常减压设计说明与计算

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，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°C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°C)/kg.m-3API度运动粘度（40C）凝 点/C闪点（开口法）/C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温度（°C）、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836.2219.5231.8248.5269.6294.4327.4347.3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/C实沸点切割温度/C收率体积分数％质量分数％汽油〜170169.822.4918.32煤油170〜220218.37.776.98柴油220〜350347.323.1522.24重油350〜46.5952.464.产品性质见表产品体积平均沸点°C中平均沸占八、、°C立力平均沸点°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0%10%30%50%70%90%100%温度°C压力MPa温度°C压力MPa汽油11.97688929699104109208.63.313285.86煤油10.9162170181187193204211381.42.824113.80柴油10.7254260268272276284291461.62.134672.62以汽油为例列出详细的计算、换算过程其他产品仅将计算、换算结果列于上表体积平均沸点t体t=(40.5+65.4+111.9+137.4+154.4)/5=101.92°C体恩氏蒸馏90%~10%斜率90%~10%斜率=(154.4－40.5)/(90－10)=1.42C/%(3)立方平均沸点由图查得校正值为-3.8CT立=101.92—3.8=98.12°C中平均沸点由图查得校正值为-9.5Ct中=101.92—9.5=92.42°C比重指数。api由汽油密度查表得：。API=141.5/0.7926-131.5=47.03特性因数k

由图查得：K=1.216X(92.42+273)(日)/0.7926=11.0相对分子质量：查图的相对分子质量=908)平衡汽化温度由图求得平衡汽化50%温度为89.9130恩氏蒸馏/%•(体)馏出温度/。C恩氏蒸馏温差/。C581087293093509970106901211810012因恩氏蒸馏因恩氏蒸馏10%~70%斜率二106-87=0.31770-10由图查得：平衡50%点-恩氏蒸馏50%点二-7平衡汽化50%点的温度/。C 99-7=92。C平衡汽化温度/。C 71 8488 92 96101105(9)临界温度由图查得：临界温度=295r(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=377°C5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重％万t/a体％t/dkg/hkmol/h原油10010050015150625000汽油22.4918.3291.62776114500煤油7.776.9834.9105843600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°C,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》P表5-1选定塔板数如下:178汽油--煤油段煤油--柴油段柴油－-汽化段9层12层4层塔底汽提段考虑采用两个中段回流，4层每个用3层换热塔板，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O.OIMpa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=0.2071Mpa9.计算草图

汽化段温度①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2~4）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++10.5+14.2+5.9+2.03）%=37.63%（体）①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:0.172X875/(875+336)=0.124Mpa③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°C。将此交点温度换算成在0.124MPa压力下的温度为320°C。当eF为37.63%（体）时的温度为350C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平衡计算以求得炉出口温度。当汽化率eF=37.63%（体）tF=350°C,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°C）见表3-9物料焓Kj/kg热量kJ/h汽相液相汽油11761176X18900=22.27*106煤油11471147X42300=48.52X106轻柴油11301130X60750=68.65X106重柴油11221122X25650=28.78X106过汽化油〜11189000X1118=10.06X106重油888888X302400=268.5X106合计Q=446.8X106F表3-9进料带入汽化段的热量QhF=446.8X106/450000=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°C,转化为常压下温度为325°C时汽化率eo为31.5%，显然eo<eF,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ho。ho=233.2X106/450000=518.18kJ/kg核算结果表明ho略高于h所以在设计的汽化段温度350°c之下能保证所需F

的拔出率（31.5％体）。炉出口温度也不致超过充许限度。进料在炉出口处携带的热量（P=0.207MPa,t=360。c）见表3-10物料焓Kj/kg热量kj/h汽相液相汽油12011201X18900=22.70X106煤油11641164X42300=49.24X106轻柴油11511151X60750=69.92X106重柴油（g）11431143X16060=21.79X106重柴油⑴971971X9590=9.3X106重油904904X302400=273.4X106合计Qo=446.4X106表3-10进料在炉出口处携带的热量塔底温度取塔底温度比汽化段温度低7°C,则360-7=353°C塔顶及侧线温度的假定与回流热分配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 107。c煤油抽出板（第9层） 180。c轻柴油抽出板（第18层） 256。c重柴油抽出板（第27层） 315。c则列出全塔热平衡如表3-11所示。物料流率，kg/h密度d20操作条件焓，kJ/kg热量，kJ/hMPaC汽相液相入进料4500000.87170.172350955.4429.93X106汽提蒸汽60480.290420331620.06X106方合计459250.2450X106汽油189000.7342055X106Lb煤油423000.79090.16118044418.78X106出轻柴油607500.84060.16625664539.18X106重柴油256500.8450003X106重油3024000.92000.175346.5858259.46X106方水蒸汽60480.157107270016.33X106合计459250.2366.33X106表3-11全塔热平衡表②全塔回流热全塔回流热Q=（450-366.33）X106=83.67X106kj/h③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60C。采用两个中段循环回流一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间（第11~13层）,二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间（第20~22层）。回流热分配％热量,kj/h塔顶5041.83X106一中2016.73X106二中3025.10X10613.侧线及塔顶温度的校核校核自下而上进行13.1柴油抽出版第28板）温度对第28板以下做隔离体系计算13.2煤油抽出板温度13.3塔顶温度14.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）求出这些部位的气液相负荷，

就可做出全塔的气液相负荷。3.12.1第33层板上汽液相负荷由前面计算部分知：L=727.25kmol/h,V=1873.55kmol/h32 333.12.2第28层板上汽液相负荷汽油14375kg/h，表3-33第28层以下塔段热平衡物料流率kg/h密度d420操作条件焓值，KJ/kg汽相液相热量KJ/h压力MPa温度。C进料5707760.89420.176355536.41x106入气提蒸汽94110.3420331631.21x106方内回流L0.83880.1705283732732L

567.62x106581615+合计+L732L汽油143750.70370.1705288101914.65x106煤油484590.79940.170528894745.89x106轻柴634700.82650.170528896561.25x106重柴624430.84840.170531079449.58x106重油3593610.94160.179344804288.93x106内回流L0.83880.1705288957957L出水蒸气94110.1705288273425.73x106方二中回34.67x106流520.7x106520.7x106+957L合计LL=208533kg/h=208533/242=861.71kmol/h27V=汽油+煤油+轻柴+水蒸汽+内回流28=140+305+302+602.19+861.71=2210.9kmol/h3.12.3第22层板上汽液相负荷L=745.04kmol/h21V=1472.21kmol/h223.12.4第21层板上汽液相负荷汽油14375kg/h，塔底重油359361kg/h表汽油14375kg/h，塔底重油359361kg/h表3-36第21层以下塔段热平衡流率物料kg/h进料570776气提水蒸10363汽入内回流L方591139+合计L出汽油14375密度d420操作条件压力MPa温度。C0.89420.1763550.34200.83300.1675247焓值，KJ/kg热量汽相液相KJ/h536.41x106331634.36x106610610L570.77x106+610L92013.23x1060.703 0.1675 252方煤油484590.7方煤油484590.70.1675轻柴634700.81510.1675重柴624430.82800.173重油3593610.92370.179内回流L0.83300.1675二中回流水蒸气103630.1675581139+合计L25286541.92x106由Q26066542.21x106岀31080350.14x106Q入344883317.32x106得252865865L570.34.67x10677252278828.89x106X528.38x106106++610865LL=528.38X106+865LL=166235.3kg/h20=166235.3/197=843.83kmol/hV二汽油+煤油+水蒸汽+内回流21=140+305+302+10363/18+843.83=2166.55kmol/h3.12.5第15层板上汽液相负荷

汽油14375kg/h，煤油48459kg/h，表3-38第15层以下塔段热平衡物料流率kg/h密度d420操作条件焓值，KJ/kg汽相液相热量KJ/h压力MPa温度。c进料5707760.89420.176355536.41x106气提水蒸115660.3420331638.35x106入汽方内回流L0.83220.1645200477477L582342+574.76x106+合计L477L出汽油143750.7030.164520781111.66x106方煤油484590.77820.164520778938.23x106轻柴634700.81510.16826066041.89x106重柴624430.8280014x106重油3593610.92370.179344871313.00x106水蒸气115660.83220.1645206279832.36x106内回流L0.1645207765765L一中回23.12x106流二中回34.67x106流582342+ 545.07x106+合计L765L由Q—Q得出入574.76X106+477L—545.07X106+765LL—103090.3kg/h14—103090.3/171=602.87kmol/hV=汽油+煤油+水蒸汽+内回流15—140+305+11566/18+602.87—1690.43kmol/h

3.12.6第12层板上汽液相负荷汽油14375kg/h，煤油48459kg/h，表3-39第12层以下塔段热平衡物料流率kg/h密度d420操作条件焓值，KJ/kg汽相液相热量KJ/h压力MPa温度。c进料5707760.89420.176355536.41x106气提水蒸121110.3420331640.16x106汽内回流L0.83010.1625177447447L576.57x106582887+合计L+447L汽油143750.7030.162518275210.81x106入方出

方煤油484590.7782方煤油484590.77820.1625轻柴634700.81510.168重柴624430.82800.173重油3593610.92370.179内回流L0.83010.1625水蒸气121110.1625一中回流二中回流582887+合计L18273535.62x106由Q26066041.89x106岀31080350.14x106Q入344871313.00x106得182698698L5182278433.72x10676.5723.12x106X106+34.67x106447542.97x106L=+542698L.97106+698LL=133865kg/h=133865/157=852.64kmol/h11V=汽油+煤油+水蒸汽+内回流12=140+305+12111/18+852.64=1970.47kmol/h

图3全塔汽、液相负荷分布图四塔径计算塔径依据公式：D=（4Vs/n卩）1/2式中：D—塔径，mV－塔内气体流量m3/ssM—空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s由上式可见，计算塔径的关键在于确定适宜的空塔气速M空塔气速的上限由严重的雾沫夹带或液冷决定，下限由漏液决定，适宜的空塔气速应介于二者之间，一般依据最大允许气速（卩max）来确定。即：|Jmax=C[（p—pv）/pv]1/2式中C—-负荷系数m/s根据“史宏斯关联图”可知如若求Umax必先求C和H—h的值TLC=Ls/VsX(p/pv)i/2=0.057/21.24X(840.4/2.20)1/2=0.1311取板间距H=0.8m，取板上液层高度h=0.08mTL则H-h=0.8-0.08=0.72mTL根据以上数据查“史宏斯关联图”C=0.12故Umax=0.12X((840.4—2.20)/2.20〕1/2 =2.15m/s因U=(0.6〜0.8)Umax，取安全系数为0.7则空塔气速U=0.8X2.15=1.72m/s塔径 D=(4Vs/nu)0.5=4X21.24/3.14X1.505=5.1m按标准塔径圆整为：D=5.1m则塔截面面积A=nD2/4=3.14X5.12/4=20.4m2T空塔气速U=21.24/20.4=1.0412m/s溢流装置根据塔径，液体流量等综合条件，选用双溢流弓形降液管不设进口堰各项计算如下：堰长Lw=0.66D=0.66X5.1=3.366m堰高hw：板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和即h=hw+hL ow得hw=h—hLow式中h——板上液层高度，mLh——堰上液层高度，mowh=2.84/1000XE(L/Lw)2/3ow h式中L—塔内液体流量m3/hhE－液流收缩系数。一般E值为1,则h=2.84/1000X1X(0.073X3600/2.51)2/3ow=0.064hw=0.08-0.064=0.016m降液管底隙高度hoh=L/3600Lwu/oh 0式中U'——液体通过降液管底隙时的流速m/s0一般可取U°'=0.07〜0.25m/s取U'=0.13m/s0则h=0.073X3600/3600X2.51X0.13=0.224mo则h取0.22mo④弓形降液管宽度W和面积Adf可根据堰长与塔径之比Lw/D查图《化工原理》P图3-10得164Lw/D=2.51/21.24=0.74查 A/A=0.1100W/D=0.1750fTdA=AX0.1100=20.4X0.1100=2.244m2fTW=0.1750X5.1=0.8925md求得a之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间e，即fe=AH/L=2.244X0.8/0.073=24.592sfTh因e>5s，故降液管尺寸可用。塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F=10，根据公式u=F/pV0.5可求得气体通过阀孔时的速度uooo，式中P为汽体密度0v即U=10/2.20.5=6.76m/s0根据U。与每层板上的阀孔数N的关系式得N=V/[n/4d2Uso0]式中V 上升气体的流量，m3/ssd——阀孔直径， d=0.039mooN=21.24/3.14/4X0.0392X6.76=2507取边缘区宽度Wc=0.07m,破沫区宽度Ws=0.10m依公式计算板上的鼓泡区面积：Aa=2[x(R2-X2)0.5+(n/180)R2arcsinx/R式中X=D/2-(W+Ws),mdR=D/2-Wc,m所以X=5.1/2-(0.595+0.10)=1.855mR=5.1/2-0.07=2.48Aa=2[1.855(2.482+1.8552)o.5+5.1/18OX2.482arcsin(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t=75mm=0.075m则可按估算排间距t'公式计算。t，=Aa/Nt二3.91/(2507X0.075)=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30mm=0.030m。按t=75mm,t，=30mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数1660个按N=1660重新核算转速及阀孔动能因数u=Vs/n/4d2N0o=21.24/3.14/4X(0.039)2X2507=6.76m/sFo=u(pv)1/2=6.76X(2.20)0.5=10.030阀孔动能因数Fo变化不大，仍在9〜12范围内塔板开孔率/p0=1.0412/6.76X100%=21.94%五、塔板流体力学验算气相通过阀塔板的压强降根据hp=hc+h+h计算塔板压强降Lo式中hp 塔板压降，mhc 干板阻力，mh——板上充气液层阻力，mLh——液体表面张力造成的阻力，mo干板阻力因p=(73.1/pv)1.825/2 =(73.1/2.20)1.825/2 =24.45m/s0c因p〈p故按公式hc=19.9Xp0.175/p00c 0 L故hc=19.9X6.760.175/840.4=0.033m液柱板上充气液层阻力hl取充气系数£h=0.35X0.08=0.028m液柱oL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hp=0.033+0.028=0.061m液柱则单板压降AP=hg=0.061X840.4X9.81=502.9PappL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.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，HWO(H+hw)dTH可用式H=hp+h+h计算，即d d Ld与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h已算出h=0.061m液柱，pp液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按式h=0.153(Ls/Lh)2计dwo算即h=0.153(0.073/2.51X0.22)2=0.0027m液柱d板上液层高度，h=0.08L故H=0.061+0.0027+0.08=0.144md取①=0.65，又已选定H=0.70mhw=0.016mT则①(H+hw)=0.65(0.70+0.016)=0.465mT可见H<e(H+hw),符合防止淹塔的要求dT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(p/(p-p))1/2+1.36LsZ]/KCAX100%TOC\o"1-5"\h\zv Lv L Fd或泛点率=Vs(p/(p-p))1/2/0.78KCAX100%v Lv Fd上二式中Z——板上液体流径长度，m Z=D-2WL L dA——板上液流面积，m2 A=A-2AbbTfC——泛点负荷系数，可根据气相密度pv及板距H由图查得FTK 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Z=D-2W=5.1-2X0.595=3.91mLdA=A-2A=20.4-2X2.244=15.912mbTf按物性系数表取K=10由《化工原理》图3-13泛点负荷系数表查得C=0.138F则：泛点率二[13.45X(2.20/840.4-2.20)0.5/+1.36X0.057X2.21]/(1.0X0.145X7.074)X100%=79.9%泛点率=21.24X[2.20/(840.4-2.20)]0.5/0.78X1.0X0.145X20.4X100%=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％；所以符合要求塔板负荷性能图雾沫夹带线依公式：泛点率=[Vs(p/(p-p))i/2+1.36LsZ]/KCAv Lv L Fd按泛点率为80%计算如下：Vs[2.2/(840.4-2.2)]o.5+1.36LsX2.21/(0.8X0.145X7.074)=0.80整理得：Vs=16.08-59.02Ls在操作范围内任取若干个Ls值，依式Vs=16.08-59.02Ls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4-1LS,V值Ls(m3/s)0.010.020.025Vs(m3/s)15.4914.9014.60液泛线 由aVs2=b-cLs2-dLs2/3式中 a=1.91X105pv/pcN2=1.91X105X2.20/840.4X16602=0.00018b=中H+(0.5-1-0.35)X0.031T=0.65X0.70+(0.65-1-0.35)X0.016=0.44c=0.153/Lw2h=0.153/2.512X0.222=0.