目錄1原料油性質(zhì)及產(chǎn)品性質(zhì)111原油的一般性質(zhì)112原油實沸點蒸餾數(shù)據(jù)113原油平衡蒸餾數(shù)據(jù)114產(chǎn)品方案及產(chǎn)品性質(zhì)12概述221設(shè)計基礎(chǔ)222設(shè)計方案223生產(chǎn)規(guī)模324工藝技術(shù)路線325工藝技術(shù)特點326主要原材料43工藝流程設(shè)計431工藝流程432塔器結(jié)構(gòu)633污染源分析734廢氣處理735廢水處理84常壓蒸餾塔工藝設(shè)計941工藝參數(shù)計算942體積平均沸點943恩氏蒸餾9010斜率944立方平均沸點與中平均沸點1045特性因數(shù)及相對分子質(zhì)量1046平衡蒸發(fā)溫度1047臨界溫度和臨界壓力1148焦點溫度和焦點壓力1149原油和產(chǎn)品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計算匯總115操作條件的確定1251汽提蒸汽用量1252塔板型式和塔板數(shù)1353操作壓力1354汽化段溫度1455塔底溫度1656塔頂及各側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配1657蒸餾塔各點溫度核算1758全塔汽液負荷分布圖206常壓蒸餾尺寸計算2161塔的直徑的計算2162塔高的計算2263塔板布置,浮閥、溢流堰及降液管的計算2364浮閥數(shù)2365溢流堰及降液管的決定237常壓蒸餾塔水力計算2471塔板總壓力降2472霧沫夾帶2473泄漏2574淹塔2575降液管超負荷2676適宜操作區(qū)和操作線268評述與體會28參考文獻291原料油性質(zhì)及產(chǎn)品性質(zhì)11原油的一般性質(zhì)原油含水量大于05時先脫水。原油經(jīng)脫水后，進行一般性質(zhì)分析。包括相對密度、黏度、凝點或傾點、含硫量、含氮量、含蠟量、膠質(zhì)、瀝青質(zhì)、殘?zhí)?、水分、含鹽量、炭分、機械雜質(zhì)、元素分析、微量金屬、流程、閃點及原油的基屬等。阿曼原油，08552；特性因數(shù)K122含硫石蠟中間基原油。204D12原油實沸點蒸餾數(shù)據(jù)表11阿曼原油實沸點蒸餾數(shù)據(jù)序餾分范圍餾出序餾分范圍餾出序餾分范圍餾出號重累計號重體號重體1IBP60145145920022028522101736039529645392608020635110220230133234318395425660519938010022457511230250228257119425440287548641001202288031225027535129222044046034858345120145384118713275300351327321460480309614361451602001387143003203423615224805002696412716018028716741532034032839432350052024866608180200251192516340360300424324520540293695325540304710013原油平衡蒸餾數(shù)據(jù)表12原油平衡蒸餾數(shù)據(jù)累計餾出體初餾點10203040506070平衡蒸發(fā)溫度1251182823372879336938794336482814產(chǎn)品方案及產(chǎn)品性質(zhì)表13產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)恩氏蒸餾數(shù)據(jù),產(chǎn)品名稱沸點范圍產(chǎn)率重相對密度204D初1030507090終初頂油97607010627487104117132常頂油初130393071423080108115127138147航空煤油130230130907840147167183200219244264輕柴油230320161008206228260278292306330349重柴油32035038108450244297333345356381402常四線35042047208623295313366398408434497重油4204859092002概述21設(shè)計基礎(chǔ)原油在常壓條件下呈液態(tài)的復(fù)雜的烴類混合物。原油是一種主要由碳氫化沸點從常溫到500度以上，分子結(jié)構(gòu)也是多種多樣合物組成的復(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。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。對許多原油來說，它的各項性質(zhì)指標(biāo)間往往存在著利弊交錯、優(yōu)劣共存的現(xiàn)象，這樣就需要對原油進行分析評價。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。石油煉制加工方案，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、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。22設(shè)計方案設(shè)計一套年處理量為250萬噸的阿曼原油加工裝置，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)、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。23生產(chǎn)規(guī)模規(guī)模原油處理量250萬噸/年。按年開工8000小時計，即處理量為312500KG/H。24工藝技術(shù)路線阿曼原油屬于含硫石蠟中間基原油。煤油具有相當(dāng)好的揮發(fā)性能，比較高的閃點，適宜的粘度等特性，是一種優(yōu)良的有機溶劑，有著廣泛的應(yīng)用前景，但是，直餾煤油和一般的加氫煤油芳烴含量都較高，氮的非烴化合物也很多，致使在使用過程中，不僅使人感到有不舒服的臭味，還對人體有害。在應(yīng)用上，煤油餾分除用作噴氣燃料、特種溶劑油、燈用煤油以外，還有很大一部分作為鋁軋基礎(chǔ)油使用。由于鋁軋制在冷卻、潤滑和改善鋁制品表面光潔度等方面都極其重要的作用，因此，隨著鋁加工業(yè)的迅猛發(fā)展，鋁軋制油的用量越來越大。鋁軋制油除應(yīng)用具有餾分范圍窄、飽和烴含量高、閃點高的特點外，還要求具有較低的硫含量和芳烴含量。煤油加氫工藝是生產(chǎn)高檔鋁軋制油最有效的工藝手段，該工藝主要是對其進行深度脫硫、脫氮和脫芳烴。采用加氫法生產(chǎn)無味煤油、鋁軋制油，有著其它方法無法比擬的優(yōu)點。首先是產(chǎn)品質(zhì)量好，收率高，其中產(chǎn)品芳烴含量小于01；其次是不產(chǎn)生酸渣、堿渣等污染物，屬于環(huán)境友好工藝。特種油品精餾與一般的煉油裝置不同，餾分窄，分餾精度要求高，產(chǎn)品的種類繁多，生產(chǎn)操作完全由市場決定，操作靈活要求非常高，根據(jù)產(chǎn)品方案要求，分餾部分采用雙分餾塔多側(cè)線抽出，其中第二分餾塔為減壓操作，滿足不同產(chǎn)品分割及質(zhì)量要求。25工藝技術(shù)特點由于裝置規(guī)模較小，在保證安全平衡生產(chǎn)的前提下，盡量簡化工藝流程和自動控制系統(tǒng)，以節(jié)省工程投資；反應(yīng)部分采用冷高壓分離流程；分餾部分設(shè)置兩臺分餾塔，其中第二分餾塔為減壓操作，兩臺分餾塔產(chǎn)品側(cè)線抽出及塔底均設(shè)重沸器，塔內(nèi)裝填高效規(guī)整填料，確保分餾精度；設(shè)置熱載體回執(zhí)系統(tǒng)，熱載體作為塔底重沸器熱源。26主要原材料主要原材料是阿曼原油，其屬含硫石蠟中間基原油。3工藝流程設(shè)計31工藝流程原油換熱系統(tǒng)原油從北山油罐靠靜位能壓送到原油泵進口，在原油泵進口前的過濾器注入利于保證電脫鹽效果的破乳化劑和水，經(jīng)泵抽送后分東西兩路與油品換熱后進入電脫鹽罐脫鹽脫水。在電脫鹽罐內(nèi)1200024000伏高壓交流電所產(chǎn)生的電場力和破乳化劑的作用下，微小的水滴聚集成大水滴沉降下來與原油分離，因原油中的鹽份絕大部分溶于水中，故脫水包括了脫鹽。原油從電脫鹽罐出來后，進料繼續(xù)與油品換熱進入常壓塔。初餾系統(tǒng)被加熱到220230的原油進入初餾塔的汽化段后，分為汽液兩相，汽相進入精餾段，液相進入提餾段。初頂油氣從塔頂出來，分為四路進入冷凝器，冷凝冷卻到3040進入容器。冷凝油經(jīng)泵后部分打回初餾塔做冷回流，另一部分做重整料或汽油出裝置未冷凝的氣體去加熱爐燒或氣炬放空。冷凝水部分用泵注入揮發(fā)線，另一部分排入下水道或氣提車間。初頂循環(huán)回流油從初餾塔集油箱提出，由泵送去換熱器與脫前原油換熱后發(fā)話初餾塔。初側(cè)線從初餾塔集油箱抽出經(jīng)泵送入到常壓塔。從初餾塔底出來的拔頭油由泵抽出，分兩路與高溫油品換熱，換熱到300左右再合并分四路進入常壓爐進行加熱，加熱到346或350進入常壓塔。常壓系統(tǒng)從常壓爐加熱出來的油進入初餾塔汽化段后，汽相進入精餾段，在精餾段分離切割出五個產(chǎn)品，液相進入提餾段，在塔底液面上方吹入過熱蒸汽作汽提用。常頂油汽、水蒸汽從塔頂揮發(fā)線出來，（在揮發(fā)線依次注有氨水，緩蝕劑和堿性水），先分八路進入空冷器冷卻到6075后，再分兩路冷卻到4045，冷后合并進入容罐作油、水、汽分離。分離出來的冷凝水部份用泵注入揮發(fā)線，另一部份排入堿性水道或經(jīng)泵送北汽提裝置，瓦斯從容器頂出來經(jīng)水封罐脫油脫水后去加熱爐燒或明放空或去火炬線放空，或去三蒸餾尾氣系統(tǒng)。常頂汽油由泵抽出，部份打回初餾塔頂作冷回流，部份經(jīng)混合柱堿洗進入容沉降罐分離堿渣后出裝置或經(jīng)脫砷后出裝置。常壓一線餾出，經(jīng)汽提上段汽提，油汽返回初餾塔，餾出油由泵抽出先后經(jīng)冷卻至4045進入燈油沉降罐作航煤，燈油或溶劑油出裝置。常壓二線餾出，進入汽提中段汽提，油汽返回初餾塔，餾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至5070后與堿液混合進入柴油電離罐，在罐內(nèi)約1520萬伏高壓直流電的電場作用下分出堿渣，常二經(jīng)沉降后作輕柴裝置，若作10軍柴則改進鹽罐后出裝置。精制罐分離出的堿渣自壓送往汽油泵房回收。常壓三線抽出，經(jīng)汽提下段汽提，油汽返回初餾塔，餾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至6075作變壓器油原料出裝置，若作輕柴則與常二合并出裝置。常壓一中餾出，由泵抽送。常壓二中自餾出，由泵抽出后經(jīng)換熱后經(jīng)三通溫控調(diào)節(jié)閥返回初餾塔。常壓塔底重油由泵抽出，分四路進入減壓爐加熱。減壓系統(tǒng)從減壓爐加熱出來的油（約385395）進入減壓塔，在塔內(nèi)9197KPA真空度下進行減壓分餾。減壓塔頂油汽、水蒸汽由揮發(fā)線引出，分8支路進入4組間冷凝器冷卻，冷凝油水流入容器進行油水分離，未冷凝油汽被一級蒸汽真空泵抽送入2組間冷器，冷卻，冷凝液進入容器，未冷凝氣被二級蒸汽真空泵抽送入冷卻，冷凝液進入容器。減壓一線自常壓塔上段填料下集油箱餾出，由泵抽送去與爐用空氣換熱，換熱后再經(jīng)換熱器與原油換熱，然后進入冷卻至4050，部份打回減壓塔作冷回流，另一部份作重柴或催化料出裝置。減壓二線自常壓塔下段填料下集油箱餾出，經(jīng)減壓塔上段汽提，油汽返回中段填料下集油箱之下，餾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至6070作潤料或催化料出裝置。冷卻器出口引一支路去泵進口以作重質(zhì)封油用。減一中自常壓塔中段填料下集油箱餾出，由泵抽送分三路并聯(lián)經(jīng)換熱器，換熱器換熱后返回減壓塔上段填料下集油箱之下。減二中自常壓塔餾出，由泵抽送先后經(jīng)換熱后返回減壓塔。減底渣油由泵抽出，分兩路換熱后合并進入冷卻器，然后作氧化瀝青料、焦化料或丙烷脫瀝青料出裝置。設(shè)計中采用水蒸氣汽提方式，并確定汽提水蒸氣的用量；由于浮閥塔操作彈性大，本設(shè)計采用浮閥塔。圖31原油常減壓蒸餾裝置的工藝原則流程圖所示32塔器結(jié)構(gòu)本裝置的主要塔器包括脫鹽罐、初餾塔、常壓塔、汽提塔、減壓爐、減壓塔等。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)性能比較如下表表31板式塔有關(guān)結(jié)構(gòu)性能表塔板優(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。33污染源分析常壓加熱爐煙氣減壓加熱爐煙氣圖32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；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。34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格執(zhí)行，嚴格控制污染。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2。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。35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，所以污染物質(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，全部使用循環(huán)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水，隨用隨排入含油廢水系統(tǒng)。一般熱油泵需冷卻水較多，如端面漏油較多則冷卻水帶油嚴重。如將泵端面密封改為波紋管式密封，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、煤油、柴油等油品采樣口用于采集樣品進行質(zhì)量檢測。一般在油品采樣前，都要放掉部分油品，以便將采樣滯留在管線中的油置換掉。這部分油品會污染排水。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油污。D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。4常壓蒸餾塔工藝設(shè)計41工藝參數(shù)計算處理量為250萬噸/年阿曼原油的常減壓分餾塔,產(chǎn)品產(chǎn)率及性質(zhì)數(shù)據(jù)及平衡汽化數(shù)據(jù)表31及表32所示。表41產(chǎn)品產(chǎn)率及其性質(zhì)恩氏蒸餾數(shù)據(jù),產(chǎn)品名稱沸點范圍產(chǎn)率重相對密度204D初1030507090終初頂油97607010627487104117132常頂油初130393071423080108115127138147航空煤油130230130907840147167183200219244264輕柴油230320161008206228260278292306330349重柴油32035038108450244297333345356381402常四線35042047208623295313366398408434497重油420485909200表42原油平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)累計餾出,體初餾點10203040506070平衡蒸發(fā)溫度,1251182823372879336938794336482842體積平均沸點初頂油T體（627487104117）/5888。同理可得，常頂油T體1136；航空煤油T體2026；重柴油T體3424；常四線T體3838。43恩氏蒸餾9010斜率初頂油9010斜率（11762）/800688（/）。同理可得，常頂油9010斜率0725（/）；航空煤油9010斜率0963（/）；輕柴油9010斜率0875（/）；重柴油9010斜率105（/）；常四線9010斜率1513（/）。44立方平均沸點與中平均沸點由工藝計算圖表圖211查得表43油品立方平均沸點與中平均沸點校正值表油品立方平均沸點校正值/校正后T體/中平均沸點校正值/校正后T中/初頂油198694848常頂空煤油22006521974輕柴油2291242892重柴油173407483376常四線2381876376245特性因數(shù)及相對分子質(zhì)量依相對密度與中平均沸點查工藝計算圖表圖212可得表44油品特性因素與相對分子量油品初頂油常頂油航空煤油輕柴油重柴油常四線特性因素K1151161111110941089相對分子質(zhì)量9510915221926532146平衡蒸發(fā)溫度由恩氏蒸餾蒸餾的溫度算出恩氏蒸餾的溫差，依恩氏蒸餾曲線各段溫差查石油化工工藝計算圖表中圖223得平衡蒸發(fā)曲線相對應(yīng)各段溫差溫差，后查石油化工工藝計算圖表中圖224得出50點的平衡蒸發(fā)曲線與恩氏蒸餾曲線的溫差，從而得出平衡蒸發(fā)曲線中50點的溫度，依此溫度和各段的溫差可以推算出平和蒸發(fā)曲線各點的溫度，結(jié)果如下表表45平衡蒸發(fā)曲線各點的溫度匯總表產(chǎn)品溫度/01030507090100初頂油648708778590946常頂油58884810210511011481176航空煤油169217721862195204521692229輕柴油2692832933003063183238重柴油2775327535135936383763822常四線30123632399641842244348469847臨界溫度和臨界壓力臨界溫度TKP，依體積平均沸點和石油化工工藝計算圖表中圖211查得校正值，從而算出重量平均沸點與分子平均沸點，再查石油化工工藝計算圖表中圖237可得真假臨界溫度如下表所示。臨界壓力PKP，查石油化工工藝計算圖表中圖238可得假臨界壓力，再查圖239可得真臨界壓力，結(jié)果如下表所示。表46臨界溫度和壓力匯總表產(chǎn)品真臨界溫度假臨界溫度真臨界壓力MPA假臨界壓力MPA初頂油26225632301常頂油285279302289航空煤油383378215219輕柴油46846017816重柴油510502146134常四線544536111248焦點溫度和焦點壓力焦點溫度，TF由石油化工工藝計算圖表中圖2219查得，汽焦點溫度為3285。焦點壓力，PF由石油化工工藝計算圖表中圖2218查得，匯總?cè)缦卤肀?7原油餾分的焦點溫度和焦點壓力匯總表產(chǎn)品初頂油常頂油航空煤油輕柴油重柴油常四線焦點溫度312333423490530566焦點壓力MPA53274742316321851815145549原油和產(chǎn)品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計算匯總表48油品的有關(guān)性質(zhì)參數(shù)計算匯總平衡蒸發(fā)溫度臨界參數(shù)（假）焦點參數(shù)油品名稱密度204D比重指數(shù)OAPI特性因數(shù)K分子量M0100溫度力MPA溫度MPA初頂油07016889115959462563013125327常頂油0714652411610958811762792893334742航空煤油07844793111152169222293782194233163輕柴油082140011121926903238460164902185重柴油084535101094265277538225021345301814常四線08623180108932130124698536125661454重油09202167表49常壓塔物料平衡表250萬噸/年，每年開工8000小時計物料平衡表（按8000小時/年計）產(chǎn)率處理量或產(chǎn)量油品質(zhì)量體積104T/YT/HKG/HKMOL/HM3/H原油1001002603253250003800281初頂油9761190725383172317203338947452496常頂油3934706102212771277251171789178836航空煤油130914279340342544254252798849542634輕柴油1611677941865232523252389269637643重柴油381385699061238123825467264146538常四線47246811227153415340477882177896產(chǎn)品重油485945168126315792157917517164955操作條件的確定51汽提蒸汽用量側(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370，壓力04MPA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)計中可參考經(jīng)驗數(shù)據(jù)來選擇汽提蒸汽用量。表51汽提水蒸汽用量表52汽提蒸汽用量經(jīng)驗值塔名稱產(chǎn)品蒸汽用量T/H常一汽提蒸汽總量025常二汽提蒸汽總量02常三汽提蒸汽總量025常四汽提蒸汽總量022常壓塔塔底吹汽量386塔名稱產(chǎn)品蒸汽用量,對產(chǎn)品常壓塔溶劑油1520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1215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2552塔板型式和塔板數(shù)石油分餾塔塔板數(shù)主要靠經(jīng)驗選。表53是常壓塔塔板數(shù)的參考值常壓塔塔板數(shù)國外文獻推薦值國內(nèi)某些煉油廠常壓塔塔板數(shù)被分離的餾分推薦板數(shù)被分離的餾分東方紅套南京套上海煉廠輕汽油重汽油68汽油煤油3109汽油煤油68煤油輕柴油996汽油柴油46輕柴油重柴油746輕柴油重柴油46重柴油裂化原料846進料最低側(cè)線36最低側(cè)線進料443汽提段或側(cè)線汽提4進料塔底464參照表53選定的塔板數(shù)如下分餾塔塔板數(shù)常頂常一線常二線常三線常四線塔底分餾塔50層12層14層8層6層6層4層其中塔頂循環(huán)回流3塊；第一中段循環(huán)回流3塊；第二中段循環(huán)回流3塊。53操作壓力取塔頂產(chǎn)品罐壓力為0124MPA。塔頂采用兩級冷凝冷卻流程圖。取塔頂空冷器壓力降為001MPA使用一個管殼式后冷器，殼程壓力降取00171MPA故塔頂壓力012400100171015MPA絕。取每層浮閥塔板壓力降為000051MPA4MMHG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015一線抽出板第13層上壓力0157二線抽出板第27層上壓力0164三線抽出板第35層上壓力0168四線抽出板第41層上壓力0171汽化段壓力第47層下0174取轉(zhuǎn)油線壓力降為00351MPA則加熱爐出口壓力017400350209MPA54汽化段溫度1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203體，則過汽化油量為32500026500KG/H；要求進料在汽化段的汽化率為EF4706142791677938562034165表54物料平衡表250萬噸/年，每年開工8000小時計物料平衡表（按8000小時/年計）產(chǎn)率，處理量或產(chǎn)量油品質(zhì)量體積104T/YT/HKG/HKMOL/HM3/H原油1001002603253250003800281初頂油9761190725383172317203338947452496常頂油393470610221277251277251171789178836航空煤油13091427934034254254254252798849542634輕柴油16116779418652325523252389269637643重柴油38138569906123825123825467264146538常四線47246811227153415340477882177896產(chǎn)品重油4859451681263157917515791751716495050100150200250300350400450500550600051015202530354045505560657075實沸點蒸餾數(shù)據(jù)平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)3、油氣分壓下的平衡曲線4、爐出口壓力下平衡汽化曲線圖51原油實沸點蒸餾曲線與平衡汽化曲線2汽化段油氣分壓汽化段中各物料的流量如下表55汽化段的物流常頂油117179KMOL/H航空煤油279885KMOL/H輕柴油238927KMOL/H重柴油46726KMOL/H常四線47788KMOL/H過汽化油21667KMOL/H油氣量合計752172KMOL/H水蒸汽塔底汽提214444KMOL/H汽化段的油氣分壓0137MPA其中過汽化油的相對分子質(zhì)量取300，水蒸氣取214444KMOL/H塔底汽提是由此計算得汽化段的油氣分壓為0174752172/7521722144440135MPA由圖32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316。將此交點溫度換算成在0135MPA壓力下的溫度為326。氣化率為416時由平衡汽化曲線可知平衡溫度為TF357C，進料在汽化段中的焓HF計算如表8所示。表56進料帶入汽化段的熱量QFP017295MPA,T357進料帶入汽化段的熱量QFP017295MPA，T357）HF894433KJ/KG焓，KJ/KG焓，KCAL/KG物料汽相液相熱量，KJ/H汽相液相常頂油119301152377202307142285航空煤油116370849507047590784278輕柴油1142778597958588508206273重柴油112184813891282860845268常四線（汽）1121848742887745608623268常四線（液）933478264921056408623223過汽化油93347860676070865183333223重油9251061460904268092221合計2906907242再求出原油在加熱爐出口條件下的熱焓H0按前述方法作出原油在爐出口壓力020805MPA壓力之下平衡汽化曲線。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。算出進料在爐出口條件下的焓值H0。表57進料在爐出口處攜帶的熱量P020805MPA,T360204D進料在爐出口處的熱量QOP020805MPA,T360）H0929458KJ/KGHF焓，KJ/KG焓，KCAL/KG物料汽相液相熱量，KJ/H汽相液相常頂油1197196152911859107142286航空煤油11678944968513050784279輕柴油114696460014891308206274重柴油112603413943116010845269常四線（汽）1126034120913530908623269常四線（液）933478429586575608623223過汽化油9502229246640865183333227重油9292921467514694092222合計3020739366核算結(jié)果表明HO略高于HF,所以在設(shè)計的汽化段溫度357之下,能保證所需的拔出率416體,爐出口溫度也不致超過充許限度。55塔底溫度取塔底溫度比汽化段低10,即3571034756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、全塔熱平衡如下表58塔頂溫度107常一線167常二線253常三線317常四線331汽化進料353塔底溫度347表59全塔熱平衡密度操作條件焓KJ/KG物料流率KG/HD204MPA汽相液相熱量，KJ/H進料293280085520172953571096732321649561汽提蒸汽478004370315015057000入方合計29806033670656124D常頂油12772507142015107606977752524325航空煤油42542507840156121674311581834253922輕柴油5232508206016326253648833395002975重柴油1238250845015513178330141031479586常四線（汽）153400862301673433185813131637142重油1579175092017553478665021368358296水蒸氣4780015103265112671780出方合計2932802330312129全塔回流熱Q336712330310610368106KJ/H回流方式及回流熱分配塔頂采用二級冷凝冷卻流程,塔頂回流溫度為60。采用兩個中段循環(huán)回流,一中在煤油側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間,二中位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間?；亓鳠岱峙錈崃?KJ/H106KJ/H頂冷回7274646250587465一中32331761113733176二中444460318545346032頂循環(huán)16417002757081700357蒸餾塔各點溫度核算校核應(yīng)自下而上進行，常四線抽出板溫度校核如下表510第10層以下塔段的熱平衡密度操作條件焓，KJ/KG物料流率，KG/HD204MPA汽相液相熱量，KJ/H進料293280085520172953571096732321649561汽提蒸汽386004370315012159000內(nèi)回流L08594017043298581385772L入方合計33380856185772L常頂油12772507142017043311109291416840653航空煤油425425078401704331108836463015553輕柴油5232508206017043311067435585327475重柴油1238250845017043311050686130101194常四線（汽）1534008623017043318623161322792744重油1579175092017553478539441348527016水蒸氣386001704331266010267600內(nèi)回流L085940170432910381281037632L出方合計28768158521037632L圖52重柴油抽出板以下塔段熱平衡由熱平衡得33380856185772L28768158521037632L依查石油煉制工藝學(xué)圖210，可得取內(nèi)回流分子量M135，相對密度為0883。所以，內(nèi)回流L25626382KG/H或25626382/13518983KMOL/H汽提蒸汽流量4080/1822667KMOL/H常四線抽出板上方汽相總量為33074277KMOL/H常四線蒸汽即內(nèi)回流分壓為00977986MPA由常四線常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在0098MPA壓力下平衡汽化0點溫度。可以用石油煉制工藝學(xué)圖512和圖513先換算得常壓下平衡汽化數(shù)據(jù)，再用圖523換算成0098MPA下的平衡汽化數(shù)據(jù)?？傻迷?098MPA下常四線的泡點溫度為3312，與原假設(shè)的331很接近，可認為原假設(shè)溫度是正確的。常一線、常二線和常三線抽出板溫度校核的方法與常四線的方法相同，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。即常一線抽出板溫度167,常二線抽出板溫度253，常三線抽出板溫度317塔頂溫度的校正塔頂冷回流溫度T060HO1635KJ/KG塔頂溫度T1103H1605KJ/KG故塔頂冷回流量L0為L0Q/HT1HTO7465105/（6051635）169074KG/H塔頂油氣量汽油內(nèi)回流蒸汽為169074127725/1092723KMOL/H塔頂水蒸汽流量為4780/18265556KMOL/H塔頂油氣分壓為00759MPA；常壓露點溫度1075常壓露點壓力010133MPA焦點溫度3285焦點壓力591MPA在平衡汽化座標(biāo)紙上作出汽油平衡汽化100點的PT線如圖53，得出在00759MPA壓力下露點溫度為1065考慮到不凝氣的存在,該溫度乘以系數(shù)097,則塔頂溫度為10650971033,與假設(shè)的103很接近,故原假設(shè)溫度正確。塔頂水蒸汽分壓為0150075900741MPA表511第20層以下塔段的熱平衡密度操作條件焓，KJ/KG物料流率，KG/HD204MPA汽相液相熱量，KJ/H進料293280085520172953571096213214958822汽提蒸汽433004370315013639500內(nèi)回流L084101627529127740477404L入方合計335135382277404L常頂油12772507142016532921008341287907374航空煤油4254250784016532929999764254147898輕柴油5232508206016532929832451448033重柴油123825084501653317836810361676常四線（汽）1534008623017043318619041322160736重油157917092017553478535361347882713水蒸氣433001653292275111911830出方內(nèi)回流08393016532929623296232L合計277151970496232L在此壓力下飽和水蒸汽溫度為91,故水汽不會冷凝。0051152253354455050100150200250300350溫度/壓力/MPA圖53汽油的露點線相圖58全塔汽液負荷分布圖選擇塔內(nèi)幾個有代表性的部位如塔頂、第一層板下方、各側(cè)線抽出板上下方、中段回流進出口處、汽化段及塔底汽提段等,求出該各處的汽、液負荷,就可以作出全塔汽、液相負荷分布圖。圖36就是通過計算1、5、10、16、20、24、34各層及塔底汽提段的汽、液負荷繪制而成。各代表性塔段的汽、液負荷的計算舉例由熱平衡得335135382277404L277151970496232L所以，內(nèi)回流307963734或07963734/982444156619（取內(nèi)回流分子量M98）液相負荷366187M3/H；汽相負荷113365811M3/H同理，其他的熱平衡也這樣算。表512汽液負荷匯總表塔板層數(shù)151016202434液相負荷182349772104778529818923104771936618756441150534014633汽相7047986262169524974934810515654113365811260666511570913負荷6常壓蒸餾尺寸計算61塔的直徑的計算塔徑的初算以塔內(nèi)最大負荷來計算塔徑，第24層塔板的汽相負荷最大液相VL4411505261M3/H汽相VV1260666501M3/H）（162105VLVLTMAXGHW式中G重力加速度，981M/S；WMAX允許的最大氣體速度，M/S；V氣相密度，KG/M3；L液相密度，KG/M3；HT塔板間距，M；VL液體體積流率，M3/S；VV氣體體積流率，M3/S。塔板間距HT按塔徑選定表61浮閥塔板間距HT與塔徑D的關(guān)系塔板直徑D，MM板間距HT，MM120014004505006001600300045050060080032004200600800其中V04747KG/M3；L8211KG/M3；HT07M；VL01225M3/S；VV350185M3/S將以上數(shù)據(jù)帶入式61，則求得WMAX46415M/S計算適宜的氣速WA因為塔的直徑大于09M，HT大于05，所以K取082；KS系統(tǒng)因數(shù)依塔的工藝計算的130頁可得，取098。所以WAKKSWMAX0820984641537299M/S式中，WA塔板上氣相空間截面上的適宜氣速，M/S；K安全系數(shù)，塔徑09M、HT05M時的常壓和加壓操作的塔，K082；對于直徑09M或HT05M，以及真空操作的塔，K055065MHT大時K取大值。KS系統(tǒng)因數(shù)，可取09510。計算氣相空間截面積AAWVFVFA計算的塔的空間截面積,M2；2VM3879723015AAWVF降液管內(nèi)流體流速/S68170DSK當(dāng)HT075M時109873VLTSDHKVM/S1537047018270982按以上兩式計算后，選用較小值，所以，。/SD計算降液管面積2M801425DLVF203187910ADF按以上兩式計算取較大值。所以，203D塔橫截面積FT的計算DAT2M4103879TF7850TCD652CD式中FT計算的塔橫截面積,，M2；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)浮閥塔板系列進行圓整,得出采用的塔徑D38M,按以下兩式計算采用的塔截面積及空塔氣速。F0785D20785382113354M2；WVV/F350185/113354309M/S式中F采用的塔橫截面積，M2；D采用的塔直徑，M；W采用的空塔氣速，M/S。塔徑圓整后其降液管面積按下式計算FD2DT103421/35/式中FD采用的降液管面積，M2。62塔高的計算HHDN2HTHBHF式中H塔高截線到切線，M；HD塔頂空間高不包括頭蓋，M；HB塔底空間高不包括頭蓋，M；HT塔板間距，M；HF進料段高，M；N實際塔板數(shù)，塊。HD一般取1215，HF與HB按液體停留時間35分鐘計。裙座高度與型式,可以查閱有關(guān)手冊。根據(jù)資料選取D51BT70F0108封頭2裙座所以，塔高為MHNHFBTD38552）（63塔板布置,浮閥、溢流堰及降液管的計算浮閥型式，型式十字架型浮閥30克；排列采用十字架型浮閥（文丘里口）臨界閥孔流速SWVCH/3174013505開孔率W/WH100；所以，30964浮閥數(shù)FHF11335417852023M2；NFH/0785DH2式中FH閥孔總面積，M2；N浮閥總數(shù)，個；DH閥孔直徑，M由塔的工藝計算P133的數(shù)據(jù)且采用十字架型浮閥（文丘里口）可以得；所以，N2023/0785003921694。DH03965溢流堰及降液管的決定降液管降液管有圓形及弓形等幾種型式，圓形降液管面積小，溢流效果不好，塔截面利用系數(shù)低。所以一般推薦使用弓形降液管。溢流堰溢流堰長度（雙溢流）；MDL28360出口堰長度MHW05堰上液層高度，查塔的工藝計算P136圖55。O得出，塔板上液層高度O1MHOWL16050進口受液盤進口受液盤有平板機凹槽兩種。采用凹槽受液盤時，塔板進口處浮閥的開啟情況較好，有利于鼓泡，增加了板效率及彈性。同時，將凹槽受液盤和斜的或階梯式降液管結(jié)合在一起使用，能在任一操作情況下形成正渡封。所以采用凹槽受液盤較平板受液盤好。但凹槽受液盤制作較復(fù)雜，浮閥塔盤系列（JB120673）中，塔徑從8004200毫米的塔板均為凹槽受液盤。因此本設(shè)計采用凹槽進口受液盤。進口堰為了在塔頂是回流分配均勻，或在高氣相流率和低液相流率F需保持降液管的正常液封時，可設(shè)進口堰。采用凹槽受液盤的塔板可不設(shè)進口堰。因本設(shè)計采用凹槽進口受液盤，所以不設(shè)進口堰。降液管停留時間弓形降液管寬度與溢流堰長可通過查塔的工藝計算DWL圖58計算。液體在降液管中的停留時間為SVHFLTD4612507降液管內(nèi)流體流速,VDSMDL/91250降液管底緣距塔板的高度決定的因素是既要防止沉淀物堆積或堵塞降液管，BH使液體順利流入下層塔板；同時又要防止上升氣體有降液管通過形成短路而破壞塔板的正常操作。弓形降液管的HB為HBVL/LWB式中WB降液管底緣出口處流速，一般取0103M/S（易發(fā)泡物料取小值），HB降液管底緣距塔板的高度，M。故，HBVL/LWB01225/228010537M。7常壓蒸餾塔水力計算浮閥塔板的水力學(xué)計算主要包括塔板壓力降、霧沫夾帶、泄漏、降液管超負荷及淹塔等部分。71塔板總壓力降包括干板壓力降、氣體克服鼓泡層表面張力的壓力降及氣體通過塔板上液層的壓力降。干板壓力降PD，對2232克十字架型浮閥PD407WHWH/2GV/L0036MH2O柱；表面張力的壓力降PO，氣體克服鼓泡表面張力的壓力降PO值很小，可忽略不計。氣體通過塔板上液層的壓力降PVLPVL04HW2351033600VL/L0099MH2O柱；式中HW出口堰高度，M；L溢流堰長度，M；PVL氣體通過塔板上液層的壓力降MH2O柱。氣體通過一塊塔板的總壓力降PTPTPDPVL0135MH2O柱。72霧沫夾帶過量的霧沫夾帶會使塔板效率降低很多，所以應(yīng)限制塔板的霧沫夾帶，一般情況下，霧沫夾帶可限制在每公斤上升氣體所夾帶的液體小于或等于01公斤?？砂聪率浇频赜嬎沆F沫夾帶量7327105MWHHAENTL式中E霧沫夾帶量，KGL/KGG；除去降液管面積后的塔板面積與塔橫截面積之比，F(xiàn)2FD/F08；系數(shù)，取0608。W采用的空塔氣速，M/S；當(dāng)W05WMAX時取小值；當(dāng)WWMAX時取大值；V氣體粘度，公斤秒/M2；L液體表面張力，105N/MM；HT塔板間距，MM；HL塔板上液層高度，MM。M參數(shù)，按下式計算M563105L/V0295LV/V0425A、N系數(shù)當(dāng)HT350MM時，A948107，N436；當(dāng)HT350MM時，A0159，N095。因為物理性質(zhì)與水相近，所以E可以簡化084518093807721652190721052973）（MWHENTL73泄漏設(shè)泄漏閥孔動能因素FO6，小于設(shè)計的閥孔動能因素。FOWHV1193，在912之間。74淹塔當(dāng)降液管中清液高度超過一定高度后,就可能因液體所攜帶的泡沫完全充滿整個降液管而