常减压蒸馏装置常压塔工艺设计

化工专业课程设计常减压蒸馏装置常压塔工艺设计
学校名称：广东石油化工学院
专业名称：化学工程与工艺
班别：
姓名：
学号：
指导教师：
完成时间：2012年02月01日至2012年10月日
广东石油化工学院
课程设计说明书
设计名称：化工专业课程设计
题目：530万吨/年原油常减压蒸馏装置设计
常压分馏塔工艺设计
学生：学号：
班别：
专业：化学工程与工艺
指导教师：
日期：2012 年02 月20 日
广东石油化工学院
化学工程与工艺专业
设计任务书
2012 年9 月30 日批准
系主任谢颖
发给学生
1.设计题目: 原油常减压蒸馏装置工艺设计
2. 学生完成全部设计之期限: 2013 年10 月20 日
3. 设计之原始数据: (另给)
4. 计算及说明部分内容: (设计应包括的项目)
一、总论
1．概述；2．文献综述；3．设计任务依据；4．主要原材料；5．其他
二、工艺流程设计
1. 原料油性质及产品性质；
2. 生产方案；
3.工艺流程；
4. 蒸馏塔类型、塔器结构；5．环保措施
三、常压蒸馏塔工艺计算
1. 工艺参数计算；
2. 物料平衡计算；
3.操作条件的确定；
4. 蒸馏塔各点
温度核算；5. 蒸馏塔汽液负荷计算
四、常压蒸馏塔尺寸计算
1. 塔径计算；
2. 塔高计算
五、常压蒸馏塔水力学计算
六、车间布置设计
1. 车间平面布置方案；
2. 车间平面布置图；
3. 常压蒸馏塔装配图
七、参考资料
5. 绘图部分内容: (明确说明必绘之图)
(1) 原油常减压蒸馏装置工艺流程图
(2) 车间平面布置图
(3) 常压蒸馏塔装配图
插图: 主要塔器图, 蒸馏塔汽液负荷分布图, 计算草图等.
6. 发出日期: 2013 年9 月30 日
设计指导教师:
完成任务日期: 2013 年10 月日
学生签名:
石油化工生产技术课程设计
原油常减压蒸馏装置工艺设计基础数据
1、原油的一般性质
大庆原油，20
4
d= 0.8587；特性因数K=12.3
2、原油实沸点蒸馏数据
表1 大庆原油实沸点蒸馏及窄馏分性质数据
馏分号沸点范围
/℃
占原油(质)/% 密度
(20℃)
/g·cm-3
运动粘度/ mm2·s-1
凝点
/℃
闪点
(开)/
℃
折射率
每馏分累计20℃50℃100℃20
D
n70
D
n
1 初~11
2 2.98 2.98 0.7108 ————— 1.3995 —
2 112~156 3.15 6.1
3 0.7461 0.89 0.6
4 ——— 1.4172 —
3 156~195 3.22 9.35 0.7699 1.27 0.89 —-65 — 1.4350 —
4 195~22
5 3.25 12.60 0.7958 2.03 1.2
6 —-41 78 1.4445 —
5 225~257 3.40 16.00 0.8092 2.81 1.63 —-24 — 1.4502 —
6 257~289 3.40 19.46 0.8161 4.14 2.26 —-9 125 1.4560 —
7 289~313 3.44 22.90 0.8173 5.93 3.01 — 4 — 1.4565 —
8 313~335 3.37 26.27 0.8264 8.33 3.84 1.73 13 157 1.4612 —
9 335~355 3.45 29.72 0.8348 — 4.99 2.07 22 —— 1.4450
10 355~374 3.43 33.15 0.8363 — 6.24 2.61 29 184 — 1.4455
11 374~394 3.35 36.50 0.8396 —7.70 2.86 34 —— 1.4472
12 394~415 3.55 40.05 0.8479 —9.51 3.33 38 206 — 1.4515
13 415~435 3.39 43.44 0.8536 —13.3 4.22 43 —— 1.4560
14 435~456 3.88 47.32 0.8686 —21.9 5.86 45 238 — 1.4641
15 456~475 4.05 51.37 0.8732 ——7.05 48 —— 1.4675
16 475~500 4.52 55.89 0.8786 ——8.92 52 282 — 1.4697
17 500~525 4.15 60.04 0.8832 ——11.5 55 —— 1.4730 渣油>525 39.96 100.0 0.9375 ———41①———3、产品方案及产品性质
4. 设计处理量: 250+学号×10万吨/年, 开工：8000小时/年。

5. 汽提水蒸汽采用过热水蒸汽: 420℃, 0.3MPa(表)
6. 可采用二段汽化流程，设3个中段循环回流; 过汽化油为2~4％(重)。

目录
第一章：总论 (7)
1.1 概述 (8)
1.2 文献综述 (8)
1.3设计任务依据 (8)
1.4 主要原材料 (8)
1.5其他 (8)
第二章：工艺流程设计 (8)
2 . 1原油的一般性质 (8)
2.1.2 原油实沸点蒸馏数据 (9)
2.1.3 原油平衡蒸发数据 (10)
2.1.4产品性质 (10)
2.2.工艺流程 (10)
2.3塔器结构 (11)
2.4环保措施 (11)
第三章：工艺计算 (11)
3.1 工艺参数计算 (12)
3.1.1 油品的性质参数 (12)
3.1.2 产品收率及物料平衡 (16)
3.2操作条件的确定 (17)
3.2.1 汽提蒸汽用量 (17)
3.2.2操作压力 (18)
3.2.3 汽化段温度 (18)
3.2.4塔底温度 (21)
3.2.5塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配 (22)
3.3.1重柴油抽出板 (23)
3.3.2 轻柴油抽出板和煤油抽出板温度 (24)
3.3.3 塔顶温度 (24)
第四章：常压蒸馏塔尺寸计算 (35)
4.1 塔径的计算 (35)
4.1.1 塔径的初算 (35)
4.1.2 计算适宜的气速Wa (36)
F (36)
4.1.3 计算气相空间截面积
a
(36)
4.1.4 降液管内流体流速 V
d
4.1.5 计算降液管面积‘
F (36)
d
4.1.6 塔横截面积的计算F
(37)
t
4.1.7 采用的塔径D及空塔气速W (37)
4.2 塔高的计算 (37)
4.3.1 塔板布置 (37)
4.3.2 浮阀的计算 (38)
4.3.3 溢流堰及降液管的计算 (39)
4.3.4 降液管 (39)
第五章：常压蒸馏塔的水力计算 (40)
5.1 塔板总压力降 (40)
5.2 雾沫夹带 (41)
5.3 泄漏 (41)
5.4 淹塔 (41)
5.5 降液管负荷 (42)
第六章车间布置设计 (45)
6.1 车间平面布置方案 (45)
6.2 车间平面布置图图纸说明 (45)
6.3 参考资料 (46)
第七章：结束语 (47)
第一章总论
1.1 概述：
石油是一个国家经济发展国家稳定的命脉。

在石油、化工生产中，塔设备是非常重要的设备之一，塔设备的性能，对于整个化工和炼油装置的产品质量及其生产能力和消耗额等均有较大影响。

据相光关资料报道，塔设备的投资和金属用量，在整个工艺装置中均占较大比例，因此塔设备的设计和研究，始终受到很大的重视。

塔设备广泛应用于蒸馏、吸收、介吸、萃取、气体的洗涤、增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。

近些年来，国内外对它的研究也比较多，但主要是集中在常压塔的结构和性能方面，例如：如何提高塔的稳定性、如何利用理论曲线解决常压塔在性能方面存在的问题等。

在原油的一次加工过程中，常压蒸馏装置是每个正规炼厂都必须具备的，而其核心设备——常压塔的性能状况将直接影响炼厂的经济效益，由于在原油加工的第一步中，它可以将原油分割成相应的直馏汽油，煤油，轻柴油或重柴油馏分及各种润滑油馏分等。

同时，也为原油的二次加工提供各种原料.在进一步提高轻质油的产率或改善产品的质量方面，都有着举足轻重的地位.考虑到常压塔在实际应用方面的价值和意义，如何实现这样一种最经济、最容易的分离手段，是本次毕业设计选题的重要依据。

近年来，由于石油、化工企业不断向大型化的生产发展，因此塔设备的单台规模也随之增大。

例如：有的板式塔的直径可达10m以上，塔的总高度可达到80m，而填料塔更有直径为15m ,塔高为100m的大塔已经投产。

应当指出，设备大型化后，必须保证它在全负荷下运转，否则经济损失将是非常巨大的。

对于大型设备的设计、制造、操作和维修等，应提出更高、更严格的要求。

常压塔的研究也趋向于结构材料的探索，提高设备的使用周期，主要体现在所选择材料的防腐性和一些防腐材料的研究，同时也着眼于设备的安去性和环保性，以上这些都成为了当今常压塔研究的热门课题。

1.2 文献综述
本设计是以课程设计、化工设计为基础，以课程中指导老师给出的数据为依据，参考《化工原理》、《化工设计》、《石油练制工艺学》；北京石油设计院编, 《石油化工工艺计算图表》, 烃加工出版社，1983年；石油化学工业部石油化工规划设计院编，《塔的工艺计算》，石油工业出版社， 1977年等资料。

采用原油常减压蒸馏装置工艺设计以生产重整原油，煤油，轻柴油，重柴油，重油等产品。

所采用的方法是目前国内外最实用，最普遍，最成熟的原油加工方法。

适用国内大中小企业等使用。

1.3设计任务依据
所设计任务是以指导老师给出的原油数据为依据，以一些权威书籍为参考，设计处理量:550万吨/年,开工：8000小时/年的原油常减压装置
1.4 主要原材料
本设计主要的原材料主要有大庆原油、水、电。

大庆原油，
20
4
d=0.8587；特性因数K=12.3
1.5其他
本设计应用在一些交通运输方便，市场需求大的附近。

同时，生产过程中应与环境相给合，注重“三废”的处理，坚持国家可持续发展的战略，坚持和谐发展的道路，与时俱进。

同时应注意到，废品只是一种放在待定时间与空间中的原材料，在另一些场所，它们又是一种原材料，因而，在生产过程中，应把“三废”综合利用。

二工艺流程设计
2 . 1原油的性质
石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。

大部分石油是暗色，通常呈黑色、褐色或浅黄色。

在常温下多为流动或半流动的粘稠液体。

相对密度在0.8~0.98之间。

大庆原油，
20
4
d=0.8587；特性因数K=12.3
2.1.2 原油实沸点蒸馏数据
表1 原油实沸点蒸馏数据
2.1.3 原油平衡蒸发数据
表2 原油平衡蒸发数据
2.1.4产品性质
表3 产品产率及其性质
2.2.工艺流程
原油蒸馏中，常见的是三段汽化。

现以目前燃料-润滑油型炼厂应用最为广泛的初馏-常压-减压三段汽化为例，对原油蒸馏工艺流程加以说明，装置的工艺原则流程图如下所示。

经过预处理的原油换热到230~240℃，进入初馏塔，从初馏塔塔顶分出轻汽油或催化重整原料油，其中一部分返回塔顶作顶回流。

初馏塔侧线抽出组成与重汽油馏分相似的馏分，经换热后，一部分打入常压塔中段回流入口处，一部分送回初馏塔做循环回流。

初馏塔底油（拔头原油），经一系列换热后，再经常压炉加热到360~370℃进入常压塔。

常压塔侧线分别抽出煤油、轻柴油、重柴油、等液相组分，经汽提塔提出轻组分，经泵升压，与原油换热，冷却送出装置。

根侧线和对应
图2-2 原油常减压蒸馏装置的工艺原则流程图
2.3塔器结构
本装置的主要塔器包括脱盐罐，初馏塔，常压塔，常压炉、汽提塔，减压炉，减压塔等。

.
2.4环保措施
(1)废水处理
a.工艺废水：采用封闭循环工艺，将生产系统的排放污水经过一定处理步骤后，重新送回系统，从而形成一个循环系统，使排放污水再次被利用。

这种工艺不仅可以避免污染，还能减少或杜绝水资源的浪费。

(2) 废气处理
a.在正常操作条件下，各塔回流罐等容器由氮气密封，谨防气体向外泄漏。

对于废气中有害气态物质，必须根据它们的物性或化性的不同而采用不同处理方法。

b.不断开发实用清洁能，改进生产设备，提高机泵设备和管道设备的密闭性；积极开展废气的回收和综合利用。

(3) 综合利用，回收有用产品，减少污染物
a.增加和完善轻烃回收工艺，对处顶、常顶、减顶的不凝气进行回收，减少加工损失，降低污染物排放；
第三章 工艺计算
3.1 工艺参数计算
表2-3大庆原油常压分馏产品产率及其性质
计算时，所用到的恩氏蒸馏数据未作裂化校正，工程上允许这样做。

3.1.1 油品的性质参数
（1）体积平均沸点体t 重整原料6.885
114
102867467=++++=
体t ℃
航空煤油6.1815
215
191177167158=++++=体t ℃
轻柴油6.2685
291285270252245=++++=体t ℃
重柴油6.3365
344339336333331=++++=体
t ℃
（2）恩氏蒸馏90-10%斜率
重整原料：5875.0109067
114=--（℃/%）
航空航油：7125.01090158
215=--（℃/%）
轻柴油：
575.01090245
291=--（℃/%） 重柴油：
1625.010
90331
344=--（℃/%）
（3）立方平均沸点
查<<石油化工工艺计算图表>>集(简称图表集)图2-1-1,可得体积平均沸点校正值 重整原料：校正值=-1.5，1.875.16.885.1=-=-=体立t t ℃ 航空煤油：校正值=-1.2，4.1802.16.1812.1=-=-=体立t t ℃ 轻柴油：校正值=-0.7，9.2677.06.2687.0=-=-=体立t t ℃ 重柴油：校正值=-0.4，2.3364.06.3364.0=-=-=体立t t ℃
（4）中平均沸点
由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值
重整原料：校正值=-3.6，856.36.886.3=-=-=体中t t ℃ 航空煤油：校正值=-3.8，8.1778.36.1818.3=-=-=体中t t ℃ 轻柴油：校正值=-2.4，6.2444.26.2684.2=-=-=体中t t ℃ 重柴油：校正值=-0.3，3.3363.06.3363.0=-=-=体中t t ℃
（5）质量平均沸点
由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值
重整原料：校正值=1.5， 1.588.6 1.590.1t t =+=+=中体℃ 航空煤油：校正值=1.4，0.1834.16.1814.1=+=+=体中t t ℃
轻柴油：校正值=0.7，3.2697.06.2687.0=+=+=体中t t ℃ 重柴油：校正值=-0.2，4.3362.06.3362.0=-=-=体中t t ℃
（6）实分子平均沸点
由图表集图2-1-1可查得体积平均沸点校正值
重整原料：校正值=-5.6，0.836.56.886.5=-=-=体中t t ℃ 航空煤油：校正值=-5.8，8.1758.56.1818.5=-=-=体中t t ℃ 轻柴油：校正值=-3.9，7.2649.36.2689.3=-=-=体中t t ℃ 重柴油：校正值=-0.5，1.3365.06.3365.0=-=-=体中t t ℃
（7）特性因数K
查《石油炼制工艺学》表2-14，可得油品相对密度校正值d ∆
重整原料: 0050.0=∆d ，7250.00050.07200.020
46.156.15=+=∆+=d d d 航空煤油: 0047.0=∆d ，7767.00047.07720.02046.156.15=+=∆+=d d d 轻柴油: 0044.0=∆d ，8254.00044.08210.02046.156.15=+=∆+=d d d 重柴油: 0044.0=∆d ，8349.00044.08305.02046.156.15=+=∆+=d d d 重油：0040.0=∆d ，9090.00040.09050.020
46.156.15=+=∆+=d d d
由图表集图2-1-2查得：
重整原料：K=11.95 航空煤油: K=12.02 轻柴油: K=12.01 重柴油: K=12.30
（8）比重指数API 由图表集图2-1-2查得： 重整原料：63.7 航空煤油:50.5 轻柴油: 40.2 重柴油: 38.0 重油：24.2
（9）相对分子质量M
由图表集图2-1-2查得: 重整原料：94 航空煤油:145 轻柴油: 220 重柴油: 295
（10）平衡蒸发温度
重整原料:恩氏蒸馏10-70%斜率58.0107067
102=--=
（℃/%）
航空煤油:恩氏蒸馏10-70%斜率55.01070158
191=--=（℃/%）
轻柴油:恩氏蒸馏10-70%斜率67.01070245
285=--=
（℃/%） 重柴油:恩氏蒸馏10-70%斜率13.010
70331
339=--=
（℃/%） 由图表集图2-2-4查得：
重整原料：平衡蒸发50%点－恩氏蒸馏50%点=-8.8 航空煤油：平衡蒸发50%点－恩氏蒸馏50%点=-3.7 轻柴油：平衡蒸发50%点－恩氏蒸馏50%点= 重柴油：平衡蒸发50%点－恩氏蒸馏50%点= 由图表集图2-2-3可确定：
重整原料平衡蒸发100%温度为℃。

航空煤油平衡蒸发0%温度为℃。

轻柴油平衡蒸发0%温度为℃。

重柴油平衡蒸发0%温度为℃。

（11）临界温度
由图表集图2-3-7查得：
真临界温度 假临界温度 重整原料：267℃ 261℃ 航空煤油: 363℃ 355℃ 轻柴油: 446℃ 441℃ 重柴油: 499℃ 498℃
（12）临界压力
由图表集图2-3-8可确定：
真临界压力 假临界压力 重整原料：36.1atm 33.8atm 航空煤油: 26.1atm 23.7atm 轻柴油: 20.0atm 19.0atm 重柴油: 13.1atm 13.0atm
（13）焦点温度
由图表集图2-2-19可确定：
重整原料：315.0℃ 航空煤油: 399.9℃ 轻柴油: 469.6℃ 重柴油: 502.9℃
（14）焦点压力
由图表集图2-2-18可确定： 重整原料：58.8atm 航空煤油: 34.8atm 轻柴油: 24.2atm 重柴油: 14.4atm
产品收率及物料平衡
处理量为2503010550+⨯=万吨/年
物料平衡可参考同一原油、同一产品方案的生产数据确定。

确定后列出物料平衡表。

由于不能取得实标生产数据, 可根据实沸点数据来确定。

重整原料（体积）：（4.27/0.7200）/（100/0.8587）⨯100%=5.09%
航空煤油（体积）：（8.86/0.7720）/（100/0. 8587）⨯100%=9.86% 轻 柴 油（体积）：（10.84/0.8210）/（100/0. 8587）⨯100%=11.34% 重 柴 油（体积）：（6.65/0.8305）/（100/0. 8587）⨯100%=6.88% 重 油（体积）：（69.38/0.9050）/（100/0. 8587）⨯100%=65.83%
操作条件的确定
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420℃,压力0.3MPa 的过热水蒸汽。

参考表4汽提蒸汽量如表5
.塔板型式和塔板数石油分馏塔塔板数 主要靠经验选。

参照表与表选定的塔板数如下：
重整原料──航空煤油段12层
航空煤油──轻柴油段14层
轻柴油──重柴油段10层
重柴油──汽化段4层
塔底汽提段4层
全塔用三个中段回流, 每个用3层换热塔板, 共9层, 全塔塔板总数为53层。

操作压力
取塔顶产品罐压力为：0.13MPa。

塔顶采用两级冷凝冷却流程图。

取塔顶空冷器压力降为0.01MPa,使用一个管壳式后冷器,壳程压力降取0.017MPa,故塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.157MPa (绝)。

取每层浮阀塔板压力降为0.0005MPa (4mmHg),则推算常压塔各关键部位的压力如下：
塔顶压力 0.157MPa
一线抽出板(第12层)上压力 0.163MPa
二线抽出板(第29层)上压力 0.1715MPa
三线抽出板(第42层)上压力 0.178MPa
汽化段压力(第49层)下 0.1815MPa
取转油线压力降为0.035MPa, 则
加热炉出口压力=0.1815+0.035=0.2165MPa
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2～4)或2.03%(体),
则过汽化油量为687500⨯2.0%=13750kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为：09
.5(=
%
+
.9
86
+
e
=
%
+
+
%)
03
.2
11
2.
%
%
35
88
34
.
%
.6
F
（2）汽化段油气分压
汽化段中各物料的流量如下：
重整原料 312kmol/h
航空煤油 420kmol/h
轻柴油 339kmol/h
重柴油 155kmol/h
过汽化油 45.8kmol/h(假定过汽化油分子量为300) 油汽量合计 1278kmol/h
水 蒸 汽 530kmol/h(塔底汽提) 由此计算得汽化段的油气分压为： =+⨯)5301278/(12481815.00.1274MPa （3）汽化段温度的初步求定
温度，0C
馏出，%（体）
图3-1 原油的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线 1—原油在常压下的实沸点蒸馏曲线；2—原油的常压平衡汽化曲线； 3—炉出口压力下的原油平衡汽化曲线； 4—汽化段
油气分压下的原油平衡汽化曲线
汽化段温度应该是在汽化段油气分压
0.1274MPa 之下汽化35.2%(体)的温度, 为此需要作出在0.1274MPa 下的原油平衡汽化曲线, 见图1中的曲线4。

在不具备原油的临界参数与焦点参数而无法作出原油的P-T-e 相图的情况下, 曲线4可用简化法求定: 由图1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309℃。

将此交点温度换算成在0.1274MPa 压力下的温度为321℃。

过该交点作垂直于横座标的直线A, 在A 线上找到321℃之点, 过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4, 即为原油在0.1274MPa 下的平衡汽化曲线。

由曲线4可查得当F e 为35.2％(体)时的温度为355℃, 此即欲求的汽化段温度F t 。

此F t 是由相平衡关系求得, 还需对它进行校核。

(4) F t 的校核
校核的目的是看tF 要求下的加热炉出口温度是否合理。

校核的方法是作绝热闪蒸过程的热平衡计算以求得炉出口温度。

当汽化率eF=35.19％(体), tF=355℃, 按《石油化工工艺计算图表》图4-3-57 查得各油品的热焓,.进料在汽化段中的焓hF 计算如表所示。

再求出原油在加热炉出口条件下的热焓ho,按前述方法作出原油在炉出口压力0.2156MPa 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。

限定炉出口温度不超过365℃,由曲线3可读出在
365℃时的汽化率O e 为25.5％(体)。

显然O e
<F e ,即在炉出口条件下,过汽化油和部分重柴油处于液相。

根据此可算出进料在炉出口条件下的焓值ho,见表
进料在炉出口处携带的热量(P=0.2156MPa, t=365℃)
核算结果表明ho 略高于hF, 所以在设计的汽化段温度355℃之下,能保证所需的拔
出率(35.2体)。

炉出口温度也不致超过充许限度。

3.2.4塔底温度
取塔底温度比汽化段低7℃, 即: 355-7=348℃
3.2.5塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配
（1）假设塔顶及各侧线温度
h F kg kJ O /64.1003687500
109.6h 8=⨯=
参考同类装置的经验数据, 假设塔顶及各侧线温度如下: 塔顶温度 105℃ 煤油抽出板(第14层) 180℃ 轻柴油抽出板(第29层) 256℃ 重柴油抽出板(第42层) 315℃ 则列出全塔热平衡如表所示。

表 全塔热平衡
（2）全塔回流热
全塔回流热：h J Q /k 1022910)90.519.8(68⨯=⨯-= 3）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℃。

采用三个中段循环回流和塔顶循环回流,一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间(第17～19层), 二中位于轻柴油侧线与重
柴油侧线之间(第32～34层)，第三中段回流位于重柴油与气化段之间（43-45层），塔顶循环回流则在第1～3层间。

表3-11回流方式及回流热分配
回流热分配 ％ 热量, kJ/h
塔顶冷 5 61045.11⨯
塔顶循环 10 6109.22⨯ 一中 20 6108.45⨯ 二中 30 6107.68⨯ 三中 35 61015.80⨯
三中
35
6103.68⨯
（4）蒸馏塔计算草图
将塔体、塔板、进料及产品出口、中段循环回流位置、汽提塔返塔位置、塔底汽提点等绘成草图如图三。

这样的计算草图可使设计计算对象一目了然，便于分析计算结果的规律性，避免漏算重算，容易发现错误，因而是很有用的。

3.3.蒸馏塔各点温度的校核(校核应自下而上进行)
3.3.1重柴油抽出板(第42层)
按图四中，把重柴油抽出板即42层塔板一下作为隔离系I 作出42层一下塔段的热平衡，如表3-20。

物料流率，kg/h 密度操作条件焓，kJ/kg
热量，kJ/h d204MPa ℃汽相液相
入方
进料687500 0.8587 0.1806 348 1120 8
10
7.7⨯
汽提蒸汽9540 0.3 420 3316 7
10
2.3⨯
内回流L 0.8446 0.1780 309 808 808L
合计697040+L L
808
10
02
.88+
⨯
出方重整原料29365 0.72 0.1714 315
1043
7
10
06
.3⨯
航空煤油60912 0.772 0.1714 315
1032
7
10
28
.6⨯
轻柴油74519 0.821 0.1714 315
1012
7
10
54
.7⨯
重柴油45719 0.8305 0.1780 315
830
7
10
80
.3⨯
重油476987 0.905 0.1806 354
902
7
10
30
.4⨯
水蒸汽9540 0.1714 315
3085
7
10
58
.4⨯
由热平衡可得
L L 6..10141083.68081002.888+⨯=+⨯ 所以，内回流L=575992.26 kg/h
或 575992.26/283=2035.31 kmol/h （假定内回流液的分子量为283） 重柴油抽出板上汽相总量为:
312+420+338+2035.31+530=3635.31 kmol/h 重柴油蒸汽(即内回流)分压为:
0.1780×（2035.31/3635.1）=0.0996 Mpa
由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.0996MPa 压力下平衡汽化0％点温度。

可以用《石油炼制工艺学》图5-12和图5-13先换算得常压下平衡汽化数据，再用图5-23换算成0.077MPa 下的平衡汽化数据。

其结果如下：
恩氏蒸馏/%（体） 0 10 30 50 馏出温度/℃ 327 332 334 336 恩氏蒸馏温差/℃ 5 2 2 平衡蒸发温差/℃ 0.3 0.5 0.4 平衡蒸发50%温度/℃ 336+11.7=347.7 平衡蒸发温度/℃ 346.5 346.8 347.3 347.7 0.077MPa 平衡汽化温度/℃ 329.4 331.2 332.3 332.7 由上求得的在0.0996MPa 下重柴油的泡点温度为328.4℃，与原假设的315℃很接近，可认为原假设温度是正确的。

3.3.2 轻柴油抽出板和煤油抽出板温度
校核的方法与重柴油的方法相同,可通过作第29层板以下和第14层板以下的热平衡来计算，计算过程从略。

计算结果如下：
轻柴油抽出板温度 256℃ 煤油抽出板温度 181℃
计算结果与假设值相符, 故认为假设是正确的。

塔顶冷回流温度： o t =60℃ 0163.3/t h kJ h
=
塔顶温度： 1t t1=107℃ 1611/t h kJ h
=
故塔顶冷回流量Lo 为: h
kg L /16.225753.1636111045.116
0=-⨯=
塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽)为：560
9829356
16.227575=+ kmol/h 塔顶水蒸汽流量为：87
.753186
.13569= kmol/h
塔顶油气分压为：
0670
.087.753560560
1571.0=+⨯
Mpa
塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度,由恩氏蒸馏数据换算得汽油常压露点温度为94℃。

已知其焦点温度和压力依次为315.0℃和5.58MPa 。

在平衡汽化座标纸上作出汽油平衡汽化100％点的p-t 线,如图五所示，由该相图可读的油气分压为0.0670Mpa 时的露点温度108℃。

考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为：
108×0.97=104.76℃
图五 汽油的露点线相图
与假设的105℃很接近, 故原假设温度正确。

验证在塔顶温度下水蒸汽是否会冷凝。

塔顶水蒸汽分压为0.1571-0.0670=0.901MPa, 在此压力下饱和水蒸汽温度为88.5℃远低于塔顶温度107℃, 故水汽不会冷凝。

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3-5就是通过计算1、13、14、17、28、29、32、41、42、45、49、53各层及塔底汽提段的汽丶液负荷绘制而成。

第53层以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=342 密度 = 0.7
由热平衡得： L L 1050108.4814.941106.48366+⨯=+⨯ 所以，内回流L =16574.58 kg/h
或16574.58/342=48.46kmol/h （取内回流分子量 M=342） 所以液相总量 ： L=L /ρ=h m /35.182
.90358
.165743=
气相总量：
853342
58
.165741814883=+
h m P
nRT V /9.247060197
.11815.1853)15.273348(083.03
=⨯
⨯+⨯==
取内回流分子量 M=309 密度 = 0.653
由热平衡得：L L 5.1038100.482850101.48566+⨯=+⨯ 所以，内回流 L=16445.6 kg/h
或16445.6/309=53.22kmol/h （取内回流分子量 M=309） 所以液相总量 L=L /ρ=h m /76.185
.8766
.164453=
气相总量：
8805
.8766
.164451814883=+ h m P
nRT V /98.254740197
.11816.1880)15.273348(083.03=⨯
⨯+⨯==
取内回流分子量 M=283 密度 = 0.651 由热平衡可得
L L 6..1014103.7468081080266+⨯=+⨯
所以，内回流L=269603.17 kg/h
或 269603.17/283=952.66 kmol/h （假定内回流液的分子量为283）
所以液相总量 L=L /ρ=h m /21.3196
.84417
.2696033=
气相总量： 2469283
17
.26960318954021774525188609129229356=++++
h m P
nRT V /05.681480197
.11780.12462)15.273309(083.03=⨯
⨯+⨯==
取内回流分子量 M=256 密度 = 0.651
由热平衡得：L L 2.996107.7435.781107.80666+⨯=+⨯ 所以，内回流 L=293432.70 kh/h
或293432.7/256=1146.4 kmol/h (假定内回流液的分子量为256)
所以液相总量 L=L /ρ=
h m /359.3472
.84470
.293432=
求气相总量：2624256
7
.293432181082021774525188609129229356=++++
h m P
nRT V /2.726320197
.11780.12624)15.273309(083.03=⨯
⨯+⨯==
第29层（轻柴油抽出层）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=237 密度 = 0.647
由热平衡得：L L 5.892107834.644107.80666+⨯=+⨯
所以，内回流 L=65525.9 kh/h
或65525.9/237=276.5 kmol/h (假定内回流液的分子量为237)
所以液相总量 L=L /ρ=
h m /396.775
.8409
.65525=
求气相总量：68.1520237
9
.655251810820188609129229356=++++
h m P
nRT V /3.420920197
.11780.168.1520)15.273309(083.03=⨯
⨯+⨯==
第19层（一中回流出口）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=211 密度 = 0.638
由热平衡得：L L 9.862104.7765.623102.81466+⨯=+⨯ 所以，内回流 L=157894.74 kh/h
或157894/211=748.31 kmol/h (假定内回流液的分子量为211) 所以液相总量 L=L /ρ=
h m /396.1886
.8357
.157894=
求气相总量：
23.1967211
7
.1578941813056188609129229356=+++ h m P
nRT V /8.544520197
.11780.123.1967)15.273309(083.03=⨯
⨯+⨯==
第14层（煤油抽出层）以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=147.5 密度 = 0.652
由热平衡得：L L 3.748103.7946.501102.81466+⨯=+⨯ 所以，内回流 L=80664.78 kh/h
或80664.78/147.5548.74 kmol/h (假定内回流液的分子量为147.5)
所以液相总量 L=L /ρ=
h m /321..1022
.7897
.384677=
求气相总量：15915
.14778
.8066418130569229356=++ h m P
nRT V /12.440470197
.11780.11591)15.273309(083.03=⨯
⨯+⨯==
第 1 层以下塔段的热平衡
取内回流分子量 M=96 密度 = 0.7342 由热平衡得：L L 611102.7852641082066+⨯=+⨯ 所以，内回流 L=100288.18 kh/h
或100288/96=1044.67 kmol/h (假定内回流液的分子量为96)
所以液相总量 L=L /ρ=
h m /360.1362
.73418
.100288=
求气相总量：208996
18
.10028818130569229356=++
h m P
nRT V /93.578250197
.11780.11.2089)15.273309(083.03=⨯
⨯+⨯==
由图可见，在34层板的时候汽液负荷最大，因此取该板作为塔径的计算。

第四章 常压蒸馏塔尺寸计算
4.1 塔径的计算
4.1.1 塔径的初算
以塔内最大负荷来计算塔径
max
12L v
W V =
+⨯⨯
式中： g ─重力加速度, 9.81m/s
Wmax ─允许的最大气体速度, m/s; ρV ─气相密度, kg/m 3; ρL ─液相密度, kg/m 3; H t ─塔板间距, m; V L ─液体体积流率, m 3/s; V v ─气体体积流率, m 3/s; 塔板间距Ht 按塔径选定。

表4-1 浮阀塔板间距Ht 与塔径D 的关系
v 29356609127452510820293432.7 6.4672632.2
M V ρ++++===
844.2/L kg h ρ= Ht = 0.6 m
将以上数据带入式(4-1）,则求得
max 1.37W =
=
4.1.2 计算适宜的气速Wa
K ─安全系数,塔径>0.9m 、Ht>0.5m 时的常压和加压操作的塔,K=0.82, Ks ─系统因数, 可取0.95～1.0,这里取0.98
max W K K W s a ••=0.820.98 1.37 1.10/m s =⨯⨯=
4.1.3 计算气相空间截面积a F
v a a V F W =
72632/3600
18.341.10
=
4.1.4 降液管内流体流速 V d
s m K K V S d /1366.098.082.017.017.0=⨯⨯=•=
当Ht ≤0.75m 时，
)(1098.73V L t S d H K K V ρρ-•⨯=-
37.98100.820.980.1438-=⨯⨯⨯= 按以上两式计算后，选用较小值。

所以， Vd=0.1366m/s
4.1.5 计算降液管面积‘d F
,d d 347.6/3600
0.710.1366
L V F V =
== ,,d 0.110.1118.34 2.017a F F ==⨯=
按以上两式计算取较大值。

所以， ,2d 2.017F m =
4.1.6 塔横截面积的计算F t
d t F F F ，+=a
18.34 2.01720.357t F =+=
785
.0t
C F
D =
5.09C D m =
= 4.1.7 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园整, 得出采用的塔径D,取m D 0.4=。

按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速
2785.0D F =56.120.4785.02=⨯=
72632.2/3600 1.6112.56
V V W F =
== 式中 F ──采用的塔横截面积, m 2; D ──采用的塔直径, m, W ──采用的空塔气速, m/s 。

塔径园整后其降液管面积按下式计算
212.56 2.017 1.2420.357
d d t F F F m F =
⨯=⨯=， 4.2 塔高的计算
(2)d t b f H H n H H H =+-++ 式中 H ──塔高(截线到切线),m; H d ──塔顶空间高(不包括头盖),m; H b ──塔底空间高(不包括头盖),m; H t ──塔板间距,m; H f ──进料段高,m; n ──实际塔板数,块。

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。

根据资料选取m H d 5.1= ,m H b 5.1=, m H t 6.0=,m H f 0.2= 所以，塔高为: 1.5(532)0.6 1.5 2.035.6H m =+-⨯++=
4.3.1 塔板布置
浮阀塔板面积一般可分为五个区域：
1．鼓泡区 塔板上进行汽液两相接触的区域。

2. 溢流区 液体进入和离开塔板的区域，即降液管所占的区域。

3. 破沫区 处于鼓泡区与出口堰之间的部分，在此区域内不布置浮阀，一般出口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离为
)
5.1(950m D mm d >≥。

4. 液体发布区 处于鼓泡区与进口降液管（或进口堰）之间的部分，这部分也不布置浮阀。

进口堰与离它最近一排浮阀中心线的距离i d 可等于0d ，在安装距离足够时，也可以稍小于0d 。

5. 无效区 塔壁与离它最近的浮阀中心线的距离n d ，可根据塔径及塔板安装要求而定。

一般在70～100mm,直径大的塔距离大些。

如距离很大，可沿塔壁装设挡板，以免液体走短路。

挡板高度约为塔板上清液高度的两倍。

4.3.2 浮阀的计算
1.型式
浮阀的型式很多，目前我普遍使用FI 型（即V-I 型），它有结构简单，制造安装方便，节省材料等优点。

同时，FI 型浮阀分重阀和轻阀两种，气重量分别为33克和25克。

由
于塔内气液负荷变化较大而产品质量要求又比较严格，故本设计采用FI 重阀33克。

2.排列
浮阀在塔板上有顺序排列和三角形叉排两种，目前常用三角形叉排型式，故本设计采用常用的三角形叉排。

3.阀孔临界速度
对33克FI 型浮阀，先确定塔板上所有浮阀在全开时阀孔速度（称为临界速度），即：
0.548
0.548
v
72.8
72.8()(
) 3.77/6.46
h c W m s ρ===（
） 4. 开孔率
000000h 1.6110010042.73.77
W W φ=
⨯=⨯=，式中：φ—开孔率，% h W —阀孔气速，m/s 5.阀孔总面积
20000h 12.5642.7 5.36m F F φ=⨯=⨯=
6.浮阀数
对于1F 型，m d h 039.0=
22
5.36
3489()0.785()0.7850.039h h F N d =
==⨯个
4.3.3 溢流堰及降液管的计算
1.液体在塔板上的流动型式
液体在塔板上的流动型式有U 型流，单溢流，双溢流，多溢流及阶梯式流。

根据本设计所求常压塔蒸馏D=4.0m 得知，液体在塔板上的流动型式应采用双溢流。

2.降液管的型式
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。

3.溢流堰 因d 0016.05F
F
=，由《塔的工艺计算》P134的数据可得，得D L )8.0~6.0(~
=，所以，溢流堰长度：m 40.20.46.06.0=⨯==D l （双溢流）；
出口堰长度：m h w 05.0≈
堰上液层高度ow h ，查《塔的工艺计算》P136图5-5。

得出m h ow 043.0=
塔板上液层高度：m h h h ow w l 093.0043.005.0=+=+=。