(完整版)化工專業(yè)畢業(yè)設計論文

優(yōu)秀論文審核通過未經(jīng)允許切勿外傳目錄TOC\o"1-2"\h\z\u1前言 12選題背景 22.1研究目的和意義 22.2國內(nèi)外現(xiàn)狀、發(fā)展趨勢及研究的主攻方向 23 方案論證 43.1方案選擇 43.2工藝原理 63.3設計方案的確定 84原油有關性質參數(shù)的計算 84.1常壓蒸餾曲線和實沸點蒸餾曲線的互換 84.2恩氏蒸餾數(shù)據(jù)與平衡汽化溫度之間的轉換 104.3平均沸點的計算 114.4比重系數(shù)API 134.5臨界溫度和臨界壓力 144.6焦點溫度 145原油常壓塔的工藝計算 165.1產(chǎn)品切割方案及有關性質 165.2常壓塔的物料平衡 165.3汽提蒸汽用量 175.4塔板板型和塔板數(shù) 175.5操作壓力的確定 185.6精餾塔計算草圖 185.7全塔汽液相負荷分布圖 275.8浮閥數(shù)及排列方式 415.9塔板流體力驗算 426塔的機械設計 456.1按設計壓力計算塔體和封頭厚度 466.2自振周期計算 496.3地震載荷及彎矩計算見表 496.4風彎矩計算 536.5各種載荷引起的走向應力 536.5筒體和裙座危險截面的強度和穩(wěn)定性校核 546.6筒體和去做水壓試驗校核 556.7基礎環(huán)設計 576.8基礎環(huán)厚度 586.9地腳螺栓設計 586.10常壓塔裝配圖 607工藝流程設計 627.1工藝流程簡述 627.2工藝流程圖 638總結 65參考文獻 65致謝 66附錄 672.5×106ta常壓煉油生產(chǎn)工藝設計1前言石油是極其復雜的化合物。原油是由揮發(fā)度不同的多種組分構成的液體混合物目前工業(yè)上采用的原油蒸餾技術與普通化工裝置中采用的精餾技術不同。要從原油中提煉出多種多樣的燃料和潤滑油產(chǎn)品，基本的途徑是：將原油分割成不同沸程的餾分，然后按油品的使用要求，除去這些餾分中的非理想成分，或者經(jīng)化學轉化形成所需要的組分，從而獲得一系列的石油產(chǎn)品。基于這個原因，煉油廠必須解決原油的分割和各種石油餾分在加工、精制過程中的分離問題。蒸餾正是一種合適的手段。它能將液體混合物按其所含組分的沸點和蒸汽壓的不同而分離為輕重不同的各種餾分[16]。正因為這樣，幾乎在所有的煉油廠中，原油的第一個加工裝置就是蒸餾裝置，如常壓蒸餾等。所謂原油的一次加工，就是指原油蒸餾。借助蒸餾過程，可以將所處理的原油按所制定的產(chǎn)品方案分割成相應的汽油、煤油、輕重柴油及各種潤滑油餾分等。這些半成品經(jīng)過適當?shù)木坪驼{(diào)配便成為合格的產(chǎn)品。在蒸餾裝置中，也可以按不同的生產(chǎn)方案，除生產(chǎn)直餾汽油、煤油、柴油餾分外，再分割出一些二次加工過程的原料，如催化裂化原料、加氫裂解原料等等。由于經(jīng)過蒸餾取得的各種餾分基本上不含膠質、瀝青質和其它雜質，故隨后的精制過程比較省事，用作二次加工的原料質量也比較高，為原油的深度加工打好基礎[16]。本設計的目的是核算或設計出一套對石油進行初步分離的常壓裝置。該裝置是煉油廠和許多石油化工企業(yè)的龍頭裝置。它的意義在于，通過常壓蒸餾對原油的處理，可以按所指定的產(chǎn)品方案將原油分割得到汽油、煤油、輕柴油、重柴油餾分以重油餾分等?？梢詼p少渣油量，提高原油總拔出率。不僅能獲得更多的輕質油品，也可為二次加工、三次加工提供更多的原料油。2選題背景2.1研究目的和意義當今全球的能源危機原油價格飚升的局面嚴重的沖擊著世界范圍煉油的石化生產(chǎn)。我國的兩大超大型煉油和石化企業(yè)（中國石油和中國石化）不僅需要適應這種全球的原油市場形式也必須要應對嚴重的政策性虧本燃油的升級換代和越來越高的環(huán)保要求等巨大的壓力節(jié)能降能提高經(jīng)濟效益已經(jīng)成為企業(yè)生存發(fā)展的重要手段。常壓蒸餾作為原油的一次加工裝置在原油加工總流程中占有重要的作用近年來常減壓蒸餾技術和管理經(jīng)驗不斷創(chuàng)新裝置節(jié)能降耗顯著產(chǎn)品質量提高。與國外先進水平相比是仍存在較大的差距裝置耗能較大分餾和減壓拔出深度偏低對含硫原油的適應性較差等。進一步的提高常減壓裝置的操作水平和運行水平顯得日益重要對提高煉油企業(yè)的經(jīng)濟效益也具有非常重要的意義。2.2國內(nèi)外現(xiàn)狀、發(fā)展趨勢及研究的主攻方向國內(nèi)現(xiàn)狀2008年4季度全球金融動蕩可能加劇世界經(jīng)濟增速將進一步放緩行業(yè)經(jīng)濟運行的外部環(huán)境可能繼續(xù)惡化但石油和化工行業(yè)應對風險的能力明顯增強。在目前世界經(jīng)濟不太好2008年前三季度我國石油和化工行業(yè)經(jīng)濟運行基本保持平穩(wěn)態(tài)勢。全行業(yè)預計銷售收入4.9萬億元同比的情況下國際原油價格已進入慣性下跌的軌道很可能維持在每桶90美元或以下位置。2008年4季度中國石油和化工行業(yè)生產(chǎn)仍將保持較為穩(wěn)定的增長態(tài)勢。全行業(yè)總產(chǎn)值增速可能減緩全年增幅在28%左右；銷售收入增長約27%；進出口貿(mào)易將繼續(xù)保持較快的增長態(tài)勢增幅約為35%；固定資產(chǎn)投資增幅在27%左右；主要化工產(chǎn)品產(chǎn)量增幅在5-20%之間。2008年四季度考慮到國家可能繼續(xù)加大成品油價格接軌力度預計煉油行業(yè)利潤全年增長6%左右。如果國際油價進入下行軌道煉油行業(yè)10月份或能走出困境實現(xiàn)扭虧為盈。當前只要認真落實中央的調(diào)控政策采取積極的應對措施我們有理由對前景持審慎樂觀。統(tǒng)計顯示2008年年底至2009年年初國內(nèi)將有5400余萬噸的新建原油加工能力投產(chǎn)如已投產(chǎn)1000萬噸的中石化青島大煉化以及即將投產(chǎn)的1200萬噸的中海油惠州煉廠、中石油1000萬噸中石油欽州石化等。保守估計至少將會形成每月200余萬噸的汽柴油新增產(chǎn)量而在正常情況下2009年國內(nèi)汽柴油消費能力不會形成每月200余萬噸的新增量。因此汽柴油供不應求的失衡狀態(tài)將結束并可能形成一段時期供大于求的局面。國際方面2005年以來宣布、并將在未來2至7年內(nèi)完工的160個煉油廠建設項目中如今只有30個將繼續(xù)推進。全球逾五分之四煉油廠建設項目面臨下馬。目前我國已成為世界第三大煉油國我國石化工業(yè)將面臨不可多得的歷史發(fā)展機遇振興石油化工建設支柱產(chǎn)業(yè)的初步設想是：第一步到2000年原油加工能力超過2億ta乙烯生產(chǎn)能力達到500萬ta左右基本形成支柱產(chǎn)業(yè)的框架；第二步到2010年原油加工能力達到3億ta以上乙烯生產(chǎn)能力達到800～1000萬ta使我國石化工業(yè)有一個更大的發(fā)展在技術上達到世界水平。經(jīng)過近半個世紀的建設和經(jīng)營特別是進入80年代以來由于發(fā)揮了油化纖的聯(lián)合優(yōu)勢我國石化工業(yè)得到了高速發(fā)展為國民經(jīng)濟作出了巨大的貢獻。(1)為市場提供了比較充足的石油和石化產(chǎn)品；(2)取得了一批重大科技成果；(3)石化科研和設計水平有很大提高。我國石化工業(yè)在生產(chǎn)和技術上雖然取得了長足的進步但和國民經(jīng)濟的發(fā)展需要相比和世界先進水平相比還存在著較大的差距主要表現(xiàn)在8個方面。(1)產(chǎn)品增長率跟不上需要；(2)質量品種不能適應國內(nèi)外市場需要；(3)加工成本高；(4)生產(chǎn)裝置多數(shù)沒有達到經(jīng)濟規(guī)模；(5)原料適應能力差；(6)關鍵部件可靠性差；(7)裝置加工能力過剩開工率較低；(8)企業(yè)特色不鮮明產(chǎn)品雷同。國民經(jīng)濟的持續(xù)、快速、健康發(fā)展對石化產(chǎn)品的需求日益增加?？梢灶A計石化工業(yè)在本世紀末以至2010年都將保持較快的發(fā)展速度。國家已經(jīng)確定要把石化工業(yè)建成為國民經(jīng)濟的支柱產(chǎn)業(yè)。當前我國石油化工既有很好的發(fā)展機遇也面臨著嚴峻形勢的挑戰(zhàn)。形勢嚴峻主要表現(xiàn)在兩個方面。一是化工產(chǎn)品的價格無論是國內(nèi)還是國際市場都不象過去那樣堅挺呈下滑趨勢對企業(yè)的銷售額和利潤影響很大。二是國際間競爭加劇。國外一些大型石化公司在產(chǎn)品上、技術上都紛紛進入我國市場搶占地盤潤滑油市場的競爭尤為突出。世界各大石化企業(yè)在與我國進行產(chǎn)品競爭的同時還利用名牌、專利等方面的優(yōu)勢正在我國市場上進行知識產(chǎn)權的激烈競爭。過去10年來國外在我國申請的專利已達7萬件覆蓋了很大的技術領域。世界石油化工科學技術的迅猛發(fā)展也對我國現(xiàn)有的一些科技優(yōu)勢構成新的威脅。發(fā)展趨勢面對有限的能源資源人類應該采用理性的做法。應當將石油加工看作是一個在生產(chǎn)過程當中需要消耗大量能源的加工行業(yè)要求我們不斷的追求最佳的生產(chǎn)工藝參數(shù)、最合理的能源利用和最大的經(jīng)濟效益。我國煉油和石油化學加工技術的研究不僅需要繼續(xù)加大石油和化工高附加值產(chǎn)品生產(chǎn)新工藝路線投入而且要加強現(xiàn)有生產(chǎn)裝置操作水平研究力度。從現(xiàn)有的裝置和裝備兩方面著手開展擴能增效、節(jié)能降耗、實現(xiàn)安穩(wěn)長滿優(yōu)生產(chǎn)的挖潛改造的研究工作。原油蒸餾是石油煉廠中能耗最大的裝置近年來采用化工系統(tǒng)工程規(guī)劃方法使熱量利用更為合理。此外利用計算機控制加熱爐燃燒時的空氣用量以及回收利用煙氣余熱可使裝置能耗顯著降。方案論證3.1方案選擇一個煉油生產(chǎn)裝置有各種工藝設備（如加熱爐、塔、反應器）及機泵等它們是為完成一定的生產(chǎn)任務按照一定的工藝技術要求和原料的加工流向互相聯(lián)系在一起即構成一定的工藝流程。一個工藝裝置的好壞不僅取決于各種設備性能而且與采用的工藝流程合理程度有很大關系。最簡單的原有蒸餾方式是一段汽化常壓蒸餾工藝流程所謂一段汽化指的是緣由經(jīng)過一次的加熱-汽化-冷凝完成了將原油分隔為符合一定要求溜出物的加工過程。原油通過常減壓蒸餾一般可得到350~370?C以前的幾個輕餾分可用作汽油、煤油（航空或燈用）柴油等產(chǎn)品也可分別作為重整、化工（如輕油裂解）等裝置的原料。蒸余的塔低重油可作鋼鐵或其他工業(yè)的燃料；在某些特定情況下也可做催化裂化或加氫裂化裝置的原料。我國的主要原油輕質餾分含量低若采用上述工藝流程則有相當數(shù)量（25%~30%左右）的350~500?C中間餾分未能合理利用它們是很多的二次加工原料又能從中生產(chǎn)國民經(jīng)濟所必需的各種潤滑油、蠟、瀝青的原料。因此最常采用的是二段汽化（常壓蒸餾-減壓蒸餾）或三段汽化蒸餾（預汽化-常壓蒸餾-減壓蒸餾）。國內(nèi)大型煉油廠的原油蒸餾裝置多采用典型的三段汽化常減壓蒸餾流程。原油在蒸餾前必須進行嚴格的脫鹽、脫水脫鹽后原油換熱到230~240?C進初鎦塔（又稱預汽化塔）。塔頂出輕油餾分或重整原料。塔低為拔頭原油經(jīng)常壓爐加熱到360~370?C進入常壓分餾塔塔頂出汽油。側線自上而下分別出煤油、柴油以及其它油料常壓部分大體可以到相當于原油實沸點鎦出溫度約為360?C的產(chǎn)品。它是裝置的主塔主要產(chǎn)品從這里得到因此其質量和收率在生產(chǎn)控制上都應給與足夠的重視。除了用增減回流量及各側線鎦出量以控制塔的各處溫度外通常各側線處設有汽提塔用吹入水蒸氣或采用“熱重沸”（加熱油品使之汽化）的方法調(diào)節(jié)產(chǎn)品的質量。常壓部分撥出率高低不僅關系到該塔產(chǎn)品質量與收率而且也影響減壓部分的負荷以及整個裝置生產(chǎn)效率的提高。除塔頂冷回流外常壓塔通常還設置2~3個中段回流。塔低用水蒸氣汽提塔低重油（或稱常壓渣油）用泵抽出送減壓部分。常壓塔低油經(jīng)減壓爐加熱到405~410?C送減壓塔。從原油的處理過程來看上述常減壓蒸餾裝置分為原油的初餾（預汽化）、常壓蒸餾和減壓蒸餾三部分油料在每一部分都經(jīng)歷一次加熱-汽化-冷凝過程故稱之為“三段汽化”如從過程的原理來看實際上只是常壓蒸餾和減壓蒸餾兩部分二常壓蒸餾部分可采用單塔（僅用一個常壓塔）流程或者用雙塔（用初餾塔和常壓塔）流程。塔器設備在煉油、化工、制藥等過程工業(yè)中占有重要地位其性能的優(yōu)劣、技術水平的高低將直接影響產(chǎn)品的產(chǎn)量、質量、回收率經(jīng)濟效益等各個方面。因此研究和使用新型的塔器設備對于強化氣、液兩相傳質過程以及工業(yè)生產(chǎn)具有得要的意義。在煉油廠中二元精餾是罕見的經(jīng)常遇到的是多組分混合物的分餾即多元精餾。石油精餾是復雜系精餾的主要代表石油精餾和簡單的二元、多元精餾相比有其明顯的獨特之處。首先石油作為復雜混合物其組成迄今無法完全準確測定。因此它不能應用二元和多元精餾的計算方法。其次石油精餾的產(chǎn)品多為石油餾分而非高純度的單體烴類產(chǎn)品故其分餾精度的要求不如一般化工產(chǎn)品的精餾那么高。又因現(xiàn)在大型煉油廠的年處理量動輒以數(shù)百萬至千萬噸計要求石油精餾塔相應地有巨大的生產(chǎn)能力因而其技術經(jīng)濟指標更具有突出的意義。再者煉油廠的產(chǎn)品數(shù)量上絕大部分是做燃料的其價格遠比通常的化工產(chǎn)品低廉這就規(guī)定煉油廠的生產(chǎn)工藝必須盡可能的降低生產(chǎn)成本。最后然而也是最重要的一點就是大型石油蒸餾裝置中的存油量常以百噸計顯而易見對于生產(chǎn)過程的安全可靠性有著嚴格的要求。所有這一切為石油精餾規(guī)定了一系列的特點。石油精餾畢竟還是一個精餾過程精餾的基本原理和規(guī)律對它無列外的適用。因此應該以汽-液平衡和精餾理論基本規(guī)律作指導來分析石油精餾過程。3.2工藝原理原油常壓精餾塔是常減壓蒸餾裝置的的重要組成部分在討論常壓精餾塔之前先對減壓蒸餾裝置的工藝流程作一簡要的介紹。所謂工藝流程就是一個生產(chǎn)裝置的設備機泵、工藝管線和控制儀表按生產(chǎn)的內(nèi)在聯(lián)系而形成的有機組合。有時為了簡單明了起見在圖中只列主要設備、機泵和主要的生產(chǎn)工藝管線這就稱為原理流程圖。圖1是典型的原油常減壓蒸餾的原理流程圖它是以精餾塔和加熱爐為主體而組成的所謂管式蒸餾裝置。經(jīng)過脫鹽、脫水的原理由泵輸送經(jīng)一系列換熱器與溫度較高的蒸餾產(chǎn)品換熱再經(jīng)管式加熱爐加熱至370?C左右此時原油一部分已汽化油氣和未汽化的的油一起經(jīng)過轉油線進入一個精餾塔。此塔在接近大氣壓力之下操作故稱常壓（精餾）塔相應的加熱爐就稱為常壓（加熱）爐。原油在常壓塔里進行精餾從塔頂溜出汽油餾分或重整原料油從塔側煤油和輕、重柴油等側線餾分。塔底產(chǎn)物稱為常壓重油一般是原油重沸點高于350?C的重組分。圖1常壓煉油工藝簡圖前面討論了精餾過程現(xiàn)在來討論實現(xiàn)此過程的主要設備——精餾塔。石油精餾塔的根本特點是：它處理的是一種復雜的混合物——石油生產(chǎn)的也是復雜的混合物——各種石油餾分。精餾塔的種類很多其主要有板式塔和填料塔這里主要介紹板式塔板式塔是一種應用極為廣泛的氣液傳質設備它由一個通常呈圓柱形的殼體及其中按一定間距水平設置的若干塊踏板所組成。而填料塔的結構相對簡單一些其塔體為一圓筒筒內(nèi)堆放一定高度的填料。操作時液體自塔上部進入通過液體分布器均勻噴灑在塔界面上在填料表面呈膜狀流下。對于許多逆流氣液接觸過程填料塔和板式塔都可適用。設計者必須根據(jù)具體的情況進行選。填料塔和板式塔有許多不同點：（1）填料塔操作范圍較小特別是對于液體負荷的變化更為敏感。當液體負荷較小時填料表面不能很好地潤濕傳質效果急劇下降；當液體負荷過大時則容易產(chǎn)生液泛。設計較好的板式塔則具有大得多的操作范圍。（2）填料塔不宜于處理易聚合或固體懸浮物的無聊而某些板式塔（如大孔徑篩板、泡罩塔等）則可以有效地處理這種物系。另外板式塔的清洗亦比填料塔方便。（3）當氣液接觸過程中需要冷卻以移除反應熱或溶解熱時填料塔因涉及液體分布問題而使結構復雜化板式塔可方便地在塔板上安裝冷卻管。同理當有側線出料時填料塔也不如板式塔方便。3.3設計方案的確定根據(jù)上述介紹以及石油精餾的特點我們應選用板式塔作為石油精餾的常壓塔比較合理 4原油有關性質參數(shù)的計算勝利油田原油原始數(shù)據(jù)見表4-1[1]：表4-1勝利油田原油的一般性質產(chǎn)品實沸點沸程℃密度恩氏蒸餾餾出溫度℃汽油～154.80%10%30%50%70%90%100%煤油131.6～2580.703734608196109120141輕柴油220.9～339.20.7994159171179194208225239重柴油274.9～409.30.8265239258267274283296306重油312.5～0.84842893163283413503683760.94163444.1常壓蒸餾曲線和實沸點蒸餾曲線的互換這種互換可以利用《石油煉制工程》中的圖Ⅱ-1-10和圖Ⅱ-1-11這兩張圖使用于特性因數(shù)K=11.8沸點低于427℃的油品。換算時凡恩氏蒸餾溫度高出246℃者考慮到裂化的影響須用下式進行溫度校正。logD=0..436(式中D校正值加到t上)(1)輕柴油的常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)見下表4-2：表4-2輕柴油的常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)溜出%（v）01030507090100溫度℃239258267274283296306由logD=0..436[]得校正恩氏蒸餾數(shù)據(jù)，見表4-3：表4-3校正恩氏蒸餾數(shù)據(jù)溜出%（v）01030507090100溫度℃239261.2270.8278.4288.3302.8314.2用圖Ⅱ-1-10確定實沸點蒸餾50%點.由查圖得到它與恩氏蒸餾50%點之差值為12.4℃所以實沸點蒸餾50%點=278.4+12.4=290.8℃用圖Ⅱ-1-11查得實沸點蒸餾曲線各段溫差見表4-4：表4-4實沸點蒸餾曲線溫差曲線線段恩氏蒸餾溫差℃實沸點蒸餾溫差℃0～10%22.23810～30%9.618.930～50%7.61350～70%9.913.470～90%14.518.690～100%11.413由實沸點蒸餾50%點（290.8℃）推算出其他各點溫度實沸點蒸餾30%點=290.8-13=277.8℃10%點=277.8-18.9=258.9℃0%點=258.9-38=220.9℃70%點=290.8+13.4=304.2℃90%點=304.2+18.6=322.8℃100%點=322.8+13=335.8℃同上可以得到其他餾分實沸點蒸餾溫度⑵汽油餾分的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)見下表4-5：表4-5汽油餾分的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)溜出%體01030507090100溫度℃-1131.26690129107145.8(2)煤油的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)見下表4-6：表4-6煤油餾分的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)溜出%（v）01030507090100溫度℃129.5153.5169.5193.5213.7235.2251(4)重柴油的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)見下表4-7：表4-7重柴油餾分的實沸點蒸餾數(shù)據(jù)溜出%（v）01030507090100溫度℃239.1268.9297.5350.5371.7410.55304.2恩氏蒸餾數(shù)據(jù)與平衡汽化溫度之間的轉換這類換算可借助與Ⅱ-1-13和Ⅱ-1-14來進行。計算方法與恩氏蒸餾數(shù)據(jù)與實沸點蒸餾數(shù)據(jù)換算類似只是換算時要用到恩氏蒸餾曲線10～70%的斜率。(1)輕柴油餾分的常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)見下表4-8：表4-8輕柴油餾分的常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)溜出%（v）01030507090100溫度℃239261.2270.8278.4288.3302.8314.2①按《石油煉制工程》中的Ⅱ-1-13換算50%點溫度恩氏蒸餾10～70%的斜率=（288.3-261.2）（70-10）=0.45℃%由圖查得平衡汽化50%點-恩氏蒸餾50%點=9.5℃平衡汽化溫度50%點=278.4+9.5=287.9℃②由圖Ⅱ-1-14查的平衡汽化溫差見表4-9表4-9平衡汽化溫差曲線線段恩氏蒸餾溫差℃實沸點蒸餾溫差℃0～10%22.29.410～30%9.65.030～50%7.63.850～70%9.94.570～90%14.56.290～100%11.43.2③由50%點及各段溫差推算平衡汽化曲線的各點溫度。30%點=287.9-3.8=284.1℃10%點=284.1-5.0=279.1℃0%點=279.1-9.4=269.7℃70%點=287.9+4.5=292.4℃90%點=292.4+6.2=298.6℃100%點=298.6+3.2=301.8℃同上可以計算出其它餾分的平衡汽化溫度(2)汽油的平衡汽化溫度見下表4-10：表4-10汽油的平衡汽化溫度溜出%體01030507090100溫度℃51.262.474.6828895.8100.2(3)煤油的平衡汽化溫度見下表4-11：表4-11煤油的平衡汽化溫度溜出%體01030507090100溫度℃174.9179.9183.3191197.2204.4208.4(4)重柴油的平衡汽化溫度見下表4-12：表4-12重柴油的平衡汽化溫度溜出%體01030507090100溫度℃358.5374.3383.5393.5400.3416.3472.74.3平均沸點的計算（1）體積平均沸點tv汽油tv＝=（60+81+96+109+126）5=94.4℃煤油tv＝=（171+179+194+208+225）5=195.4℃輕柴油tv＝=（258+267+274+283+296）5=275.6℃重柴油tv＝=（316+328+341+350+368）5=342.8℃（2）恩氏蒸餾10%～90%餾分的曲線斜率汽油S＝（90%餾出溫度－10%餾出溫度）（90－10）＝0.825同理有：煤油S＝（225－171）（90－10）＝0.675輕柴油S＝（296－258）（90－10）＝0.475重柴油S＝（368－316）（90－10）＝0.65(3)立方平均沸點tw根據(jù)tw和S由《石油煉制工程》圖Ⅰ－2－7查得的校正值見下表4-13。表4-13立方平均沸點名稱tv℃Stc校正值℃tc＝tv＋tc校正值℃汽油94.40.825－2.292.2煤油195.40.675－1.2194.2輕柴油275.60.475－0.8274.8重柴油342.80.65－1.1341.7同上(4)質量平均沸點t見下表4-14：表4-14質量平均沸點名稱tv℃Stc校正值℃tm＝tv＋tc校正值℃汽油94.40.8252.296.6煤油195.40.6751.2196.6輕柴油275.60.4750.6276.2重柴油342.80.650.4343.2(5)中平均沸點見下表4-15：表3-15中平均沸點名稱tv℃Stc校正值℃tme＝tv＋tc校正值℃汽油94.40.825－589.4煤油195.40.675－3.8191.7輕柴油275.60.475－1.8274.8重柴油342.80.65－1.6341.2(6)實分子平均沸點見下表4-16：表4-16實分子平均沸點名稱tv℃Stc校正值℃tm＝tv＋tc校正值℃汽油94.40.825－7.287.2煤油195.40.675－5.8189.6輕柴油275.60.475－3.8271.8重柴油342.80.65－2.83404.4比重系數(shù)API水在4℃時的密度為1000kgm3,所以常以水作為基準表示t℃的油品與4℃水的密度之比在數(shù)值上等于該液體在t℃的密度則有：根據(jù)《石油煉制工程》表=1\*ROMANI-2-4得比重與的換算值查得各餾分的密度校正值見表4-17表4-17各餾分的密度校正值名稱△d=+△d汽油0.005570.7037+0.00557=0.7092768.1煤油0.0044560.7994+0.004456=0.7949444.5輕柴油0.02640.8265+0.026423=0.85292334.4重柴油0.09650.8414+0.09652=0.94522418.2重油0.005040.9416+0.005043=0.926632特性因數(shù)K和平均相對分子質量M由比重指數(shù)API和中平均沸點根據(jù)《石油煉制工程》圖=1\*ROMANI-2-10查得結果見表4-18：表4-18各餾分比重汽油12.2795煤油11.74152輕柴油11.97218重柴油12.1290重油11.94.5臨界溫度和臨界壓力(1)臨界溫度[1]查《石油煉制工程》圖=1\*ROMANI-2-26由和得真臨界溫度；由和得假臨界溫度見表4-19表4-19各餾分臨界溫度名稱℃K℃K汽油0.7092796.654087.2530煤油0.79494196.6654189.6645輕柴油0.852923276.2740271.8730重柴油0.945224343.2818340812(2)臨界壓力根據(jù)《石油煉制工程》1988版圖=1\*ROMANI-2-28由和查得假臨界壓力根據(jù)《石油煉制工程》2000版圖3-12由和查得真臨界壓力表4-20臨界壓力名稱℃MPaMPa汽油0.7092789.42.71.013.60煤油0.79494191.72.31.0142.72輕柴油0.852923274.81.971.0132.05重柴油0.945224341.21.81.0091.584.6焦點溫度 由恩氏蒸餾10%～90%餾分的曲線斜率S和體積平均沸點根據(jù)《石油煉制工程》圖=2\*ROMANII-1-41查得焦點溫度-臨界溫度從而求得焦點溫度[1]見表4-21。表4-21各餾分焦點溫度名稱S℃焦點溫度汽油0.82594.4328.5煤油0.675195.4413.4輕柴油0.475275.6475.2重柴油0.65342.8529.6焦點壓力由恩氏蒸餾10%～90%餾分的曲線斜率S和體積平均沸點根據(jù)《石油煉制工程》圖=2\*ROMANII-1-42查得焦點溫度-臨界溫度從而求得焦點壓力[1]見表4-22。表4-22各餾分焦點壓力名稱S℃焦點壓力-臨界壓力MPa焦點壓力MPa汽油0.82594.412.8×0.1015.91煤油0.675195.48.8×0.1013.26輕柴油0.475275.64.4×0.1012.17重柴油0.65342.81.9×0.1011.89計算結果匯總見表4-23和表4-24表4-23餾分平衡汽化溫度表油品平衡汽化溫度℃0%10%30%50%70%90%100%汽油51.262.474.6828895.8100.2煤油174.9179.9183.3191197.2204.4208.4輕柴油220.9258.9277.8290.8304.2322.8335.8重柴油358.5374.3383.5393.5400.3416.3472.7重油表4-24油品的有關性質參數(shù)油品密度gcm3比重指數(shù)API°特性因數(shù)K分子量M臨界參數(shù)焦點參數(shù)溫度℃壓力MPa溫度℃壓力MPa重整原料0.703759.911.995267.533.4328.559.1航空煤油0.799446.411.8152383.425413.432.6輕柴油0.826536.011.6218461.618.4475.221.7重柴油0.848435.112.1290516.616.2529.618.9重油0.941621.711.9原油0.860226.811.85原油常壓塔的工藝計算可以根據(jù)產(chǎn)品的餾分組成和原油的實沸點蒸餾曲線來確定餾分的分割溫度。相鄰兩個產(chǎn)品是相互重疊的即實沸點蒸餾t–t是負值。通常相鄰兩個餾分的切割溫度就在這個重疊值的一半之處因此可取t–t之間的中間溫度作為這兩個餾分之間的分割溫度。由餾分的實沸點曲線可以確定餾分的產(chǎn)率此次設計采用的是勝利油田原油的基本性質按每年開工330天計算不考慮損失。5.1產(chǎn)品切割方案及有關性質產(chǎn)品的切割方案[1]表5-1產(chǎn)品的切割方案產(chǎn)品實沸點切割℃實沸點沸程收率%體積重量汽油145239.6301.6360～154.84.33.51煤油131.6～2587.26.67輕柴油220.9～339.27.26.91重柴油274.9～409.39.89.64重油312.5～71.573.275.2常壓塔的物料平衡物料衡算見表5-25-2物料衡算名稱產(chǎn)產(chǎn)量V%W%104tatdkghkmolh汽油1001002507576315700煤油4.33.518.7726611100117輕柴油7.26.6716.6950521040139重柴油7.26.9117.3052421800100重油9.89.6424.1473030400105汽油71.573.27183.1455512313605.3汽提蒸汽用量側線產(chǎn)品及塔底重油都用過熱蒸汽汽提使用的是溫度420℃、壓力2.94巴的過熱水蒸汽。參考圖Ⅱ-2-20和表Ⅱ-2-7取汽提水蒸氣量見表5-3【1】5-3汽提水蒸汽用量油品%（重對油）公斤時千摩時一線煤油363135.0二線輕柴油365436.3三線重柴油2.885147.3塔底重油24627257合計6763375.65.4塔板板型和塔板數(shù)選用浮閥塔板[1]參照《石油煉制工程》表=2\*ROMANII-4-3和=2\*ROMANII-4-4選定塔板數(shù)如下：重整原料——航空煤油段9層航空煤油——輕柴油段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層考慮采用兩個中段回流每個用3層換熱塔板共6層。全塔總計34層。5.5操作壓力的確定去塔頂產(chǎn)品罐壓力為0.13MPa。塔頂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器殼程壓力降取0.017MPa。故：塔頂壓力（絕）取每層浮閥塔板壓力降為0.005MPa,推算常壓塔各關鍵部位壓力[1]分別為：（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0.1655三線抽出板（第27層）上壓力0.170汽化段（第30層下）壓力0.172取轉油線壓力降為0.035MPa則：加熱爐出口壓力=5.6精餾塔計算草圖 將所需要計算的常壓塔塔體、塔板、進料及產(chǎn)品進出口、中段循環(huán)回流位置、汽提點、側線等數(shù)據(jù)繪成草圖見下圖所示。在以后的計算各個塔板的物熱平衡時，計算中都有相應的圖形，標注有進料量、各段溫度、壓力、汽提蒸汽、各側線產(chǎn)品的產(chǎn)量等相應的物量，以便于計算和核對各量。5.(1)汽化段中進料氣化率與過汽化度取過汽化度為進料的2%（重）或2.03%（體）即過汽化量為6314公斤時。要求進料在汽化段中的汽化率e為e=4.3+7.7+7.2+9.8+2.03)%=30.53%(2)汽化段油氣分壓汽化段中各物料的流量如下：汽油117千摩時煤油139輕柴油100重柴油105過汽化油21油氣量合計482其中過汽化油的分子量取300。還有水蒸氣257千摩時由此計算得汽化段的油氣分壓為1.72×482（482+257）=1.12大氣壓(3)汽化段溫度的初步求定汽化段溫度應該是在汽化段油氣分壓在1.12大氣壓之下的企劃30.53%(體)溫度。為此需要作出在1.12大氣壓下的原油平衡汽化曲線見圖中的曲線4。在不具備原油的臨界參數(shù)和焦點參數(shù)而無法作出原油的P-T-e相圖的情況下曲線4可以用以下的簡化方法求定：由圖可以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291℃。利用烴類與石油的窄餾分的蒸汽圖將此交點溫度291℃換算為1.12大氣壓下的溫度得299℃。從此交點作垂直于橫坐標的直線A在A線上找到299℃之點過此點作平行于原油常壓平衡曲線2的線4即原油在1.12大氣壓下的平衡曲線。用曲線4可以查得當30.53%（體）時的溫度為353.5℃此即欲求的汽化段溫度t。此t是由相平衡關系求得還需要對它進行校核。(4)t的校核校核的主要目的是看由t要求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口溫度。圖4當氣化率為30.53%（體）t=353.5℃時進料在汽化段中的焓值h計算如表。汽油在353.5℃時特性因數(shù)12.27時相對密度為0.7037時的汽相焓的計算方法如下：由《石油煉制工程》第三版圖3-17中可查得：汽油在353.5℃密度為0.7037時的汽相焓為280kcal氣體的焓對k的校正值為-0.2氣體的焓對壓力的校正值為可忽略汽油在353.5℃時特性因數(shù)12.27時相對密度為0.7037時的汽相焓為h=280kcal=1170.4KJ同理可以計算出原油中其他餾分完全汽化時的焓值見下表5-4：表5-4進料帶入汽化段的熱量Q（P=1.72大氣壓t=353.5℃）油料焓千摩時熱量千摩時汽相液相汽油1170.41170.4×11100=12.99×10煤油1140.61140.6×21040=23.99×10輕柴油11301130×21800=24.63×10重柴油11201120×30400=34.08×10過汽化油11181118×6314=7.06×10重油878.6878.6×231360=203.3×10合計Q=306.04×10所以h=306.04×=969.4千焦公斤再求出原油在加熱爐出口的條件下的焓h。按前面的方法作出在原油在爐出口壓力2.07大氣壓下的平衡曲線3.這里忽略了原油中的水分若原油中含有水則應當作爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線。應考慮到生產(chǎn)航空煤油限定爐出口溫度不超過360℃.曲線3可讀在360℃成都氣化率為25.5%(體)。顯然e＜e,即在爐出口條件下過汽化油和部分重油處于液相。重柴油中未汽化的部分為3.06%×30400=9306公斤時據(jù)此可算出進料在爐出口條件下的焓值h。各餾分在P=2.07大氣壓t=360℃下的焓值計算方法同上，攜帶的熱量見下表5-55-5進料在大爐出口處攜帶的熱量（P=2.07大氣壓t=360℃）油料焓千摩時熱量千摩時汽相液相汽油1191.31191.3×11100=13.22×10煤油11621162×21040=24.45×10輕柴油11491149×21800=25.02×10重柴油114397133.2×10重油9071113×231360=209.10×10合計Q=307.88×10所以h=307.88×=975千焦公斤校核結果表明h略高于h所以設計的汽化溫度353.5℃之下既能保證所需的拔出率爐口溫度也不至于超多允許限度。5.取塔底溫度比汽化段溫度低7℃。則：塔底溫度=353.5－7=346.5℃(1)假設塔頂及各側線溫度見表5-6：5-6塔頂及各側線溫度塔頂溫度107煤油抽出板（第9層）溫度180輕柴油抽出板（第18層）溫度256重柴油抽出板（第27層）溫度315(2)全塔的熱平衡見表5-75-7全塔熱平衡物料流率kgh密度gcm3操作條件焓kJkg熱量KJh壓力溫度氣相液相kPa℃入方進料3157000.86041.72353.5982306.04×10氣提蒸氣6763331622.43×10合計322463324.05×10出方汽油111000.70371.57107℃6066.73×10煤油210400.79941.61180℃434.79.15×10輕柴油218000.86251.66256℃635.413.85×10重柴油304000.84841.70315℃815.124.78×10重油2313600.94161.75346.5856.9198.25×10水蒸氣67631.57107270018.26×10合計322463271.02×10所以全塔的回流熱Q=（328.47－271.02）×10=57.45×10（3）回流方式及回流分配塔頂采用二級冷凝冷卻流程塔頂回流溫度定為60℃.采用兩個中段回流第一個位于煤油側線與輕柴油側線之間（第11～13層）第二個位于輕柴油與重柴油之間（第20～22層）?；亓鞣峙淙缦滤敾亓魅?0%Q=28.73×10千焦時第一中段回流取熱20%Q=11.49×10千焦時第二段回流熱取30%Q=17.24×10千焦時（4）側線及塔頂溫度的校核重柴油抽出板（第27層）溫度見表5-8，熱平衡圖見圖15-8第27層以下塔段的熱平衡物料流率kgh密度gcm3操作條件焓kJkg熱量、KJh10壓力溫度氣相液相大氣壓℃入方進料3157000.8461097.96306.62氣提蒸氣46272.98420331615.34內(nèi)回L1.70308.5794794合計320327+L321.38+794出方汽油111000.70371.7031510717.97煤油210400.79941.70315104612.63輕柴油218000.82651.70315103716.32重柴油304000.84841.70315824.224.07重油2313600.94161.72346.5861.9291.28水蒸氣46271.701025310721.74內(nèi)回L0.8461.7010251025合計320327+L295.35+1025由熱平衡：295.35+1025L=321.38+794L所以內(nèi)回流L=112684公斤時或=399.6千摩時重柴油抽出板上方汽相總量為：(117+139+100+399.9+257)=1012重柴油蒸汽（即內(nèi)回流）分壓為：1.70×399.61012.6=0.671大氣壓由重柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算0.671大氣壓下的平衡汽化0%點溫度?？梢杂谩妒蜔捴乒こ獭穲DⅡ-1-24先換算出常壓下平衡汽化數(shù)據(jù)。恩氏蒸餾溫度℃0%10%30%50%恩氏蒸餾溫差℃289316328341恩氏蒸餾溫差℃271213平衡汽化溫差℃169.210常壓平衡汽化溫度℃393.50.671大氣壓下50%點的平衡汽化溫度為354℃所以0.671大氣壓下重柴油的泡點溫度為（354－16－10－9.2）=318.8℃與原假設315℃很接近可認為假設溫度正確。第18層以下塔段的熱平衡見表5-9，塔平衡圖見圖25-9第18層以下塔段的熱平衡物料流率kgh密度gcm3操作條件焓kJkg熱量、KJh10壓力溫度氣相液相大氣壓℃入方進料3157000.8451097.96306.62氣提蒸氣54782.98420331615.34內(nèi)回L1.66247.6623623L合計321178+L321.38+L出方汽油111000.70371.66256919.610.21煤油210400.79941.66256882.818.58輕柴油218000.82651.6625663619.3重柴油304000.84841.70315824.225.06重油2313600.94161.72346.5861.9199.4水蒸氣46271.66256298013.78內(nèi)回L0.8451.66256878.6878.6中回流17.24合計321178+L入方合計：321.96×10+623L出方合計：303.57+878.6L故由熱平衡得：321.96×10+623L=303.57+878.6LL=71948kg=1397個閥孔氣速u=9.4（0.785×0.039×1397）=5.54ms動能因子F=5.5×=13變化不大開孔率==0.755.5=13.7%5.9塔板流體力驗算5.根據(jù)《塔設備工藝計算》185頁計算塔板的壓力降即（1）干板阻力[19]由式3-21a計算得臨界孔速因u0<u0,故按式3-21計算干板阻力即液柱(2)板上充氣液層阻力[19]此塔為石油精餾塔取充氣因數(shù)依式3-22知液柱(3)此阻力很小可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓力降所相當?shù)囊褐叨葹椋阂褐▎伟鍓航禐椋?.217×477.29×9.81=1016Pa）5.9液沫夾帶量校核為控制夾帶量e過大,應使泛點F≤0.8～0.82.浮閥塔板泛點率計算由《化工單元設備及設備課程設計》中式5-20及5-21得：式中由塔板氣相密度及板間距H查圖2-26得系數(shù)C為0.14根據(jù)表5-11可查得該物系K=0.85。所以F=0.132所以泛點低于0.8故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。5.9(1)過量液沫夾帶線關系式令F=0.8由《化工設備單元及設備課程設計》式5-36得：qvv=6680.72－17.63qvl,由此做過量液沫夾帶線1。(2)液相下線關系式對于平直堰其堰上液頭高度h必須大于0.006。取h=0.006m即可確定液相流量的下限線。h=2.84×10E,取E=1.0帶入l,求得qvl得值qvl=3.07×l=3.07×2.4=7.368(m=28螺柱許用應力螺柱直徑D=d+C=36+3=39mm查《化工單元過程及設備課程設計》表9-32取均布螺柱為M30故選用28個M30地腳螺柱符合設計條件。塔設備設計計算匯總見下表6-6表6-6塔設備機械設計結果匯總塔的名義厚度筒體封頭裙座塔的載荷及彎矩塔的質量=262355kg風彎矩地震彎矩各種載荷引起的軸應力壓力引起的軸向壓力重量載荷引起的壓力最大彎矩引起軸壓最大組合軸向拉應力最大組合軸向應力基本環(huán)的設計基本環(huán)尺寸基本環(huán)的應力校對＜地腳螺栓設計地腳螺栓直徑M30地腳螺栓個數(shù)n=286.10常壓塔裝配圖常壓塔裝配詳圖見附錄17.工藝流程設計7.1工藝流程簡述7.1.1原油電脫鹽系統(tǒng)原油從油罐靠靜位能壓送到原油泵進口，在原油泵進口注入利于保證電脫鹽效果的破乳劑和新鮮水，經(jīng)泵后再注入熱水，然后分三環(huán)路與熱油品換熱到110～120℃，進入電脫鹽罐進行脫鹽脫水。原油在電脫鹽罐內(nèi)經(jīng)20000V高壓交流電所產(chǎn)生的電場力作用，微小的水滴聚集成大水滴，依靠密度差沉降下來，從而與原油分離。因原油中的鹽分絕大部分溶于水中，故脫水其中也包括脫鹽。原油從電脫鹽罐出來后注入NaOH，目的是把原油殘留的容易水解的MgCl2、CaCl2轉化為不易水解的NaCl，同時中和原油中的環(huán)烷酸、H2S等，降低設備腐蝕速率，延長開工周期。然后經(jīng)接力泵后分三路，其中二路繼續(xù)與熱油品換熱到220～230℃后進初餾塔