顶空冷器压力降0.0lMPa，使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.017MPa。故塔顶压力0.130.010.0170.157MPa（绝）取每层浮阀塔板压力降为0.5kPa(4mmHg)，则推算得常压塔各关键部位的压力如下（单位为MPa）：塔顶压力0.157 MPa一线抽出扳（第

33、9层）上压力0.1615MPa二线抽出板（第 18层）上压力 0.166MPa三线抽出板（第27层）上压力0.170MPa汽化段压力（第30层下）0.172MPa取转油线压力降为0.035MPa，则加热炉出口压力0.1720.0350.207MPa7. 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、塔底汽提点等会成草图，如图2.6.5。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。这样由计算草图可使设计计算对象一目了然，便于分析计算结果的规律性，避免漏算重算，容易发现错误，因而是很有用的。8. 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

34、的2（质量分数）或2.03（体积分数）要求进料在汽化段中的汽化率ef为：ef（体积分数）（4.37.2十7.2十9.82.03）30.53图2.6.5 常压塔的计算草图2）汽化段油气分压汽化段中各物料的流量如下：汽油117kmol/h重柴油105kmol/h煤油139kmol/h 过汽化油 21kmol/h轻柴油l00kmol/h油汽量合计482kmol/h 其中过汽化油的相对分子质量取300，水蒸气取257kmolh（塔底汽提）.由此计算得汽化段的油气分压为： 0.172 × 482（482257）0.112MPa3）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0.112M

35、Pa之下汽化 30.53（体积分数）的温度，为此需要作出在 0.112MPa下原油平衡汽化曲线。见图2.6.4 中的曲线4。在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法作出原油pTe相图的情况下，曲线4可用以下的简化法求定：由图2.6.4 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291。利用第三章中的烃类与石油窄馏分的蒸气压图，将此交点温度291换算为0.112MPa的温度299。从该交点作垂直于横坐标的直线 A，在 A线上找得 299 之点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线 2的曲线 4，即为原油在 0.112MPa下的平衡汽化曲线。由曲线 4可以查得当ef；为 30.53（体积分数

36、）时的温度为 353.5 ，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的校核核核的主要目的是看由tF要求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。当汽化率即eF（体积分数）30.53，tF353.3 时，进料在汽化段中的焓hF计算如表2.6.12。表中各物料的焓值求法是用“原油及其馏分的焓图”求得（参考化工工艺计算图表集）。再求出原油在加热炉出口条件下的焓h0。则按前述方法作出原油在炉出口压力 0.207MPa之下的平衡汽化曲线（图2.6.4中的曲线3）。这里忽略了原油中所含的水分，若原油含水，则应当作炉出口处油气分压

37、下的平衡汽化曲线。因考虑到生产航空煤油，限定炉出口温度不超过360。由曲线3可读出在360时的汽化率e0为25.5（体积分数）。显然e0eF， 即在炉出口条件下，过汽化油和部分重柴油处于液相。据此可算出进料在炉出口条件下的焓值h0，见表2.6.13。表2.6.12 进料带入汽化段的热量（p0.172MPa t353.5）所以hF301.62×106/315700955.4（kJkg）表2.6.13 进料在炉出口处携带的热量（p0.207MPa ，t360）所以 h0305.21×106315700966.77（kJkg）校核结果表明 h0略高于hF，所以在设计的汽化段温度3

38、53.5之下，既能保证所需的拔出率（体积分数 30.53），炉出口温度也不致于超过允许限度。9. 塔底温度取塔底温度比汽化段温度低7，即353.357346.510. 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 107 轻柴油抽出层温度256煤油抽出层温度180 重柴油抽出层温度3152）全塔回流热按上述假设的温度条件作全塔热平衡，见表2.6.14。全塔回流热Q（324.05-271.87）×10652.38 ×106（kJh）3）回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60。采用

39、两个中段回流，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）。表 2.6.14 全塔热平衡回流热分配如下：塔顶回流取热50 Q026.19×106（kJh）一中回流取热20 QC110.48×106（kJh）二中回流取热30 QC215.71×106（kJh）11. 侧线及塔顶温度的校核校核应自下而上进行。图2.6.6 重柴油抽出板以下塔段热平衡1）重柴油抽出板（第27层）温度按图2.6.6中的隔离体系作第27层以下塔段的热平衡，见表2.6.15。由热平衡得：316.96×106+795L293

40、.68×106+1026L所以，内回流L100780（kgh）或 100780282357（kmolh）重柴油抽出板上方气相总量为:117+139+100+357+257970 (kmolh） 重柴油蒸气(即内回流）分压为: 0.17×3579700.0626(MPa）由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.0626MPa下平衡汽化0%点温度。可以用本节的图:图2.6.17和图2.6.18先换算得常压下平衡汽化数据，再用图2.6.28换算成0.0626MPa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 289 316 328 341恩氏蒸馏温差 27

41、 12 13平衡汽化温差 9.5 6.4 6.6平衡汽化温度 336.5 346 352.4 359 0.0133MPa平衡汽化温度 177.5 187 193.4 2000.0626MPa平衡汽化温度/ 315.5 325 331.4 328 表 2.6.15 第27层以下塔段热平衡由上求得的在0.0626MPa下重柴油的泡点温度为315.5与原假设的315很接近，可认为原假设温度是正确的。2）轻柴油抽出板和煤油抽出板温度校核的方法与核核重柴油抽出板温度的方法相同，可通过作第18层板以下和第9层板以下塔段的热平衡来计算。计算过程从略。计算结果如下：轻柴油抽出层温度 256煤油抽出层温度 18

42、1结果与假设值相符，故认为原假设值是正确的。3）塔顶温度塔顶冷回流温度60，其焓值hL0，t1L为163.3kJ/kg。塔顶温度t060. 回流（汽油）蒸气的焓hLL0，t1611 kJ/kg。故塔顶冷回流量为:L0 Q（hL0VhLL0，t1）26.19×l06（611163.3）58500 kJ/h塔顶油气量（汽油+内回流蒸气）为：（58500lll00）95733kmol/h塔顶水蒸气流量为：676318376 kmol/h塔顶油气分压为：0.157×733（733376）0.1038MPa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

43、度为l08.9。已知其焦点温度和压力依次为328.5和5.9MPa，据此可在平衡汽化坐标纸上作出汽油平衡汽化l00点的pT线 如图2.6.7。由该相图可读得油气分压为 0.1038MPa时的露点温度为 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：110×0.97106.8与假设的 107 很接近，故原假设温度正确。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：0.1570.10380.0532（MPa），相应于此压力的饱和水蒸气温度为83，远低于塔顶温度l07，故在塔顶，水蒸气处于过热状态，不会冷凝。12. 全塔气、液负荷分布图 图2.6.7 汽

44、油的露点线相图 图2.6.8 常压塔全塔气、液负荷分布图1第一层下；2煤油抽出板；3第一中段回流出口4轻柴油抽出板；5第二中段回流出口；6重柴油抽出板7进料；8气相负荷；9液相负荷（不包括中段回流）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， 求出这些部位的气、液相负荷，就可以作出全塔气、液相负荷分布图。图2.6.8 就是通过计算第l、8、9、10、13、17、18、19、22、26、27、30各层塔板及塔底气提段的气、液负荷绘制而成，此图的横坐标也可以kmol/h表示。由图可见，第19层塔板以上塔段内的气、液相负荷是比较均匀的。

45、二中段回流抽出板处的气相负荷和液相回流量最大。请注意在此图中，精馏段的液相负荷分布曲线只是指内回流，并未包括中段循环回流量。如果要使各塔段的负荷更均匀些，可以适当增加塔顶和一中段回流的取热量，减少二中段回流的取热量。不过二中段回流的温度较高，对换热更为有利，从能量回收的角度来看，二中段回流的取热比例稍大些是合理的。这里存在着一次投资与长期操作费用之间的关系如何处理以达到最优方案的问题。从图中还可看出，汽提段的液相负荷很大，气相负荷却很小，所以在塔板选型和设计时要注意。几层中段回流换热板上把循环回流量算在内的液相负荷也是很可观的，比其他的精馏塔板上的液相负荷要高出很多。所以石油精馏塔的精馏段、汽

46、提段和中段回流换热板往往选用不同的塔板型式，塔板结构也有相应的特点。七、工艺计算在装置设计过程中的作用工艺计算是工艺设计的核心。下面是工艺设计的全部内容，由此可以看出工艺计算在装置设计过程中的作用。1. 设计准备1）熟悉设计任务书2）了解工艺设计内容3）搜集设计基础资料2. 方案设计方案设计的任务是确定生产方法和生产流程，这是整个工艺设计的基础。1）确定生产方案 根据掌握的各种资料和有关的理论知识，对不同的生产方法和生产流程进行技术经济比较，着重评价总投资和成本，从而选择一条技术上先进、经济上合理、安全上可靠、三废得到治理的切实可行的工艺路线。2）设计生产流程这一步的工作历程更长，从规划轮廓到

47、完善定型，要经过物料衡算、热量衡算、设备设计和车间布置设计等过程。周期长，涉及面广，需要做细致的分析、计算以及比较工作。其中无论采取手工计算法还是现代化计算方法，都需先做出几种流程方案，然后进行计算与比较，再从中选优。由此可以看出流程设计是十分复杂细致而又富于创造性的工作。3. 工艺计算工艺计算是工艺设计的核心。它的主要任务是进行物料衡算、热量衡算及设备选型和计算三项计算，并在此基础之上，绘制物料流程图、主要设备总图和必要部件图，以及带控制点工艺流程图。4. 车间布置设计是工艺人员的主要设计任务之一，同时也是决定车间面貌的重要设计项目。它的主要任务是确定整个工艺流程中的全部设备在平面上和空间中

48、的正确的具体位置，相应地确定厂房或框架的结构型式。车间布置设计是在完成了化工计算并绘制出工艺流程图之后进行的，最后要绘制车间平面布置图和立面布置图。5. 管路设计该项设计是在工艺流程设计与车间布置设计都已完成的基础上进行的，是施工图中最主要的设计内容，工作量非常大，管路设计的任务是确定装置的全部管线、阀件、管件以及各种管架的位置，以满足工艺生产的要求。6. 提供设计条件设计条件是各专业进行具体设计工作的依据。为了正确贯彻执行各项方针政策和已定的设计方案、保证设计质量，工艺专业设计人员，在各项工艺设计的基础上，应认真负责地编制各专业的设计条件，并确保其完整性和正确性。提供设计条件的内容包括总图、

49、土建、外管、非定型设备、自控、电气、电讯、电加热、采暖通风、给排水等非工艺专业的设计条件。7. 编制概算书及设计文件1）概算书的编制概算书是在初步设计阶段的工程投资的大概计算，是国家对基本建设单位拨款的依据。概算主要提供了工程建筑、设备及安装工程费用。 通过编制概算可以帮助判断和促进设计的经济合理性，因为经济是否合理是衡量一项工程设计质量的重要标志。设计中经常进行分析比较的技术经济指标有产品成本、基建投资、劳动生产率、投资回收率、消耗定额、劳动力需要量和工资总额等等。 2）设计文件的编制初步设计阶段与施工图设计阶段的设计工作完成后都要编制设计文件。它是设计成果的汇总，是进行下一步工作的依据。内

50、容包括设计说明书、附图(流程图、布置图、设备图等)和附表(设备一览表、材料汇总表等)。对设计文件和图纸要进行认真的自校和复校。对文字说明部分，要求做到内容正确、严谨，重点突出、概念清楚、条理性强、完整易懂；对设计图纸则要求消灭错误，整洁清楚，图面安排合理，考虑了施工、安装、生产和维修的需要，能满足工艺生产要求。 以上是工艺设计的大致内容，介绍的顺序也就是一般的工作程序。但在实际设计过程中，内容可以简化，顺序可以变动，这些工作往往是交错进行的。八、原油蒸馏工艺计算的基础知识石油和石油馏分的汽一液平衡关系可以通过三种实验室蒸馏方法来取得，即：恩氏蒸馏、实沸点蒸馏和平衡汽化。所得的结果可用馏分组成数据表达，也可用蒸馏曲线（馏出温度一馏出百分率）表示。三种蒸馏方法中，恩氏蒸馏数据最容易获得，实沸点蒸馏数据次之，平衡汽化数据最难获得。在工艺过程的设计计算中常常遇到平衡汽化的问题，往往需要从较易获得的恩氏蒸馏或实沸点蒸馏曲线换算得到平衡汽化数据。此外，有时也需要在这三种蒸馏曲线之间进行相互转换。1. 石油及石油馏分的三种蒸馏曲线