240万吨年处理量常压蒸馏工艺设计2

#一、口文献综述石油化工的兴起是于美国 年创建世界上最早的石油化工实验室开始，经过十年的苦研，于年用炼厂气中的丙烯制成最早的石油化工产品。年美国新泽西标准油公司（美孚石油公司）采用它的研究成果，进行工业化，从此开创了石油化工的历史。然而这一时期，石油化学工业只在美国得到了发展。 年代，德、日、美、意、苏等国才相继建立了石油化工企业，使这一工业领域迅速扩大，年代和年代初期是石油化学工业飞速发展的年代，产品产量成倍上涨，不断开辟新的原料和增加新的品种］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。石油蒸馏是石油加工工业中十分重要的环节，对常压塔塔板结构设计的改进也是十分重要的，在改革过程中尝试了很多的方法也吸纳了很多新的技术与科技。比如应用微分浮阀在常压塔 浮阀塔盘在常压塔中等等优化常压塔。并且对塔本身的腐蚀与防护，热量回收等问题作出了相关的研究与处理。并且还在常压塔加入了多变量计算机控制系统与用软仪表实现常压塔产品质量分析，这些都对石油蒸馏与发展起到了积极重要的作用。国内外蒸馏技术的进展 ⑵常减压蒸馏装置是炼油厂的“龙头”装置，它的拔出率、产物质量、分割精度、能耗等对整个炼厂的后续加工过程影响很大。年代以来，国外原油蒸馏技术在很多方面都有不同程度的发展和改进。（）塔器填料技术近年来蒸馏系统最明显的进展之一是高效规整填料的应用，从而使蒸馏技术得到高速发展。规整填料具有传质效率高、压降低、工业性能易于掌握的优点，虽然单位体积成本较高，但综合效益仍比塔盘或散堆填料高，适用于常减压塔，尤其适用于减压塔和中低压塔，例如干式减压蒸馏塔包括燃料油型的润滑油型。规整填料用于常压塔，可提高处理量，解决负荷较大的“瓶颈”截面，使塔径趋近均匀，提高常压各线产品产率或分馏精度。规整填科用于减压蒸馏塔，能降低全塔压降，提高拔出率和改善减压馏分油质量。（）原油深拔技术原油深拔技术是近几年来常减压工艺的主要发展动向之一。深拔技术的难点在于深拔的同时还保持减压馏分油较高质量，并使装置保持较低的能耗水平。目前常用的方法是常压塔、减压塔切割点最佳化和用减压塔缩径提高切割点。（）强化原油蒸馏技术通过活性剂强化蒸馏是年代后期石油加工领域发展起来的一种新技术。加活性剂强化蒸馏的原理是把石油看作胶体分散系统，通过向原料中加入添加剂活性剂来改变系统的状态、强化原油加工过程、提高拨出率。通过强化蒸馏技术提高馏分油收率，不需要增加设备投资，工艺操作条件也基本不变，活性剂可从炼油副产品中就地取材，廉价易得，经济效益显著。另外还有提高真空度降低减压塔塔顶压力、提高进料段温度、改进减压塔洗涤段设计、采用先进的控制技术和分析技术等措施来提高常减压蒸馏拔出率、产物质量、分割精度，降低能耗关于常压塔新技术的应用（）常压塔塔板结构设计的改进①常压塔设备制造安装技术要求一般情况下，常压塔设备制造、安装应符合以下技术要求：塔板长度偏差不得超过 ,宽度偏差不得超过 -塔板尽可能平，安装前分块塔板的弯曲及局部不平度在整个板面内不得超过m支持圈在弦长 的表面上，局部不平度不超过，总的不平度的允许偏差与塔板相同；支持圈的表面与主梁及支梁的表面应在同一平面上，两表面的最高与最低之差不得超过me塔体弯曲度应小于11塔高；塔体在同一断面上的最大直径与最小直径之差e应符合以下规定，即对受内压塔eW1%D为塔内径）②改进建议在设计过程中除了必须遵循设计规范，重视生产工艺要求外，还应充分考虑设备制造过程中可能产生的各类误差、化工操作时的热膨胀以及制造安装维修的可行性。就塔板而言，其螺栓孔应设计成长圆孔。从该塔板设计图上看，与常规设计有许多不同。其设计的受液盘结构过于复杂，采用厚不锈板，只是为了起支承作用。板超厚加上折边多，增加了制造难度，直角的折边难以到位。而常规设计的受液盘直接焊在简体上，厚度只需，再另设一根支承角钢即可。塔板设计要有所创新，但创新的宗旨应该是使其工艺和结构更加优化，在改进生产工艺的同时，使结构更加简单，安装更为方便。（）ADV微分浮阀塔盘在常减压扩能改造中的应用①ADV微分浮阀的特点：ADV微分浮阀结构：ADV微分浮阀结构示意见图11在阀顶部开有各式水平喷射的小阀孔，充分利用浮阀上部的传质空间，使气体分散更加细密均匀，气液接触更充分。此外，由于部分气流经阀顶小孔喷出，减少了阀周边喷出的气速，也减少了高负荷时各阀间的气流对冲，从而减少雾沫夹带，相应提高了气相处理量。微分浮阀有圆型和矩形两种形式：圆形浮阀具有独特的阀脚和阀孔结构，使其不会旋转，具有导向作用，有利于消除塔板上的液体滞流现象，提高液体分布的均匀性。见图、图-图1-1ADV微分浮阀结构示意(a)ADV微分浮阀(b)传统浮阀图1-2ADV微分浮阀与传统浮阀鼓泡状况示意璃植「阂灌体滞流区内整个塔板阿尊我与第.降低了塔板的传而热率(a)传统塔板(b)理想流动状态图1-3塔盘上液体的流动状态②应用了 微分浮阀塔盘在常减压扩能改造后：改造后常压塔操作弹性增大，在加工量频繁调整时易操作、易控制。产品质量、收率较改造前有较大提高，且产品分割清楚、重叠少。改造前常压蒸馏全年收率平均 ％i改造后 ％。增产了柴油组分，提高了产品附加值，效益显著。塔盘采用新式连接，在检修中易安装、易拆除，节约了劳动时间，降低了劳动强度。运行时塔盘结构稳定不易翻板。改造后塔盘浮阀材质为0 。运行一年，在检修顶循泵时，泵腔、叶轮流道内有浮阀，且浮阀阀脚断裂，阀顶部所开小孔上的金属断裂，阀面上有细小裂纹，均系硫化物和氯化物腐蚀，此材质不适合在常压塔顶循以上位置使用，需要进一步筛选更新。实际生产中可以随时调整产品结构，操作简便、调整周期短。有效降低了直馏汽油干点，提高了一线馏分闪点，使合格率均达到0M。直馏汽油产率也有效降低。3 浮阀塔盘在常压塔的应用5应用了 浮阀塔盘在常压塔在常压塔中，改良的效果：将提馏段填料改造为 塔盘，改善了提馏段的提馏效果，增加了塔的操作弹性，常压塔底重油中350℃前馏分的含量大幅度降低，由原来的〜5降至〜9，常压蒸馏拔出率提高个百分点以上，提高了常压塔蒸馏效率。在抽出塔盘使用 塔盘，使得以干点为控制对象的常压侧线产品收率得到提高，常三线、常二线收率平均可提高个百分点以上，使常压塔的产品方案更加灵活。采用塔盘，减少了抽出层雾沫夹带，提高了传质效率，使得全塔压降降低00以上，改善了塔的操作工况。腐蚀与防护 [6—7]①腐蚀的原因控制与调节塔顶露点腐蚀部位操作温度越接近露点腐蚀则越严重，钢在— 0轻油中腐蚀率与操作温度和露点温度4丁之间的关系见图-常顶压力通常控制为~3/3m其油汽分压0 0启3。其露点温度为93~96℃。着火点即腐蚀严重，与露点较接近，腐蚀环境恶化。Ur10 20 30 40 50A//t图1-4△T与腐蚀率的关系②防护施工后的处理造成腐蚀的主要因素是氧和水的存在，因此.防止氧气和水的进入，降低氧和水的浓度，是保证防护效果和延长防护期的关键。所以，防护处理后必须进行密封、干燥的处理。干燥用生石灰作干燥剂具有成本低，施工简单，干燥效果好的优点密封的目的是防止水和氧气进入，同时使氧气自耗.降低氧气浓度。方法是重新制作密封垫圈，扣好人口盖后，再用防水油膏将人口周边及螺孔做防水处理。热量回收 ⑻常压塔应用塔顶循环回流回收低温位热能后的改造情况：（以辽阳石油化纤公司炼油厂常减压蒸馏装置设计加工原油为万吨年为例。）分馏塔的处理能力明显提高。改造前，分馏塔的日加工能力约 ，即年加工量约万，改造后，目前分馏塔的日加工量提高到约 5即年加工量约万。产品分布明显改善。目前，在加工量较改造前提高约 /的情况下，产品组分重叠较少，仍保持着较好的分馏效果。通过近期的生产实践证明，改造后的分馏塔操作平稳，操作弹性大，工艺指标正常，未出现夹带现象，更未出现冲塔事故。本次分馏塔改造仅投入资金约万元，但装置的处理能力却提高了％%,提高了

装置的运行质量，为公司创造了良好的经济效益。常压口多变量计算机控制系统()常压塔塔底液位多变量控制器设计控制方案：确定常压塔塔底液位控制器的控制目标—一稳定塔底液位在一定范围内变化，尽可能减少塔底重油的调节对减压炉和减压塔操作的影响。同时考虑到减压炉有四路进料，应保持各支路间温度的平衡，所以在减压炉又设计了支路平衡控制器。塔底液位控制器的输出和支路平衡控制器的输出叠加后，再送到减压炉的四路流量控制回路。控制示意图如图一所示()用软仪表实现常压塔产品质量分析根据历史操作数据，结合机理分析。采用数理统计、系统辨识等法，建立炼油厂常压塔产品质量指标一线初馏点、塔顶和二线干点的预模型，作为质量分析软仪表，并获得较好的精度。塔顶干点软仪表输出图。图1—5常压塔塔底液位及减压炉支路温度平衡控制示意图图1-6塔顶干点软仪表输出图对常压塔装置进行了系统分析，用计算机采集了同一种原油的大量操作数据，并对原始数据作了预处理，然后利用相关分析法、数理统计回归法并结合机理分析建立了常压塔的质量预测离线模型。常减压蒸馏装置发展方向及其节能[ii]在炼油生产过程中要消耗大量的能量，所消耗的各种形式的能量主要来源于燃料和电力。年底，我国原油加工能力已达到亿，总能耗约占加工原油量的％%。在炼油工业能耗中，生产装置所消耗的能量约占5,因此生产装置是节能改造的重点。年来对不同规模的套常减压蒸馏装置以及其它装置都曾进行多次节能改造，使得我国炼厂的主要生产装置的能耗都有大幅度下降。随着近年来炼油工业发展，炼油装置逐年大型化，节能也越来越得到重视。炼油生产过程节能可以直接增加石油产品、降低加工成本，关系到石油资源的合理利用和企业的经济效益。各大炼油厂在扩能改造的同时，也注意到了节能。主要节能措施有：（）全面综合优化。全面综合优化技术是应用系统工程的方法处理节能工作中的局部与全局的关系，研究和促使全厂综合用能合理化的技术。其关键在于用能过程和设备的广泛联合、提高能源利用总体效率。（）改进工艺过程。改进工艺过程是炼油生产装置节能的重要手段，包括改进工艺生产流程、采用节能工艺新技术和采用新型催化剂、溶剂、助剂等内容。其节能作用的本质在于减少工艺过程对能量的总需要量，不仅可以减少各种能源的供入，而且省掉了在转换和回收环节的效率损失。（3）改善操作条件。改善操作条件是不需要大量投资、便于推广易于见效的节能措施，包括工艺操作参数（压力、温度）和工艺操作条件（过气化率、回炼比，回流比等）的控制、调整。（4）提高设备效率。主要设备包括加热炉、工艺设备（分馏塔、换热器、空冷器）、机、泵设备。对于加热炉主要采用强化燃烧、改善传热、采用隔热衬里材料、加强烟气回收、强化操作管理等。对于分馏塔和换热器主要为开发和应用高效塔板和填料、采用新型高效传热设备。对于机泵采用改善操作控制、根据全厂汽一电调整电机负荷、应用各种调速技术等措施。（5）合理利用蒸汽。炼油厂使用大量蒸汽，对蒸汽的生产、运输、使用和回收利用等过程采用有效的节能技术是炼厂节能的重点工作之一。主要措施为提高转换效率降低供气能耗、分级供气充分利用蒸汽能级、改善用汽状况减少蒸汽消耗、合理使用伴热蒸汽加强冷凝水回收。（）回收利用低温热。生产过程中使用的能量除一小部分转入到产品中外，绝大部分高品位能量变为低品位能量。主要回收措施为：原级利用和升级利用。原级利用是指按温位及热量进行匹配而直接回收利用；升级利用通过热泵、吸收制冷、发电来回收。设计的说明装置生产方案的确定如果要合理地确定一种原油生产加工方案，就必须对所要加工的原油性质做具体的分析。本装置生产的是沈北原油，沈北原油一般具有如下的性质：其油品的密度较小（约0 33）,含硫量低（约00）,原油馏分较重，轻油收率较高（<350℃轻油收率为30%>510℃的馏分占原油35%以上），含氮量高（15），含蜡量高（43）,凝点较高（49℃）,属于低硫中间石蜡基原油。本装置适用于燃料型年产4（万吨原油的加工方案的，整个流程采用三段汽化的方法：（1）整个流程采用三段汽化的方法。即设初馏塔，常压塔和减压塔。设初馏塔出于以下的因素：①沈北原油是较重的原油，而轻组分含量多，为了减少汽油损失，减少气体烃携走更多的汽油组分，为了拔出更多轻质油，故增设初馏塔。②有利于减轻常压炉和常压塔负荷，提高装置处理量。③可减轻原油泵出口压力，减少泵的动力消耗，且使换热器耐压要求降低。④初馏塔相对常压塔易于检修。（2）流程：原油由泵自储油罐中打出，经换热器换热后进入脱盐罐进行脱盐脱水处理。离开脱盐罐后，再经换热器换热，使油温达到220℃后进入初馏塔。初馏塔塔顶馏出的汽油馏分，经冷却器冷却至50℃后进冷凝罐冷凝到40℃，回流部分打回塔顶。初底油进常压炉加热至352℃后进入常压塔。常压塔塔顶出 127-）汽油馏分，经冷凝器冷凝至60℃，进回流罐，回流部分泵送回塔顶，然后将剩余的产品部分进一步冷却至40℃。常一线出化工原料，由175℃抽出，经换热器换热至75℃左右后进冷凝器。常二线出轻柴油，由260℃抽出，经换热器换热，温度降到85℃，进凝器冷凝到安全温度。常三线出重柴油馏分，经换热器换热，温度由315℃降到100℃，进冷凝器冷凝。常压塔第一中段回流抽出温度为211℃，经换热器换热，温度降到131℃打回常压塔。常压塔第二中段回流抽出温度为284℃，经换热器换热，温度降到184℃后打回常压塔。常压塔塔底油由泵打入减压炉加热到400℃进减压塔，出减压产品。相关参数的选定（1）汽提塔和汽提段在负荷塔内，汽油、柴油、化工原料等产品之间只有精馏段而没有提馏段，侧线产品中必然会含有相当数量的轻馏分，这样不仅影响本侧线产品的质量，而且降低了轻馏分的产率。为此，在常压塔的外侧，为侧线产品设汽提塔，在汽提塔底部吹入少量过热水蒸气以降低侧线产品的油气分压，使混入产品中的较轻馏分汽化而返回常压塔。这样做既可以达到分离要求，而且也很简单。显然，这种气提塔与精馏塔的提馏段在本质上有所不同。侧线汽提用的过热水蒸气量通常为侧线产品的%~%(质量分数)。本设计各侧线产品的气提塔重叠起来，但互相之间是隔开的。()回流方式石油精馏塔具有一些自己的工艺特点：处理量大；回流比是由精馏塔的热平衡确定而不是由分馏精确度确定；塔内气、液相负荷沿塔高的变化的，甚至是有较大的变化幅度；沿塔高的温差比较大等。由于这些特点，石油精馏塔的回流方式除了采用惯常所用的塔顶冷回流以外，还常常采用其他的回流方式。①塔顶油气二级冷凝冷却原油常压精馏塔的年处理量经常以数百万吨计。塔顶冷凝冷却面积如此巨大的原因，一则是负荷很大，二则是传热温差比较小。为了减少常压塔顶冷凝冷却所需的传热面积，在本装置中常压塔采用二级冷凝冷却方案。②中段循环回流石油精馏塔沿塔高的温度梯度较大，从塔的中部取走的回流热的温位显然要比从塔顶取走的回流热的温度高出许多，因而是价值更高的可利用热源，而且能提高塔的生产能力。()操作压力原油常压精馏塔的最低操作压力最终受制于塔顶产品接受罐的温度下的塔顶产品的泡点压力。常压塔顶产品是汽油馏分，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，或者说超高于常压。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。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。（）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。虽然在实际上由于塔板上的气、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温度稍偏低，但是在设计计算中都是按上述的理论假设来设计各点的温度。其中包括汽化段温度、塔底温度、侧线温度、塔顶温度。（）塔板流体水力学计算其包括塔高、塔径及塔板上主要部件工艺尺寸的计算。（）塔板的选用本装置常压塔选用浮阀塔板，初馏塔选用单溢流型式，常压塔选用双溢流型式。选用浮阀塔板，由于以下的原因：①浮阀塔板的处理能力比圆泡帽塔板大％，比舌形和筛孔塔板要小些，但是，浮阀塔板操作弹性比圆泡帽、舌形、筛孔塔板的操作弹性都要大些，在很高的气液负荷范围内变化，只有浮阀塔能够保持较高的效率。②浮阀塔板的干板压降较舌形和筛孔大，比圆泡帽塔板小。③雾沫夹带较舌形、圆泡帽小。④结构简单，安装方便。⑤在石油化工方面广泛使用于常减压塔，积累了很多的经验，对我们的设计使用也是很有用的。二、设计计算2.1基础数据处理原料及产品的有关参数见表表2-1原油常压切割及产品性质产品密度P200%10%恩氏蒸馏馏出温度，℃30%50%70%90%100%初顶0.694548668094108138163初底0.8487146252348常顶0.72886897113124134148172常一0.7725171183190197204217252常二0.8006216248270286304331367常三0.8200293342368385398418455常底0.8683287400454528原油0.83312.1.1油品物性（1）相对密度指数°APIdi56=d20+Ad，°API=141.5/di56-131.515.6 4 15.6蒸顶：d156=0.6945+0.0052=0.6998 （g/cm3）15.6°API=141.5/0.6997-131.5=70.73常顶：d156=0.7288+0.0050=0.7339 （g/cm3）15.6°API=141.5/0.7338-131.5=61.33常一：d156=0.7725+0.0047=0.7772（g/cm3）15.6°API=141.5/0.7772-131.5=50.56常二：d156=0.8006+0.0045=0.8051（g/cm3）15.6°API=141.5/0.8051-131.5=44.25常三：d156=0.8200+0.0045=0.8244(g/cm3)15.6°API=141.5/0.8245-131.5=40.12⑵体积平均沸点tV(°C)tV=(t10+t30+t50+t70+t90)/5蒸顶：tV=(66+80+94+108+138)/5=97.2°C常顶：tV=(97+113+124134+148)/5=123.2°C常一：tV=(183+190+197+204+217)/5=198.2°Z常二：tV=(248+270+286+304+331)/5=287.8°C常三：tV=(342+368+385+398+418)/5=382.2°C⑶恩氏蒸馏90%〜10%斜率S=(90%馏出温度-10%馏出温度)/(90-10)(°C/%)蒸顶：S90〜10=(138-66)/(90-10)=0.9(°C/%)常顶：S90〜10=(148-97)/(90-10)=0.6375(°C/%)常一：S90〜10=(217-183)/(90-10)=0.425(°C/%)常二：S90〜10=(331-248)/(90-10)=1.0375(°C/%)常三：S90〜10= (418-342)/(90-10)=0.95(°C/%)⑷中平均沸点t=t-A'' mevmeInA=-1.53181-0.128tv0.6667+3.64678S0.3333me=1.71849所以，蒸顶：A=5.576met=tv-A=97.2-5.576=91.6°Cme me同理，常顶：A=3.662met=tv-A=123.2-3.632=119.6°Cme me常一：A=2.170met=tv-A=198.2-2.170=196.0°Cme me常二 A =4.963 t =tv-A =287.8-4.963=282.8°Cme me me常三：A =3.971 t =tv-A =382.2-3.971=378.2°Cme me me(5)特性因数K和相对分子量M查《石油炼制工程》76页图3-6得以下数据：蒸顶：特性因数K12.47相对分子量M102常顶：特性因数K12.14相对分子量M114常一：特性因数K12.13相对分子量M165常二：特性因数K12.40相对分子量M243常三：特性因数K12.82相对分子量M368综合以上数据列出沈北原油的物性参数表2-2。(6)馏分的平衡汽化0%的确定表2-2初顶油恩氏蒸馏数据馏出体积0%10%30%50%70%90%100%温度48668054108138163由图7-15换算50%点温度恩氏蒸馏10%〜70%点斜率=(108-66)/(70-10)=0.7(°C/%)由图查得平衡汽化50%-恩氏蒸馏50%点=-11.0(°C)故平衡汽化50%=94-11.0=83.0(°C)由图7-16查得平衡曲线各段温差见表2-4。表2-3沈北原油的物性参数表相对密度 体积平均 斜率 中平均沸点特性因数K相对分子量TOC\o"1-5"\h\z指数°API 沸点tvS90〜10 ^ M蒸顶 70.73 97.2 0.9 91.6 12.47 102常顶 61.33 123.2 0.6375 119.6 12.14 114

常一50.56197.80.425196.012.13165常二44.25287.81.0375282.812.40243常三40.12382.20.95378.212.82368表2-4初顶油平衡曲线各段温差曲线段恩氏蒸馏温差°C平衡汽化温差°C0〜10%187.810〜30%148.230〜50%147.050〜70%146.570〜90%3015.290〜100%259.6由50%点及各线段温度差推算平衡汽化曲线的各点温度30%点=83.0-7.0=76.0°C 10%点=76.0-8.2=67.6°C0点=67.6-7.8=60.0℃ 70%点=83.0+6.5=89.5°C90%点=89.5+15.2=104.7C 100%点=104.7+9.6=114°C同理可得，其它数据，见表2-5表2-5 沈北油的平衡汽化数据斜率S700%10%30%50%70%90%100%初顶油0.7060.067.876.083.089.5104.7114.3汽油0.6288.3101.3110.4116.4118.4124.4130.2化工原料0.35187.0191.6195.4199.0202.4208.2221.4轻柴油0.93257.3271.8285.4293.2300.8313.6327.6重柴油0.93377.5380.0395.8404.6410.0418.4433.27临界温度及压力，焦点温度及压力的确定①初顶油焦点温度，焦点压力的确定查《工艺图表集》临界温度：由《工艺图表集》图23查得=+172.2=97.2+172.2=269.4℃临界压力由《工艺图表集》图23查得=3.4X106焦点温度由《石油炼制工程》图724查得焦点温度为335℃焦点压力：由《石油炼制工程》图725查得焦点压力为5.6X106 .②汽油馏分焦点温度，焦点压力的确定查《工艺图表集》临界温度：由《工艺图表集》图23查得=+172.2=123.2+177.2=300.4℃临界压力由《工艺图表集》图23查得=29X106焦点温度由《石油炼制工程》图724查得焦点温度为352℃焦点压力：由《石油炼制工程》图725查得焦点压力为4.6X106综合以上数据列出沈北原油油品相关性质参数见表26。表2-6油品有关性质参数产品密度P20比重指数°API特性因数(K)相对分子量(M)平衡汽化0%温度100%温度初顶油0.694570.7312.47102114.3汽油0.728861.3312.14114130.2化工原料0.772550.5612.13165187.0221.4轻柴油0.800644.2512.40243257.3327.6重柴油0.868340.1212.82368377.5433.22.1.2平衡汽化曲线由已知实沸点蒸馏曲线查得以下数据，将实沸点蒸馏曲线换算为平衡汽化曲线有附图1(1)实沸点蒸馏曲线读出数据见表2-7。表2-7实沸点蒸馏曲线读出数据馏出体积 10% 20% 30% 40% 50% 60% 70%温度°C 212 302 368 428 476 518 549(1)计算实沸点蒸馏曲线的参考斜率及其各点温度，按定义实沸点蒸馏曲线的参考斜率=(549-212)/(70-60)=5.61(°C/%)由此计算参考线的各点温度20%点=212+5.61x(20-10)=266.1°C30%点=212+5.61x(30-10)=324.0°C40%点=212+5.61x(40-10)=380.3°C50%点=212+5.61x(50-10)=436.4°C60%点=212+5.61x(60-10)=492.5°C(2)计算平衡汽化参考线斜率及其各点温度查《石油炼制工程》图7-17上图，根据实沸点蒸馏曲线10%至70%斜率(5.61°C/%)可得平衡汽化参考线的斜率为3.80°C/%。查图7-17中图得AF=21.4°C故，平衡汽化参考线50%点=实沸点蒸馏参考线50%-AF=436.4-21.4=414.0°C由平衡汽化参考线的50%点和斜率可计算其它各点温度。10%点=414-3.80x（50-10）=262°C20%点=414-3.80X(50-20)=300°C30%点=414-3.80X(50-30)=338°C40%点=414-3.80X(50-40)=376°C60%点=414-3.80X(60-50)=452°C70%点=414-3.80X(70-50)=490°C(3)计算实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差AFi%AF1。％=0°CAF”〃=302-268.1=33.9°C20%AF30%=368-324.0=44.0°CAF40%=428-380.3=47.7°CAF<c〃=376-436.4=39.6°C50%AFc〃=518-492.5=25.5°C60%AF70%=0°C(4)求平衡汽化曲线各点温度由《石油炼制工程》图7-17下图查得各馏出百分数时的温差比值10%比值：0.39 20%比值：0.36 30%比值：0.3440%比值：0.33 50%=60%=70%比值：0.34(5)平衡汽化曲线各点与其参考线相应各点的温差AT等于实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差AFi%乘以相对应的比值。由此得衡汽化曲线各点的AT：10%点AT=0X0.39=0°C20%点AT=33.9x0.36=12.20°C30%点AT=44.0X0.34=14.96°C40%点AT=47.7x0.33=15.74°C50%点AT=39.6x0.34=13.46°C60%点AT=25.5x0.34=8.67°C70%点AT=0x0.34=0°C(6)平衡汽化曲线各点温度等于它的参考线各点温度加上相应的AT值，得平衡汽化曲线温度。并用以下数据绘制平衡汽化曲线(2)见附录图1(2)。10%点=262-0=262.0°C20%点=300+12.20=312.20°C30%点=338+14.96=352.96°C40%点=376+15.74=391.74°C50%点=414+13.46=427.46°C60%点=452+8.67=460.67°C70%点=490+0=490.00°C实沸点数据转化(1)根据常压切割方案及产品性质中的恩式蒸馏馏出温度及《石油炼制工程》第三版P201〜P202图7—12及7—13进行恩式蒸馏曲线与实沸点蒸馏曲线的转化。表2-1初顶油恩氏蒸馏数据：馏出体积0%10%30%50%70%90%100%温度48668094108138163a实沸点蒸馏50%点=94+4T查图7-12得4T=-4.5°C 所以，实沸点蒸馏50%点=94—4.5=89.5°Cb查实沸点蒸馏曲线温差见表2-8。表2-8汽油馏分实沸点蒸馏曲线温差曲线段恩氏蒸馏温差°C实沸点温差°C0〜10%1833.210〜30%1424.030〜50%1422.050〜70%1415.070〜90%3036.090〜100%2526.6则实沸点30%点=89.5-22.0=67.5°C10%点=67.5-24.0=43.5°C0%点=43.5-33.2=10.3°C70%点=89.5+15.0=104.5七90%点=104.5+36.0=140.5C100%点=140.5+26.6=167.1C所以，实沸点范围：10.〜167.1°C终馏点：167.1°C同理可得到其它产品数据，见表2 9(2)初底油：根据初底油恩氏蒸馏初馏点数据为164°C，查《石油炼制工程》图7—41确定初底油实沸点0点为108°C常底重油：根据初底油恩氏蒸馏初馏点数据为287°C,查《石油炼制工程》图7—41确定初底油实沸点0点为242.8°C根据以上数据制在表2中：表2-9实沸点蒸馏数据0%10%30%50%70%90%100%初顶10.343.567.589.5104.5140.5167.1

初底108常顶26.973.9101.9120.0132.2150.0175.1常一157.5179.9184.3196.5204.7222.3277.7常二179.7229.7264.5290.5310.5342.7381.1常三262.3331.9372.3399.5413.7439.5481.4常底242.8()切割方案的确定由所得的数据计算实沸点切割点，在附录图1(1)实沸点蒸馏曲线，读出产品收率，并制表210物料平衡下表所列的物料平衡中没有考虑损失，在实际的生产中原油不可能全部转化为产品，通常在常压塔的物料平衡计算中(气体+损失)约原油的0 5年处理量为240万吨，生产时间按000小时计算则，每小时生产原油240X104吨 000吨0= 00000表2-10原油常压切割方案产品实沸点切割点°C实沸点沸程°C体积分数％质量分数％初顶油137.5510.3〜167.13.32.75初底油108〜汽油116.3〜175.12.11.84化工原料228.6157.5〜277.76.66.12轻柴油321.6179.5〜381.110.510.09重柴油362.1262.1〜481.47.06.89塔底重油242.8〜70.572.31

表2-11产品收率及物料平衡产率（％） 处理量或产量油品体积分数质量分数104t/at/hkg/hkmol/h原油100100240300300000蒸顶3.32.756.608.25825080.88汽油2.11.844.4165.52552048.42化工原料6.66.1214.68818.3618360111.27轻柴油10.510.0924.21630.2730270124.57重柴油7.06.8916.53620.672067056.17塔底重油70.572.31173.544216.932169302.2口馏塔的工艺设计2.2.1基础数据表1-1初馏塔顶恩氏蒸馏温度（密度p20=0.6945）馏出体积 0% 10% 30% 50% 70% 90%100%温度 48 66 80 54 108 138163（1）实沸点蒸馏数据表2-9可知初顶油的实沸点蒸馏数据0% 10% 30% 50% 70% 90%100%初顶 10.3 43.5 67.5 89.5 104.5 140.5167.1初底 108 — — — — —由表1-7产品切割方案，确定初馏塔顶切割温度为137.55℃，收率2.75%（m）=3.3%（v）（2）由表2-2沈北原油的物性参数表可知：表2-2沈北原油的物性参数相对密度指体积平均沸 斜率 中平均沸点特性因数K相对分子量M数0Api 点tv S90” L蒸顶70.73 97.2 0.9 91.6 12.47 102由2.1.1（7）可知初顶油临界温度及压力和焦点温度及压力分别为临界温度：=+172.2=97.2+172.2=269.4℃临界压力：=3.4X106焦点温度：335℃焦点压力：5.6X106 .工艺计算1入塔：原油（汽相+液相），汽提蒸汽（420℃,0.3）a塔顶冷回流（40℃液相）出塔：初顶汽油（汽相），汽提蒸汽（液相），拔头原油，内回流（汽相）2年开工8000h（330天）（2）初馏塔计算草图见图2—1Dft1=95taDfDft1=95taDftD=40七DF220七科户214七图2-1初馏塔计算草图3处理量=240X104X103/8000=300000Kg/h初顶汽油=300000X2.75%=8250Kg/h=8250/102=80.88 /h拔头原油=3000008250=291750Kg/h取汽提蒸汽量为拔头原油的1.2%,则汽提蒸汽用量为291750X1.2%=3501Kg/h=3501/18=194.5kmol/h综合数据制表2-12表2-12初馏塔的产品收率及物料平衡产率％ 处理量或产量油品体积分数质量分数104t/at/hkg/hkmol/h原油100100240300300000初顶油3.32.756.608.25825080.88初底油96.797.25233.4291.752917504取过汽化率为拔头原油的2%(m)或2.03()进料汽化率=(22.75%=4.75%m或5.53%()设产品罐的压力为0.012 p塔顶空冷器的压力为0.01 ，使用一个管壳式后冷器压力取0.017p则塔顶压力为0.0120.010.017=0.147。采用 型浮阀塔板共20块，其中精馏段16块，每层塔板的压降为0.5Ka进料压力为0.155 .过汽化油=300000X2%=6000Kg/h=6000/300=20kmol/h(取过汽化油的相对分子量为300)汽化段油气分压为0.155X(80.882)/(80.8820194.)5=0.0535查附图1得原油在常压下实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点温度327℃,由图将其核算为0.053下的温度为293℃,从327℃带来作垂直于横坐标轴的直线，在直线找到293℃点，过此点作原油常压下的平衡汽化曲线的平行线，此为原油在0.053下的平衡汽化曲线1(5)。由曲线5查得=5.53%)时，原油平衡汽化温度为220℃,即为汽化段进料温度。取塔底温度比汽化段低6℃,则塔底温度=2206=214℃6塔顶温度的计算设初馏塔塔顶温度为95°C；设塔顶回流为40°C冷回流汽提水汽为0.3p420°C过热水汽。根据初馏塔的物料平衡，进行初馏塔的热量衡算见表2—12。由热平衡得178.8X106238 =70.6X106590二23295( /或=23295102=228 )气相总量为：22880.88194.5=503.38 )塔顶油气分压：P=0.147X(22880.88 503.38=0.0901p塔顶温度为其油气分压下的露点温度。由表24查得汽油常压露点温度为114.3°C,又知

其焦点温度和焦点压力依次为335°C和5.6 。拒此可在平衡汽化坐标纸上做出汽油的平衡汽化100的p线，见附录图2(1),查得0.0901下的露点温度为98°C,考虑不存在不凝气，该温度乘以系数0.97。则，98X0.97=95.06(°C)与假设的95°C很接近，故原假设正确。塔顶水汽分压为： 0.1570.0901=0.0669( )相应于此压力下的饱和水蒸气温度为80°C,远低于塔顶温度95°C,故水蒸气在塔顶处于过热状态，不会冷凝。表2-13初馏塔的热量衡算油料流率密度操作条件 焓KJ/Kg热量Kg/hg/m3压力MPa温度℃ 汽相 液相KJ/Kg过汽化油 6000 0.8331 0.155 220 812 4.9x106液体原油2940000.83310.155220552162.29x106汽提蒸汽35010.3420331611.61x106冷回流L0.69000合计303501+L178.8X106+238L初顶油82500.69450.147955954.91x106拔头原油2917500.84870.157214536156.38x106水蒸气35010.1479526609.31x106内回流L0.69000合计303501+L170.6X106+590L口径与塔高的计算（1）塔径计算：原油进入汽化段后，其汽相部分进入精馏段。在自下而上流动过程中，由于温度逐板下降，液相回流量（kmol/h）逐渐增大，因而汽相负荷（kmol/h）也不断增加，到第一、二层板间，汽相负荷达到最大值，选取这一板计算塔径。由于初馏塔分离精度要求不高，因而采用F1型浮阀塔板，取塔板间距Ht=800mm，板间压降为AP=0.005atm=0.5kpa①计算最大允许气体速度W:maxL1=23295kg/h, pL=685kg/cm3所以VL=23295/685=34.01m3/h=0.0095m3/sP=1.47+0.005=1.475atm,自95℃,M=96=4.67kg/m3PM_1.475x101325x96x10-3~RT 8.314x(95+273)=4.67kg/m3VV=(23295+25634)/4.67=10477m3/h=2.91m3/s0.055gHT'P-p 0.055Xv9.81x0.8 ,1685-4.67W= :—―^―'—L = .X- max4J'pP1 0.0095.185 4.671+2L\V1+2XV；p 2.91T4.67VLL=L72m3/s②计算适宜的气体操作速度W:aWa=K-K「Wmax由于Ht=0.8m,所以安全系数K取0.82,系统因素Ks取0.95所以Wa=0.95x0.82x1.72=1.33m/s③计算汽相空间截面积：Fa=VV/Wa=4.67/1.33=3.51m2④计算降液管内液体流速：Vd⑵=0.0095K^Ks=0.0095x0.82x0.95=0.074m/sVg=7.98x10-3K・Ks\；Ht(pL-pV)=7.98x10—3x0.82x0.95x夕0.8x(685-4.67)=0.145m/s由于Vd(2)<Vd(2) 取Vd=Vd(2)=0.145m/s⑤计算降液管面积4：dF =V/V)=0.0095/0.145=0.0655m2TOC\o"1-5"\h\zd⑴ LdF=0.11F=0.11x3.51=0.386m2d⑵ a由于F<F 取F'=F =0.386m2d(1) d(2) d d(2)⑥计算塔槽截面积Ft：Ft=Fa+Fd=3.51+°.386=3.896m2⑦计算塔径D:c=2.2mc 14F 4X3.896=2.2mD=——t= c兀3.14按国内标准浮阀塔系列，圆整Dc为2.4m,此时空塔气速u为u=工=4.67义4错误！未找到引用源。=1.03m/s适宜F兀义2.42F 兀义2.42F=—xF'= x0.386=0.443mdF d3.896t即降液管面积取0.443m2⑵塔高的计算设Hd=1.8m(考虑到塔顶回流) Ht=0.8mHf=1.8mHb=1.5m(相当于塔底重油在塔底停留3min)所以，H=Hd+(n-2)Ht+Hb+Hf=1.8+0.8(20-2)+1.5+1.8=19.5m表2—14：初馏塔计算结果汇总项目 结果TOC\o"1-5"\h\z塔顶温度，℃ 95塔顶压力，atm 1.47塔顶回流温度，℃ 40进料温度，℃ 220进料流量，kg/h 300000塔板类型 F1型浮阀塔板间距，mm 800塔板数 20降液管面积，m2 0.443直径，m 2.4塔高，m 19.5

2.3常压塔的工艺设计常压口的进口情况由表2-10可知常压塔的进料情况。汽提蒸汽用量侧线产品及塔底重油都用过热水蒸气，汽提蒸汽用量见表2-15。表2-11常压塔的进料情况油品 体积分数（%）产率处理量或产量质量分数（%）104t/at/hkg/hkmol/h进料油 96.797.2523.34291.75291750汽油 2.11.844.4165.52552048.42化工原料 6.66.1214.68818.3618360111.27轻柴油 10.510.0924.21630.2730270124.57重柴油 7.06.8916.53620.672067056.17塔底重油 70.572.31173.544216.93216930表2-15汽提蒸汽用量油品 质量分数（对油）％kg/hkmol/h一线化工原料355130.6二线轻柴油390850.4三线重柴油2.857932.2塔底重油2.55426302.4合计7464414.62.3.3塔板型式和塔板数的确定塔板数的确定：汽油一化工原料段9层化工原料一轻柴油6层轻柴油一重柴油6层重柴油一汽化段3层塔底气提段 4层考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层，全塔塔板数总计为34层。精馏塔计算草图（ 见图2-2）操作压力的确定取塔顶产品罐压力为 。塔底采用两级冷凝冷却流程。取塔顶空冷器压力降为TOC\o"1-5"\h\z1使用一个管壳式后冷气，壳层压力降取 7故，塔顶压力 （绝压）取每层浮阀塔板压力为 l）H则推算得常压塔各关键部位的压力如下（单位为）：塔顶压力 ；一线抽出板（第层）上压力 .二线抽出板（第 层）上压力 1三线抽出板（第层）上压力 1汽化段压力（第 层下）压力 1取转油线压力降为 3则加热炉出口压力

11元0.157MPa0.161MP&第一中段回流取热14.^25XL06kJ/iDol汽油55现虑/hF••汽7蛤已人上回流塔顶回箍取热 ► 24.STSX106kJ/niQ1IE亢9化工原料汽舞蔡汽+ 551kg/h（420r） It工原聿llEMECilrMZh轻柴油海提耕4 908kg/h[420X3)转典油3QZ?0ks/h—12第二中段回流取物19.95X106kJ/inolZ5久18 重柴油汽提耨■ 579ksZh(420r)_l苦些SiicriRTnirh/hO.lTWPa®;-291750kg/h过河化油种n/h 273口 h 亦:a」口।'JKg/n 塔底汽提塞汽■ 5g£6k吕/h(4£tfC)3134施七v_v总热量:照L36XLOCkJ/mol 塔底重油217嵬口侬小图2-2精馏塔计算草图2.3.62.3.6汽化段温度1汽化段中进料的汽化率和过汽化率取过汽化度为进料的2%（质量分数）或2.03%（体积分数），即过汽化量为291756X2.03%6090。要求进料在汽化段中的汽化率 为：（体积分数） 2.1% 6.6% 10.5% 7.0% 2.03% 2.23%2汽化段油气分压取过汽化油的相对分子量为300还有水蒸气301.汽化段中各物料的流量见表32表2-16汽化段中各物料的流量油品油汽量Kmol/h汽油48.42kmol/h化工原料111.27kmol/h轻柴油124.57kmol/h重柴油56.17kmol/h过汽化油20.3mol/h油气量合计340.43kmol/h由此计算得汽化段的油气分压为0.172X340.43/(340.43 301.4=0.01(3)汽化段的温度的初步求定汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.01之下汽化2.23(体积分数)的温度，为此作出在0.01 下原油平衡汽化线，见曲线附录图1(4)。实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点温度为327°C,转化为0.01 下的温度为335°C。由曲线4可以查得为2.23(体积分数)时的温度为352°C,此即欲求的汽化段温度tF。(4)tF的校核当汽化率=2.23(体)，tF=352°C时，进料在汽化段的焓计算见表217计算出。F再按上述方法作出原油在炉出口压力0.207 下平衡汽化曲线(3)见附录图1(3)。因考虑到一般炉出口温度不超过360°C。由曲线3读出360°C时的汽化率为22.2(体)显然，0即在炉出口条件下，过汽化油和部分重部分重柴油处于液相。根据进料在炉出口条件下的焓值见表21,计算。0表2-17进料带入汽化段的热量QF(P=0.172MPa,t=352°C)

油料焓kJ/kg热量kJ/h气相液相汽油11721172x5520=6.47x106化工原料11641164x18360=21.37x106轻柴油11561156x30270=34.99x106重柴油11451145x20670=23.68x106过汽化油11281128x6090=6.87x106重油939939x216930=197.98x106合计QF=291.36x106贝必=291.36X10629150=999根据进料在炉出口条件下的焓值见表21,计算0贝必=295.54X106029150=1013校核结果表明0略高于 所以在设计的汽化段温度360℃下，既能保证所需的拔出率(2.2%)，炉出口温度也不致于超过允许限度。表2-18进料在炉出口处携带的热量Q0(P=0.207MPa,t=360°C)油料焓kJ/kg热量kJ/h气相液相汽油11941194x5520=15.25x106化工原料11791179x18360=22.75x106轻柴油11641164x30270=34.28x106重气相组成11561156x20670=18.77x106柴油液相组成982982x6090=7.58x106重油951951x216930=215.73x106合计295.54义106合计塔底温度取塔底温度比汽化段温度低6°C,即3526=346°C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:TOC\o"1-5"\h\z塔顶温度： 110℃煤油抽出板（第层）温度： 185℃轻柴油抽出板（第18层）温度： 255℃重柴油抽出板（第2层）温度： 330℃2全塔回流热按假设温度计算全塔回流热见表2 1。表2-19全塔回流热操作条件焓kJ/kg物料流率Kg/h密度P20压力MPa温度液相热量kJ/h°C气相入进料2917500.84870.172352291.36x106方汽提蒸汽74640.3420331625.09x106合计299214316.45x106汽油55200.72880.1571106173.52x106出化工原料183600.77250.1611854698.61x106方轻柴油302700.80060.16625565719.89x106重柴油206700.82000.01733089218.43x106

重油216930 0.8683 0.175346904重油216930 0.8683 0.175346904196.10x106水蒸气 7464 — 0.157 110 2700 — 20.15x106合计 299214 — — — — — 266.70x106则全塔回流热Q=316.45.x106—266.70x106=49.75x106kJ/h(3)回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60°C。采用两个中段回流，第一个位于化工原料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(202)。回流热分配比：TOC\o"1-5"\h\z塔顶回流取热50% 24.875X106 ( )第一中段回流取热30% 14.925X106 ( )第二中段回流取热20% 9.95X106 ( /侧线及塔顶温度校核(1)重柴油抽出板(第27层)温度按图2—2隔离体系作第27层以下塔板的热平衡，见表2-20。河桩55二Dkg/h生工原料3360kg/h轻柴油初27区营比水汽5426ke/h溶液蒸厂,5426ks/lit=d20r进料2gl75%溶液蒸厂,5426ks/lit=d20r进料2gl75%吕力热量291,36>■lUbJ/Tnl蚩柴油20670kS/ht=33忙塔底里油21702DkgZh.t=346lC图2-3重柴油抽出板以下塔段的热平衡

由热平衡得309.35x106+888L=289.91x106+1067LL26=108604(kg/h)或L26=108604/356=305(kmol/h)表2-20第27层以下塔板的热平衡物料流率Kg/h密度P20操作条件焓kJ/kg压力MPa温度°C气相液相热量kJ/h进料2917500.84870.172352291.36x106入方汽提蒸汽54260.34203316 —17.99x106内回流L~0.8160.170325— 888888L合计297176+L309.35x106+888L汽油55200.72880.1703301101 —6.08x106化工原料183600.77250.1703301088 —19.97x106出轻柴油302700.80060.1703301071 —32.41x106重柴油206700.82000.175330— 89218.43x106方重油2169300.86830.170346— 904196.10x106水蒸气54260.1703303120 —16.92x106内回流L~0.8160.1703301067 —1067L合计297176+L289.91x106+1067L重柴油上方气相总量3058.111.712.57+/01.=891重柴油蒸气（即内回流）分压为：0.170X305/891=0.0589MPa由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.0589MPa下平衡汽化0点温度。在本设计基础数据处理中

可查的常压下的平衡数据，再用图726换算成0.0691MPa下平衡汽化数据。表2-21压力0.0691MPa下的平衡器化数据项目010%30%50%恩氏蒸馏温度°C293342368385恩氏蒸馏温差°C492617平衡汽化温差°C25.815.88.8常压平衡汽化温度°C404.60.0678MPa下平衡汽化温度°C329.6355.4371.2380求得0.0691MPa下重柴油的泡点温度为329.6°C，见表22。与原假设的3300c很接近，可以认为原假设温度是正确的。（2）柴油抽出板（第18层）温度按图2—2隔离体系作第18层以下塔板的热平衡，见表2—21。由热平衡得311027644=283.98106895二108725（ /或二108725/234=465（l/17 17轻柴油上方气相总量46548.42111.276005/18）9/1轻柴油蒸气（即内回流）分压为：0.166X465/971=0.0780MPa表2-22第18层以下塔板的热平衡物料流率Kg/h密度P20操作条件焓kJ/kg压力MPa温度°C气相液相热量kJ/h入进料2917500.84870.172352— —291.36x106

方汽提蒸汽内回流6005L~0.7970.30.166420247331664419.91x106644L合计297755+L311.27x106+644L汽油55200.72880.1662559275.12x106化工原料183600.77250.16625590816.67x106出轻柴油302700.80060.16625565719.89x106重柴油206700.8200043x106方重油2169300.86830.175346904196.10x106水蒸气60050.166260296817.82x106内回流L~0.7970.166260895895L二中回流热9.95x106合计297755+L283.98x106+895L由常压恩氏蒸馏数据换算.下平衡汽化点温度。在本设计基础数据处理中可查的常压下的平衡数据，再用图 2换算成.下平衡汽化数据。由上求得. 下重柴油的泡点温度为254.1°C,与原假设的255°C很接近所以原假设是正确的。汽油552口味/h化工原料1S36Dks/li•・格6：Q5kgAi0.17MPh进料第L750k£/h・必量191.36^1D6kJ/rnol轻柴汩:口即。侬Zh=2^X2-重养颦提蒸汽57烟必土集油EQBTOk吕G■33口七塔底工遑蒸汽54%值加七二变宽图2-4轻柴油抽出板以下塔段的热平衡表2-23压力0.0780MPa下的平衡器化数据项目010%30%50%恩式蒸馏温度°C216248270286恩氏蒸馏温差°C322216平衡汽化温差°C14.513.67.8常压平衡汽化温度°C293.20.077MPa下平衡汽化温度°C254.1268.6282.2290⑶化工原料抽出板（第9层）温度按图2—2隔离体系作第9层以下塔板的热平衡，见表2-24。表2-24第9层以下塔板的热平衡操作条件焓kJ/kg物料流率 密度Kg/h P20压力温度气相物料流率 密度Kg/h P20压力温度气相液相MPa°C热量kJ/h进料2917500.84870.172352291.36x106入汽提蒸汽69130.3420331622.92x106方内回流L~0.7700.161178460460L合计298663+L314.28x106+460L汽油55200.72880.1611857624.20x106化工原料183600.77250.1611854698.61x106出轻柴油302700.80060.16626065719.89x106重柴油206700.8200043x106方重油2169300.86830.175346904196.1x106水蒸气69130.161185283219.57x106内回流L~0.7700.161185740740L二中回流热(14.925+9.95)乂10(14.925+9.95)乂106291.68x106+740L第一中段回流取物汽油552Cikg/h水汽?y13k§/ht=185r13IS臂聘睇汽9%吕处融:庐翊Mg/ht=255TIS面柴彳蛆0670kE/h十二；宵沈重葬址不提蒸E■啊磔力t=420lC塔向工提蒸汽54班脸小t=420t：图2-5化工原料抽出板以下塔段的热平衡由热平衡得311028460=291.68106+740=80714（ ）或=80714/158=510（l/9 9化工原料上方气相总量510+48.42+6913+18=942（l/化工原料蒸气（即内回流）分压为：0.161X510/942=0.0871MPa由常压恩氏蒸馏数据换算0.0871MPa下平衡汽化0点温度。在本设计基础数据处理中可查的常压下的平衡数据，再用图726换算成0.0871MPa下平衡汽化数据。表2-25压力0.0871MPa下的平衡器化数据项目010%30%50%恩氏蒸馏温度°C171183190197恩氏蒸馏温差°C1277平衡汽化温差°C4.63.83.6常压平衡汽化温度°C199.00.0689MPa下平衡汽化温度°C184188.6192.4196由上求得0.104MPa下化工原料的泡点温度为184°C,与原假设的185°C很接近，可以认为原假设温度是正确的。(4)塔顶温度塔顶冷回流温度t0=60°C,其焓值叫=163.3kJ/kgt0,0塔顶温度t1=110°C,回流(汽油)蒸气的焓hV,=614kJ/kgL,t0,1故，塔顶冷回流量为L0=Q/(hLt+hLt)L0,t0 L0,t1=24.875x106/(614-163.3)=55192(kg/h)塔顶油气量(汽油+内回流蒸气)为：(55192+5520)/114=532.56(kmol/h)塔顶水蒸气流量：7464/18=414.67(kmol/h)塔顶油气分压：P分=0.157x532.56/(532.56+414.67)=0.0883(MPa)塔顶温度为其油气分压下的露点温度。由表12查得汽油常压露点温度为130.2°C,又知其焦点温度和焦点压力依次为352°C和. 。拒此可在平衡汽化坐标纸上做出汽油的平衡汽化100的线，如附录图2(2),查得0.1025下的露点温度为113°C,考虑不存在不凝气，该温度乘以系数0.7

则，113X0.97=109.61(°。与假设的110°C很接近，故原假设正确。塔顶水汽分压为：0.1570.0883=0.0687()相应于此压力下的饱和水蒸气温度为85°C,远低于塔顶温度110°C,故水蒸气在塔顶处于过热状态，不会冷凝。2.3.10全口气液负荷分布图(1)第28层以下塔板的热平衡，见表2-26。由热平衡得 309.35x106+837L=293.89x106+1065LL27=67807(kg/h)或L27=67807/372=183(kmol/h)气相总量V28=183+48.42+111.27+124.57+301.4=769(kmol/h)=83.10(m3=83.10(m3/h)0.8200 0.816=22836(m3/h)“nRT769x8.314x=22836(m3/h)V= = 汽P 0.1705x106表2-26第28层以下塔板的热平衡物料流率Kg/h密度P20操作条件压力MPa温度°C焓kJ/kg气相液相热量kJ/h入进料2917500.84870.172352291.36x106方汽提蒸汽5426—0.34203316—17.99x106内回流L~0.82200.1705331— 837837L合计297176+L309.35x106+837L出汽油55200.72880—6.09x106化工原料183600.77250—20.06x106

方轻柴油302700.80060 32.50x106重柴油206700.82000 22.05x106重油2169300.86830.175346904 196.10x106水蒸气54260 17.09x106合内回流计L297176+L~0.8160— 1065L293.89x106+1065L(2)第27层塔板气液相负荷由前得L26T08604或L26T08604/356=305(kmol/h)V27=305+48.42+111.27+124.57+301.4=891(kmol/h)v108604/10001V= =133.09(m3/h)液0.816=26335(m3/h)“nRT891义=26335(m3/h)V= = 汽P 1.17义106⑶第26层以下塔板的热平衡见表2-27。表2-27第26层以下塔板的热平衡操作条件焓kJ/kg物料流率Kg/h密度P20压力MPa温度热量kJ/h°C气相液相进料2917500.84870.172352291.36x106入方汽提蒸汽60050.3420331619.91x106内回流L~0.80900.170315851851L合计297755+L311.27x106+851L出汽油55200.7288001x106化工原料183600.77250.170321108819.66x106方轻柴油302700.80060.170321107132.18x106

重柴油206700.8200043x106重油2169300.86830.170346904196.10x106水蒸气60050.170321309618.48x106内回流L~0.80900.17032110501050L合计297755+L290.86x106+1067L由热平衡得 311.27x106+851L=290.86x106+1067LL25=110251(kg/h)或L25=110251/347=318(kmol/h)气相总量V26=318+48.42+111.27+124.57+6005/18=936(kmol/h)110251/1000।V= =136.28(m3/h)液0.8090=27271(m3/h)“nRT936x8.314=27271(m3/h)汽尸 0.170x106⑷第22层以下塔板的热平衡，见表2-28。由热平衡得311.27x106+755L=288.91x106+958LL21=110692(kg/h)或L21=110692/282=393(kmol/h)气相总量V22=393+48.42+111.27+124.57+6005/18=1015(kmol/h)110692/10000.8016110692/10000.8016=138.02(m3/h)_nRT汽尸1015x8.314x(393+273)/1000=28229g/h)

0.1675x_nRT汽尸⑸第19层以下塔板的热平衡，见表2-29。由热平衡得311.27x106+682L=292.53x106+920LL18=78739(kg/h)或L18=78739/240=328(kmol/h)气相总量V19=