年处理量420万吨常减压装置常压塔工艺设计 精品

北京化工大学
毕业设计（论文）
题目：年处理量420万吨常减压蒸馏装置工艺设计
院别：北京化工大学继续教育学院
专业：化工工艺
班级： 11 化工
学生：范兵兵
指导教师：王广菊
北京化工大学继续教育学院论文
摘要
本设计主要是以某石化公司常减压为设计原型，主要计算数据取自生产实际。

所处理的原料为辽河混合原油，经过初馏塔初步分离后再经过常压塔和减压塔的分离得到不同馏程的馏分油。

在采用新工艺、新设备的同时优化了工艺流程，为了节能常压系统采用4台空冷器，为增加处理量，常压炉四路进料四路出料。

为使相当数量的中间馏分得到合理利用，因为它们是很多的二次加工原料，又能从中生产国民经济所需的各种润滑油、蜡、沥青的原料。

因此本设计采用三段汽化蒸馏，即预汽化—常压蒸馏—减压蒸馏。

关键词：常减压蒸馏；常压塔；工艺；设计
目录
第1章文献综述 (3)
1.1 常减压蒸馏意义 (3)
1.2 装置的概况和特点 (3)
1.3 工艺流程概况 (4)
1.4 主要原料、工艺及能耗指标 (7)
第2章设计计算 (12)
2.1 基础数据的换算 (12)
2.1.1平均沸点 (12)
2.1.2 确定各馏分相对分子质量和特性因数K (14)
2.1.3 确定临界参数 (14)
2.1.4 确定焦点参数 (15)
2.1.5 确定平衡汽化温度 (15)
2.1.6 确定实沸点温度 (17)
2.1.7 原料及产品的有关参数汇总 (18)
第三章物料衡算 (19)
3.1 初馏塔的物料衡算 (19)
3.2 常压塔的物料衡算 (20)
第四章确定塔的相关参数和条件 (21)
4.1 确定塔板数 (21)
4.2 确定塔的操作条件 (21)
4.2.1 确定塔的操作压力 (21)
4.2.2 确定各侧线及塔底的气提蒸汽量 (23)
4.2.3 确定过汽化段温度 (23)
4.2.4 估算塔底温度 (27)
4.2.5 假定塔顶及各侧线温度 (27)
4.3 侧线及塔顶温度的校核 (28)
4.4 塔经计算 (34)
4.4.1 塔经的初算 (34)
4.4.2计算出Wmax后再计算适宜的气速Wa (35)
4.4.3计算气相空间截面积 (35)
4.4.4 降液管内流体流速Vd (35)
4.4.5计算降液管面积 (35)
4.4.6塔横截面积Ft的计算 (36)
4.5 塔高计算 (36)
第五章存在的问题和设想 (37)
5.1存在问题 (37)
5.2设想 (37)
5.3三废的处理情况及噪声的消除 (37)
总结 (38)
参考文献 (39)
致谢 (40)
北京工大学继续教育学院论文
诚信承诺书
本人郑重承诺：
我所呈交的毕业设计《年处理量420万吨常减压蒸馏装置工艺设计》是在指导教师的指导下，独立开展研究取得的成果，文中引用他人的观点和材料，均在文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。

承诺人签名：
日期：年月日
第1章设计概述
1.1 常减压蒸馏的意义
原油常减压蒸馏作为原油的一次加工工艺、在原油加工总流程中占有重要作用，在炼厂具有举足轻重的地位，其运行的好坏直接影响到后续的加工过程。

其中重要的分离设备——常减压塔的分离效果，是否获得高收率、高质量油的关键。

近年来常减压蒸馏技术和管理经验不断创新，装置节能消耗显著，产品质量提高。

但与国外先进水平相比，仍存在较大的差距：装置能耗偏高，分馏精度和减压拔出深度偏低，对含硫原油的适应性差等。

进一步提高常减压装置的操作水平和运行水平，日益重要，对提高炼油企业的经济效益也具有重要意义。

1.2 装置的概况和特点
本设计主要以某石化公司常减压为设计原型，主要数据取自生产实际。

所处理的原料为辽河混合原油，经过初馏塔初步分离后再经过常压塔和减压塔的分离得到不同馏程的馏分油。

辽河混合原油属于低硫中间基原油，含环烷酸多根据原油的性质、特点和市场的需求主要生产重整汽油、航空煤油、轻柴油、重柴油、混合蜡油、渣油等。

装置由原油电脱盐、常减压蒸馏、渣油减粘裂化、航煤精制部分组成。

根据加工含环烷酸原油的特点，结合加工含环烷酸原油的经验，优化了设备选型及选材，初馏塔、常压塔塔盘为浮阀塔盘。

减压塔采用规整填料，处理物料能力大，汽、液接触均匀，传质效果较好。

为实现装置长周期运行，高温部位设备和管线全部采用不锈钢材质，以达到防腐的目的。

初顶、常顶用空冷代替水冷，节约了用水量，也减少了三废处理量。

常压塔采用二个中段循环回流，以使塔内汽、液相负荷分布均匀，提高塔的处理能力，减小塔顶冷凝器的负荷。

为了降低减压塔内真空高度，降低塔内绝对压力，使高沸点的馏分油可以在较低温度的条件下汽化，所以减压塔采用二级抽真空器。

即蒸汽喷射泵和水环抽真空泵。

在采用新工艺、新设备的同时优化了工艺流程，为了节能常压系统采用4台空冷器，为增加处理量，常压炉四路进料四路出料。

环烷酸对金属的腐蚀一般发生在介质流速高和涡流状态处，其温度范围为230～280℃和350～400℃。

常减压蒸馏装置受环烷酸腐蚀较重的部位常发现在下述几处：
常压炉出口部分炉管；减压炉全部炉管；常减压炉转油线和塔汽化段。

采取的防护措施除原油住碱外，适当地增加炉子转油线尺寸以降低介质流速，并结合具体条件选用耐腐蚀材质，可以减少有关部位的腐蚀速率。

综上所述，在采取了“一脱四注”的综合措施后，常减压蒸馏装置有关系统的腐蚀率大大下降。

为使相当数量的中间馏分得到合理利用，因为它们是很多的二次加工原料，又能从中生产国民经济所需的各种润滑油、蜡、沥青的原料。

因此本设计采用三段汽化蒸馏。

即预汽化—常压蒸馏—减压蒸馏。

常减压装置生产方案根据产品使用性能和当前市场对产品的需求，确定常压塔侧线的数目为三个，即航煤、轻柴、重柴。

各个组分切割温度的确定：
塔顶温度为115℃的原因：因为塔顶的产品为汽油（它的实际切割温度为：初馏点～180℃）而在实际生产的汽油做为去重整的原料，根据重整原料的要求所以常压塔顶温度为115℃。

各馏分间的切割温度分别为：汽油到航煤为140℃、航煤到轻柴为255℃、轻柴到重柴为320℃。

1.3 工艺流程概况
常减压蒸馏利用精馏原理根据原油中各个组分的挥发度（沸点）不同，在一定的工艺条件下分离出各馏份产品（瓦斯、直馏汽油、直馏柴油、蜡油、渣油）。

原油由原油罐区经泵送入常减压装置的原油泵(B-701)入口，泵出口经过初馏塔进料控制阀（LI-101）后分成两路，一路经原油-常一线一次换热器H-712、原油-减顶二换热器H-711换热。

另一路经原油-减一线一次换热器H-701、原油-常二线二次换热器H-715AB、原油-常二线二次换热器H-702换热。

换热后的两路原油混合温度达到130℃左右进入电脱盐装置。

一、二级电脱盐入口注入破乳剂、水，经混合阀与原油充分混合后进入电脱盐罐，在高压交直流电场的作用下，把原油中的大部分盐和水分脱除出来。

脱后原油再分成两路换热：一路经原油-渣油四次换热器H-713、原油-常二中一次换热器H-716、原油-常二线一次换热器H-715、原油-减顶二次换热器
H-714换热。

一路经原油-渣油三次换热器H-703、原油-减一线换热器H-704、原油-
减顶一次换热器H-705、原油-常一中一次换热器H-706换热，两路混合后温度达到200℃左右，进入初馏塔。

初馏塔塔顶油气馏出后经空冷H-736A-L、后冷H-737AB冷凝冷却后进入蒸顶回流罐，其中不凝气-瓦斯进入瓦斯罐后分两路：一路去常压炉，一路去火炬。

回流罐内汽油经初顶回流泵(B---704)抽出后，一路经回流控制阀(FRC-105)做回流返回塔内控制塔顶温度，另一路经出装置控制阀(LRC-103)送入轻污油去集油罐，蒸顶汽油去油品。

初馏塔底拔头油由塔底泵(B-702)抽出后，分成两路换热，一路经拔头油-减二线换热器H-707、拔头油-减渣二次换热器H-708、拔头油-常三线一次换热器H-709、拔头油-减渣一次换热，另一路经拔头油-减一中一次换热器H-717、拔头油-渣油二次换热器H-718、拔头油-减三线一次换热器H-719、拔头油-减渣一次换热器H-720换热，换热后的两路拔头油混合温度达到310℃左右，然后进入常压炉加热。

拔头油经常压炉四路进料控制阀（FIC-201、FIC-202、FIC-203、FIC-204）进入常压炉对流室，加热到310℃出来后进入辐射室，加热到365℃进入常压塔。

常压塔塔顶油气馏出后经空冷H-739A-J、后冷H-740AB冷凝冷却后进入常顶回流罐，其中不凝气-瓦斯进入瓦斯罐后分两路：一路去常压炉，一路去火炬。

回流罐内汽油经常顶回流泵(B-710)抽出，一路经回流控制阀(FIC-201)做回流返回塔内控制塔顶温度，另一路经出装置控制阀(LIC-205)送入电精制装置碱洗后去储罐或去重整装置。

常一线从39层塔板抽出后入汽提塔，汽相返回塔内42层，汽提塔底油经航煤重沸器加热后返回汽提塔，液相由常一线泵B-711抽出，经氧化锌罐、常一线-原油一次换热器H-712 换热后，经过H-732冷却后经脱水罐、浸酸活性炭罐精制后出装置。

常一中由常压塔35层抽出，经泵（B-707），送至常一中-原油脱后二次换热器
H-706、常一中蒸发器H-725，换热到145℃后返回塔内37层。

常二线由常压塔27层抽出后进入汽提塔，汽提塔底吹入蒸汽，汽相返回常压塔31层。

液相由常二线泵（B-712）抽出经常二线-原油脱后四次换热器H-715、常二线-原油脱后二次换热器H-728、换热经H-733冷却后，轻柴去油品。

常二中由常压塔22层经泵（B-701）抽出，送至常二中-拔头油二次换热器H-716换热，经蒸发器H-727，换热到240℃后返回塔内25层。

常三线由塔15层馏出后进入汽提塔，汽提塔底可吹入蒸汽，汽相返回塔内18层，液相经常三线泵（B-703）抽出，送至常三线-原油脱后三次换热器H-706、常三线-软化水换热器H-726换热，经H-741冷却后并入重污油做为重柴油出装置。

常压塔底重油经泵（B-709）抽出后分成四路经减压炉四路进料控制阀（DJC-203、DJC-204、DJC-205、DJC-206）进入减压炉对流室，加热到365℃出来后进入辐射室，加热到385℃进入减压塔，在减压系统出现故障时也可以不进入减压炉而直接入渣油系统即甩减压。

减压塔塔顶汽相经减顶冷却器冷却后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相通过一级抽真空器抽出后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相经一级冷却器冷却后进入二级抽真空器，经过二级抽真空器抽出后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相经二级冷却器冷却后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相通过减顶瓦斯罐去加热炉做燃料。

汽相经一级冷却器冷却后也可以进入真空泵，经过真空泵抽出后，液相流入地沟，汽相通过减顶瓦斯罐去加热炉做燃料。

水封罐内的水通过控制阀排入地沟，减顶油则流入产品罐，再经泵B-231打入脱水罐，一路并蜡油，一路并轻柴。

减一线蜡油由一线集油箱抽出，通过泵（B-232）送至减一线-原油脱前一次换热器H-704换热后分成两路，一路经回流控制阀(FI-209)做回流返回塔顶；一路经出装置控制阀(FI-201)并蜡油或轻柴油。

减二线蜡油由二线集油箱抽出，通过泵（B-233）送至蒸发器H-724，减二线-原油脱前三次换热器H-707换热后分成两路，一路经过减二中回流控制阀(FIC-210)做回流返回塔内，另一路经出装置控制阀(FI-202)并蜡油。

减三线蜡油由三线集油箱抽出，通过泵(B-234) 送出后分成两路，一路经减三线-拔头油一次换热器H-723、减三线-原油脱后三次换热器H-719换热，一部分经过减三中回流控制阀(FIC-211)返回塔内做回流，另一部分再经蒸发器H-703换热，然后经出装置控制阀(FI-203)并入蜡油。

渣油系统分成两路换热，一路经渣油-拔头油三次换热器H-720、渣油-拔头油二
次换热器H-718、渣油-原油脱后四次换热器H-713、渣油-原油冷却器H-735换热，另一路经渣油-拔头油二次换热器H-710、渣油-拔头油三次换热器H-708、渣油-拔头油一次换热器换热器H-703、渣油-原油冷却器H-720换热，两路换热混合后经过水箱（正常生产时不投用）分成两路，另一路去减粘。

1.4 主要原料、工艺及能耗指标
从相关数据中表明常减压蒸馏装置能耗约占炼厂总能耗的1/5，是炼油工业中的能耗大户。

因此蒸馏装置节能工作的好坏直接影响炼油工业能耗指标。

蒸馏装置的节能途径：
（1）本装置由于处理量大，所以多采用一个初馏塔形成三段汽化的方式，从而可减少加热炉热负荷降低损耗。

（2）由于二中的热量较大，从初底出来的拔头油和二中进行换热达到降低常压炉负荷的目的。

（3）采用换热系统：原料油与常压塔侧线、减压塔侧线进行换热，这样即可以提高进料温度降低常压炉的热负荷可以达到节能的目的。

（4）减压塔顶增加一台水环真空泵可进一步降低塔顶压力提高减压塔拔出率。

表1.1 原材料指标
表1.2 半成品、成品主要指标
常一线质量指标
柴油质量指标
注：凝固点与95%点控制其中一项
混合蜡油
表1.3 公用工程（水、电、汽、风等）
循环冷却水
电量
仪表压缩空气
表1.4 原材料消耗、公用工程消耗及能耗指标
表 1.5 塔类
表 1.6 换热器类
第2章设计计算
2.1 基础数据的换算
2.1.1平均沸点
（1）体积平均沸点t
体
即恩氏蒸馏体积为10%，30%，50%，70%，90%时的五个馏出温度平均值：
5
90 70
50
30
10
t t
t
t
t
t
+ +
+
+
=
体
主要用来求定其它难以直接测定的平均沸点。

5
90 70
50
30
10
t t
t
t
t
t
+ +
+
+
=
体
=
5
139 117
108
98
82+
+
+
+
=108.8℃
与上述同样方法计算出其他物料的体积平均沸点见表2.1。

表2.1 体积平均沸点汇总表
利用体积平均沸点查教材69页图3-4可求出中平均沸点、质量平均沸点、实分子平均沸点。

（2）中平均沸点
恩氏蒸馏10～90%斜率：
汽油：)
(-
82
-=0.7125
139
90
)
10
航煤：)
199
(-
-=0.575
153
10
90
(
)
轻柴油：)
231
(-
-=1.3375
338
10
90
(
)
重柴油：)
453
(-
315
-=1.725
90
10
(
)
由教材69页图3-4查得中平均沸点校正值，则中平均沸点=体积平均沸点+校正值，计算结果见表2.2。

表2.2 中平均沸点汇总表
（3）质量平均沸点
同理由教材69页图3-4查得质量平均沸点的校正值，则质量平均沸点=体积平均沸点+校正值，计算结果见表2.3。

表2.3 重量平均沸点汇总表
（4）实分子平均沸点
同理由教材69页图3-4查得实分子平均沸点校正值，实分子平均沸点=体积平均沸点+校正值，计算结果见表2.4。

表2.4 实分子平均沸点汇总表
2.1.2 确定各馏分相对分子质量和特性因数K
（1）比重指数API°
d +△d)-131.5
API°=141.5/(20
4
20
d--相对密度；
4
△d--校正值，范围0.0037～0.0051。

由《石油加工工艺学》上册查取△d，教材76页图3-6查并计算。

结果见表2.5。

表2.5 比重指数汇总表
（2）特性因数K
根据介质的密度与中平均沸点，查教材76页图3-6，特性因数K见表2.6。

表2.6 特性因数汇总表
2.1.3 确定临界参数
（1）临界温度
查《石油化工工艺计算图表》图2-3-7石油馏分真、假临界温度如表2.7。

表2.7 真、假临界温度汇总表
（2）临界压力
查《石油化工工艺计算图表》图2-3-8，教材89页图3-12，得到石油馏分真、假临界压力见表2.8
表2.8 真、假临界压力汇总表
2.1.4 确定焦点参数
查《石油化工工艺计算图表》图2-2-18、图2-2-20，由平均沸点和恩氏蒸馏斜率查得焦点温度与临界温度差、焦点压力与临界压力差。

焦点温度=真临界温度+（焦点温度-临界温度）
焦点压力=真临界压力+（焦点压力-临界压力）
表2.9 焦点温度、焦点压力汇总表
2.1.5 确定平衡汽化温度
根据恩氏蒸馏50%点温度,查《石油化工工艺计算图表》图2-2-3，得平衡汽化曲线50%点温度；根据恩氏蒸馏各段温差查从而求出平衡汽化各点温度。

汽油：
航煤：
轻柴：
重柴：
原油：
2.1.6 确定实沸点温度
根据各馏分恩氏蒸馏50%点温度,查《石油化工工艺计算图表》图2-2-3，得其实沸点蒸馏50%点温度；及各段温差从而求出各馏分实沸点蒸馏各点温度。

汽油、航煤：
轻柴：
重柴：
原油：
2.1.7 原料及产品的有关参数汇总
表2.10 原料及产品得有关参数汇总表
第三章物料衡算
3.1 初馏塔的物料衡算
表3.1 初馏塔的物料衡算表
初馏塔的物料衡算：
入方：原油：
420万吨/年=4.2⨯106⨯103/8000
=0.3856
10
⨯kg/h
水分：
0.3856
10
⨯⨯0.003=1155 kg/h
出方：初顶汽油=10727kg/h
进入常压塔的拔头油量：1755⨯103-（20727+1155）=1050⨯103kg/h
3.2 常压塔的物料衡算
表3.2 常压塔物料平衡表
第四章 确定塔的相关参数条件
4.1 确定塔板数
参考《塔的工艺计算》表1.3到1.5确定常压塔的各产品抽出层的塔板数： 汽油～航煤： 13层 航煤～轻柴： 9层 轻柴～重柴： 9层 重柴～汽化段：11层 塔底汽提段： 4层
取两个中段循环回流，每个中段循环回流用3层换热塔板，则共6层,全塔塔板数总计52层。

4.2 确定塔的操作条件
4.2.1 确定塔的操作压力 （1）确定塔顶压力 回流罐压力：0.13Mpa 空冷器压降：0.01Mpa 后冷器压降：0.018Mpa 管线压降： 0.005Mpa
参考《塔的工艺计算》,本设计塔顶采用二级冷凝、冷却（即一台空冷，一台水冷），根据实际塔顶产品罐压力、空冷、后冷及管线总压力，则：
顶p =0.01+0.13+0.018+0.005=0.163Mpa （2）确定塔板压力降
参考《塔的工艺计算》表1-8,取每层塔板压力降为0.5kPa 。

（3）推算各关键部位压力
由炉出口压力=转油线压力+汽化段压力，计算各侧线抽出层及汽化段、炉出口压力如下：
航煤P :
0.163+0.50.16951310-3=⨯⨯ Mpa
轻柴P :
0.163+0.525103-⨯⨯=0.1755 Mpa 0.1815Mpa
37100.50.163-3
=⨯⨯+：
重柴P
0.187Mpa
48100.50.163-3
=⨯⨯+：
汽化P
0.18940.00050.187=⨯+：炉出P Mpa （4）常压塔草图如图4-1
图4-1 常压塔
4.2.2 确定各侧线及塔底的气提蒸汽量
参考《石油炼制工程》表7-12，本设计实际蒸汽数据
量数据，计算各段汽提蒸汽量为：
4.2.3 确定过汽化段温度
（1）计算过汽化油量
按照《塔的工艺计算》表1-7选用汽化段的过汽化油量占进料油质量的3%，取过汽化油与重柴油的相对分子质量相等，则：
过汽化油量为
1150000⨯0.03=34500Kg/h=103kmol/h
（2）计算原料油在汽化段的汽化率e
F
（体积分率）
e
F =
过
重
轻
航
汽v
v
v
v
v
x
x
x
x
x+
+
+
+
e
F
=0.965+6.101+13.5+3.02+3.10≈26.7% （3）确定汽化段的油气分压
汽化段油气总摩尔数:
n=83.65+418.4+681.32+101.61+103
=1387.98 kmol/h
汽化段油气和水蒸汽的总摩尔数:
n=1387.98+1004.08=2392.06kmol/h
汽化段油气摩尔分数:
y=1387.98/2392.06=0.58
根据分压定律 P
i =P²y
i
汽化段油气分压:
0.108
0.187
0.58=
⨯
=
汽化
P Mpa
则
0.108³1000/101.3=1.07atm
（4）确定汽化段温度
汽化段温度应是在汽化段油气分压下入塔油料达到汽化率e
F
=26.7%的平衡汽化温度。

为此绘出原油在常压下的实沸点蒸馏曲线1和原油平衡汽化曲2的图。

上述两曲线交点温度为350℃，过交点做垂直横坐标垂线A；将此交点温度350℃换算油气分压为1.07atm下的温度358℃，从图4-2垂线A上找到358℃之点，过此点作平行于原油平衡汽化曲线2的曲线4，得到的曲线4即为原油在汽化段油气分压下的平衡汽化曲线，在曲线4上可以查得汽化率为26.7%时汽化段温度=355℃。

（5）确定炉出口温度
同理，从图4-2垂线上找到炉出口压力下的平衡汽化温度点，过此点作原油平衡汽化曲线2的平行曲线3，图中的曲线3即为原油在炉出口压力下的平衡汽化曲线，由曲线3根据航煤生产方案，确定炉出口温度为365℃。

通过热平衡校核已确定的确定炉出口温度。

利用《石油炼制工程》图1-40查出汽化段油品在354℃的热焓值，计算出进料油带入汽化段的热量见表4.1
重柴油液相量=[进料量/ρ
20
进料
()
20
汽化
过汽化油
ρ
-
-
⨯
o
f
e
e]⨯ρ20
重柴
图4-2原油的实沸点曲线与平衡汽化曲线体积分率%
温度℃
表4. 1 进料带入汽化段的量Q F
（P=1.28Mpa ，t=355℃）
表4.2 进料在加热炉出口处的热量Q F
（P=0.189 MPa
，T=365℃）
1150000
1065.1140154
⨯==m Q h F F
=991.4kJ/kg,
kg
kJ m Q h 66.101511500001015.1168014
0=⨯=
=
h o >h
F
，所以成立。

4.2.4 估算塔底温度
取塔底温度比汽化段温度低10℃，塔底温度为355-10=345℃。

4.2.5 假定塔顶及各侧线温度
（1）假设塔顶及各侧线温度
参考同类装置数据，假设塔顶及各侧线温度如下：
塔顶： 115℃
航煤抽出层温度： 155℃
轻柴油抽出温度： 245℃
重柴油抽出层温度： 335℃
（2）确定全塔回流取热
按上述假设温度条件，通过《石油炼制工程》图1-40石油馏分焓图，查出各馏分在不同温度、不同相态的焓值作全塔热平衡见表2.15。

表2.15 全塔热平衡
水蒸汽:选择3个大气压，420℃的过热水蒸气
则全塔回流取热量为：
1245562700-1002220500=243342200kJ/h
（3）回流方式及回流热分配
常压塔采用冷回流和两个中段循环回流，回流取热分配如下：
冷回流取热 50%
=243342200³0.5=121671100kJ/h
Q
冷
一中取热 25%
Q
=243342200³0.25=60835550kJ/h
一
二中取热 25%
=243342200³0.25=60835550kJ/h
Q
二
4.3侧线及塔顶温度的校核
（1）重柴油抽出板(15层)的温度
按图4-3作第15层以下塔段的热平衡，热平衡数据见表4.16（下页）
图4.2塔的热平衡示意图
表 4.16 第15层以下塔段的热平衡汇总表
1228012400+824.8L=1108539700+1055.1L L=
8
.8241.10551108539700
1228012400--
=518770.3 kg/h =1548.57 kmol/h
重柴油抽出板上升汽相总量为：
内水汽轻航汽n n n n n n ++++=
n=83.65+418.4+681.32+1004.08+1548.57 =3736.02 kmol/h
重柴油抽出板油气分压为i p =p 抽出层²y i 则：yi=n 内/n
i p =0.1815³1548.57/3736.02
=0.074Mpa =555.2mmHg
由重柴油常压恩式蒸馏数据换算i p =555.2mmHg 压力下重柴油0%点平衡汽化温度：
由《石油化工工艺计算图表》图4.20，根据常压恩式蒸馏温差确定出常压平衡汽化温差,根据常压平衡汽化50%点温度查教材216页图7-26常压与减压平衡汽化50%或30%温度图,查出i p =555.2mmHg 压力下重柴油50%点平衡汽化温度为422℃，由于5～760毫米汞柱范围不同压力下的平衡汽化各段温差相等，故可推出各点平衡汽化温度。

见下表。

由以上过程得知在0.1815Mpa下重柴油的泡点温度为：
422-13.5-54.2-17=337.3℃，与原假设温度335℃相近，故原假设温度正确。

（2）轻柴油出板(第27层)的温度
按图4.3作27层以下塔段的热平衡，热平衡数据见表4.17。

图4.3塔的热平衡示意图
表 4.17 第27层以下塔段的热平衡汇总表
物料名称流量，kg/h 温度，℃焓，kJ/Kg
比重，d420热量³
1231177100+565.2L =1028592000+837.4L L=744251kg/h=3510.6kmol/h 轻柴油抽出板上汽相总量为：
内水航汽n n n n n +++=
n=83.65+418.4+1057.03+3510.6 =5069.7 kmol/h
轻柴油抽出板油气分压为P I =P 轻出层²y 则 yi=n 内/n
P I =0.1755³3510.6/5069.7 =0.12Mpa=1.18atm
由轻柴油常压恩式蒸馏数据换算i p =0.12Mpa 压力下轻柴油0%点平衡汽化温度：
由《石油化工工艺计算图表》图4.20，根据常压恩式蒸馏温差确定出常压平衡汽
化温差,根据常压平衡汽化50%点温度查教材216页图7-26常压与减压平衡汽化50%或30%温度图,见下表。

依据常压下轻柴油平衡汽化0%点温度和煤油的焦点温度与焦点压力在《石油化工工艺计算图表》图2-2-22 平衡蒸发曲线坐标纸（0～500℃）上作压力下的轻柴油P-T-e相图，由图中查得1.18atm时对应的温度。

即为所求的1.18atm时汽油平衡汽化100%点温度。

焦点温度 494 ℃，
焦点压力= 2.86 Mpa= 28.23 atm
常压=1 atm
航煤平衡汽化0%点温度： 239 ℃
由图中查得1.18atm时航煤平衡汽化0%点温度为242 ℃，与原假设温度245℃相近，故原假设温度正确
（3）航煤抽出板（第39层）的温度
39层以下塔段的热平衡数据见表4.18。

表4.18 第39层以下塔段的热平衡
4.4塔径的计算
4.4.1 塔径的初算
以塔内最大负荷来计算塔径
第22层塔板的汽相负荷最大
液相 V= 169.3m3/h
汽相 V= 45294.7m3/h 式中：
g ─重力加速度, 9.81m/s g=9.81m/s
Wmax ─允许的最大气体速度, m/s;
ρV ─气相密度, kg/m3;
ρV=M/V=5.97kg/m3 ρL ─液相密度, kg/m3;
ρL=842.11kg/m3 Ht ─塔板间距, m;
Ht=
0.6 m
VL ─液体体积流率, m3;
VL=0.04702m3
V
V
L V
V t
V
L V
L
gH W ρρρρρ-+=
21055.0max
Vv ─气体体积流率, m3; Vv=12.58m3
塔板间距Ht 按塔径选定。

表2-24：浮阀塔板间距Ht 与塔径D 的关系
计算得 Wmax= 1.45m/s
4.4.2 计算出Wmax 后再计算适宜的气速Wa
Wa=K•Ks•Wmax
K ─安全系数
K= 0.82 Ks ─系统因数
Ks= 0.97
Wa =1.153338181m/s 4.4.3 计算气相空间截面积
Fa=Vv/Wa
Fa ─计算的塔的空间截面积m2
Fa=10.91m2
Vd=0.135
4.4.4 降液管内流体流速Vd
Vd=0.17K•Ks
Vd =0.135218 当Ht ≤0.75m 时
)(1097.63v L t s d H K K V ρρ-∙⨯=- Vd =0.142168755
按以上两式计算后, 选用较小值。

所以：Vd=0.135218 当Ht ≥0.75m 时
v L s d K K V ρρ-∙⨯=-31097.6
Vd =0.160309191
式中Vd ─降液管内液体流速m/s 。

4.4.5 计算降液管面积
F'd=VL/Vd F'd=0.11Fa
F'd=0.00373
F'd=1.1999
按以上两式计算取较大值。

所以：F'd=1.2
4.4.6 塔横截面积Ft 的计算
Ft=Fa+F’d
785
.0t
c F D
Ft=12.1
Dc= 3.927
式中 Ft ──计算的塔横截面积m2；
4.5 塔高的计算
H = Hd +(n-2)Ht+ Hb + Hf 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。

取Hd =1.5m Hb =1.5 m Ht =0.6m Hf =2.5m 所以：H = 24.7
H d 一般取1.2～1.5，H f 与H b 按液体停留时间3～5分钟计。

裙座高度与型式，可以查阅有关手册。

第五章存在的问题和设想
5.1存在问题
对含环烷酸高的原油所引起的环烷酸腐蚀问题，国内外均有经验介绍，一般认为当原油酸值大于0.5mgKOH/g时，就将引起对设备和管线的腐蚀。

由任务书给出的原油性质可知原油酸度为4.14mgKOH/g，属于高环烷酸类原油。

加热炉温度达730℃,由于设计时间仓促,未能考虑到这部分的能量利用。

本次设计完毕,经检查塔盘性能负荷图上的操作点P落在了雾沫夹带上限线和液泛线附近,故本次设计结果是满负荷操作。

5.2设想
前以提到加热炉热能的浪费,如果将这部分能源用在给原油的预热上,不仅能减少对能源的消耗,而且还利用了加热炉的热能,减少了能源的浪费
5.3三废的处理情况及噪声的消除
目前,为了减少环境污染,在三废处理上大致有以下几点：
（1）尽可能将含硫含酚污水进行闭路循环,或者一水多用,减少污染源
（2）加强维修减少泄漏,特别是水冷器的泄漏.
（3）装置排水系统要清浊分流
（4）三个塔顶的气体回收利用.
燥音主要来源于空压机,大型鼓风机,加热炉和排气放空等.主要采用的措施是:研制噪音小的机器和设备,在机器的声源周围采取各板,隔音和吸音等措施,操作室的窗户要加双层的玻璃,同时加强绿化,美化环境,保证工人的身心健康。