1.5油田原油常壓蒸餾裝置工藝設(shè)計(裂解料方案)

1、天津工程職業(yè)技術(shù)學(xué)院畢業(yè)大作業(yè)tianjin engineering technical institut0065畢業(yè)大作業(yè)題 目：1.5油田原油常壓蒸餾裝置工藝設(shè)計班 級： 石化10-4班 姓 名： 指導(dǎo)老師： 完成日期： 2013年3月26日 - 1 -1.5油田原油常壓蒸餾裝置工藝設(shè)計摘要設(shè)計一套年處理量為1.5mt/a大港原油加工裝置，由于原料中輕組分不多，所以原油蒸餾裝置采用二段汽化，設(shè)計常壓塔，減壓塔。設(shè)計中采用水蒸氣汽提方式, 并確定汽提水蒸汽用量;由于浮閥塔操作彈性大，本設(shè)計采用浮閥塔。原油蒸餾在煉油廠是原油首先要通過的加工裝置。一般包括預(yù)處理系統(tǒng)（原油電脫鹽）、常壓分餾系統(tǒng)、

2、減壓分餾系統(tǒng)、注劑系統(tǒng)、輕烴回收系統(tǒng)（加工輕質(zhì)原油且達到經(jīng)濟規(guī)模時一般設(shè)置輕烴回收系統(tǒng)）等。常壓蒸餾就是在常壓下對原油進行加熱、氣化、分餾和冷凝。如此得到各種不同沸點范圍的石油餾分。常減壓蒸餾是指在常壓和減壓條件下，根據(jù)原油中各組分的沸點不同，把原油“切割”成不同餾分的工藝過程。關(guān)鍵詞：原油常壓蒸餾，大港原油加工裝置，原油“切割”目 錄前言 1第一章 常減壓蒸餾1.1 常減壓蒸餾技術(shù)現(xiàn)狀21.2 節(jié)能措施3第二章 工藝流程設(shè)計2.1 原料油性質(zhì)及產(chǎn)品性質(zhì)42.1.1 原料油性質(zhì)42.1.2 產(chǎn)品性質(zhì)52.2 工藝流程52.3 塔器結(jié)構(gòu)62.4 環(huán)保措施62.4.1 污染源分析62.4.2 廢氣

3、處理72.4.3 廢水處理72.4.4 噪聲防護8第三章 工藝計算3.1 原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)的計算 103.2 工藝流程的確定根據(jù)與流程的敘述 113.2.1 切割方案及性質(zhì) 113.2.2 汽提蒸汽用量 123.2.3 操作壓力 143.2.4 汽化段溫度 143.3 蒸餾塔各點溫度核算 163.3.1 塔底溫度 163.3.2 塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配 163.3.3 側(cè)線及塔頂溫度的校核 17第四章 常壓蒸餾塔尺寸計算4.1 塔徑的計算 204.1.1 塔徑的初算 204.1.2計算出wmax后再計算適宜的氣速wa 204.1.3 計算氣相空間截面積 214.1.4 降液管內(nèi)

4、流體流速vd 214.1.5 計算降液管面積 214.1.6 塔橫截面積ft的計算 214.1.7 采用的塔徑d及空塔氣速w 224.2 塔高的計算 22第五章 水力學(xué)衡算5.1 塔板布置，浮閥、溢流堰及降液管的計算 235.2 塔的水力學(xué)計算 245.2.1 塔板總壓力降 255.2.2 霧沫夾帶 255.2.3 泄漏 265.2.4 淹塔 275.2.5 降液管超負荷 275.2.6 適宜操作區(qū)和操作線 27結(jié)論 29參考文獻 30致謝 31- 31 -前 言石油是一種主要由碳氫化合物組成的復(fù)雜混合物。石油中的烴類和非烴類化合物，相對分子質(zhì)量從幾十到幾千，相應(yīng)的沸點從常溫到500度以上，分

5、子結(jié)構(gòu)也是多種多樣。不同油區(qū)所產(chǎn)的原由在性質(zhì)上差別較大，不同組成的原油表現(xiàn)出的物理性質(zhì)不同，而不同的化學(xué)組成及物理性質(zhì)對原油的使用價值、經(jīng)濟效益都有影響。石油不能直接作汽車、飛機、輪船等交通運輸工具發(fā)動機的燃料，必須經(jīng)過各種加工過程，才能獲得符合質(zhì)量要求的各種石油產(chǎn)品。人們根據(jù)對所加工原油的性質(zhì)、市場對產(chǎn)品的需求、加工技術(shù)的先進性和可靠性，以及經(jīng)濟效益等諸方面的分析、制訂合理的加工方案。原油常減壓蒸餾是常用基本的加工方案。石油煉制工業(yè)生產(chǎn)汽油、煤油、柴油等燃料和化學(xué)工業(yè)原料，是國民經(jīng)濟最重要的支柱產(chǎn)業(yè)之一，關(guān)系國家的經(jīng)濟命脈和能源安全，在國民經(jīng)濟、國防和社會發(fā)展中具有極其重要的地位和作用石油煉

6、制加工方案，主要根據(jù)其特性、市場需要、經(jīng)濟效益、投資力度等因素決定。石油煉制加工方案大體可以分為三種類型：（1）燃料型 主要產(chǎn)品是用燃料的石油產(chǎn)品。除了生產(chǎn)部分重油燃料油外，減壓餾分油和減壓渣油通過各種輕質(zhì)化過程轉(zhuǎn)化為各種輕質(zhì)燃料。（2）燃料潤滑油型 除了生產(chǎn)燃料的石油產(chǎn)品外，部分或大部分減壓餾分油和減壓渣油還用于生產(chǎn)各種潤滑油產(chǎn)品。 （3）燃料化工型 除了生產(chǎn)燃料產(chǎn)品外，還生產(chǎn)化工原料和化工產(chǎn)品。原油經(jīng)過常壓蒸餾可分餾出汽油、煤油、柴油餾分。因原油性質(zhì)不同，這些餾分有的可直接作為產(chǎn)品，有的需要進行精制或加工。將常壓塔底油進行減壓蒸餾，等到的餾分視其原油性質(zhì)或加工方案不同，可以作裂化（熱裂化、

7、催化裂化、加氫裂化等）原料或潤滑油原料油原料，也可以作為乙烯裂解原料。減壓塔底油可作為燃料油、瀝青、焦化或其它渣油加工（溶劑脫瀝青、渣油催化裂化、渣油加氫裂化等）的原料。 第一章 常減壓蒸餾技§1.1常減壓蒸餾技術(shù)現(xiàn)狀國外蒸餾裝置技術(shù)現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢煉油傳廠的大型化是提高其勞動生產(chǎn)率和經(jīng)濟效益，降低能耗和物耗的一項重要措施。按2004年一月底的統(tǒng)計，全世界共有717座煉油廠，總加工能力4103mt/a。其中加工能力在10mt/a以上的煉油廠126座，分散在34個國家和地區(qū)，有16座加工能力在20mt/a以上?，F(xiàn)在單套蒸餾裝置一般都在5mt/a以上，不少裝置已達到10mt/a?，F(xiàn)在最大的

8、單套蒸餾裝置處理量為15mt/a。整體蒸餾裝置將原油分為：常壓渣油、含蠟餾分油、中間餾分油和石腦油組分。常壓部分出常壓渣油、中間餾分和石腦油以下的餾分。中間餾分在加氫脫硫分餾塔中分餾煤油、輕、重柴油，常壓渣油進入高真空減壓蒸餾，分餾出的蠟油作為催化裂化裝置和加氫裂化裝置的原料。整體蒸餾裝置可以節(jié)省投資30左右。電脫鹽方面：以petrolite和howe-beaket二公司的專利技術(shù)較為先進。howe-beaket技術(shù)主要為低速脫鹽，petrolite已在低速脫鹽的基礎(chǔ)上開發(fā)了高速電脫鹽。塔內(nèi)件方面：以koch-glitcsh、sulzer和norton為代表，擁有較先進的專利技術(shù)，公司開發(fā)出了

9、superfrac i.superfracv高效塔盤和gempak填料，sulzer在原有mellapak填料的基礎(chǔ)上開發(fā)了mllapakplus和optiflow高效填料。產(chǎn)品質(zhì)量方面，國外蒸餾裝置典型的產(chǎn)品分餾精度一般為：石腦油和煤油的脫空度astm d86(5%-95%)13；煤油和輕柴油的脫空度astm d86(5%-95%)-20；輕蠟油與重蠟油的脫空度astm d1160(5%-95%)5，潤滑油基礎(chǔ)油也基本滿足窄餾分、淺顏色。國內(nèi)蒸餾裝置技術(shù)現(xiàn)狀我國蒸餾裝置規(guī)模較小，大部分裝置處理能力為2.5mt/a，僅有幾套裝置的加工能力超國4.5mt/a。我國蒸餾裝置的總體技術(shù)水平與國外水平

10、相比，在處理能力、產(chǎn)品質(zhì)量和撥出率方面存在較大的差距。最近幾年，隨著我國煉油工業(yè)的發(fā)展，為縮短與世界先進煉油廠的差距，我國新建蒸餾裝置正向大型化方向發(fā)展，陸續(xù)建成了鎮(zhèn)海、高橋8mt/a及西太平洋10mt/a等大型化的蒸餾裝置等，其中高橋為潤滑油型大型蒸餾裝置，擬建的大型蒸餾裝置也基本為燃料型。我國蒸餾裝置側(cè)線產(chǎn)品分離精度差別較大，如中石化有些煉油廠常頂和常一線能夠脫空，但尚有40%的裝置常頂與常一線恩氏蒸餾餾程重疊超過10，最多重疊達86。多數(shù)裝置常二線與常三線恩氏蒸餾餾程重疊15以上，實沸點重疊則超出25。潤滑油餾分切割也同國外先進水平存在一定差距，主要表現(xiàn)在輕質(zhì)潤滑油餾分的發(fā)揮及中質(zhì)潤滑油

11、餾分的殘?zhí)肌㈩伾桶捕ㄐ缘确矫娲嬖诓罹噍^大。§1.2節(jié)能措施煉油廠加工所消耗的能量占原油加工量的4%-8%，而常減壓蒸餾裝置又是耗能量大的生產(chǎn)裝置。2001年中石化常減壓蒸餾裝置平均能耗為0.496gj/t(不包括不開減壓裝置)，最低0.438 gj/t，最高0.686 gj/t，與國外常減壓蒸餾裝置相比，我國常減壓蒸餾裝置的能耗顯然偏高，具有較大的節(jié)能潛力。常減壓蒸餾裝置能耗主要是工藝過程必須消耗的燃料、水蒸汽、電力、水等所產(chǎn)生的能量消耗。其中燃料能耗比例最大，達60%-85%；其次是電和蒸汽，均占總能耗的10%-15%；水的能耗的占總能耗的4%左右。因此，應(yīng)從降低燃料消耗著手，節(jié)

12、約能源。常減壓蒸餾裝置主要從五個方面著手：改進工藝流程、提高設(shè)備效率、優(yōu)化操作、采用先進的自動控制流程、加強維修管理。降低燃料消耗，就是在保證產(chǎn)品收率和質(zhì)量的條件下，減少加熱爐有效熱負荷和提高加熱爐效率。加熱爐負荷通常包括加熱常壓塔和減壓塔進料及蒸汽所需熱負荷。減少加熱爐有效負荷的主要措施有：提高常壓爐進料溫度、降低加熱爐出口溫度、減少加熱爐進料量（包括蒸汽）；提高加熱爐熱效率的主要措施有：回收煙氣余熱，降低排煙溫度、提高燃燒器燃燒效率、優(yōu)化及自動控制加熱爐各操作參數(shù)（如煙氣含氧量、爐膛負壓，排煙溫度等）、應(yīng)用新型隔熱材料，減少加熱爐熱損失。同時，節(jié)能措施的采用，不僅在技術(shù)上可行，而且必須經(jīng)濟

13、合理。節(jié)能與投資的關(guān)系實質(zhì)上是操作費用與投資的關(guān)系在節(jié)能領(lǐng)域的體現(xiàn)。第二章 工藝流程設(shè)計§2.1原料油性質(zhì)及產(chǎn)品性質(zhì)2.1.1原料油性質(zhì)大港原油屬低硫環(huán)烷中間基原油, 一般性質(zhì)如下表所示。名稱單位數(shù)值名稱單位數(shù)值密度d2040.8896含鹽mgnacl/l74特性因數(shù)11.8水分%1.4運動粘度(50)mm2/s20.64初餾點82凝點20200餾出%10含蠟量%14.1300餾出%25瀝青質(zhì)硅膠膠質(zhì)%12.56ni含量ppm18.5殘?zhí)?3.5v含量ppm1含硫%0.14cu含ppm0.76含氮%灰分%0.018 k=12表2-1 大港原油一般性質(zhì)序餾出溫度餾 出, %序餾出溫度餾

14、 出, %序餾出溫度餾 出, %號重體號重體號重體11132.373.28728320.8622.891338539.8042.3521485.586.54830024.0026.131439943.0145.6231808.539.84931827.1129.351541946.1448.79421011.5413.121033530.3132.661646059.1361.65523514.5916.381135333.4935.921750071.3273.48625617.6819.611236436.6839.17表2-2 原油實沸點蒸餾數(shù)據(jù)累計餾出, (體)310203040506

15、070平衡蒸發(fā)溫度, 200237280316348381409436表2-3 原油平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)2.1.2產(chǎn)品性質(zhì)產(chǎn) 品 名 稱沸點范圍產(chǎn)率 %(質(zhì))密 度d204恩 氏 蒸 餾 數(shù) 據(jù) 0%10%30%50%70%90%干點重 整原 料1304.20.734258879399106118130航 空煤 油1302309.40.7909142162180192205228243輕柴油23032013.50.8406225238255262270288312重柴油3203505.70.8450307324329331340359385重油35067.20.9200表2-4大港原油常壓分餾產(chǎn)品性質(zhì)

16、§2.2. 工藝流程工藝流程簡介：本設(shè)計采用二段汽化的常減壓蒸餾裝置技術(shù)（雙塔流程）。設(shè)有常壓塔、減壓塔和附屬的汽提塔。原油在進入常壓塔前經(jīng)過電脫鹽系統(tǒng)的脫鹽、脫水后，換熱到240,再經(jīng)常壓爐加熱到370進入常壓塔，經(jīng)過分餾，塔頂分餾出重整原料，側(cè)線自上而下分別出航空煤油、輕柴油、重柴油，塔底分餾出重油。重油經(jīng)減壓爐加熱至400左右,進入減壓塔,塔頂抽真空,經(jīng)分餾,減一線出重柴油,減二、三線出蠟油,減四線出潤滑油,塔底出減壓渣油。工藝流程圖2-1如下：圖2-1常減壓蒸餾裝置工藝原則流程圖§2.3 塔器結(jié)構(gòu)根據(jù)設(shè)計要求和實際情況，采用板式塔。各種板式塔有關(guān)結(jié)構(gòu)性能比較如下表：

17、塔板優(yōu)點缺點泡罩塔板不容易發(fā)生漏液現(xiàn)象，有較好的操作彈性，對臟物不敏感結(jié)構(gòu)復(fù)雜造價高，塔板壓降大，霧末夾帶現(xiàn)象嚴(yán)重塔板效率均勻篩板結(jié)構(gòu)簡單，造價低，氣體，壓降小操作彈性地，篩孔小，易堵塞浮閥塔板生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率高，氣體壓降小，結(jié)構(gòu)簡單，造價低不宜處理易結(jié)焦，或黏度大噴射型塔板開孔率較大，可采用較高的空塔氣速，生產(chǎn)能力大，塔板效率高操作彈性大氣相夾帶表2-5 各種塔板比較由上表比較可知，應(yīng)選擇浮閥塔板作為本次設(shè)計所需的塔板。§2.4 環(huán)保措施2.4.1污染源分析常壓加熱爐煙氣 減壓加熱爐煙氣圖2-2 常減壓蒸餾裝置的工藝流程及污染源分布1電脫鹽罐；2一初餾塔；3常壓爐；

18、4常壓塔；5汽提塔；6-穩(wěn)定塔；7分餾塔；8減壓加熱爐；9減壓塔由圖2-2可知，常減壓蒸餾裝置污染源有電脫鹽排水、初頂排水、機泵冷卻水、常頂排水、減頂排水、常壓加熱爐煙氣、減壓加熱爐煙氣，所以環(huán)保工作應(yīng)圍繞這些污染源采取相應(yīng)措施。2.4.2廢氣處理加熱爐煙氣煙氣中的so2與燃料中硫含量有關(guān)，使用燃料氣及低硫燃制能有效降低so2。的排放量。no2的排放與燃料中的n2含量及燃燒火嘴結(jié)構(gòu)有關(guān)。停工排放廢氣裝置在停工時，需對塔、容器、管線進行蒸汽吹掃，大部分存油隨蒸汽冷凝水排出，還有部分未被冷凝的油氣隨塔頂蒸汽放空進入大氣；檢修時，需將塔、容器等設(shè)備的人孔打開，將殘存的油氣排入大氣；要制定停工方案并嚴(yán)

19、格執(zhí)行，嚴(yán)格控制污染。無組織排放廢氣一般情況下含硫廢水中硫化氫及氨的氣味較大，輸送這種含硫廢水必須密閉，如有泄漏則毒害嚴(yán)重。含硫化氫廢氣經(jīng)常泄漏的部位是在“三頂”回流罐脫水部位。減少措施是控制好塔頂注氨。輸送輕質(zhì)油品管線、堿渣管線及閥門的泄漏會造成大氣污染，本裝置設(shè)計常壓塔頂減壓閥為緊急放空所用，放空氣體進入緊急放空罐。管線閥門的泄漏率應(yīng)小于2c。另外，蒸餾裝置通常設(shè)“三頂”瓦斯回收系統(tǒng)，將初頂、常減頂不凝氣引入加熱爐作為燃料燒掉或回收，這樣對節(jié)能、安全、環(huán)保均有利。2.4.3廢水處理電脫鹽排水制電脫鹽過程所排的廢水，來自原油進裝置時自身攜帶水和溶解原油中無機鹽所注入的水。此外，加入破乳劑使原

20、油在電場的作用下將其中的油和含鹽廢水分離。由于這部分水與油品直接接觸，溶人的污染物較多，特別是電脫鹽罐油水分離效率不高時，這部分排水中石油類和cod均較高。排水量與注水量有關(guān)，一般注入量為原油的58。篩選好的破乳劑、確定合適用量、提高電脫鹽效率都對提高油水分離效果有利；用含硫污水汽提后的凈化水回注電脫鹽可減少新鮮水用量，同時減少凈化水排放的揮發(fā)酚含量；增加油水鑭離時間，嚴(yán)格控制油水界面(必要時設(shè)二次收油設(shè)施)可減少油含量。塔頂油水分離器排水常減壓蒸餾裝置其初餾塔頂、常壓塔頂、減壓塔頂產(chǎn)物經(jīng)冷后均分別進入各自的油水分離器，進行油水分離并排水。這部水是由原油加工過程中的加熱爐注水，常壓塔和減壓塔底

21、注汽產(chǎn)品汽提塔所用蒸汽冷凝水，大氣抽空器冷凝水，塔頂注水，緩蝕劑所含水分等組成。由于這部分水與油品直接接觸，所以 an染物質(zhì)較多，排水中硫化物、氨、cod均較高。排水中帶隋況與油水分離器中油水分離時間、界面控制是否穩(wěn)定有關(guān)。正常生產(chǎn)情況下，嚴(yán)格控制塔頂油水分離器油水界面是防止排重帶油的關(guān)鍵。機泵冷卻水機泵冷卻水由兩部分構(gòu)成，一部分是冷卻泵體用水，全部使用循 k冷卻后進循環(huán)水回水管網(wǎng)循環(huán)使用。另一部分是泵端面密封冷卻 k，隨用隨排入含油廢水系統(tǒng)。一般熱油泵需冷卻水較多，如端面十漏油較多則冷卻水帶油嚴(yán)重。如將泵端面密封改為波紋管式端 i封，可以減少漏油污染。裝置其他排水 a油品采樣該裝置有汽油、煤

22、油、柴油等油品采樣口用于采 j品進行質(zhì)量檢測。一般在油品采樣前，都要放掉部分油品，以便：次采樣滯留在管線中的油置換掉。這部分油品會污染排水。可采動分析儀或密閉采樣法，也可以將置換下的油品放入污油罐中回以減少污染。 b設(shè)備如拆卸油泵、換熱器等，需將設(shè)備內(nèi)的存油放掉進入系統(tǒng)。如果能在拆卸設(shè)備處，設(shè)專線將油抽至污油回收系統(tǒng)(或罐)，可以減少污染。 c停工掃線 裝置停工需將設(shè)備、管線中的存油用蒸汽吹掃于此階段排放污染物最為嚴(yán)重。應(yīng)制定停工方案并嚴(yán)格執(zhí)行，盡量油送至污油罐區(qū)，嚴(yán)禁亂排亂放。 d地面沖洗原油泵、熱油泵、控制閥等部位所在地面最易遭受污染。一般不允許用水沖洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉紗插去

23、油污。e,裝置廢水排放計量 各種廢水排出裝置進入全廠含油廢水系統(tǒng)之前，要設(shè)置計量井，并制定排水定額。對控制排放廢水的污染較為有效。2.4.4噪聲防護在生產(chǎn)裝置，噪聲的主要來源是：流體振動所產(chǎn)生的噪聲。如流體被節(jié)流后發(fā)出的噪聲(尤其是調(diào)節(jié)閥節(jié)流造成的)、火焰燃燒所造成的氣體振動等。機械噪聲。指各種運轉(zhuǎn)設(shè)備所產(chǎn)生的噪聲。電磁噪聲。指由電機、脫鹽變壓器等因磁場作用引起振動所產(chǎn)生的噪聲。加熱爐噪聲的防治一般有下列幾種方法，可根據(jù)不同情況選用。(1)采用低噪聲噴嘴。(2)噴嘴及風(fēng)門等進風(fēng)口處采用消聲罩。(3)結(jié)合預(yù)熱空氣系統(tǒng)，采用強制進風(fēng)消聲罩。(4)爐底設(shè)隔聲圍墻。電機噪聲的防治一般有：(1)安裝消聲

24、罩。一般應(yīng)選用低噪聲電機，若噪聲不符合要求時，可加設(shè)隔聲罩(安裝全部隔聲罩或局部隔聲罩。)(2)改善冷卻風(fēng)扇結(jié)構(gòu)、角度。(3)大電機可拆除風(fēng)扇，用主風(fēng)機設(shè)置旁路引風(fēng)冷卻電機?？绽淦髟肼暤姆乐我话憧蛇x用以下幾種方法：(1)設(shè)隔聲墻，以減少對受聲方向的輻射。(2)加吸聲屏，可設(shè)立式和橫式吸聲屏。(3)加隔聲罩。(4)用新型低噪聲風(fēng)機。第三章 工藝計算§3.1 原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)的計算實沸點蒸餾體積分?jǐn)?shù)%溫度（）01030507090100汽油40889195112127140煤油105140171191208237252輕柴油196221254269284309339重柴油301336

25、349353373403448表3-1 產(chǎn)品實沸點蒸餾數(shù)據(jù)表產(chǎn)品體積平均沸點ºc中平均沸點ºc立方平均沸點ºc比重指數(shù)0api特性因數(shù)/k平衡汽化溫度/ ºc臨界參數(shù)焦點參數(shù)01030%50%70%90%100%溫度ºc壓力mpa溫度ºc壓力mpa汽油100.699.61006111.97688299699104109208.63.313285.86煤油193.4189191.747.510.9162170181187193204211381.42.824113.80柴油262.6268.3261.63710.725426026827

26、22762842914 61.62.134672.62重柴33733533636113553603633643693763855131.375161.57表3-2 產(chǎn)品性質(zhì)表以汽油為例列出詳細的計算、換算過程其他產(chǎn)品僅將計算、換算結(jié)果列于上表（1）體積平均沸點 （2）恩氏蒸餾90%10%斜率90%10%斜率（3）立方平均沸點由圖查得校正值為(4)中平均沸點由圖查得校正值為（5）比重指數(shù)由汽油密度查表得：（6）特性因數(shù)由圖查得：（7）相對分子質(zhì)量：根據(jù)經(jīng)驗汽油?。?）平衡汽化溫度由圖求得平衡汽化100%溫度為 因恩氏蒸餾10%70%斜率=由圖查得：平衡汽化50%點-恩氏蒸餾50%點=-7

27、6;c平衡汽化50%點的溫度/ 99-7=92°c平衡汽化溫度/ 71 84 88 92 96 101 105（9）臨界溫度 由圖查得：臨界溫度=208.6°c （10）臨界壓力 由圖查得：臨界壓力=(11)焦點壓力 由圖查得：焦點壓力 （12）焦點溫度由圖查得：焦點溫度=328°c§3.2 工藝流程的確定根據(jù)與流程的敘述 3.2.1 切割方案及性質(zhì)產(chǎn)品實沸點的餾程/ ºc實沸點的切割點/ ºc汽油40140煤油105252122.5輕柴油196339224重柴油301448320表3-3 原油常壓切割方案及性質(zhì)表3.2.2汽提蒸汽用

28、量側(cè)線產(chǎn)品及塔底重油都用過熱水蒸汽汽提, 使用的是溫度420, 壓力0.3mpa的過熱水蒸汽。汽提水蒸汽用量與需要汽提出來的輕組分含量有關(guān)。在設(shè)計中可參考表3-4所列的經(jīng)驗數(shù)據(jù)選擇汽提蒸汽用量。塔名稱產(chǎn)品蒸汽用量, , 對產(chǎn)品常壓塔溶劑油1.52.0常壓塔煤油23常壓塔輕柴油23常壓塔重柴油24常壓塔輕潤滑油24常壓塔塔底重油24初餾塔塔底油1.21.5減壓塔中、重潤滑油24減壓塔殘渣燃料油24減壓塔殘渣汽缸油25表3-4 汽提蒸汽用量(經(jīng)驗值)油品,對油kg/hkg/hkmol/h一線煤油3126970.5二線輕柴油2121567.5三線重柴油2.8718.239.9塔底重油26048336

29、合計9250.2513.9表3-5 汽提水蒸汽用量表3-4為表3-5得出的汽提水蒸汽用量。石油分餾塔塔板數(shù)、塔板型式和塔板數(shù)主要靠經(jīng)驗選用表3-6、3-7是常壓塔塔板數(shù)的參考值。被分離的餾分推薦板數(shù)輕汽油重汽油68汽 油煤 油68汽 油柴 油46輕柴油重柴油46進料最低側(cè)線36汽提段或側(cè)線汽提4表3-6 常壓塔塔板數(shù)國外文獻推薦值表被分離的餾分東方紅套南京套上海煉廠汽 油煤 油3109煤 油輕柴油996輕柴油重柴油746重柴油裂化原料846最低側(cè)線進料443進料塔底4643-7 國內(nèi)某些煉油廠常壓塔塔板數(shù) 參照表3-7與表3-8選定的塔板數(shù)如下:汽油煤油段 9層(考慮一線生產(chǎn)航煤)煤油輕柴油段

30、 6層輕柴油重柴油段 6層重柴油汽化段 3層塔底汽提段 4層全塔用兩個中段回流每個用3層換熱塔板共6層全塔塔板總數(shù)為34層。3.2.3 操作壓力取塔頂產(chǎn)品罐壓力為: 0.131mpa。塔頂采用兩級冷凝冷卻流程圖。取塔頂空冷器壓力降為0.01mpa使用一個管殼式后冷器, 殼程壓力降取0.0171mpa故塔頂壓力=0.13+0.01+0.017=0.1571mpa (絕)。取每層浮閥塔板壓力降為0.00051mpa (4mmhg)則推算常壓塔各關(guān)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

31、)上壓力 0.170汽化段壓力(第30層下) 0.172取轉(zhuǎn)油線壓力降為0.0351mpa則加熱爐出口壓力=0.172+0.035=0.2071mpa3.2.4汽化段溫度汽化段中進料的汽化率與過汽化率取過汽化率為進料的2(質(zhì))(經(jīng)驗值為24)或2.03(體)則過汽化油量為9000kg/h, 要求進料在汽化段的汽化率為:ef=(5.0+10.514.2+5.9+2.03)=37.63(體) 汽化段油氣分壓汽化段中各物料的流量如下:汽油 199kmol/h煤油 279kmol/h輕柴油 278kmol/h重柴油 89kmol/h過汽化油 30kmol/h油氣量合計 875kmol/h其中過汽化油的

32、分子量取300水蒸汽336kmol/h(塔底汽提)。由此計算得過汽化段的油氣分壓為:0.172×875/(875+336)=0.124mpa汽化段溫度的初步求定汽化段溫度應(yīng)該是在汽化段油氣分壓0.124mpa之下汽化37.63(體)的溫度為此需要作出在0.124mpa下的原油平衡汽化曲線見圖1中的曲線4。在不具備原油的臨界參數(shù)與焦點參數(shù)而無法作出原油的p-t-e相圖的情況下曲線4可用簡化法求定: 由圖1可得到原油在常壓下的實沸點曲線與平衡汽化曲線的交點為310。將此交點溫度換算成在0.124mpa壓力下的溫度為320。當(dāng)ef為37.63(體)時的溫度為350此即欲求的汽化段溫度tf。

33、此tf是由相平衡關(guān)系求得還需對它進行校核。tf的校核校核的目的是看tf要求下的加熱爐出口溫度是否合理校核的方法是作絕熱閃蒸過程的熱平衡計算以求得爐出口溫度。當(dāng)汽化率ef=37.63(體)tf=350, 進料在汽化段中的焓hf計算如表8所示。進料帶入汽化段的熱量qf(p=0.172mpat=350)見表3-8物料焓kj/kg熱量kj/h汽相液相汽油11761176×18900=22.27*106煤油11471147×42300=48.52×106輕柴油11301130×60750=68.65×106重柴油11221122×25650=2

34、8.78×106過汽化油11189000×1118=10.06×106重油888888×302400=268.5×106合計qf=446.8×106表3-8 進料帶入汽化段的熱量qhf=446.8×106/187500=kj/kg再求出原油在加熱爐出口條件下的熱焓ho按前述方法作出原油在爐出口壓力0.207mpa壓力之下平衡汽化曲線(即圖1中的曲線3)。此處忽略了水分若原油中含有水分則應(yīng)按爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線計算。因考慮生產(chǎn)航空煤油限定爐出口溫度不超過360，轉(zhuǎn)化為常壓下溫度為325時汽化率eo為31.5，顯然e

35、o<ef，即在爐出口條件下過汽化油和部分重柴油處于液相。據(jù)此可算出進料在爐出口條件下的焓值ho。ho=233.2×106/187500=253.26kj/kg核算結(jié)果表明ho略高于hf所以在設(shè)計的汽化段溫度350之下能保證所需的拔出率(31.5體)。爐出口溫度也不致超過充許限度。進料在爐出口處攜帶的熱量(p=0.207mpa, t=360)見表3-9物料焓kj/kg熱量kj/h汽相液相汽油12011201×18900=22.70×106煤油11641164×42300=49.24×106輕柴油11511151×60750=69.

36、92×106重柴油(g)11431143×16060=21.79×106重柴油(l)971971×9590=9.3×106重油904904×302400=273.4×106合計qo=446.4×106表3-9 進料在爐出口處攜帶的熱量§3.3蒸餾塔各點溫度核算3.3.1塔底溫度取塔底溫度比汽化段低7即: 350-7=346.53.3.2塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度參考同類裝置的經(jīng)驗數(shù)據(jù)假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度如下:塔頂溫度 107煤油抽出板(第9層) 180輕柴油抽出板(第18層)

37、256重柴油抽出板(第27層) 315物料流率，kg/h密 度d204操作條件焓，kj/kg熱量，kj/hmpa汽相液相入方進料1875000.87170.172350955.4429.93×106汽提蒸汽60480.290420331620.06×106合計459250.2450×106出方汽油189000.7342055×106煤油423000.79090.16118044418.78×106輕柴油607500.84060.16625664539.18×106重柴油256500.84500.1703158

38、2021.03×106重油3024000.92000.175346.5858259.46×106水蒸汽60480.157107270016.33×106合計459250.2366.33×106表3-10 全塔熱平衡表 全塔回流熱全塔回流熱q=(450-366.33)×106 =83.67×106 kj/h回流方式及回流熱分配回流熱分配 熱量, kj/h塔頂 50 41.83×106一中 20 16.73×106二中 30 25.10×1063.3.3側(cè)線及塔頂溫度的校核重柴油抽出板(第27層)第27層以下

39、塔段的熱平衡見表3-11物料流率，kg/h密 度d204操作條件焓，kj/kg熱量，kj/hmpa汽相液相入方進料1875000.87170.172350446.8×106汽提蒸汽60480.298420331620.06×106內(nèi)回流l0.8460.170308.5794794l合計459052+l466.86×106+794l出方汽油189000.73420.170315106620.14×106煤油423000.79090.170315104544.20×106輕柴油607500.84060.170315102462.20×10

40、6重柴油256500.8450090×106重油3024000.92000.175346.5840254.02×106水蒸汽6048-0.170315310718.8×106內(nèi)回流l0.8460.17031510261026l合計320327+l420.26×106+1026l表3-11 第27層以下塔段的熱平衡由熱平衡得:466.86×106+794l=420.26×106+1026l所以內(nèi)回流 l=200862kg/h或 200862/282=712kmol/h重柴油抽出板上方汽相總量為:199+279+

41、278+712+336=1804kmol/h 重柴油蒸汽(即內(nèi)回流)分壓為:0.170×712/1804=0.0671mpa由重柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在0.0671mpa壓力下平衡汽化0點溫度為316與原假設(shè)315很接近可以認為原假設(shè)是正確的。輕柴油抽出板和煤油抽出板溫度校核的方法與重柴油的方法相同 故計算從略。計算結(jié)果與假設(shè)值相符故認為假設(shè)是正確的。即:輕柴油抽出板溫度256煤油抽出板溫度 181塔頂溫度塔頂冷回流溫度to=60 ho=163.3kj/kg塔頂溫度 t1=107 h1=611kj/kg故塔頂冷回流量 lo為:lo=q/(ht1-hto)=41.83×10

42、6/(611-163.3)=93433kg/h塔頂油氣量(汽油+內(nèi)回流蒸汽)為(93433+18900)/95=1182kmol/h塔頂水蒸汽流量為9250.2/18=513.9kmol/h塔頂油氣分壓為0.157×1182/(1182+513.9)=0.1094mpa塔頂溫度應(yīng)該是汽油在其油氣分壓下的露點溫度由恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算得汽油常壓露點溫度為109。已知其焦點溫度和壓力依次為328和5.86mpa。在平衡汽化座標(biāo)紙上作出汽油平衡汽化100點的p-t線如圖5所示得出在0.1094mpa壓力下露點溫度為110?？紤]到不凝氣的存在該溫度乘以系數(shù)0.97則塔頂溫度為:111×

43、0.97=107.7,與假設(shè)的107很接近故原假設(shè)溫度正確。 第四章 常壓蒸餾塔尺寸計算§4.1塔徑的計算4.1.1塔徑的初算以塔內(nèi)最大負荷來計算塔徑第22層塔板的汽相負荷最大液相v=169.3m3/h汽相v=45294.7m3/h式中：g重力加速度, 9.81m/sg=9.81m/swmax允許的最大氣體速度, m/s;v氣相密度, kg/m3;v=m/v=5.97kg/m3l液相密度, kg/m3;l=842.11kg/m3ht塔板間距, m;ht=0.6mvl液體體積流率, m3;vl=0.04702m3vv氣體體積流率, m3;vv=12.58m3塔板間距ht按塔徑選定。浮閥

44、塔板間距ht與塔徑d的關(guān)系見表4-1： 塔板直徑d, mm板間距htmm120014004505006001600300045050060080032004200600800表4-1：浮閥塔板間距ht與塔徑d的關(guān)系計算得wmax=1.45m/s4.1.2計算出wmax后再計算適宜的氣速wawa=kkswmaxk安全系數(shù)k=0.82ks系統(tǒng)因數(shù)ks=0.97wa=1.153338181m/s4.1.3計算氣相空間截面積fa=vv/wafa計算的塔的空間截面積m2fa=10.91m2vd=0.1354.1.4 降液管內(nèi)流體流速vdvd=0.17kksvd=0.135218當(dāng)ht0.75m時vd=0.142168755按以上兩式計算后, 選用較小值。所以：vd=0.135218當(dāng)ht0.75m時vd=0.160309191式中vd降液管內(nèi)液體流速m/s。4.1.5計算降液管面積f'd=vl/vdf'd=0.11faf'd=0.00373f'd=1.1999按以上兩式計算取較大值。所以：f'd=1.2 4.1.6塔橫截面積ft的計算ft=fa+fdft=12.1 dc=3.927式中 ft計算的塔橫截面積m2；4.1.7 采用的塔徑d及空塔氣速w根據(jù)計算的塔徑按國內(nèi)標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔板