毕业论文-年加工250万吨原油常减压蒸馏装置常压塔工艺设计

目录1原料油性质及产品性质111原油的一般性质112原油实沸点蒸馏数据113原油平衡蒸馏数据114产品方案及产品性质12概述221设计基础222设计方案223生产规模324工艺技术路线325工艺技术特点326主要原材料43工艺流程设计431工艺流程432塔器结构633污染源分析734废气处理735废水处理84常压蒸馏塔工艺设计941工艺参数计算942体积平均沸点943恩氏蒸馏9010斜率944立方平均沸点与中平均沸点1045特性因数及相对分子质量1046平衡蒸发温度1047临界温度和临界压力1148焦点温度和焦点压力1149原油和产品的有关性质参数计算汇总115操作条件的确定1251汽提蒸汽用量1252塔板型式和塔板数1353操作压力1354汽化段温度1455塔底温度1656塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配1657蒸馏塔各点温度核算1758全塔汽液负荷分布图206常压蒸馏尺寸计算2161塔的直径的计算2162塔高的计算2263塔板布置,浮阀、溢流堰及降液管的计算2364浮阀数2365溢流堰及降液管的决定237常压蒸馏塔水力计算2471塔板总压力降2472雾沫夹带2473泄漏2574淹塔2575降液管超负荷2676适宜操作区和操作线268评述与体会28参考文献291原料油性质及产品性质11原油的一般性质原油含水量大于05时先脱水。原油经脱水后，进行一般性质分析。包括相对密度、黏度、凝点或倾点、含硫量、含氮量、含蜡量、胶质、沥青质、残炭、水分、含盐量、炭分、机械杂质、元素分析、微量金属、流程、闪点及原油的基属等。阿曼原油，08552；特性因数K122含硫石蜡中间基原油。204D12原油实沸点蒸馏数据表11阿曼原油实沸点蒸馏数据序馏分范围馏出序馏分范围馏出序馏分范围馏出号重累计号重体号重体1IBP60145145920022028522101736039529645392608020635110220230133234318395425660519938010022457511230250228257119425440287548641001202288031225027535129222044046034858345120145384118713275300351327321460480309614361451602001387143003203423615224805002696412716018028716741532034032839432350052024866608180200251192516340360300424324520540293695325540304710013原油平衡蒸馏数据表12原油平衡蒸馏数据累计馏出体初馏点10203040506070平衡蒸发温度1251182823372879336938794336482814产品方案及产品性质表13产品产率及其性质恩氏蒸馏数据,产品名称沸点范围产率重相对密度204D初1030507090终初顶油97607010627487104117132常顶油初130393071423080108115127138147航空煤油130230130907840147167183200219244264轻柴油230320161008206228260278292306330349重柴油32035038108450244297333345356381402常四线35042047208623295313366398408434497重油4204859092002概述21设计基础原油在常压条件下呈液态的复杂的烃类混合物。原油是一种主要由碳氢化沸点从常温到500度以上，分子结构也是多种多样合物组成的复杂混合物。石油中的烃类和非烃类化合物，相对分子质量从几十到几千。不同油区所产的原由在性质上差别较大，不同组成的原油表现出的物理性质不同，而不同的化学组成及物理性质对原油的使用价值、经济效益都有影响。对许多原油来说，它的各项性质指标间往往存在着利弊交错、优劣共存的现象，这样就需要对原油进行分析评价。人们根据对所加工原油的性质、市场对产品的需求、加工技术的先进性和可靠性，以及经济效益等诸方面的分析、制订合理的加工方案。石油炼制加工方案，主要根据其特性、市场需要、经济效益、投资力度等因素决定。石油炼制加工方案大体可以分为三种类型（1）燃料型主要产品是用燃料的石油产品。除了生产部分重油燃料油外，减压馏分油和减压渣油通过各种轻质化过程转化为各种轻质燃料。（2）燃料润滑油型除了生产燃料的石油产品外，部分或大部分减压馏分油和减压渣油还用于生产各种润滑油产品。（3）燃料化工型除了生产燃料产品外，还生产化工原料和化工产品。原油经过常压蒸馏可分馏出汽油、煤油、柴油馏分。因原油性质不同，这些馏分有的可直接作为产品，有的需要进行精制或加工。将常压塔底油进行减压蒸馏，等到的馏分视其原油性质或加工方案不同，可以作裂化（热裂化、催化裂化、加氢裂化等）原料或润滑油原料油原料，也可以作为乙烯裂解原料。减压塔底油可作为燃料油、沥青、焦化或其它渣油加工（溶剂脱沥青、渣油催化裂化、渣油加氢裂化等）的原料。22设计方案设计一套年处理量为250万吨的阿曼原油加工装置，由于原料中轻组分不多，所以原油蒸馏装置采用二段汽化，设计常压塔，减压塔。设计中采用水蒸气汽提方式,并确定汽提水蒸汽用量；由于浮阀塔操作弹性大，本设计采用浮阀塔。原油蒸馏在炼油厂是原油首先要通过的加工装置。一般包括预处理系统（原油电脱盐）、常压分馏系统、减压分馏系统、注剂系统、轻烃回收系统（加工轻质原油且达到经济规模时一般设置轻烃回收系统）等。常压蒸馏就是在常压下对原油进行加热、气化、分馏和冷凝。如此得到各种不同沸点范围的石油馏分。常减压蒸馏是指在常压和减压条件下，根据原油中各组分的沸点不同，把原油“切割”成不同馏分的工艺过程。23生产规模规模原油处理量250万吨/年。按年开工8000小时计，即处理量为312500KG/H。24工艺技术路线阿曼原油属于含硫石蜡中间基原油。煤油具有相当好的挥发性能，比较高的闪点，适宜的粘度等特性，是一种优良的有机溶剂，有着广泛的应用前景，但是，直馏煤油和一般的加氢煤油芳烃含量都较高，氮的非烃化合物也很多，致使在使用过程中，不仅使人感到有不舒服的臭味，还对人体有害。在应用上，煤油馏分除用作喷气燃料、特种溶剂油、灯用煤油以外，还有很大一部分作为铝轧基础油使用。由于铝轧制在冷却、润滑和改善铝制品表面光洁度等方面都极其重要的作用，因此，随着铝加工业的迅猛发展，铝轧制油的用量越来越大。铝轧制油除应用具有馏分范围窄、饱和烃含量高、闪点高的特点外，还要求具有较低的硫含量和芳烃含量。煤油加氢工艺是生产高档铝轧制油最有效的工艺手段，该工艺主要是对其进行深度脱硫、脱氮和脱芳烃。采用加氢法生产无味煤油、铝轧制油，有着其它方法无法比拟的优点。首先是产品质量好，收率高，其中产品芳烃含量小于01；其次是不产生酸渣、碱渣等污染物，属于环境友好工艺。特种油品精馏与一般的炼油装置不同，馏分窄，分馏精度要求高，产品的种类繁多，生产操作完全由市场决定，操作灵活要求非常高，根据产品方案要求，分馏部分采用双分馏塔多侧线抽出，其中第二分馏塔为减压操作，满足不同产品分割及质量要求。25工艺技术特点由于装置规模较小，在保证安全平衡生产的前提下，尽量简化工艺流程和自动控制系统，以节省工程投资；反应部分采用冷高压分离流程；分馏部分设置两台分馏塔，其中第二分馏塔为减压操作，两台分馏塔产品侧线抽出及塔底均设重沸器，塔内装填高效规整填料，确保分馏精度；设置热载体回执系统，热载体作为塔底重沸器热源。26主要原材料主要原材料是阿曼原油，其属含硫石蜡中间基原油。3工艺流程设计31工艺流程原油换热系统原油从北山油罐靠静位能压送到原油泵进口，在原油泵进口前的过滤器注入利于保证电脱盐效果的破乳化剂和水，经泵抽送后分东西两路与油品换热后进入电脱盐罐脱盐脱水。在电脱盐罐内1200024000伏高压交流电所产生的电场力和破乳化剂的作用下，微小的水滴聚集成大水滴沉降下来与原油分离，因原油中的盐份绝大部分溶于水中，故脱水包括了脱盐。原油从电脱盐罐出来后，进料继续与油品换热进入常压塔。初馏系统被加热到220230的原油进入初馏塔的汽化段后，分为汽液两相，汽相进入精馏段，液相进入提馏段。初顶油气从塔顶出来，分为四路进入冷凝器，冷凝冷却到3040进入容器。冷凝油经泵后部分打回初馏塔做冷回流，另一部分做重整料或汽油出装置未冷凝的气体去加热炉烧或气炬放空。冷凝水部分用泵注入挥发线，另一部分排入下水道或气提车间。初顶循环回流油从初馏塔集油箱提出，由泵送去换热器与脱前原油换热后发话初馏塔。初侧线从初馏塔集油箱抽出经泵送入到常压塔。从初馏塔底出来的拔头油由泵抽出，分两路与高温油品换热，换热到300左右再合并分四路进入常压炉进行加热，加热到346或350进入常压塔。常压系统从常压炉加热出来的油进入初馏塔汽化段后，汽相进入精馏段，在精馏段分离切割出五个产品，液相进入提馏段，在塔底液面上方吹入过热蒸汽作汽提用。常顶油汽、水蒸汽从塔顶挥发线出来，（在挥发线依次注有氨水，缓蚀剂和碱性水），先分八路进入空冷器冷却到6075后，再分两路冷却到4045，冷后合并进入容罐作油、水、汽分离。分离出来的冷凝水部份用泵注入挥发线，另一部份排入碱性水道或经泵送北汽提装置，瓦斯从容器顶出来经水封罐脱油脱水后去加热炉烧或明放空或去火炬线放空，或去三蒸馏尾气系统。常顶汽油由泵抽出，部份打回初馏塔顶作冷回流，部份经混合柱碱洗进入容沉降罐分离碱渣后出装置或经脱砷后出装置。常压一线馏出，经汽提上段汽提，油汽返回初馏塔，馏出油由泵抽出先后经冷却至4045进入灯油沉降罐作航煤，灯油或溶剂油出装置。常压二线馏出，进入汽提中段汽提，油汽返回初馏塔，馏出油由泵抽出后经冷却至5070后与碱液混合进入柴油电离罐，在罐内约1520万伏高压直流电的电场作用下分出碱渣，常二经沉降后作轻柴装置，若作10军柴则改进盐罐后出装置。精制罐分离出的碱渣自压送往汽油泵房回收。常压三线抽出，经汽提下段汽提，油汽返回初馏塔，馏出油由泵抽出后经冷却至6075作变压器油原料出装置，若作轻柴则与常二合并出装置。常压一中馏出，由泵抽送。常压二中自馏出，由泵抽出后经换热后经三通温控调节阀返回初馏塔。常压塔底重油由泵抽出，分四路进入减压炉加热。减压系统从减压炉加热出来的油（约385395）进入减压塔，在塔内9197KPA真空度下进行减压分馏。减压塔顶油汽、水蒸汽由挥发线引出，分8支路进入4组间冷凝器冷却，冷凝油水流入容器进行油水分离，未冷凝油汽被一级蒸汽真空泵抽送入2组间冷器，冷却，冷凝液进入容器，未冷凝气被二级蒸汽真空泵抽送入冷却，冷凝液进入容器。减压一线自常压塔上段填料下集油箱馏出，由泵抽送去与炉用空气换热，换热后再经换热器与原油换热，然后进入冷却至4050，部份打回减压塔作冷回流，另一部份作重柴或催化料出装置。减压二线自常压塔下段填料下集油箱馏出，经减压塔上段汽提，油汽返回中段填料下集油箱之下，馏出油由泵抽出后经冷却至6070作润料或催化料出装置。冷却器出口引一支路去泵进口以作重质封油用。减一中自常压塔中段填料下集油箱馏出，由泵抽送分三路并联经换热器，换热器换热后返回减压塔上段填料下集油箱之下。减二中自常压塔馏出，由泵抽送先后经换热后返回减压塔。减底渣油由泵抽出，分两路换热后合并进入冷却器，然后作氧化沥青料、焦化料或丙烷脱沥青料出装置。设计中采用水蒸气汽提方式，并确定汽提水蒸气的用量；由于浮阀塔操作弹性大，本设计采用浮阀塔。图31原油常减压蒸馏装置的工艺原则流程图所示32塔器结构本装置的主要塔器包括脱盐罐、初馏塔、常压塔、汽提塔、减压炉、减压塔等。根据设计要求和实际情况，采用板式塔。各种板式塔有关结构性能比较如下表表31板式塔有关结构性能表塔板优点缺点泡罩塔板不容易发生漏液现象，有较好的操作弹性，对脏物不敏感结构复杂造价高，塔板压降大，雾末夹带现象严重塔板效率均匀筛板结构简单，造价低，气体，压降小操作弹性地，筛孔小，易堵塞浮阀塔板生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降小，结构简单，造价低不宜处理易结焦，或黏度大喷射型塔板开孔率较大，可采用较高的空塔气速，生产能力大，塔板效率高操作弹性大气相夹带由上表比较可知，应选择浮阀塔板作为本次设计所需的塔板。33污染源分析常压加热炉烟气减压加热炉烟气图32常减压蒸馏装置的工艺流程及污染源分布1电脱盐罐；2一初馏塔；3常压炉；4常压塔；5汽提塔；6稳定塔；7分馏塔；8减压加热炉；9减压塔由图2可知，常减压蒸馏装置污染源有电脱盐排水、初顶排水、机泵冷却水、常顶排水、减顶排水、常压加热炉烟气、减压加热炉烟气，所以环保工作应围绕这些污染源采取相应措施。34废气处理加热炉烟气烟气中的SO2与燃料中硫含量有关，使用燃料气及低硫燃制能有效降低SO2。的排放量。NO2的排放与燃料中的N2含量及燃烧火嘴结构有关。停工排放废气装置在停工时，需对塔、容器、管线进行蒸汽吹扫，大部分存油随蒸汽冷凝水排出，还有部分未被冷凝的油气随塔顶蒸汽放空进入大气；检修时，需将塔、容器等设备的人孔打开，将残存的油气排入大气；要制定停工方案并严格执行，严格控制污染。无组织排放废气一般情况下含硫废水中硫化氢及氨的气味较大，输送这种含硫废水必须密闭，如有泄漏则毒害严重。含硫化氢废气经常泄漏的部位是在“三顶”回流罐脱水部位。减少措施是控制好塔顶注氨。输送轻质油品管线、碱渣管线及阀门的泄漏会造成大气污染，本装置设计常压塔顶减压阀为紧急放空所用，放空气体进入紧急放空罐。管线阀门的泄漏率应小于2。另外，蒸馏装置通常设“三顶”瓦斯回收系统，将初顶、常减顶不凝气引入加热炉作为燃料烧掉或回收，这样对节能、安全、环保均有利。35废水处理电脱盐排水制电脱盐过程所排的废水，来自原油进装置时自身携带水和溶解原油中无机盐所注入的水。此外，加入破乳剂使原油在电场的作用下将其中的油和含盐废水分离。由于这部分水与油品直接接触，溶人的污染物较多，特别是电脱盐罐油水分离效率不高时，这部分排水中石油类和COD均较高。排水量与注水量有关，一般注入量为原油的58。筛选好的破乳剂、确定合适用量、提高电脱盐效率都对提高油水分离效果有利；用含硫污水汽提后的净化水回注电脱盐可减少新鲜水用量，同时减少净化水排放的挥发酚含量；增加油水镧离时间，严格控制油水界面必要时设二次收油设施可减少油含量。塔顶油水分离器排水常减压蒸馏装置其初馏塔顶、常压塔顶、减压塔顶产物经冷后均分别进入各自的油水分离器，进行油水分离并排水。这部水是由原油加工过程中的加热炉注水，常压塔和减压塔底注汽产品汽提塔所用蒸汽冷凝水，大气抽空器冷凝水，塔顶注水，缓蚀剂所含水分等组成。由于这部分水与油品直接接触，所以污染物质较多，排水中硫化物、氨、COD均较高。排水中带隋况与油水分离器中油水分离时间、界面控制是否稳定有关。正常生产情况下，严格控制塔顶油水分离器油水界面是防止排重带油的关键。机泵冷却水机泵冷却水由两部分构成，一部分是冷却泵体用水，全部使用循环冷却后进循环水回水管网循环使用。另一部分是泵端面密封冷却水，随用随排入含油废水系统。一般热油泵需冷却水较多，如端面漏油较多则冷却水带油严重。如将泵端面密封改为波纹管式密封，可以减少漏油污染。装置其他排水A油品采样。该装置有汽油、煤油、柴油等油品采样口用于采集样品进行质量检测。一般在油品采样前，都要放掉部分油品，以便将采样滞留在管线中的油置换掉。这部分油品会污染排水。B设备如拆卸油泵、换热器等，需将设备内的存油放掉进入系统。如果能在拆卸设备处，设专线将油抽至污油回收系统或罐，可以减少污染。C地面冲洗原油泵、热油泵、控制阀等部位所在地面最易遭受污染。一般不允许用水冲洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉纱插去油污。D各种废水排出装置进入全厂含油废水系统之前，要设置计量井，并制定排水定额。对控制排放废水的污染较为有效。4常压蒸馏塔工艺设计41工艺参数计算处理量为250万吨/年阿曼原油的常减压分馏塔,产品产率及性质数据及平衡汽化数据表31及表32所示。表41产品产率及其性质恩氏蒸馏数据,产品名称沸点范围产率重相对密度204D初1030507090终初顶油97607010627487104117132常顶油初130393071423080108115127138147航空煤油130230130907840147167183200219244264轻柴油230320161008206228260278292306330349重柴油32035038108450244297333345356381402常四线35042047208623295313366398408434497重油420485909200表42原油平衡蒸发数据累计馏出,体初馏点10203040506070平衡蒸发温度,1251182823372879336938794336482842体积平均沸点初顶油T体（627487104117）/5888。同理可得，常顶油T体1136；航空煤油T体2026；重柴油T体3424；常四线T体3838。43恩氏蒸馏9010斜率初顶油9010斜率（11762）/800688（/）。同理可得，常顶油9010斜率0725（/）；航空煤油9010斜率0963（/）；轻柴油9010斜率0875（/）；重柴油9010斜率105（/）；常四线9010斜率1513（/）。44立方平均沸点与中平均沸点由工艺计算图表图211查得表43油品立方平均沸点与中平均沸点校正值表油品立方平均沸点校正值/校正后T体/中平均沸点校正值/校正后T中/初顶油198694848常顶空煤油22006521974轻柴油2291242892重柴油173407483376常四线2381876376245特性因数及相对分子质量依相对密度与中平均沸点查工艺计算图表图212可得表44油品特性因素与相对分子量油品初顶油常顶油航空煤油轻柴油重柴油常四线特性因素K1151161111110941089相对分子质量9510915221926532146平衡蒸发温度由恩氏蒸馏蒸馏的温度算出恩氏蒸馏的温差，依恩氏蒸馏曲线各段温差查石油化工工艺计算图表中图223得平衡蒸发曲线相对应各段温差温差，后查石油化工工艺计算图表中图224得出50点的平衡蒸发曲线与恩氏蒸馏曲线的温差，从而得出平衡蒸发曲线中50点的温度，依此温度和各段的温差可以推算出平和蒸发曲线各点的温度，结果如下表表45平衡蒸发曲线各点的温度汇总表产品温度/01030507090100初顶油648708778590946常顶油58884810210511011481176航空煤油169217721862195204521692229轻柴油2692832933003063183238重柴油2775327535135936383763822常四线30123632399641842244348469847临界温度和临界压力临界温度TKP，依体积平均沸点和石油化工工艺计算图表中图211查得校正值，从而算出重量平均沸点与分子平均沸点，再查石油化工工艺计算图表中图237可得真假临界温度如下表所示。临界压力PKP，查石油化工工艺计算图表中图238可得假临界压力，再查图239可得真临界压力，结果如下表所示。表46临界温度和压力汇总表产品真临界温度假临界温度真临界压力MPA假临界压力MPA初顶油26225632301常顶油285279302289航空煤油383378215219轻柴油46846017816重柴油510502146134常四线544536111248焦点温度和焦点压力焦点温度，TF由石油化工工艺计算图表中图2219查得，汽焦点温度为3285。焦点压力，PF由石油化工工艺计算图表中图2218查得，汇总如下表表47原油馏分的焦点温度和焦点压力汇总表产品初顶油常顶油航空煤油轻柴油重柴油常四线焦点温度312333423490530566焦点压力MPA53274742316321851815145549原油和产品的有关性质参数计算汇总表48油品的有关性质参数计算汇总平衡蒸发温度临界参数（假）焦点参数油品名称密度204D比重指数OAPI特性因数K分子量M0100温度力MPA温度MPA初顶油07016889115959462563013125327常顶油0714652411610958811762792893334742航空煤油07844793111152169222293782194233163轻柴油082140011121926903238460164902185重柴油084535101094265277538225021345301814常四线08623180108932130124698536125661454重油09202167表49常压塔物料平衡表250万吨/年，每年开工8000小时计物料平衡表（按8000小时/年计）产率处理量或产量油品质量体积104T/YT/HKG/HKMOL/HM3/H原油1001002603253250003800281初顶油9761190725383172317203338947452496常顶油3934706102212771277251171789178836航空煤油130914279340342544254252798849542634轻柴油1611677941865232523252389269637643重柴油381385699061238123825467264146538常四线47246811227153415340477882177896产品重油485945168126315792157917517164955操作条件的确定51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370，压力04MPA的过热水蒸汽。汽提水蒸汽用量与需要汽提出来的轻组分含量有关。在设计中可参考经验数据来选择汽提蒸汽用量。表51汽提水蒸汽用量表52汽提蒸汽用量经验值塔名称产品蒸汽用量T/H常一汽提蒸汽总量025常二汽提蒸汽总量02常三汽提蒸汽总量025常四汽提蒸汽总量022常压塔塔底吹汽量386塔名称产品蒸汽用量,对产品常压塔溶剂油1520常压塔煤油23常压塔轻柴油23常压塔重柴油24常压塔轻润滑油24常压塔塔底重油24初馏塔塔底油1215减压塔中、重润滑油24减压塔残渣燃料油24减压塔残渣汽缸油2552塔板型式和塔板数石油分馏塔塔板数主要靠经验选。表53是常压塔塔板数的参考值常压塔塔板数国外文献推荐值国内某些炼油厂常压塔塔板数被分离的馏分推荐板数被分离的馏分东方红套南京套上海炼厂轻汽油重汽油68汽油煤油3109汽油煤油68煤油轻柴油996汽油柴油46轻柴油重柴油746轻柴油重柴油46重柴油裂化原料846进料最低侧线36最低侧线进料443汽提段或侧线汽提4进料塔底464参照表53选定的塔板数如下分馏塔塔板数常顶常一线常二线常三线常四线塔底分馏塔50层12层14层8层6层6层4层其中塔顶循环回流3块；第一中段循环回流3块；第二中段循环回流3块。53操作压力取塔顶产品罐压力为0124MPA。塔顶采用两级冷凝冷却流程图。取塔顶空冷器压力降为001MPA使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取00171MPA故塔顶压力012400100171015MPA绝。取每层浮阀塔板压力降为000051MPA4MMHG则推算常压塔各关键部位的压力如下单位为MPA塔顶压力015一线抽出板第13层上压力0157二线抽出板第27层上压力0164三线抽出板第35层上压力0168四线抽出板第41层上压力0171汽化段压力第47层下0174取转油线压力降为00351MPA则加热炉出口压力017400350209MPA54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24或203体，则过汽化油量为32500026500KG/H；要求进料在汽化段的汽化率为EF4706142791677938562034165表54物料平衡表250万吨/年，每年开工8000小时计物料平衡表（按8000小时/年计）产率，处理量或产量油品质量体积104T/YT/HKG/HKMOL/HM3/H原油1001002603253250003800281初顶油9761190725383172317203338947452496常顶油393470610221277251277251171789178836航空煤油13091427934034254254254252798849542634轻柴油16116779418652325523252389269637643重柴油38138569906123825123825467264146538常四线47246811227153415340477882177896产品重油4859451681263157917515791751716495050100150200250300350400450500550600051015202530354045505560657075实沸点蒸馏数据平衡蒸发数据3、油气分压下的平衡曲线4、炉出口压力下平衡汽化曲线图51原油实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线2汽化段油气分压汽化段中各物料的流量如下表55汽化段的物流常顶油117179KMOL/H航空煤油279885KMOL/H轻柴油238927KMOL/H重柴油46726KMOL/H常四线47788KMOL/H过汽化油21667KMOL/H油气量合计752172KMOL/H水蒸汽塔底汽提214444KMOL/H汽化段的油气分压0137MPA其中过汽化油的相对分子质量取300，水蒸气取214444KMOL/H塔底汽提是由此计算得汽化段的油气分压为0174752172/7521722144440135MPA由图32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316。将此交点温度换算成在0135MPA压力下的温度为326。气化率为416时由平衡汽化曲线可知平衡温度为TF357C，进料在汽化段中的焓HF计算如表8所示。表56进料带入汽化段的热量QFP017295MPA,T357进料带入汽化段的热量QFP017295MPA，T357）HF894433KJ/KG焓，KJ/KG焓，KCAL/KG物料汽相液相热量，KJ/H汽相液相常顶油119301152377202307142285航空煤油116370849507047590784278轻柴油1142778597958588508206273重柴油112184813891282860845268常四线（汽）1121848742887745608623268常四线（液）933478264921056408623223过汽化油93347860676070865183333223重油9251061460904268092221合计2906907242再求出原油在加热炉出口条件下的热焓H0按前述方法作出原油在炉出口压力020805MPA压力之下平衡汽化曲线。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。算出进料在炉出口条件下的焓值H0。表57进料在炉出口处携带的热量P020805MPA,T360204D进料在炉出口处的热量QOP020805MPA,T360）H0929458KJ/KGHF焓，KJ/KG焓，KCAL/KG物料汽相液相热量，KJ/H汽相液相常顶油1197196152911859107142286航空煤油11678944968513050784279轻柴油114696460014891308206274重柴油112603413943116010845269常四线（汽）1126034120913530908623269常四线（液）933478429586575608623223过汽化油9502229246640865183333227重油9292921467514694092222合计3020739366核算结果表明HO略高于HF,所以在设计的汽化段温度357之下,能保证所需的拔出率416体,炉出口温度也不致超过充许限度。55塔底温度取塔底温度比汽化段低10,即3571034756塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配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、全塔热平衡如下表58塔顶温度107常一线167常二线253常三线317常四线331汽化进料353塔底温度347表59全塔热平衡密度操作条件焓KJ/KG物料流率KG/HD204MPA汽相液相热量，KJ/H进料293280085520172953571096732321649561汽提蒸汽478004370315015057000入方合计29806033670656124D常顶油12772507142015107606977752524325航空煤油42542507840156121674311581834253922轻柴油5232508206016326253648833395002975重柴油1238250845015513178330141031479586常四线（汽）153400862301673433185813131637142重油1579175092017553478665021368358296水蒸气4780015103265112671780出方合计2932802330312129全塔回流热Q336712330310610368106KJ/H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60。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,二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间。回流热分配热量,KJ/H106KJ/H顶冷回7274646250587465一中32331761113733176二中444460318545346032顶循环16417002757081700357蒸馏塔各点温度核算校核应自下而上进行，常四线抽出板温度校核如下表510第10层以下塔段的热平衡密度操作条件焓，KJ/KG物料流率，KG/HD204MPA汽相液相热量，KJ/H进料293280085520172953571096732321649561汽提蒸汽386004370315012159000内回流L08594017043298581385772L入方合计33380856185772L常顶油12772507142017043311109291416840653航空煤油425425078401704331108836463015553轻柴油5232508206017043311067435585327475重柴油1238250845017043311050686130101194常四线（汽）1534008623017043318623161322792744重油1579175092017553478539441348527016水蒸气386001704331266010267600内回流L085940170432910381281037632L出方合计28768158521037632L图52重柴油抽出板以下塔段热平衡由热平衡得33380856185772L28768158521037632L依查石油炼制工艺学图210，可得取内回流分子量M135，相对密度为0883。所以，内回流L25626382KG/H或25626382/13518983KMOL/H汽提蒸汽流量4080/1822667KMOL/H常四线抽出板上方汽相总量为33074277KMOL/H常四线蒸汽即内回流分压为00977986MPA由常四线常压恩氏蒸馏数据换算在0098MPA压力下平衡汽化0点温度。可以用石油炼制工艺学图512和图513先换算得常压下平衡汽化数据，再用图523换算成0098MPA下的平衡汽化数据。可得在0098MPA下常四线的泡点温度为3312，与原假设的331很接近，可认为原假设温度是正确的。常一线、常二线和常三线抽出板温度校核的方法与常四线的方法相同，故计算从略。计算结果与假设值相符，故认为假设是正确的。即常一线抽出板温度167,常二线抽出板温度253，常三线抽出板温度317塔顶温度的校正塔顶冷回流温度T060HO1635KJ/KG塔顶温度T1103H1605KJ/KG故塔顶冷回流量L0为L0Q/HT1HTO7465105/（6051635）169074KG/H塔顶油气量汽油内回流蒸汽为169074127725/1092723KMOL/H塔顶水蒸汽流量为4780/18265556KMOL/H塔顶油气分压为00759MPA；常压露点温度1075常压露点压力010133MPA焦点温度3285焦点压力591MPA在平衡汽化座标纸上作出汽油平衡汽化100点的PT线如图53，得出在00759MPA压力下露点温度为1065考虑到不凝气的存在,该温度乘以系数097,则塔顶温度为10650971033,与假设的103很接近,故原假设温度正确。塔顶水蒸汽分压为0150075900741MPA表511第20层以下塔段的热平衡密度操作条件焓，KJ/KG物料流率，KG/HD204MPA汽相液相热量，KJ/H进料293280085520172953571096213214958822汽提蒸汽433004370315013639500内回流L084101627529127740477404L入方合计335135382277404L常顶油12772507142016532921008341287907374航空煤油4254250784016532929999764254147898轻柴油5232508206016532929832451448033重柴油123825084501653317836810361676常四线（汽）1534008623017043318619041322160736重油157917092017553478535361347882713水蒸气433001653292275111911830出方内回流08393016532929623296232L合计277151970496232L在此压力下饱和水蒸汽温度为91,故水汽不会冷凝。0051152253354455050100150200250300350温度/压力/MPA图53汽油的露点线相图58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,求出该各处的汽、液负荷,就可以作出全塔汽、液相负荷分布图。图36就是通过计算1、5、10、16、20、24、34各层及塔底汽提段的汽、液负荷绘制而成。各代表性塔段的汽、液负荷的计算举例由热平衡得335135382277404L277151970496232L所以，内回流307963734或07963734/982444156619（取内回流分子量M98）液相负荷366187M3/H；汽相负荷113365811M3/H同理，其他的热平衡也这样算。表512汽液负荷汇总表塔板层数151016202434液相负荷182349772104778529818923104771936618756441150534014633汽相7047986262169524974934810515654113365811260666511570913负荷6常压蒸馏尺寸计算61塔的直径的计算塔径的初算以塔内最大负荷来计算塔径，第24层塔板的汽相负荷最大液相VL4411505261M3/H汽相VV1260666501M3/H）（162105VLVLTMAXGHW式中G重力加速度，981M/S；WMAX允许的最大气体速度，M/S；V气相密度，KG/M3；L液相密度，KG/M3；HT塔板间距，M；VL液体体积流率，M3/S；VV气体体积流率，M3/S。塔板间距HT按塔径选定表61浮阀塔板间距HT与塔径D的关系塔板直径D，MM板间距HT，MM120014004505006001600300045050060080032004200600800其中V04747KG/M3；L8211KG/M3；HT07M；VL01225M3/S；VV350185M3/S将以上数据带入式61，则求得WMAX46415M/S计算适宜的气速WA因为塔的直径大于09M，HT大于05，所以K取082；KS系统因数依塔的工艺计算的130页可得，取098。所以WAKKSWMAX0820984641537299M/S式中，WA塔板上气相空间截面上的适宜气速，M/S；K安全系数，塔径09M、HT05M时的常压和加压操作的塔，K082；对于直径09M或HT05M，以及真空操作的塔，K055065MHT大时K取大值。KS系统因数，可取09510。计算气相空间截面积AAWVFVFA计算的塔的空间截面积,M2；2VM3879723015AAWVF降液管内流体流速/S68170DSK当HT075M时109873VLTSDHKVM/S1537047018270982按以上两式计算后，选用较小值，所以，。/SD计算降液管面积2M801425DLVF203187910ADF按以上两式计算取较大值。所以，203D塔横截面积FT的计算DAT2M4103879TF7850TCD652CD式中FT计算的塔横截面积,，M2；采用的塔径D及空塔气速W根据计算的塔径,按国内标准浮阀塔板系列进行圆整,得出采用的塔径D38M,按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速。F0785D20785382113354M2；WVV/F350185/113354309M/S式中F采用的塔横截面积，M2；D采用的塔直径，M；W采用的空塔气速，M/S。塔径圆整后其降液管面积按下式计算FD2DT103421/35/式中FD采用的降液管面积，M2。62塔高的计算HHDN2HTHBHF式中H塔高截线到切线，M；HD塔顶空间高不包括头盖，M；HB塔底空间高不包括头盖，M；HT塔板间距，M；HF进料段高，M；N实际塔板数，块。HD一般取1215，HF与HB按液体停留时间35分钟计。裙座高度与型式,可以查阅有关手册。根据资料选取D51BT70F0108封头2裙座所以，塔高为MHNHFBTD38552）（63塔板布置,浮阀、溢流堰及降液管的计算浮阀型式，型式十字架型浮阀30克；排列采用十字架型浮阀（文丘里口）临界阀孔流速SWVCH/3174013505开孔率W/WH100；所以，30964浮阀数FHF11335417852023M2；NFH/0785DH2式中FH阀孔总面积，M2；N浮阀总数，个；DH阀孔直径，M由塔的工艺计算P133的数据且采用十字架型浮阀（文丘里口）可以得；所以，N2023/0785003921694。DH03965溢流堰及降液管的决定降液管降液管有圆形及弓形等几种型式，圆形降液管面积小，溢流效果不好，塔截面利用系数低。所以一般推荐使用弓形降液管。溢流堰溢流堰长度（双溢流）；MDL28360出口堰长度MHW05堰上液层高度，查塔的工艺计算P136图55。O得出，塔板上液层高度O1MHOWL16050进口受液盘进口受液盘有平板机凹槽两种。采用凹槽受液盘时，塔板进口处浮阀的开启情况较好，有利于鼓泡，增加了板效率及弹性。同时，将凹槽受液盘和斜的或阶梯式降液管结合在一起使用，能在任一操作情况下形成正渡封。所以采用凹槽受液盘较平板受液盘好。但凹槽受液盘制作较复杂，浮阀塔盘系列（JB120673）中，塔径从8004200毫米的塔板均为凹槽受液盘。因此本设计采用凹槽进口受液盘。进口堰为了在塔顶是回流分配均匀，或在高气相流率和低液相流率F需保持降液管的正常液封时，可设进口堰。采用凹槽受液盘的塔板可不设进口堰。因本设计采用凹槽进口受液盘，所以不设进口堰。降液管停留时间弓形降液管宽度与溢流堰长可通过查塔的工艺计算DWL图58计算。液体在降液管中的停留时间为SVHFLTD4612507降液管内流体流速,VDSMDL/91250降液管底缘距塔板的高度决定的因素是既要防止沉淀物堆积或堵塞降液管，BH使液体顺利流入下层塔板；同时又要防止上升气体有降液管通过形成短路而破坏塔板的正常操作。弓形降液管的HB为HBVL/LWB式中WB降液管底缘出口处流速，一般取0103M/S（易发泡物料取小值），HB降液管底缘距塔板的高度，M。故，HBVL/LWB01225/228010537M。7常压蒸馏塔水力计算浮阀塔板的水力学计算主要包括塔板压力降、雾沫夹带、泄漏、降液管超负荷及淹塔等部分。71塔板总压力降包括干板压力降、气体克服鼓泡层表面张力的压力降及气体通过塔板上液层的压力降。干板压力降PD，对2232克十字架型浮阀PD407WHWH/2GV/L0036MH2O柱；表面张力的压力降PO，气体克服鼓泡表面张力的压力降PO值很小，可忽略不计。气体通过塔板上液层的压力降PVLPVL04HW2351033600VL/L0099MH2O柱；式中HW出口堰高度，M；L溢流堰长度，M；PVL气体通过塔板上液层的压力降MH2O柱。气体通过一块塔板的总压力降PTPTPDPVL0135MH2O柱。72雾沫夹带过量的雾沫夹带会使塔板效率降低很多，所以应限制塔板的雾沫夹带，一般情况下，雾沫夹带可限制在每公斤上升气体所夹带的液体小于或等于01公斤。可按下式近似地计算雾沫夹带量7327105MWHHAENTL式中E雾沫夹带量，KGL/KGG；除去降液管面积后的塔板面积与塔横截面积之比，F2FD/F08；系数，取0608。W采用的空塔气速，M/S；当W05WMAX时取小值；当WWMAX时取大值；V气体粘度，公斤秒/M2；L液体表面张力，105N/MM；HT塔板间距，MM；HL塔板上液层高度，MM。M参数，按下式计算M563105L/V0295LV/V0425A、N系数当HT350MM时，A948107，N436；当HT350MM时，A0159，N095。因为物理性质与水相近，所以E可以简化084518093807721652190721052973）（MWHENTL73泄漏设泄漏阀孔动能因素FO6，小于设计的阀孔动能因素。FOWHV1193，在912之间。74淹塔当降液管中清液高度超过一定高度后,就可能因液体所携带的泡沫完全充满整个降液管而