1、摘要石油煉廠中的第一個生產裝置一般都是蒸餾裝置，人們通過蒸餾將石油分割成相應的直餾汽油、化工原料、輕柴油或重柴油餾分及其他餾分。所謂原油的一次加工，就是指原油蒸餾而言。 借助于蒸餾，我們可以將原油分割成各種半成品餾分油，也可將原油分割成一些二次重整加工的原料。在一些二次加工的裝置中，蒸餾過程也是不可缺少的組成部分。該設計是一年處理300 萬噸的勝利原油常減壓裝置的設計。根據勝利原油的特點，本裝置采用三段汽化，即初餾塔、常壓塔和減壓塔。常壓塔選用浮閥塔板，初餾塔選用單溢流型式，常壓塔選用雙溢流型式。按要求給出重要塔板上的操作條件，并計算塔高、塔徑等水力學參數。關鍵詞：初餾塔，常壓塔，溫度, 壓力

2、43AbstractIn the petroleum refinery first production installment all is the distilling apparatus generally. The people divide through the distillation the petroleum the corresponding straight run gasoline, the petroleum, the light diesel oil or the heavy oil fraction and other fractions. A so-called

3、 crude oil processing, Speaking of is refers to the crude distillation. With the aid of in distillation, we may divide the crude oil to the half-finished product fraction oil, also may divide the crude oil to some second reforming the processing the raw material. In some second processesin fixture,

4、the distillation process also is the essential installment. This design is a year processes three million ton the Shengli crude oil atmospheric and vacuum distillation unit technological design. According to Shengli crude oil characteristic, this fixture uses three stage of vaporization, namely prim

5、ary tower, atmospheric distillation tower and vacuum distillation tower. The atmospheric distillation tower selects the float valve column tray. The primary tower selects the single overflow pattern. The atmospheric distillation tower selects the double overflow pattern. According to the request, th

6、e operation condition on the important tower-board is provided, and such hydraulics parameters as the tower-high, tower-diameter, etc. are calculated.Key word: primary tower, atmospheric distillation tower, temperature , pressure第一章概述51.1 石油蒸儲裝置的簡單介紹 51.2 裝置生產方案的確定 51.3 流程的確定61.4 設計的簡單說明 8第二章基本數據計算1

7、12.1 油品物性112.1.1 相對密度指數oAPI112.1.2 體積平土沸點 tv (oC) 112.1.3 恩氏蒸儲 90 % 10 % 斜率122.1.4 中平均沸點 tme = tv - Ame 122.1.5 特性因數K和相對分子量 M 122.1.6 平衡汽化數據 132.2 物料平衡152.2.1 油品實沸點切割 152.2.2 物料平衡15第三章初儲塔的設計163.1 初儲塔的工藝計算 163.1.1 以塔為衡算系統，作出塔的物料平衡： 163.1.2 汽提水汽的用量 163.1.3 初儲塔的汽化段溫度 173.1.4 塔頂溫度的計算 203.2 塔徑與塔高的計算 223.

8、2.1 初儲塔塔徑的計算 223.2.2 塔高的計算24第四章常壓塔的設計254.1 常壓塔的工藝計算 254.1.1 汽提蒸汽用量 254.1.2 塔板型式和塔板數 264.1.3 精儲塔計算草圖 264.1.4 操作壓力284.1.5 汽化段溫度 284.1.6 塔底溫度314.1.7 塔頂及側線溫度的假設與回流熱分配 314.1.8 側線及塔頂溫度校核 334.1.9 全塔氣液負荷分布圖 404.1.10 常壓塔塔板負荷計算結果 614.1.11 氣液相負荷圖 624.2 塔板的設計 654.2.1 所需基本數據的計算 654.2.2 塔徑的計算 664.2.3 塔高的計算 664.2.

9、4 溢流裝置 674.2.5 浮閥塔板布置 684.3 塔板水力學計算 694.3.1 氣相通過浮閥塔塔板的壓力計算 694.3.2 淹塔 704.3.3 霧沫夾帶 704.3.4 塔板負荷性能圖 714.3.5 束語 74第一章概 述1.1 石油蒸餾裝置的簡單介紹石油是極其復雜的混合物。石油煉廠中的第一個生產裝置一般都是蒸餾裝置，人們通過蒸餾將石油分割成我們需要的各種餾分。所謂原油的一次加工就是指原油蒸餾而言。借助于蒸餾，我們可以將原油分割成各種半成品餾分油，也可將原油分割成一些二次重整加工的原料。在一些二次加工的裝置中，蒸餾過程也是不可缺少的組成部分。蒸餾過程是煉廠中一種最基本的，也是最重

10、要的一種工藝。蒸餾過程和設備設計是否合理，操作是否良好，對煉廠生產影響很大。因此， 透徹地了解蒸餾工藝的本質規律，掌握其影響因素和設計方法，對煉油工業的專門人員來說是第一重要的。1.2 裝置生產方案的確定如果想合理地確定一種原油生產加工方案，就必須對所要加工的原油性質做具體的分析。本裝置生產的是勝利原油，勝利原油一般具有如下的性質：其油品的密度較小（約0.9005g/cm3） ，含硫量較高（約0.88%） ，原油餾分較重，輕油收率較高（v 350c輕油收率為30%, 510C的微分占原油 35%以上），含氮量高（615PPm）,含蠟量高（47.36%） ，凝點較低（28） ，屬于中間基原油。本

11、裝置適用于燃料型年產300 萬噸原油的加工方案的，根據勝利原油的特點，確定如下方案：從初餾點到166的常壓餾分可做直餾汽油166 到223餾分可做化工原料。223到322餾分可用來生產輕柴油，也可以用做制乙烯的裂解原料。322到362餾分，可用來生產重柴油。1.3 流程的確定1. 整個流程采用三段汽化的方法。即設初餾塔，常壓塔和減壓塔。設初餾塔出于以下的因素：勝利油是較重的原油，而輕組分含量多，為了減少汽油損失，減少氣體烴攜走更多的汽油組分，為了拔出更多輕質油，故增設初餾塔。有利于減輕常壓爐和常壓塔負荷，提高裝置處理量。可減輕原油泵出口壓力，減少泵的動力消耗，且使換熱器耐壓要求降低。初餾塔相對

12、常壓塔易于檢修。2. 流程綜述：原油由泵自儲油罐中打出，經換熱器換熱后進入脫鹽罐進行脫鹽脫水處理。離開脫鹽罐后，再經換熱器換熱，使油溫達到260后進入初餾塔。初餾塔塔頂餾出的汽油餾分，經冷卻器冷卻至50 后進冷凝罐冷凝到40，回流部分打回塔頂。初底油進常壓爐加熱至358后進入常壓塔。常壓塔塔頂出(IBP-127 ) 汽油餾分，經冷凝器冷凝至60，進回流罐，回流部分泵送回塔頂，然后將剩余的產品部分進一步冷卻至40。常一線出化工原料，由 175抽出，經換熱器換熱至75左右后進冷凝器。常二線出輕柴油，由 260抽出，經換熱器換熱，溫度降到85， 進凝器冷凝到安全溫度。常三線出重柴油餾分，經換熱器換熱

13、，溫度由 315降到100，進冷凝器冷凝。常壓塔第一中段回流抽出溫度為211，經換熱器換熱，溫度降到131打回常壓塔。常壓塔第二中段回流抽出溫度為284，經換熱器換熱，溫度降到184后打回常壓塔。常壓塔塔底油由泵打入減壓爐加熱到400進減壓塔，出減壓產品。3. 節能問題綜述：煉廠是一個耗能很大的生產實體，其中常減壓蒸餾裝置耗能又是最突出的。因此如何合理充分地利用能源，減少裝置耗能就成為生產設計中一個重要問題。本裝置采取了以下的節能措施：在產品質量合格的前提下，適當地降低爐出口溫度，減少過汽化率，降低塔頂壓力以提高塔頂拔出率，提高經組分油的收率，使能在常壓塔拔出的餾分不在減壓塔拔出。提高常壓塔的

14、收率，降低減壓爐負荷，降低減壓塔入口溫度，這在節能上是合理的。適當減少汽提蒸汽用量。充分利用加熱爐熱源以往加熱爐只是用來加熱塔進料和水汽，使煙氣在很高的溫度下就排放到空氣中，浪費了大量的熱。本裝置利用加熱爐煙氣余熱來加熱冷原油。充分利用常減壓裝置的側線餾出油熱量。常減壓裝置的側線出來的油品溫度很高，直接進冷卻器是不合理的。即浪費了熱量，又增大冷卻器負荷。較好的情況是多次換熱，充分利用熱源，使側線降到一個合適的溫度，再入冷凝器冷卻。本裝置大部分側線都做了換熱。常一線換到75，常二線換熱到 85，常三線換熱到100。1.4 設計的簡單說明1 汽提塔和汽提段在負荷塔內，汽油、 柴油、 化工原料等產品

15、之間只有精餾段而沒有提餾段，側線產品中必然會含有相當數量的輕餾分，這樣不僅影響本側線產品的質量，而且降低了輕餾分的產率。為此， 在常壓塔的外側，為側線產品設汽提塔，在汽提塔底部吹入少量過熱水蒸氣以降低側線產品的油氣分壓，使混入產品中的較輕餾分汽化而返回常壓塔。這樣做既可以達到分離要求，而且也很簡單。顯然， 這種氣提塔與精餾塔的提餾段在本質上有所不同。側線汽提用的過熱水蒸氣量通常為側線產品的 2%3% （質量分數）。本設計各側線產品的氣提塔重疊起來，但互相之間是隔開的。2 回流方式石油精餾塔具有一些自己的工藝特點：處理量大；回流比是由精餾塔的熱平衡確定而不是由分餾精確度確定；塔內氣、液相負荷沿塔

16、高的變化的，甚至是有較大的變化幅度；沿塔高的溫差比較大等。由于這些特點，石油精餾塔的回流方式除了采用慣常所用的塔頂冷回流以外，還常常采用其他的回流方式。塔頂油氣二級冷凝冷卻原油常壓精餾塔的年處理量經常以數百萬噸計。塔頂冷凝冷卻面積如此巨大的原因，一則是負荷很大，二則是傳熱溫差比較小。為了減少常壓塔頂冷凝冷卻所需的傳熱面積，在本裝置中常壓塔采用二級冷凝冷卻方案。中段循環回流石油精餾塔沿塔高的溫度梯度較大，從塔的中部取走的回流熱的溫位顯然要比從塔頂取走的回流熱的溫度高出許多，因而是價值更高的可利用熱源，而且能提高塔的生產能力。3 操作壓力原油常壓精餾塔的最低操作壓力最終受制于塔頂產品接受罐的溫度下

17、的塔頂產品的泡點壓力。 常壓塔頂產品是汽油餾分，塔頂產品能基本上全部冷凝，不凝氣很少。為了克服塔頂餾出物流經管線和設備的流動阻力，常壓塔頂的壓力應稍高于產品接受罐的壓力，或者說超高于常壓。塔頂操作壓力確定后，塔的各部位的操作壓力也隨之可以計算。塔的各部位的操作壓力與油氣流經塔板時所造成的壓降有關。油氣由下而上流動，故塔內壓力由下而上逐漸降低。4 操作溫度從理論上說，在穩定操作的情況下，可以將精餾塔內離開任一塊塔板或汽化段的氣、液兩相都看成處于相平衡狀態。因此， 氣相溫度是該處油氣分壓下的露點溫度，而液相溫度則是其泡點溫度。雖然在實際上由于塔板上的氣、液兩相常常未能完全達到相平衡狀態而使實際的氣

18、相溫度稍偏高或液相溫度稍偏低，但是在設計計算中都是按上述的理論假設來設計各點的溫度。其中包括汽化段溫度、塔底溫度、側線溫度、塔頂溫度。5 塔板流體水力學計算其包括塔高、塔徑及塔板上主要部件工藝尺寸的計算。6 塔板的選用本裝置常壓塔選用浮閥塔板，初餾塔選用單溢流型式，常壓塔選用雙溢流型式。選用浮閥塔板，由于以下的原因：浮閥塔板的處理能力比圓泡帽塔板大20-40，比舌形和篩孔塔板要小些，但是， 浮閥塔板操作彈性比圓泡帽、舌形、篩孔塔板的操作彈性都要大些，在很高的氣液負荷范圍內變化，只有浮閥塔能夠保持較高的效率。浮閥塔板的干板壓降較舌形和篩孔大，比圓泡帽塔板小。霧沫夾帶較舌形、圓泡帽小。結構簡單，安

19、裝方便。在石油化工方面廣泛使用于常減壓塔，積累了很多的經驗，對我們的設計使用也是很有用的。第二章基本數據計算2.1 油品物性2.1.1 相對密度指數oAPId 15.62015.615.6 一 d 4 + nd ) OAPI = 141.5/d 15.6 - 131.5常頂：d15.6 = 0.7240 + 0.0050 =0.7290(g/cm3)oAPI = 141.5/097290 - 131.5 = 62.60常一：d15.6 = 0.8120 + 0.0047 =0.8167 (g/cm3)oAPI = 141.5/0.8167 - 131.5 = 41.75常二：d15.6 = 0

20、.8350 + 0.0045 = 0.8395 (g/cm3)oAPI = 141.5/0.8395 - 131.5 = 37.05常三：d15.6 = 0.8560 + 0.0045 = 0.8605 (g/cm3)oAPI = 141.5/0.8605 - 131.5 = 32.942.1.2 體積平均沸點tv (cC)tv = (t10 +t30 +t50 +t70 +t90) /5常頂：tv = (58+73+90+101+119) / 5=88.2 oC常一：tv = (153+167+176+192+208 ) /5=179.2oC常二：tv = (241+256+261+275+

21、288 ) /5=264.2oC常三：tv = (313+324+340+345+355 ) / 5= 335.4oC2.1.3 恩氏蒸儲90 %10 %斜率S = (90%儲出溫度-10%儲出溫度)/ (90-10) (oC/%)常頂：S9010 = ( 119-58) / (90-10) =0.7625 (C/%)常一：S9010 = (208 -153) / (90-10) = 0.6875 (cC/%)常二：S9010 = (288-241) / (90-10) = 0.5875 (cC/%)常三：S9010 =(355-313) / (90- 10) =0.525 (cC/%)2.1

22、.4 中平均沸點tme = tv -品0.6667_ 0,3333ln me = -1.53181- 0.128tv+ 3.64678 S常頂：.：me = 4.694 tme=tv - Lme = 88.24.694 = 83.5 oC常一： Ame = 3.5963 tme = tv - Ame = 179.2 - 3.5963 = 175.6 oC常二： Ame = 2.7059 tme = tv - A me = 264.2 - 2.7059 = 261.5 oC常三：.：me =2.2081 tme=tv - Ame = 335.4 - 2.2081 = 333.2oC2.1.5特性

23、因數K和相對分子量M查石油煉制工程P76圖得以下數據常頂：特性因數K11.92相對分子量M94常一：特性因數K11.4相對分子量M139常二：特性因數K11.73相對分子量M 210常三：特性因數K 11.9相對分子量M 2802.1.6平衡汽化數據蒸頂:儲出體積01030507090100溫度34587390101119126(1)由圖7-15換算50%點溫度恩氏蒸儲 10%70%點斜率=(101-58) / (70-10 ) = 0.72 (oC/%)由圖查得 平衡汽化50% -恩氏蒸儲50%點=-10.0 (oC)故 平衡汽化 50% = 90 - 10.0 = 80.0 (0C)(2)

24、由圖7-16查得平衡曲線各段溫差曲線段恩氏蒸儲溫差0C平衡汽化溫差oC0 10%241010 30%159.230 50%178.550 70%115.770 90%187.890 100%71.8(3)由50%點及各線段溫度差推算平衡汽化曲線的各點溫度0 點=62.3- 10=52.3oC90% 點=85.7+7.8=93.5oC同理可得：勝禾70% 點=80.0+5.7=85.7oC100% 點=93.5+1.8=95.3oC油的平衡汽化數據斜率S700%10%30%50%70%90%100%常頂0.7252.362.371.580.085.793.595.3常一0.65149.5158.

25、1166.5171178.4184.6186.9常一0.57246.7255.3264.5267273.2278.2280.9常三0.53330.5344.6350358360.3362.7364.830% 點=80.0-8.5=71.5 oC10% 點=71.5-9.2=62.3oC勝利油的物性參數表相對密度指數（API體積平均沸點tv斜率S9010中平均沸點tme特性因數K相對分子量M常頂62.6088.20.762583.511.9294常一41.75179.20.6875175.611.4139常一37.05264.20.5875261.511.73210常三32.94335.40.5

26、25333.211.92802.2物料平衡2.2.1 油品實沸點切割切割范圍。C體積分數（）質里分數（）常頂HK 166.52.92.9 0.7240/0.8331=2.52常一線128 21066X0.8120/0.8331=5.85常二線210-3059.59.5 0.8350/0.8331=9.52常三線305-3719.69.6 0.8560/0.8331=9.862.2.2 物料平衡年處理量為300萬噸，生產時間按 8000小時計算則，每小時生產用油 375噸，合375000kg油品產券處理里或）M體積分數（）質里分數（）104t/at/hkg/hkmol/h原油1001003003

27、75375000常頂2.92.527.569.529520101.3常一線65.8517.5521.9421940157.8常二線9.59.5228.5635.7035700170常三線9.69.8629.5835.7036980132.1常底7272.25216.75270.93270930第三章初儲塔的設計3.1 初儲塔的工藝計算3.1.1 以塔為衡算系統，作由塔的物料平衡:入塔：原油氣相原油液相汽提水汽冷回流液出塔：塔頂汽油汽提水汽冷回流液塔底渣油3.1.2 汽提水汽的用量初塔底油選取1.2kg汽提水蒸氣/100kg塔底油初塔底油量：375000 X ( 100-2.52 ) %=365

28、550kg/h水汽用量： 365550 X ( 1.2/100 ) =4386.6kg/h4386.6/18=243.7kmol/h3.1.3 初儲塔的汽化段溫度1 .作平衡汽化曲線根據繪出的原油實沸點曲線圖讀出以下數據儲出體積(%)010203040506070溫度oC37.2225303355404435477552將實沸點蒸儲曲線換算為平衡汽化曲線(1) 計算實沸點蒸儲曲線的參考斜率及其各點溫度，按定義實沸點蒸儲曲線的參考斜率 =(552-225) / (70-10) =5.45 (oC/%)由此計算參考線的各點溫度0 點=225-5.45 X(10-0) =170.5 oC20砥=22

29、5-5.45X (20-10 )=279.5(C30%點=225-5.45X ( 30-10)=334.00C40%點=225-5.45X (40-10)=388.50C50%點=225-5.45X ( 50-10)=443.00C60%點=225-5.45X (60-10)=497.50C(2) 計算平衡汽化參考線斜率及其各點溫度查石油煉制工程圖 7-17上圖，根據實沸點蒸儲曲線 10%至70%斜率(5.450C/%)可得平衡汽化參考線的斜率為3.7 0C/ %。查圖7-17中圖得 AF=22.0 oC故，平衡汽化參考線 50%點=實沸點蒸儲參考線 50%- AF=443.0-22.0=42

30、1.0 oC由平衡汽化參考線的 50%點和斜率可計算其它各點溫度。0 點=443.0-3.7 X(50-10 ) =258.0 oC10砥= 443.0-3.720砥= 443.0-3.730% 點= 443.0-3.740% 點=443.0-3.7X (50-10 ) =295.0 0CX ( 50-20 ) =332.0 0CX ( 50-30 ) =369.0 OCX ( 50-40) =406.0 oC60砥= 443.0+3.7 X (60-50 ) =480.0 OC70砥=443.0+3.7 X ( 70-50 ) =517.0 OC(3) 計算實沸點蒸儲曲線與其參考線的各點溫差

31、AFi%. ：F10% =255-255=0 OCF30% =355-334.0=21.0 OCF50% =303-334.0=-8.0 OC：F70% =552-552=0 oC. ：F0 =37.2-170.5= -133.3 OC“20% =303-279.5=23.5 OC : F40% =404-388.5=15.5 OC : F60% =477-497.5=-20.5 (C(4) 求平衡汽化曲線各點溫度由圖7-17下圖查得各儲出百分數時的溫差比值0比值=0.2510%=0.4其余各點比值都是 0.33平衡汽化曲線各點與其參考線相應各點的溫差AT等于實沸點蒸儲曲線與其參考線的各點溫差

32、AFi%乘以相對應的比值。由此得衡汽化曲線各點的AT：0 點 =-133.3 X 0.25=-33.325 OC10%K ：T=0X 0.4=0 oC 20%K A T=-23.5 X 0.33=7.755 (C30袱 T T=21.0 X 0.33=6.93 oC 40袱 AT=15.5 X 0.33=5.115 oC50%K AT=-8.0 X 0.33=-2.64 OC60%K iT=-20.5 X 0.33=-6.765 OC70%K . ：T=0X 0.33=0平衡汽化曲線各點溫度等于它的參考線各點溫度加上相應的度0 點=258.0-33.325= 224.675 OC10砥=295

33、.0-0=295.0oC20砥=332.0+7.755=339.755 OC30% 點=369.0+6.93=375.93oC40% 點=406.0+5.115=411.115 OC50砥=421.0-2.64=418.36oC60砥=480.0-6.765=473.235oC70砥=517.0+0=517.0oC2 .汽化段中進料的汽化率和過汽化率取過汽化度為進料的2% （質量分數）或2.03 % （體積分數）要求進料在汽化段的汽化率ef為：ef （體積分數）=2.9 %+2.03% =4.93%3 .操作壓力 T值。得平衡汽化曲線溫,即過汽化量為 7500kg/h ,設塔頂壓力為 0.15

34、1MPa （絕壓），約1.49amt取塔頂到進料處塔板數為20層，每層塔板白壓力降為0.5KPa。則，進料段壓力為 0.161 MPa,約1.59amt4 .確定汽化段溫度汽化段溫度應該是在汽化段油氣分壓下汽化4.93% （V）的溫度，為此作在 0.076 MPa下原油的平衡汽化曲線 3。查得汽化段溫度為260 oCo5 .塔底溫度塔底溫度比汽化段溫度低10 oC,即250 oCo6 .1.4塔頂溫度的計算設初儲塔塔頂溫度為 94（C;設塔頂回流為40 oC冷回流；汽提水汽為 0.3 MPa, 400 oC過熱水汽。根據初儲塔的物料平衡，進行初儲塔的熱量衡算組分相態溫度（oC）次含（kg/h）

35、流率（kg/h）熱量（kJ/h）入方原油氣相260857.721698.751.46X106原油液相260627.6373301234.28 X 10 6水汽氣相4001171.524386.65.14 X 106冷回流液相40117.152L117.152L合計240.88X 106+117.152L出蒸頂氣相9458795205.50 X106方水汽氣相944534386.62.00 X 106冷回流氣相94587L587L渣油液相250627.2367200230.45 X 10 6合計237.95X 106+587LQ入二Q出則 240.88 X 106+117.152L = 237.

36、95 X 106+587LL=6358 (kg/h) = 6358/94 = 67.64 (kmol/h)塔頂油氣分壓 P分=P總x (汽油+冷回流)/ (汽油+冷回流+ 水汽)P分=0.151 X ( 101.3+67.64 ) / (101.3+67.64+243.7 ) =0.0618 (MPa)塔頂溫度為其油氣分壓下的露點溫度。由恩氏蒸儲數據換成汽油常壓露點溫度為114cC,又知其焦點溫度和焦點壓力依次為335.6OC和5.46 MPa。由此可在平衡汽化坐標線上讀得0.618MPa下的露點溫度為97cC,考慮不存在不凝氣，該溫度乘以系數0.97。則，97X 0.97=94.9 (cC)

37、與假設的94cC很接近，故原假設正確。3.2塔徑與塔高的計算3.2.1 初福塔塔徑的計算由于初福塔一、二板之間的氣、液相 負荷最大，所以取如圖所示虛線范圍作熱 量平衡。上升氣相包括塔頂汽油、水汽、內回 流。初儲塔塔頂熱量平衡表組分相態溫度（oC）次含（kg/h）流率（kg/h）熱量（kJ/h）蒸頂氣相102.360795205.78X106入水汽氣相102.34694386.62.06 X 106方冷回流液相40117.15263580.75 X 106內回流氣相102.3607L607L合計8.59X106+607L出蒸頂氣相9458795205.50 X106方水汽氣相944534386.

38、62.00 X 106冷回流氣相9458763583.73 X 106內回流液相102.3272L272L合計11.23X106+272LQ 入=Q Hi 即：8.59 X 106+607L = 11.23 X 106+272LL=7881kg/h上升氣相總摩爾數n = (7881+9520) / 94+4386.6/18=429 ( kmol/h )上升氣相體積Vv=nRT/P=429 X 0.082 X ( 273+102.3) /1.49=8875 (m3/h) =2.461 (m3/s)下降液相密度94：4 =628 kg/ m 3下降液相體積VL =7881 / 628=0.0035

39、 (m3/s)上升氣相密度、102P4 =G/ Vv = (9520+7881+4386.6) /8875=2.45 kg/ m 3最大允許氣速Umax = 0.055 . gHt , ( 一：v” ：v (12，：v Vl /Vv )=1.998 kg/ m3適宜氣速Ua =K Ks Umax =0.82 0.97 1.998=1.606 (m/s)氣相截面積Fa =Vv/ Umax =2.490/1.606=1.55m 2降液管液速Vd =0.17 K Ks=0.17 X 0.82 X 0.97=0.135 (m/s)Vd =7.89父104 K KSHt( Pl Pv) =0.123 (

40、m/s)兩種算法取最小值即Vd =0.123 m/s降液管面積 Fd =V /Vd =0.0048/0.123=0.039 m 2Fd=0.11 Fa =0.11 x 1.55=0.1705 m2兩種算法取最大值即Fd=0.1705 m2塔截面積與直徑Ft = Fa + Fd =1.55+0.1705=1.7205 m2Dc=,1.7205/ j =2.19m塔徑圓整取 2.2m截面積F= ( n /4 ) D2=3.80 m 2空塔氣速 u=2.49/2=1.245 m/s降液管截面積Fd =(F/ Ft ) X Fd = (3.80/1.7205 ) X 0.1705=0.377m 23.

41、2.2 塔高的計算設 Hd = 1.7mHt =0.7mHf =1.7m初儲塔塔底油密度Pf0 =685 kg/ m 3初儲塔塔底油體積流量=375000 X 0.975/685=534 (m3/h) =8.9 (m3/min)則，Hb =8.9 X 5/3.8=11.7m故，H = Hd + (n-2) Ht + Hb + Hf=1.7+0.7 (24-2) +11.7+1.7= 30.5m第四章常壓塔的設計4.1 常壓塔的工藝計算4.1.1 汽提蒸汽用量側線產品及塔底重油都用過熱水蒸氣汽提，使用的是溫度420oC,壓力0.3MPa的過熱水蒸氣，參考石油煉制工程圖 7-52和表7-12取汽提

42、水蒸氣量如表：汽提水蒸氣用量油品質量分數（對油）kg/hkmol/h一線化工原料352229.0二線輕柴油3140578.1三線重柴油2.882645.9塔底重油25310295合計80634484.1.2 塔板型式和塔板數汽油一化工原料段9層化工原料一輕柴油6層輕柴油一重柴油6層重柴油一汽化段3層塔底氣提段4層考慮采用兩個中段回流，每個用3層換熱塔板，全塔塔板數總計為34層。4.1.3 精儲塔計算草圖1270c0.157MPa汽油 8210kg/h蒸汽8063 kg/h回流塔頂冷回流取熱35.7 x 106kJ/mol0.161 MPa175oC9化工原料汽提蒸汽522 kg/h (420

43、oC) 化工原料17400 kg/h第一中段回流取熱2.42 x 106kJ/mol.L21-13輕柴油汽提蒸汽CJ _JT第二中段回流取熱14.28X 106 kJ/mol260oC181405 kg/h (420 oC) 輕柴油46840 kg/h1 Xyy0.17 MPa315 oC274M重柴油汽提蒸汽826 kg/h (420 oC) 重柴油29510 kg/h進料 367200kg/h過汽化油7422 kg/h303134塔底汽提蒸汽352oC 115310 kg/h (420 oC)總熱量：370.67 x 106kJ/mol塔底重油265520 kg/h4.1.4 操作壓力取塔

44、頂產品罐壓力為0.13MPa。塔底采用兩級冷凝冷卻流程。取塔頂空冷器壓力降為0.01MPa,使用一個管殼式后冷氣，殼層壓力降取0.017MPa。故，塔頂壓力= 0.13 + 0.01 + 0.017 = 0.157 （絕壓）取每層浮閥塔板壓力為0.5KPa （4mmHg,則推算得常壓塔各關鍵部位的壓力如下（單位為 MPa） ：塔頂壓力0.157 ；一線抽出板（第9層）上壓力0.161；二線抽出板（第18層）上壓力0.166；三線抽出板（第27層）上壓力0.170；汽化段壓力（第30 層下） 0.172 ；取轉油線壓力降為 0.035MPa ,則加熱爐出口壓力= 0.172 + 0.035 =

45、0.207 MPa4.1.5 汽化段溫度1 汽化段中進料的汽化率和過汽化率取過汽化度為進料的2% （質量分數）或 2.03% （體積分數），即過汽化量為 367200 X2.03%=7422kg/h。要求進料在汽化段中的汽化率ef為：ef （體積分數）= 2.9% + 6% + 9.5% + 9.6% + 2.03% = 30.03%2 . 汽化段油氣分壓取過汽化油的相對分子量為300還有水蒸氣295kg/h汽化段中各物料的流量如下：汽油74 kmol/h化工原料107 kmol/h輕柴油195 kmol/h重柴油82 kmol/h過汽化油25 kmol/h油氣量合計483 kmol/h由此計

46、算得汽化段的油氣分壓為0.172 X 483 / （483 + 295） = 0.107 MPa3 .汽化段的溫度的初步求定汽化段溫度應該是在汽化段油氣分壓0.107 MP眨下7化30.53% （體積分數）的溫度，為此作出在0.107 MPa下原油平衡汽化線，見曲線4。實沸點曲線與平衡汽化曲線的交點溫度為412oC,轉化為0.107 MPa下的溫度為420oC。由曲線4可以查得ef為30.03% （體積分數）時的溫度為358oC,此即欲求的7化段溫度tF。4 . tF 的校核當汽化率ef = 30.03% （體），tF = 3580c時，進料在汽化段的烙計算如下表：再按上述方法作出原油在爐出口

47、壓力0.207 MPa下平衡汽化曲線 5。因考慮生產航空化工原料，限定爐出口溫度不超過360 oCo由曲線5讀出360 oC時的汽化率為17% （體），顯然e0ef即在爐出口條件下，過汽化油和部分重部分重柴油處于液相。進料帶入汽化段的熱量QF (P = 0.172 MPa, t = 358oC)油料斤含kJ/kg熱量kJ/h氣相液相汽油1185一1185X 8210=9.73 X 106化工原料1164一1164X 17400=20.25 X 106輕柴油1151一1151 X 46840=53.91 X 106重柴油1043一1143X 29510=33.73 X 106過汽化油1159一1

48、059X 7422=7.86 X 106重油一950950 X 258098=245.19 X 106合計一一QF= 370.67 X 106進料在爐出口處攜帶的熱量Q0 (P = 0.207 MPa, t = 360oC)油料斤含kJ/kg熱量kJ/h氣相液相汽油1194一1194X 8210=9.80 X 106化工原料1173一1173X 17400=20.41 X 106輕柴油1160一61160 X 46840=54.33 X 10重柴油氣相組成1150一1150X 29510=23.58 X 106液相組成一982982X 7422=8.85X106重油一959950 X 2580

49、98=254.63 X 10 6合計一一QF= 371.60 X 106貝U, hF = 370.67 X 10 6/367200 = 1009 kJ/kgh 0 = 371.60 X 106/367200 = 1011 kJ/kg核對結果表明h0略高于hF,則在設計的汽化段溫度358 oC之下，既能保證所需的拔出率爐出口溫度也不致超過允許溫度。4.1.6 塔底溫度取塔底溫度比汽化段溫度低6 0C,即358 -6 = 352 oC4.1.7 塔頂及側線溫度的假設與回流熱分配1.假設塔頂及各側線溫度塔頂溫度127 0C化工原料抽出板（第9層）溫度175 0C輕柴油抽出板（第18層）溫度260 O

50、C重柴油抽出板（第27層）溫度315 OC2.全塔回流熱物料流率Kg/h密度p20操作條件始 kJ/kg熱量kJ/h壓力MPa溫度oC氣相液相入進料3672000.84870.172358一一370.67 父 106方汽提蒸汽8063一0.34203361一26.74 x 10 6合計375263一一一一一397.41 x 106出方汽油82100.72880.157127636一5.22 x 106化工原料174000.77250.161175一4407.06 x 106輕柴油468400.8006.0166260一67431.57X 106重柴油295100.8200.0170315一85425.20 x 10 6重油2655200.86830.175352一950