万吨常压炼油生产工艺设计

毕业设计

题目：

年产100万吨常压炼油生产工艺

设计

姓名：

肖涛 学号： 200902180250

学校： 系别： 年级：

东营职业学院 工业工程系

09级石油化工生产技术3班

完成日期

2018 年 4 月 10 日

1 / 68

目录

1前言3 2选题背景1

2.1研究目的和意义1

2.2 国内外现状、发展趋势及研究的主攻方向1

3方案论证4

3.1方案选择4 3.2工艺原理5

3.3设计方案的确定7

4原油有关性质参数的计算7

4.1常压蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的互换7 4.2恩氏蒸馏数据与平衡汽化温度之间的转换9 4.3平均沸点的计算11

。4.4比重系数API12

4.5 临界温度和临界压力13 4.6焦点温度13

5原油常压塔的工艺计算15 5.1产品切割方案及有关性质15 5.2常压塔的物料平衡15 5.3汽提蒸汽用量16

5.4塔板板型和塔板数16 5.5操作压力的确定17 5.6精馏塔计算草图17

5.7全塔汽液相负荷分布图26 5.8浮阀数及排列方式40 5.9塔板流体力验算41

6塔的机械设计44 6.1按设计压力计算塔体和封头厚度45 6.2自振周期计算47

6.3地震载荷及弯矩计算见表48 6.4 风弯矩计算51

6.5各种载荷引起的走向应力51

6.5筒体和裙座危险截面的强度和稳定性校核52 6.6筒体和去做水压实验校核53

2 / 68

6.7基础环设计55 6.8基础环厚度56 6.9 地脚螺栓设计56 6.10常压塔装配图57

7工艺流程设计60

7.1工艺流程简述60 7.2工艺流程图61

8 总 结64 参考文献64

致 谢错误！未定义书签。

诚信声明……………………………………………………………………………………………….66

附 录61

100万吨/年常压炼油生产工艺设计

1 前言

石油是极其复杂的化合物。原油是由挥发度不同的多种组分构成的液体混合物目前工业上采用的原油蒸馏技术与普通化工装置中采用的精馏技术不同。要从原油中提炼出多种多样的燃料和润滑油产品，基本的途径是：将原油分割成不同沸程的馏分，然后按油品的使用要求，除去这些馏分中的非理想成分，或者经化学转化形成所需要的组分，从而获得一系列的石油产品。基于这个原因，炼油厂必须解决原油的分割和各种石油馏分在加工、精制过程中的分离问题。蒸馏正是一种合适的手

3 / 68

段。它能将液体混合物按其所含组分的沸点和蒸汽压的不同而分离为轻重不同的各种馏分[16]。

正因为这样，几乎在所有的炼油厂中，原油的第一个加工装置就是蒸馏装置，如常压蒸馏等。所谓原油的一次加工，就是指原油蒸馏。借助蒸馏过程，可以将所处理的原油按所制定的产品方案分割成相应的汽油、煤油、轻重柴油及各种润滑油馏分等。这些半成品经过适当的精制和调配便成为合格的产品。在蒸馏装置中，也可以按不同的生产方案，除生产直馏汽油、煤油、柴油馏分外，再分割出一些二次加工过程的原料，如催化裂化原料、加氢裂解原料等等。由于经过蒸馏取得的各种馏分基本上不含胶质、沥青质和其它杂质，故随后的精制过程比较省事，用作二次加工的原料质量也比较高，为原油的深度加工打好基础[16]。

本设计的目的是核算或设计出一套对石油进行初步分离的常压装置。该装置是炼油厂和许多石油化工企业的龙头装置。它的意义在于，通过常压蒸馏对原油的处理，可以按所指定的产品方案将原油分割得到汽油、煤油、轻柴油、重柴油馏分以重油馏分等。可以减少渣油量，提高原油总拔出率。不仅能获得更多的轻质油品，也可为二次加工、三次加工提供更多的原料油。

2 选题背景

2.1 研究目的和意义

当今全球的能源危机原油价格飚升的局面严重的冲击着世界范围炼油的石化生产。我国的两大超大型炼油和石化企业<中国石油和中国石化）不仅需要适应这种全球的原油市场形式也必须要应对严重的政策性亏本燃油的升级换代和越来越高的环保要求等巨大的压力节能降能提高经济效益已经成为企业生存发展的重要手段。

常压蒸馏作为原油的一次加工装置在原油加工总流程中占有重要的作用近年来常减压蒸馏技术和管理经验不断创新装置节能降耗显著产品质量提高。与国外先进水平相比是仍存在较大的差距装置耗能较大分馏和减压拔出深度偏低对含硫原油的适应性较差等。进一步的提高常减压装置的操作水平和运行水平显得日益重要对提高炼油企业的经济效益也具有非常重要的意义。

2.2国内外现状、发展趋势及研究的主攻方向

1 / 68

国内现状

2008年4季度全球金融动荡可能加剧世界经济增速将进一步放缓行业经济运行的外部环境可能继续恶化但石油和化工行业应对风险的能力明显增强。在目前世界经济不太好2008年前三季度我国石油和化工行业经济运行基本保持平稳态势。全行业预计销售收入4.9万亿元同比的情况下国际原油价格已进入惯性下跌的轨道很可能维持在每桶90美元或以下位置。2008年4季度中国石油和化工行业生产仍将保持较为稳定的增长态势。全行业总产值增速可能减缓全年增幅在28%左右；销售收入增长约27%；进出口贸易将继续保持较快的增长态势增幅约为35%；固定资产投资增幅在27%左右；主要化工产品产量增幅在5-20%之间。

2008年四季度考虑到国家可能继续加大成品油价格接轨力度预计炼油行业利润全年增长6%左右。如果国际油价进入下行轨道炼油行业10月份或能走出困境实现扭亏为盈。当前只要认真落实中央的调控政策采取积极的应对措施我们有理由对前景持审慎乐观。统计显示2008年年底至2009年年初国内将有5400余万吨的新建原油加工能力投产如已投产1000万吨的中石化青岛大炼化以及即将投产的1200万吨的中海油惠州炼厂、中石油1000万吨中石油钦州石化等。保守估计至少将会形成每月200余万吨的汽柴油新增产量而在正常情况下2009年国内汽柴油消费能力不会形成每月200余万吨的新增量。因此汽柴油供不应求的失衡状态将结束并可能形成一段时期供大于求的局面。国际方面2005年以来宣布、并将在未来2至7年内完工的160个炼油厂建设工程中如今只有30个将继续推进。全球逾五分之四炼油厂建设工程面临下马。

目前我国已成为世界第三大炼油国我国石化工业将面临不可多得的历史发展机遇振兴石油化工建设支柱产业的初步设想是：第一步到2000年原油加工能力超过2亿t/a乙烯生产能力达到500万t/a左右基本形成支柱产业的框架；第二步到2018年原油加工能力达到3亿t/a以上乙烯生产能力达到800～1000万t/a使我国石化工业有一个更大的发展在技术上达到世界水平。

经过近半个世纪的建设和经营特别是进入80年代以来由于发挥了油化纤的联合优势我国石化工业得到了高速发展为国民经济作出了巨大的贡献。

(1>为市场提供了比较充足的石油和石化产品；

2 / 68

(2>取得了一批重大科技成果； (3>石化科研和设计水平有很大提高。

我国石化工业在生产和技术上虽然取得了长足的进步但和国民经济的发展需要相比和世界先进水平相比还存在着较大的差距主要表现在8个方面。

(1>产品增长率跟不上需要；

(2>质量品种不能适应国内外市场需要； (3>加工成本高；

(4>生产装置多数没有达到经济规模； (5>原料适应能力差； (6>关键部件可靠性差；

(7>装置加工能力过剩开工率较低； (8>企业特色不鲜明产品雷同。

国民经济的持续、快速、健康发展对石化产品的需求日益增加。可以预计石化工业在本世纪末以至2018年都将保持较快的发展速度。国家已经确定要把石化工业建成为国民经济的支柱产业。

当前我国石油化工既有很好的发展机遇也面临着严峻形势的挑战。形势严峻主要表现在两个方面。一是化工产品的价格无论是国内还是国际市场都不象过去那样坚挺呈下滑趋势对企业的销售额和利润影响很大。二是国际间竞争加剧。国外一些大型石化公司在产品上、技术上都纷纷进入我国市场抢占地盘润滑油市场的竞争尤为突出。世界各大石化企业在与我国进行产品竞争的同时还利用名牌、专利等方面的优势正在我国市场上进行知识产权的激烈竞争。过去10年来国外在我国申请的专利已达7万件覆盖了很大的技术领域。世界石油化工科学技术的迅猛发展也对我国现有的一些科技优势构成新的威胁。 发展趋势

面对有限的能源资源人类应该采用理性的做法。应当将石油加工看作是一个在生产过程当中需要消耗大量能源的加工行业要求我们不断的追求最佳的生产工艺参数、最合理的能源利用和最大的经济效益。我国炼油和石油化学加工技术的研究不

3 / 68

仅需要继续加大石油和化工高附加值产品生产新工艺路线投入而且要加强现有生产装置操作水平研究力度。从现有的装置和装备两方面着手开展扩能增效、节能降耗、实现安稳长满优生产的挖潜改造的研究工作。原油蒸馏是石油炼厂中能耗最大的装置近年来采用化工系统工程规划方法使热量利用更为合理。此外利用计算机控制加热炉燃烧时的空气用量以及回收利用烟气余热可使装置能耗显著降。

3 方案论证

3.1 方案选择

一个炼油生产装置有各种工艺设备<如加热炉、塔、反应器）及机泵等它们是为完成一定的生产任务按照一定的工艺技术要求和原料的加工流向互相联系在一起即构成一定的工艺流程。一个工艺装置的好坏不仅取决于各种设备性能而且与采用的工艺流程合理程度有很大关系。最简单的原有蒸馏方式是一段汽化常压蒸馏工艺流程所谓一段汽化指的是缘由经过一次的加热-汽化-冷凝完成了将原油分隔为符合一定要求溜出物的加工过程。原油通过常减压蒸馏一般可得到350~370˚C以前的几个轻馏分可用作汽油、煤油<航空或灯用）柴油等产品也可分别作为重整、化工<如轻油裂解）等装置的原料。蒸余的塔低重油可作钢铁或其他工业的燃料；在某些特定情况下也可做催化裂化或加氢裂化装置的原料。我国的主要原油轻质馏分含量低若采用上述工艺流程则有相当数量<25%~30%左右）的 350~500˚C中间馏分未能合理利用它们是很多的二次加工原料又能从中生产国民经济所必需的各种润滑油、蜡、沥青的原料。因此最常采用的是二段汽化<常压蒸馏-减压蒸馏）或三段汽化蒸馏<预汽化-常压蒸馏-减压蒸馏）。

国内大型炼油厂的原油蒸馏装置多采用典型的三段汽化常减压蒸馏流程。原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水脱盐后原油换热到230~240˚C进初镏塔<又称预汽化塔）。塔顶出轻油馏分或重整原料。塔低为拔头原油经常压炉加热到360~370˚C进入常压分馏塔塔顶出汽油。侧线自上而下分别出煤油、柴油以及其它油料常压部分大体可以到相当于原油实沸点镏出温度约为360˚C的产品。它是装置的主塔主要产品从这里得到因此其质量和收率在生产控制上都应给与足够的重视。除了用增减回流量及各侧线镏出量以控制塔的各处温度外通常各侧线处设有汽提塔用吹入水蒸气或采用“热重沸”<加热油品使之汽化）的方法调节产品的质量。常压

4 / 68

部分拨出率高低不仅关系到该塔产品质量与收率而且也影响减压部分的负荷以及整个装置生产效率的提高。除塔顶冷回流外常压塔通常还设置2~3个中段回流。塔低用水蒸气汽提塔低重油<或称常压渣油）用泵抽出送减压部分。常压塔低油经减压炉加热到405~410˚C送减压塔。

从原油的处理过程来看上述常减压蒸馏装置分为原油的初馏<预汽化）、常压蒸馏和减压蒸馏三部分油料在每一部分都经历一次加热-汽化-冷凝过程故称之为“三段汽化”如从过程的原理来看实际上只是常压蒸馏和减压蒸馏两部分二常压蒸馏部分可采用单塔<仅用一个常压塔）流程或者用双塔<用初馏塔和常压塔）流程。 塔器设备在炼油、化工、制药等过程工业中占有重要地位其性能的优劣、技术水平的高低将直接影响产品的产量、质量、回收率经济效益等各个方面。因此研究和使用新型的塔器设备对于强化气、液两相传质过程以及工业生产具有得要的意义。

在炼油厂中二元精馏是罕见的经常遇到的是多组分混合物的分馏即多元精馏。石油精馏是复杂系精馏的主要代表石油精馏和简单的二元、多元精馏相比有其明显的独特之处。首先石油作为复杂混合物其组成迄今无法完全准确测定。因此它不能应用二元和多元精馏的计算方法。其次石油精馏的产品多为石油馏分而非高纯度的单体烃类产品故其分馏精度的要求不如一般化工产品的精馏那么高。又因现在大型炼油厂的年处理量动辄以数百万至千万吨计要求石油精馏塔相应地有巨大的生产能力因而其技术经济指标更具有突出的意义。再者炼油厂的产品数量上绝大部分是做燃料的其价格远比通常的化工产品低廉这就规定炼油厂的生产工艺必须尽可能的降低生产成本。最后然而也是最重要的一点就是大型石油蒸馏装置中的存油量常以百吨计显而易见对于生产过程的安全可靠性有着严格的要求。所有这一切为石油精馏规定了一系列的特点。石油精馏毕竟还是一个精馏过程精馏的基本原理和规律对它无列外的适用。因此应该以汽-液平衡和精馏理论基本规律作指导来分析石油精馏过程。

3.2 工艺原理

原油常压精馏塔是常减压蒸馏装置的的重要组成部分在讨论常压精馏塔之前先对减压蒸馏装置的工艺流程作一简要的介绍。所谓工艺流程就是一个生产装置的设备机泵、工艺管线和控制仪表按生产的内在联系而形成的有机组合。有时为了简单

5 / 68

明了起见在图中只列主要设备、机泵和主要的生产工艺管线这就称为原理流程图。

图1是典型的原油常减压蒸馏的原理流程图它是以精馏塔和加热炉为主体而组成的所谓管式蒸馏装置。经过脱盐、脱水的原理由泵输送经一系列换热器与温度较高的蒸馏产品换热再经管式加热炉加热至370˚C左右此时原油一部分已汽化油气和未汽化的的油一起经过转油线进入一个精馏塔。此塔在接近大气压力之下操作故称常压<精馏）塔相应的加热炉就称为常压<加热）炉。原油在常压塔里进行精馏从塔顶溜出汽油馏分或重整原料油从塔侧煤油和轻、重柴油等侧线馏分。塔底产物称为常压重油一般是原油重沸点高于350˚C的重组分。

图1常压炼油工艺简图

前面讨论了精馏过程现在来讨论实现此过程的主要设备——精馏塔。石油精馏塔的根本特点是：它处理的是一种复杂的混合物——石油生产的也是复杂的混合物——各种石油馏分。

精馏塔的种类很多其主要有板式塔和填料塔这里主要介绍板式塔板式塔是一种应用极为广泛的气液传质设备它由一个通常呈圆柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干块踏板所组成。而填料塔的结构相对简单一些其塔体为一圆筒筒内堆放一定高度的填料。操作时液体自塔上部进入通过液体分布器均匀喷洒在塔界面上在填料表面呈膜状流下。

6 / 68

对于许多逆流气液接触过程填料塔和板式塔都可适用。设计者必须根据具体的情况进行选。填料塔和板式塔有许多不同点：

<1）填料塔操作范围较小特别是对于液体负荷的变化更为敏感。当液体负荷较小时填料表面不能很好地润湿传质效果急剧下降；当液体负荷过大时则容易产生液泛。设计较好的板式塔则具有大得多的操作范围。

<2）填料塔不宜于处理易聚合或固体悬浮物的无聊而某些板式塔<如大孔径筛板、泡罩塔等）则可以有效地处理这种物系。另外板式塔的清洗亦比填料塔方便。 <3）当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时填料塔因涉及液体分布问题而使结构复杂化板式塔可方便地在塔板上安装冷却管。同理当有侧线出料时填料塔也不如板式塔方便。

3.3 设计方案的确定

根据上述介绍以及石油精馏的特点我们应选用板式塔作为石油精馏的常压塔比较合理

4 原油有关性质参数的计算

胜利油田原油原始数据见表4-1[1]：

表4-1 胜利油田原油的一般性质

产品 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 实沸点沸程℃ ～154.8 131.6～258 220.9～339.2 274.9～409.3 312.5～ 密度 恩氏蒸馏馏出温度℃ 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 34 60 81 179 267 328 96 194 274 341 109 208 283 350 120 225 296 368 141 239 306 376 ρ20 0.7037 0.7994 159 171 0.8265 239 258 0.8484 289 316 0.9416 344 4.1常压蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的互换

这种互换可以利用《石油炼制工程》中的图Ⅱ-1-10和图Ⅱ-1-11这两张图使用于特性因数K=11.8沸点低于427℃的油品。换算时凡恩氏蒸馏温度高出246℃者考虑到裂化的影响须用下式进行温度校正。logD=0.00852-1.436 (式中D校正值加到t上>

7 / 68

(1>轻柴油的常压恩氏蒸馏数据见下表4-2：

表4-2轻柴油的常压恩氏蒸馏数据

溜出%表4-3 校正恩氏蒸馏数据

溜出%所以实沸点蒸馏50%点=278.4+12.4=290.8℃

② 用图Ⅱ-1-11查得实沸点蒸馏曲线各段温差见表4-4：

表4-4实沸点蒸馏曲线温差

曲线线段 0～10% 10～30% 30～50% 50～70% 70～90% 90～100% 恩氏蒸馏温差℃ 22.2 9.6 7.6 9.9 14.5 11.4 实沸点蒸馏温差℃ 38 18.9 13 13.4 18.6 13 ③ 由实沸点蒸馏50%点<290.8℃）推算出其他各点温度 实沸点蒸馏30%点=290.8-13=277.8℃ 10%点=277.8-18.9=258.9℃ 0%点=258.9-38=220.9℃ 70%点=290.8+13.4=304.2℃ 90%点=304.2+18.6=322.8℃

8 / 68

100%点=322.8+13=335.8℃ 同上可以得到其他馏分实沸点蒸馏温度 ⑵汽油馏分的实沸点蒸馏数据见下表4-5：

表4-5汽油馏分的实沸点蒸馏数据

溜出%体 温度℃ 0 -11 10 31.2 30 66 50 90 70 129 90 107 100 145.8 (2>煤油的实沸点蒸馏数据见下表4-6：

表4-6煤油馏分的实沸点蒸馏数据

溜出%重柴油的实沸点蒸馏数据见下表4-7：

表4-7重柴油馏分的实沸点蒸馏数据

溜出%这类换算可借助与Ⅱ-1-13和Ⅱ-1-14来进行。计算方法与恩氏蒸馏数据与实沸点蒸馏数据换算类似只是换算时要用到恩氏蒸馏曲线10～70%的斜率。 (1>轻柴油馏分的常压恩氏蒸馏数据见下表4-8：

表4-8轻柴油馏分的常压恩氏蒸馏数据

溜出%①按《石油炼制工程》中的Ⅱ-1-13换算50%点温度

恩氏蒸馏10～70%的斜率=<288.3-261.2）/<70-10）=0.45℃/% 由图查得

9 / 68

平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=9.5℃ 平衡汽化温度50%点=278.4+9.5=287.9℃ ②由图Ⅱ-1-14查的平衡汽化温差见表4-9

表4-9平衡汽化温差

曲线线段 0～10% 10～30% 30～50% 50～70% 70～90% 90～100%

③由50%点及各段温差推算平衡汽化曲线的各点温度。

恩氏蒸馏温差℃ 22.2 9.6 7.6 9.9 14.5 11.4 实沸点蒸馏温差℃ 9.4 5.0 3.8 4.5 6.2 3.2 30%点=287.9-3.8=284.1℃

10%点=284.1-5.0=279.1℃ 0%点=279.1-9.4=269.7℃ 70%点=287.9+4.5=292.4℃ 90%点=292.4+6.2=298.6℃ 100%点=298.6+3.2=301.8℃ 同上可以计算出其它馏分的平衡汽化温度 (2>汽油的平衡汽化温度见下表4-10：

表4-10汽油的平衡汽化温度

溜出%体 温度℃ 0 51.2 10 62.4 30 74.6 50 82 70 88 90 95.8 100 100.2 (3>煤油的平衡汽化温度见下表4-11：

表4-11煤油的平衡汽化温度

10 / 68

溜出%体 温度℃ 0 174.9 10 179.9 30 183.3 50 191 70 197.2 90 204.4 100 208.4 (4>重柴油的平衡汽化温度见下表4-12：

表4-12重柴油的平衡汽化温度

溜出%体 温度℃ 0 358.5 10 374.3 30 383.5 50 393.5 70 400.3 90 416.3 100 472.7 4.3平均沸点的计算

<1）体积平均沸点tv

汽油 tv ＝(t10t30t50t70t90)/5=<60+81+96+109+126）/5= 94.4℃ 煤油 tv ＝(t10t30t50t70t90)/5=<171+179+194+208+225）/5=195.4℃ 轻柴油 tv ＝(t10t30t50t70t90)/5=<258+267+274+283+296）/5=275.6℃ 重柴油 tv ＝(t10t30t50t70t90)/5=<316+328+341+350+368）/5=342.8℃ <2） 恩氏蒸馏10%～90%馏分的曲线斜率

汽 油 S ＝<90%馏出温度－10%馏出温度）/<90－10）＝0.825

同理有：

煤 油 S ＝<225－171）/<90－10）＝ 0.675 轻柴油 S ＝<296－258）/<90－10）＝ 0.475 重柴油 S ＝<368－316）/<90－10）＝ 0.65

(3>立方平均沸点tw

根据tw和S由《石油炼制工程》图Ⅰ－2－7查得的校正值见下表4-13。

表4-13立方平均沸点

名称 汽 油 煤 油 轻柴油 重柴油 tv℃ 94.4 195.4 275.6 342.8 S 0.825 0.675 0.475 0.65 tc校正值℃ tc ＝ tv ＋ tc校正值℃ 92.2 194.2 274.8 341.7 －2.2 －1.2 －0.8 －1.1 同上

11 / 68

(4>质量平均沸点tm见下表4-14：

表4-14质量平均沸点

名称 汽 油 煤 油 轻柴油 重柴油 tv℃ 94.4 195.4 275.6 342.8 S 0.825 0.675 0.475 0.65 tc校正值℃ 2.2 1.2 0.6 0.4 tm ＝ tv ＋ tc校正值℃ 96.6 196.6 276.2 343.2 (5>中平均沸点tme见下表4-15：

表3-15中平均沸点

名称 汽 油 煤 油 轻柴油 重柴油 tv℃ 94.4 195.4 275.6 342.8 S 0.825 0.675 0.475 0.65 tc校正值℃ tme＝ tv ＋ tc校正值℃ 89.4 191.7 274.8 341.2 －5 －3.8 －1.8 －1.6 (6>实分子平均沸点见下表4-16：

表4-16实分子平均沸点

名称 汽 油 煤 油 轻柴油 重柴油

tv℃

94.4 195.4 275.6 342.8

。S 0.825 0.675 0.475 0.65

tc校正值℃

tm ＝ tv ＋ tc校正值℃

87.2 189.6 271.8 340

－7.2 －5.8 －3.8 －2.8

4.4比重系数API

t水在4℃时的密度为1000kg/m3,所以常以水作为基准d4表示t℃的油品与4℃20水的密度之比在数值上等于该液体在t℃的密度则有：20d4

2015.6根据《石油炼制工程》表I-2-4得比重d15与的换算值d4.6查得各馏分的密度校正值见表4-17

表4-17各馏分的密度校正值

名称 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 △d 0.00557 0.004456 0.0264 0.0965 0.00504 2015.6d15.6=d4+△d 15.6API141.5/d15.5 .61310.7037+0.00557=0.70927 0.7994+0.004456=0.79494 0.8265+0.026423=0.852923 0.8414+0.09652=0.945224 0.9416+0.005043=0.9266 68.1 44.5 34.4 18.2 32 12 / 68

特性因数K和平均相对分子质量M由比重指数API。和中平均沸点tme根据《石油炼制工程》图I-2-10查得结果见表4-18：

表4-18各馏分比重

12.27 11.74 11.97 12.1 11.9 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 95 152 218 290 4.5临界温度和临界压力

(1>临界温度

15.615.6查《石油炼制工程》图I-2-26由d15.6和tw得真临界温度Tc；由d15.6 和tw得假

[1]

临界温度Tc见表4-19

表4-19各馏分临界温度

名称 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 d15.6 0.70927 0.79494 0.852923 0.945224 tw/℃ 96.6 196.6 276.2 343.2 Tc/K 540 654 740 818 tm/℃ 87.2 189.6 271.8 340 Tc/ K 530 645 730 812 (2>临界压力

根据《石油炼制工程》1988版图I-2-28由d15.6和tme查得假临界压力Pc 根据《石油炼制工程》2000版图3-12由Pc和Tc/Tc查得真临界压力PC

表4-20临界压力

名称 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 d15.6 0.70927 0.79494 0.852923 0.945224 tme/℃ 89.4 191.7 274.8 341.2 Pc/MPa 2.7 2.3 1.97 1.8 Tc/Tc 1.01 1.014 1.013 1.009 PC/MPa 3.60 2.72 2.05 1.58 4.6 焦点温度

13 / 68

由恩氏蒸馏10%～90%馏分的曲线斜率S和体积平均沸点tv根据《石油炼制工程》图II-1-41查得焦点温度-临界温度从而求得焦点温度见表4-21。

表4-21各馏分焦点温度

名称 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 S 0.825 0.675 0.475 0.65 [1]

tv/℃ 94.4 195.4 275.6 342.8 焦点温度 328.5 413.4 475.2 529.6 焦点压力

由恩氏蒸馏10%～90%馏分的曲线斜率S和体积平均沸点tv根据《石油炼制工程》图II-1-42查得焦点温度-临界温度从而求得焦点压力

表4-22各馏分焦点压力

名称 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 S 0.825 0.675 0.475 0.65 [1]

见表4-22。

tv/℃ 94.4 195.4 275.6 342.8 焦点压力-临界压力/MPa 12.8×0.101 8.8×0.101 4.4×0.101 1.9×0.101 焦点压力/MPa 5.91 3.26 2.17 1.89 计算结果汇总见表4-23和表4-24

表4-23馏分平衡汽化温度表 平衡汽化温度/℃ 油品 0% 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 51.2 174.9 220.9 358.5 10% 62.4 179.9 258.9 374.3 30% 74.6 183.3 277.8 383.5 50% 82 191 290.8 393.5 70% 88 197.2 304.2 400.3 90% 95.8 204.4 322.8 416.3 100% 100.2 208.4 335.8 472.7 14 / 68

表4-24油品的有关性质参数 油品 密度 g/cm3 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.8602 比重指数 特性因数 分子量 API° K M 59.9 46.4 36.0 35.1 21.7 26.8 11.9 11.8 11.6 12.1 11.9 11.8 95 152 218 290 临界参数 温度℃ 267.5 383.4 461.6 516.6 压力MPa 33.4 25 18.4 16.2 焦点参数 温 压力度MPa ℃ 328.5 413.4 475.2 529.6 59.1 32.6 21.7 18.9 重整原料 航空煤油 轻柴油 重柴油 重油 原油 5 原油常压塔的工艺计算

可以根据产品的馏分组成和原油的实沸点蒸馏曲线来确定馏分的分割温度。相

hh邻两个产品是相互重叠的即实沸点蒸馏t0–t100是负值。通常相邻两个馏分的切割hh温度就在这个重叠值的一半之处因此可取t0–t100之间的中间温度作为这两个馏分

之间的分割温度。由馏分的实沸点曲线可以确定馏分的产率此次设计采用的是胜利油田原油的基本性质按每年开工330天计算不考虑损失。

5.1产品切割方案及有关性质

产品的切割方案[1]

表5-1产品的切割方案

收率% 产品 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 实沸点切割℃ 145 239.6 301.6 360 实沸点沸程 体积 ～154.8 131.6～258 220.9～339.2 274.9～409.3 312.5～ 重量 3.51 6.67 6.91 9.64 73.27 4.3 7.2 7.2 9.8 71.5 5.2常压塔的物料平衡

15 / 68

物料衡算见表5-2

5-2物料衡算 产量 V% W% 100 3.51 6.67 6.91 9.64 73.27 104t/a 250 8.77 16.69 17.30 24.14 183.14 t/d 7576 266 505 524 730 5551 kg/h 315700 11100 21040 21800 30400 231360 kmol/h 117 139 100 105 名 称 100 4.3 7.2 7.2 9.8 71.5 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 汽油 5.3汽提蒸汽用量

侧线产品及塔底重油都用过热蒸汽汽提使用的是温度420℃、压力2.94巴的过热水蒸汽。参考图Ⅱ-2-20和表Ⅱ-2-7取汽提水蒸气量见表5-3【1】

5-3汽提水蒸汽用量 油品 一线煤油 二线轻柴油 三线重柴油 塔底重油 合计 %<重对油） 3 3 2.8 2 公斤/时 631 654 851 4627 6763 千摩/时 35.0 36.3 47.3 257 375.6 5.4塔板板型和塔板数

选用浮阀塔板[1]

参照《石油炼制工程》表II-4-3和II-4-4选定塔板数如下：

重整原料——航空煤油段 9层 航空煤油——轻柴油段 6层 轻柴油——重柴油段 6层 重柴油——汽化段 3层

16 / 68

塔底汽提段 4层

考虑采用两个中段回流每个用3层换热塔板共6层。全塔总计34层。

5.5操作压力的确定

去塔顶产品罐压力为0.13MPa。塔顶采用两级冷凝冷却流程。取塔顶空冷器压力降为0.01 MPa使用一个管壳式后冷器壳程压力降取0.017 MPa。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0.005 MPa,推算常压塔各关键部位压力分别为：<单位为MPa）

塔顶压力 0.157

一线抽出板<第9层）上压力 0.161 二线抽出板<第18层）上压力 0.1655 三线抽出板<第27层）上压力 0.170 汽化段<第30层下）压力 0.172

取转油线压力降为0.035 MPa则：

加热炉出口压力=0.1720.0350.207MPa

[1]

5.6精馏塔计算草图

将所需要计算的常压塔塔体、塔板、进料及产品进出口、中段循环回流位置、汽提点、侧线等数据绘成草图见下图所示。

17 / 68

在以后的计算各个塔板的物热平衡时，计算中都有相应的图形，标注有进料量、各段温度、压力、汽提蒸汽、各侧线产品的产量等相应的物量，以便于计算和核对各量。

5.6.1汽化段温度

(1>汽化段中进料气化率与过汽化度

取过汽化度为进料的2%<重）或2.03%<体）即过汽化量为6314公斤/时。 要求进料在汽化段中的汽化率eF为 eF=4.3+7.7+7.2+9.8+2.03>%=30.53% (2>汽化段油气分压

汽化段中各物料的流量如下：

汽油 117千摩/时 煤油 139 轻柴油 100 重柴油 105 过汽化油 21 油气量合计 482

其中过汽化油的分子量取300。 还有水蒸气257千摩/时 由此计算得汽化段的油气分压为 1.72×482/<482+257）=1.12大气压 (3>汽化段温度的初步求定

汽化段温度应该是在汽化段油气分压在1.12大气压之下的企划30.53%(体>温度。为此需要作出在1.12大气压下的原油平衡汽化曲线见图中的曲线4。

在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法作出原油的P-T-e相图的情况下曲线4可以用以下的简化方法求定：由图可以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291℃。利用烃类与石油的窄馏分的蒸汽图将此交点温度

18 / 68

291℃换算为1.12大气压下的温度得299℃。从此交点作垂直于横坐标的直线A在A线上找到299℃之点过此点作平行于原油常压平衡曲线2的线4即原油在1.12大气压下的平衡曲线。用曲线4可以查得当30.53%<体）时的温度为353.5℃此即欲求的汽化段温度tF。

此tF是由相平衡关系求得还需要对它进行校核。 (4>tF的校核

校核的主要目的是看由tF要求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口温度。 图4

当气化率为30.53%<体）tF=353.5℃时进料在汽化段中的焓值hF计算如表。 ① 汽油在353.5℃时特性因数12.27时相对密度为0.7037时的汽相焓的计算方法如下：

由《石油炼制工程》第三版图3-17中可查得： 汽油在353.5℃密度为0.7037时的汽相焓为280kcal 气体的焓对k的校正值为-0.2 气体的焓对压力的校正值为可忽略

汽油在353.5℃时特性因数12.27时相对密度为0.7037时的汽相焓为hF=280kcal=1170.4KJ

同理可以计算出原油中其他馏分完全汽化时的焓值见下表5-4：

表5-4 进料带入汽化段的热量QF重油 合计 878.6 878.6×231360=203.3×10 QF=306.04×10 66 所以 hF=306.04×106/315700=969.4千焦/公斤

再求出原油在加热炉出口的条件下的焓h0。按前面的方法作出在原油在炉出口压力2.07大气压下的平衡曲线3.这里忽略了 原油中的水分若原油中含有水则应当作炉出口处油气分压下的平衡汽化曲线。应考虑到生产航空煤油限定炉出口温度不超过360℃.曲线3可读在360℃成都气化率为25.5%(体>。显然e0＜ef,即在炉出口条件下过汽化油和部分重油处于液相。

重柴油中未汽化的部分为3.06%×30400=9306公斤/时 据此可算出进料在炉出口条件下的焓值h0。

各馏分在P=2.07大气压t=360℃下的焓值计算方法同上，携带的热量见下表5-5

5-5进料在大炉出口处携带的热量取塔底温度比汽化段温度低7℃。则： 塔底温度=353.5－7=346.5℃ (1>假设塔顶及各侧线温度见表5-6：

5-6塔顶及各侧线温度

塔顶温度 107℃ 20 / 68

煤油抽出板<第9层）温度 轻柴油抽出板<第18层）温度 重柴油抽出板<第27层）温度 180℃ 256℃ 315℃ (2>全塔的热平衡见表5-7

5-7 全塔热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.8604 0.7037 0.7994 0.8625 0.8484 0.9416 压力 kPa 1.72 1.57 1.61 1.66 1.70 1.75 1.57 6焓kJ/kg 气相 液相 热量KJ/h 温度 ℃ 353.5 107℃ 180℃ 256℃ 315℃ 346.5 107 6进料 315700 6763 322463 11100 21040 21800 30400 231360 6763 322463 982 3316 606 2700 434.7 635.4 815.1 306.04×10 22.43×10 324.05×10 6.73×10 9.15×10 13.85×10 24.78×10 6666666入方所以全塔的回流热Q=<328.47－271.02）×10=57.45×10 <3）回流方式及回流分配

塔顶采用二级冷凝冷却流程塔顶回流温度定为60℃.采用两个中段回流第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间<第11～13层）第二个位于轻柴油与重柴油之间<第20～22层）。 回流分配如下

塔顶回流取热50%Q0=28.73×10千焦/时

第一中段回流取热20% Qci=11.49×10千焦/时 第二段回流热取30% Qc2=17.24×10千焦/时 <4）侧线及塔顶温度的校核

① 重柴油抽出板<第27层）温度见表5-8，热平衡图见图1

21 / 68

666 气提蒸气 合计 汽油 煤油 轻柴油 出 方 重柴油 重油 水蒸气 合计 6856.9 198.25×10 18.26×10 271.02×10 665-8 第27层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 压力 大气压 进料 315700 4627 L 320327+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 320327+L 0.846 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.846 2.98 1.70 1.70 1.70 1.70 1.70 1.72 1.70 1.70 温度 ℃ 420 308.5 315 315 315 315 346.5 1025 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 10 306.62 61097.96 3316 1071 1046 1037 3107 1025 794 824.2 861.9 入方气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 15.34 794L 321.38+794L 7.97 12.63 16.32 24.07 291.28 21.74 1025L 295.35+1025L

由热平衡：

295.35+1025L=321.38+794L

所以内回流L=112684公斤/时或112684/282=399.6千摩/时重柴油抽出板上方汽相总量为： (117+139+100+399.9+257>=1012 重柴油蒸汽<即内回流）分压为：

1.70×399.6/1012.6=0.671大气压由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.671大气压下的平衡汽化0%点温度。可以用《石油炼

出 重柴油 重油 水蒸气 内回 合计 方22 / 68

制工程》图Ⅱ-1-24先换算出常压下平衡汽化数据。 恩氏蒸馏温度℃ 0% 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温差℃ 289 316 328 341 恩氏蒸馏温差℃ 27 12 13 平衡汽化温差℃ 16 9.2 10 常压平衡汽化温度℃ 393.5

0.671大气压下50%点的平衡汽化温度为354℃

所以0.671大气压下重柴油的泡点温度为<354－16－10－9.2）=318.8℃与原假设315℃很接近可认为假设温度正确。

② 第18层以下塔段的热平衡见表5-9，塔平衡图见图2

5-9 第18层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.845 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.845 压力 大气压 进料 315700 5478 L 321178+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 321178+L 2.98 1.66 1.66 1.66 1.66 1.70 1.72 1.66 1.66 温度 ℃ 420 247.6 256 256 256 315 346.5 256 256 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 10 306.62 61097.96 3316 919.6 882.8 2980 878.6 623 636 824.2 861.9 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸气 内回 中回流 合计 15.34 623L 321.38+L 10.21 18.58 19.3 25.06 199.4 13.78 878.6L 17.24 方出 方23 / 68

入方合计：321.96×10+623L 出方合计：303.57+878.6L 故由热平衡得：

321.96×10+623L=303.57+878.6L L=71948kg/h或71948/210=342千摩/时

轻柴油抽出板上方汽相总量为： <117+139+342+257）=855 轻柴油蒸汽<即内回流）分压为： 1.66×342/855=0.661大气压 由轻柴油常压恩氏蒸馏数据换算0.661大气下平衡汽化0%点温度。

恩氏蒸馏温度℃ 0% 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温差℃ 239 261.2 270.8 278.4 恩氏蒸馏温差℃ 22.2 9.6 7.6 平衡汽化温差℃ 9.4 5.0 3.9 常压平衡汽化温度℃ 287.5

可以用《石油炼制工程》图Ⅱ-1-24先换算出常压下平衡汽化数据 0.661大气压下50%点的平衡汽化温度为270℃

所以0.661大气压下重柴油的泡点温度为<270－9.4－3.9－5.0）=251.7℃与原假设256℃很接近可认为假设温度正确。 第9层塔板热平衡见表5-10，塔热平衡见图3

5-10第9层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.7894 压力 大气压 进料 315700 6132 L 2.98 1.61 温度 ℃ 420 172 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 6610 306.62 61097.96 3316 418.6 入 方气提 蒸气 内回 20.33 418.6L 24 / 68

合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸气 内回 中回流 合计 321178+L 11100 21040 21800 30400 231360 6132 L 321178+L 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.7894 1.61 1.61 1.66 1.70 1.72 1.61 1.61 180 180 256 315 346.5 180 180 919.6 882.8 2819 878.6 636 824.2 861.9 732 8.27 15.14 14.23 25.06 199.4 17.28 732L 17.24+11.49 出方

入方合计：326.96×10+418.6L 出方合计：308.11+732L

由热平衡得: 326.96×10+418.6L=308.11+732L

L=60147kg/h或60147/146=412

千摩/时

煤油抽出板上方汽相总量为： <117+139+412+257）=925 煤油蒸汽<即内回流）分压为： 1.61×412/925=0.717大气压

由煤油常压恩氏蒸馏数据换算0.717大气压下的平衡汽化0%点温度。

恩氏蒸馏温度℃ 0% 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温差℃ 159171179194 恩氏蒸馏温差℃ 12815 平衡汽化温差℃ 54 7.7 常压平衡汽化温度℃ 191

可以用《石油炼制工程》图Ⅱ-1-24先换算出常压下平衡汽化数据 0.717大气压下50%点的平衡汽化温度为189℃

25 / 68

66所以0.661大气压下重柴油的泡点温度为<189－5－4－9.9）=170.9℃与原假设180℃很接近可认为假设温度正确。 ③ 塔顶温度校核

塔顶冷回流的温度为60℃其焓值h为163.3kJ/kg 塔顶温度为107℃汽油的焓值为h，606.8 kJ/kg 故塔顶冷回流流量为：L=Q/L=26.19×10/<606.8－163.3）=59069kg/时 塔顶油汽量为<11100+59069）/95=738.6

塔顶油汽分压为：1.57×375.7/<375.7+738.6）=1.04大气压

由恩氏蒸馏数据换算得汽油常压露点温度为100.2℃.已知焦点温度和压力一次为328.5℃和59.1大气压据此可在平衡汽化坐标纸上做出平衡汽化100%点的P-t线如附录图1。由该图可读得油汽分压在1.04大气压的露点温度为102.2℃。这低于塔顶温度108℃。0.43大气压的饱和水蒸汽温度为77℃这低于塔顶温度108℃故水蒸气处于过热状态不会冷凝。

65.7全塔汽液相负荷分布图

选择塔内几个有代表性的部位求出各段汽液相负荷就可以做出全塔汽液相负荷分布图。这里主要计算1、8、9、10、13、17、18、19、22、26、27、30 第30层塔板以下热平衡见表5-11

表5-11 第30层以下塔段的热平衡

操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 压力 大气压 进料 315700 4624 320327+L 11100 21040 21800 0.910 0.7037 0.7994 0.8265 2.98 1.715 1.715 1.715 1.715 温度 ℃ 420 324 328.5 328.5 328.5 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 10 306.62 61097.96 3316 1108.8 1092 861.9 882.8 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 15.34 882.8L 18.31 22.98 18.79 方出 方26 / 68

重柴油 重油 水蒸气 内回 合计 30400 231360 4627 L 320327+L 660.8484 0.9416 0.846 1.715 1.72 328.5 346.5 3160 1079 807 861.9 24.55 199.4 14.6 1079L 入方合计：321.96×10+882.8L 出方合计：298.63×10+1079L

故由热平衡得:321.96×10+882.8L=298.63×10+1079L

L=118909kg/h=410kmol/h

液相负荷L=118909/910=130.6m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<117+139+100+105+410）×8.31×<346.5+273）/<0.1715×1000） =26114m3/h

第1层以下塔段的热平衡见表5-12

5-12 第1层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.7123 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.7123 压力 大气压 进料 315700 6132 L 321832+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 2.98 1.57 1.57 1.61 1.70 1.72 1.75 1.57 1.57 温度 ℃ 420 116 116 180 256 315 346.5 116 116 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 6610 306.62 61097.96 3316 627.5 627 292.9 443.5 652.7 824.2 861.9 2702 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 20.33 292.9L 6.97 9.33 14.23 25.06 199.4 12.5 627L 11.49+17.24 方出 重柴油 重油 水蒸气 内回 中回流 方27 / 68

合计 321832+L

入方合计：326.95×10+292.9L 出方合计：296.22×10+627L

故由热平衡得:326.95×10+292.9L=296.22×10+627L L=91979kg/h=968.1kmol/h 液相负荷L=91979/712.3+130.6=260m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<375.6+117+968.1）×8.31×<116+273）/0.157×1000 =30075 m3/h

第8层以下塔段的热平衡见表5-13

5-13 第8层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 压力 大气压 进料 315700 6763 L 322463+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 322463+L 0.7810 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.7810 2.98 1.605 1.605 1.61 1.66 1.70 1.72 1.72 温度 ℃ 420 162 174.5 180 256 315 346.5 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 666610 306.62 61097.96 3316 736.4 2773 686 439 447.7 652.7 824.2 861.9 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 22.43 439L 8.17 9.76 14.23 25.06 199.4 686L 11.49 17.24 方出 重油 水蒸气 内回 一回流 二回流 合计 方

28 / 68

入方合计：329.07×10+439L 出方合计：304.1×10+686L 故由热平衡得：

329.07×10+439L=304.1×10+686L

L=101012kg/h=664.5kmol/h

液相负荷L=101012/781+130.6=260m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<375.6+117+664.5

×8.31×<162+273）/<0.172×1000） =24320 m3/h

第10层以下塔段的热平衡见表5-14

5-14第10层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 压力 大气压 进料 315700 6132 L 321832+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 321832+L 0.7994 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.7994 2.98 1.615 1.615 1.615 1.66 1.70 1.72 1.615 1.615 温度 ℃ 420 180 188.5 188.5 256 315 346.5 346.5 188.5 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 6666）

10 306.62 61097.96 3316 769.86 736.38 2801 740.5 452 652.7 824.2 861.9 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸气 内回 中回流 合计 20.33 452L 8.55 15.49 14.23 25.06 199.4 17.1 740.5L 11.49+17.24 方出 方29 / 68

入方合计：326.95×10+452L 出方合计：308.22×10+740.5L

故由热平衡得: 326.95×10+452L= 308.22×10+740.5L L=63676kg/h=419kmol/h 液相负荷L=63676/799.4+130.6=210m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<340.6+117+139+419）×8.31×<188.5+273）/<0.1615×1000） =24091 m3/h

第13层以下塔段的热平衡见表5-15，塔热平衡图见图5

5-15第13层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.8087 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.8087 压力 大气压 进料 315700 6132 L 321832+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 321832+L 2.98 1.63 1.63 1.63 1.66 1.70 1.72 1.63 1.63 温度 ℃ 420 205.3 212 212 256 315 346.5 212 212 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 666610 306.62 61097.96 3316 824.2 799.1 2870 782.4 510.4 652.7 824.2 861.9 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸气 内回 二回流 合计 20.33 510.4L 9.15 16.81 14.23 25.06 199.4 17.5 782.4L 17.24 方出 方30 / 68

入方合计：326.95×10+510.4L 出方合计：299.39×10+782.4L 故由热平衡得：

326.95×10+510.4L=299.39×10+782.4L L=126422kg/h=832kmol/h 液荷L=126422/802.5+130.6=288.2m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<340.6+117+139+832

×8.31×<212+273）/<0.163×1000）

=35324 m3/h

第17层以下塔段的热平衡见表5-16

5-16 第17层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.8125 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.8125 压力 大气压 进料 315700 6132 L 321832+L 11100 21040 21800 30400 231360 4627 L 2.98 1.655 1.655 1.655 1.66 1.70 1.72 1.655 1.655 温度 ℃ 420 239 248.5 248.5 256 315 346.5 248.5 248.5 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 6666）

10 306.62 61097.96 3316 907.92 882.8 2976 870 590 652.7 824.2 861.9 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 20.33 590L 10.08 18.57 14.23 25.06 199.4 18.2 870L 17.24 方出 重柴油 重油 水蒸气 内回 二回流 方31 / 68

合计 321832+L 6 入方合计：326.95×10+590L 出方合计：302.78×10+870L 故由热平衡得：

326.95×10+590L=302.78×10+870L L=151062.5kg/h=693kmol/h L=151062.5/812.5+130.6=316.5m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<340.6+117+139+693

×8.31×<248.5+273）/<0.1655×1000）

=33836 m3/h

第19层以下塔段的热平衡见表5-17，热平衡图见图6

5-17 第19层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.8265 0.7037 0.7994 0.8265 0.8484 0.9416 压力 大气压 进料 315700 5478 L 321178+L 11100 21040 21800 30400 231360 2.98 1.665 1.665 1.665 1.665 1.70 1.72 温度 ℃ 420 256 264.45 264.45 264.45 315 346.5 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 666）

10 306.62 61097.96 3316 991.6 920.5 903.7 661 824.2 861.9 入 气提 蒸气 内回 合计 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 重油 18.17 661L 11.0 19.37 19.70 25.06 199.4 方出 方32 / 68

水蒸气 内回 中回流 合计 4627 L 321178+L 6 0.8265 1.655 1.655 264.45 264.45 3010 912 16.48 912L 17.24 入方合计：324.79×10+661L 出方合计：308.25×10+912L 故由热平衡得：

324.79×10+661L=308.25×10+912L L=65896kg/h=302kmol/h L=65896/826+130.6=210.4m3/h 气相负荷V=NRT/p

=<340.6+117+139+302）

×8.31×<264.45+273/<0.1665×1000）

=23130 m3/h

第22层以下塔段的热平衡见表5-18

5-18 第22层以下塔段的热平衡

操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.8091 0.7037 压力 大气压 进料 气提 蒸气 内回 合计 315700 5478 L 321178+L 11100 2.98 1.68 1.68 温度 ℃ 420 275.7 289.8 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 666）

10 306.62 61097.96 3316 1012.5 745 入方18.17 745L 11.24 方出 汽油 33 / 68

煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸气 内回 合计 21040 21800 30400 231360 4627 L 321178+L 660.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.8091 1.68 1.68 1.70 1.72 1.68 1.68 289.8 289.8 315 346.5 289.8 289.8 979.06 924.66 824.2 861.9 3030 20.60 20.16 25.06 199.4 16.59 1008L

入方合计：324.79×10+745L 出方合计：293.05×10+1008L 故由热平衡得：

324.79×10+745L=293.05×10+1008LL=87438kg/h=302kmol/hL=87438/842+130.6=234m3/h 气相负荷V=NRT/p =<340.6+117+139+302×8.31×<289.8+273/<0.168×1000） =26757 m3/h

第26层以下塔段的热平衡见表5-19，图见图9

5-19 第26层以下塔段的热平衡 操作条件 物料 流率kg/h 密度g/cm3 0.8462 0.7037 压力 大气压 进料 315700 5478 L 321178+L 11100 2.98 1.72 1.695 温度 ℃ 420 301.5 306.55 焓kJ/kg 气相 液相 热量、KJ/h 66））

10 306.62 61097.96 3316 1050.2 774 入 气提 蒸气 内回 合计 18.17 774L 11.66 方方出 汽油 34 / 68

煤油 轻柴油 重柴油 重油 水蒸气 内回 合计 21040 21800 30400 231360 4627 L 321178+L 660.7994 0.8265 0.8484 0.9416 0.8462 1.695 1.695 1.70 1.72 1.695 1.695 306.55 306.55 315 346.5 306.55 306.55 1037.6 1029.3 1088 824.2 861.9 21.83 22.44 25.06 199.4 1088L 入方合计：324.79×10+774L 出方合计：280.33×10+1088L 由

热

平

衡

得

6:

324.79×106+774L=280.33×10+1088L

L=141592kg/h=488kmol/h L=141592/845+130.6=299m3/h 气相负荷V=NRT/p =<340.6+117+139+100+488

）

×8.31×(306.5+273>/<0.169×1000）=32721 m3/h

由前面第27层、第18层和第9层热平衡可以依次得到汽液负荷 第27层液相负荷：

L=112684/846+130.6=263.8 m3/h

气相负荷V=NRT/p

=<257+117+139+100+263.8）×8.31×<315+273）/<0.17×1000） = 25201m3/h

第18层液相负荷：

L=71948/845+130.6=215.7 m3/h

气相负荷V=NRT/p

=<304.3+117+139+215.7）×8.31×<256+273）/<0.166×1000）

35 / 68

= 20550m3/h

第9层液相负荷：

L=60147/789+130.6=206.8 m3/h

气相负荷V=NRT/p

=<340.8+117+206.8）×8.31×<180+273）/<0.161×1000） = 15540m3/h

数据汇总见表5-20：

表5-20数据汇总表

层数 1<汽油） 8 9<煤油） 10 13 17 18<轻柴油） 19 22 26 27<重油） 30 温度℃ 116 174.5 180 188.5 212 248.5 256 264.45 289.8 306.55 315 328.5 压力大气压 1.57 1.605 1.61 1.615 1.63 1.655 1.66 1.665 1.68 1.695 1.70 1.715 液相负荷m/h 260 260 206.8 210 288.2 316.5 215.7 210.4 234 299 263.8 130.6 3气相负荷m/h 30075 24320 15540 24091 35324 33836 20550 23130 26757 32721 25201 26114 3

5.7.1由以上各塔板气液负荷数可得到气液负荷图见图2 图2 气液负荷图

5.7.2选择塔内气液负荷最大的第17层塔板来

36 / 68

计算塔径。

第17层塔板的气相负荷V=33836 m3/h 液相负荷L=316.5 m3/h

所以气相速率：VS=33836/3600=9.40 m3/h 液相速率：LS=316.5/3600=0.008 m3/h

气相密度为：ρv=<11100+21040+6132+1501062.5）/33836=5.60kg/ m3 液相密度为：ρL=151062.5/316.5=477.29kg/ m3 5.7.3确定板间距

板间距与塔高有直接关系为了降低塔高常希望板间距较小但对液泛与液沫夹带有重要的影响根据经济权衡得知板间距＞600mm左右为宜 。另外在决定板间距时应考虑其值不应小于600mm。为此取塔板间距H=0.6m。 5.7.4最大气体允许速度Wmax

WmaxC(lv)/v由

g9.81[16]

Ht0.6ml477.29kg/m3v5.60kg/m3Ls0.088m3/hVs9.40m3/h

根据《塔的工艺计算》C0.055gHt1(2Ls/Vs)(l/v)0.0559.810.61（20.88477.299.405.6=0.114

代入上式WmaxC(lv)/v=0.1145.7.5适宜的气体操作速度Wa

477.29－5.6=1.05m/s

5.6由表4-14得根据条件选定系统因数Ks0.97安全系数K0.82 由《塔设计计算》5-2得 WaKKSWmax[17]

0.820.971.080.87m/s

37 / 68

5.7.6气相空间截面积Fa

由式5-3得 FaVs/Wa

9.40.8311.26m2

5.7.7计算降液管内液体流速Vd

由式5-4得Vd(1)0.17KKS

0.170.820.970.135m/s

由式5-5A得 Vd(2)7.98103KKSHt(LV)

7.981030.820.970.6(477.295.6)0.107m/s 按规定选较小值所以Vd0.107m/s 5.7.8计算降液管面积Fd

由式5-6得 Fd(1)LS/Vd

0.088/0.1070.822m2

由式5-7得 Fd(2)0.11Fa = 0.11×11.26=1.24m2 按规定选结果较大值则Fd1.24m2 5.7.9计算塔横截面积AT和塔径D

由式5-8得 FtFaFd

11.261.2412.5m2

由式4-65得DVs/0.785WaFt 0.78512.53.99m 0.785圆整后的塔径D4.0m 塔截面积AT0.785D2

38 / 68

0.785412.56m2

塔截面积为气相流通截面积A与降液管截面积Ad之和。 由《化工单元设备及设备课程设计》第182页

lllAd/AT=sin1w－w1－w/3.14=0.052

ddd2实际空塔气速uVs/AT

9.4/12.50.75m/s

塔圆整后的降液管截面积Ad12.561.241.25m2 12.5ATFd Ft设计点的泛点率：U/Wmax=0.75/1.05=0.6 5.7.10溢流装置

由于塔径较大采用塔盘选双流型因为流量较大故溢流堰为弓形不设进口堰降液管为弓形

[16]

。

5.7.12堰长lw

由《化工单元设备及设备课程设计》中双溢流取lw0.6D即lw0.642.4m

由《化工单元设备及设备课程设计》中5-11得howE由图5-19查得E=1.03

316.5how2.841031.030.063

2.423[16]

lw<0.5～0.7）D

22.84LS3E() 1000lw又知常压塔板上清夜层高度hL在0.05～0.1m之间取hL0.085m 所以底隙hw

hwhLhow

0.0850.0630.022m

39 / 68

5.7.13降液管宽度Wd和面积Af

由以上设计结果得弓形降液管所占面积Af[16]

Af=AT－A=12.56－0.052=12.5m2

根据以上选取的Lw/D按《化工单元过程及设备课程设计》式5-10

lwWd=D1/24110.62/20.4(m)

d5.8浮阀数及排列方式

5.8.1浮阀数

由《化工单元设备过程及设备课程设计》第168页选择F1Z-41型阀片厚度为2mm塔板厚4mmH=12.5mmd=39mm的重阀。 F0<阀门动能因子）

综合考虑F0对塔板效率压力降和生产能力的影响根据经验可取F0=8～13即阀门全开时比较适宜。由此可得适宜阀孔气速u0为: u0= F0/ρv

去F0=12 则u0=12/5.6=5.07m/s 浮阀数N[16]

F1型浮阀的孔径为39mm故浮阀个数N可据： N=VS/0.785 u0d2=9.40/<0.785×5.07×0.0392）=1553个 5.8.2浮阀排列方式

对于塔板为双流型时利用《化工单元设备过程及设备课程设计》式5-16计算塔板的有效传质面积Aa

,,22221x,221xAa=2xrxrsin xrxrsin－2rr其中对于塔径大于900mmm的WC在50～75mmm之间破沫区宽度WS在80～

40 / 68

100mm之间。

所以取WC=0.06mWd=0.1m r=D/2－WC=2－0.06=1.94m

x=D/2－=1.5m x,= Wd/2+ WS=0.4/2+0.1=0.3m

1.522210.3Aa=21.51.9421.521.942sin1－20.31.940.31.94sin 1.941.94 =6.9m2

开孔所占面积A0=0.785nd2=0.785×1553×0.0392=1.86 m2 选择错排方式其孔心距t可由下方法估算。

0.785d2dA0/Aa=2=0.907

tsin600t0.9076.8t=×0.039=0.073m

1.862按t=0.075进行布孔实排阀数n=1397个 阀孔气速u0=9.4/<0.785×0.0392×1397）=5.54m/s 动能因子F0=5.5×5.6=13变化不大 开孔率=

u=0.75/5.5=13.7% u05.9塔板流体力验算

5.9.1气相通过浮阀塔板的压力降

根据《塔设备工艺计算》185页计算塔板的压力降即

hphchlh

<1） 干板阻力[19]

由式3-21a计算得 临界孔速u0c1.82573.1v

41 / 68

1.82573.16.59m/s 5.6因u02vu0 hc5.34lg5.65.525.340.193m液柱

477.299.81(2> 板上充气液层阻力[19]

此塔为石油精馏塔取充气因数00.3 依式3-22知

hl0hL0.30.080.024m液柱 (3>此阻力很小可忽略不计。

因此与气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为：

hp0.1930.0240.217m液柱

<单板压降为：0.217×477.29×9.81=1016Pa） 5.9.2液沫夹带量校核

液沫夹带量校核为控制夹带量ev过大,应使泛点F1≤0.8～0.82.浮阀塔板泛点率计算由《化工单元设备及设备课程设计》中式5-20及5-21得：

式中由塔板气相密度及板间距H查图2-26得系数CF为0.14根据表5-11可查得该物系K=0.85。

所以F1=0.132所以泛点低于0.8故不会产生过量的液沫夹带。 5.9.3塔板负荷性能图

(1>过量液沫夹带线关系式令F1=0.8由《化工设备单元及设备课程设计》式5-36得：qvvh=6680.72－17.63qvlh,由此做过量液沫夹带线1。

(2>液相下线关系式对于平直堰其堰上液头高度how必须大于0.006。取how=0.006m 即可确定液相流量的下限线。 2qvlh33how=2.84×10El,取E=1.0带入lw,求得qvlh得值

w42 / 68

qvlh=3.07×lw=3.07×2.4=7.368(m3/h> 可见该线为垂直于qvlh轴的直线该线记为2。 (3>严重漏夜线关系式[17]

因动能因子F0＜5时会发生漏夜故取F0=5时计算相应的流量qvvh 由《化工单元过程及设备课程设计》式5-38 qvvh=3600A0u0 式中u0= F0/ρv

2所以qvvh=3600<0.785nd0u0）=14137.11×1397×0.0392/5.6=11085.4上式为常数表达式为一条平行qvvh轴的直线为漏夜线也称为气相下限线该线记为3。

(4>液相上限关系式

[17]

t=5s降液的最大流量为：

qvvh=3600AdH/5=720 AdH=720×0.6×1.25=540(5>降液管泛线关系式 当降液管内泡沫层升至上一层塔板时即发生了降液管液泛。根据降液管的液泛的条件得以下降液管液泛工况下的关系

qvvh 2.512×108nd203qvlh+4.318×10lw2[17]

。

8qvlh+1.8×10lhw23=0.5 2由上式计算降液管泛线上点得表见表5-21

表5-21降液管泛线上点

vlh(m/h> qvvh(m/h>

3310 13823

20 13649

30 13532

40 13384

50 13264

60 13083

由表中数据作出降液管的液泛线并记为线5。 气液负荷性能图见下图

43 / 68

6 塔的机械设计

选择材料

筒体与封头材料选用20R裙座材料选用Q235-B材料的有关性能参数如下：

ε20Rσ=133 MPa, σs=245Mpa σ=123MPa Q235-B σ=113 MPa, σs=235Mp σ=105MPa εE=1.9×105Mpa

表6-1机械设计条件

主要工艺参数 数据 ① 塔体上每隔9m左右开设一个人孔共4个人孔。相应在人孔处安装操作平台平台宽B=900mm单位质塔体内径Di/mm 塔高H/mm 4000 量150kg/m包角360 ② 塔体外表面积层厚度δs100mm保温材料密度203200 ρ2300kg/m3 计算压力pc/MPa 塔板上清液高度hl/mm 原油密度ρl/(kg/m3) 1.8 ③ 塔器设置地区基本风压值400N/m；抗震防烈度为8度设计场地为Ⅱ类粗糙度为B类。 ④ 高度Hs5m的圆锥形裙座 860 20.83 44 / 68

偏心距mm偏心质量kg 2000,4000 ⑤ 塔体与封头及裙座的附加量取C=2mm ⑥ 塔体焊接接头系数Ф=0.85<双面焊对接接头局部无设计温度℃ 350 损检测）塔体与裙座对接焊接。 设计压力Pa 1.8 保温层厚度100 mm 按压力计算厚度

6.1按设计压力计算塔体和封头厚度

设计压力为工作压力的1.1倍即 设计压力PC=1.1P=1.8MPa 圆筒计算厚度:

Sn2pctpcDi1.89400034.5mm

21230.851.8加上厚度附加量C=3mm并圆整还应考虑多种载荷的作用以及制造、运输、安装等因素取：

筒体的名义厚度Sn=36mm有效厚度Se=SnC36333mm

封头计算厚度<采用椭圆型标准封头

）：

Snh2pctpcDi1.8400034.5mm

21230.850.51.8封头的名义厚度Snh=36mm有效厚度Seh=SnhC36333mm 一、塔设备质量计算：

筒体的高度：H0=26×0.6+3+1=24.4m

D0=4000+66=4066mm

2(1>筒体质量：m10.785(DoDi2)Hgρ80044kg

(2>封头质量：DN4000,厚度33mm查表得m,2600kg

m22m,5200kg

22<3）裙座质量：m30.785(dosdoi)hgρ钢17907kg

45 / 68

所以m01m12m2m3102786520017909125893kg

二、塔内物件质量：由《化工单元过程及设备课程设计》表9-3查塔盘单位质量为75kg/m2

m02m塔盘0.785DI2NP750.78542347532028kg (1>人孔、法兰、接管及附属物质量

ma0.25m010.2512589331473kg (2>保温层质量

,为封头保温层质量。 m0322m030.785(dosdoi)hgρ＋(v1v2)f8446.5kg

v1为加保温层后封头的容积，查《化工设备机械基础》表163得v18.4m3 v2为加保温层后封头的容积，查《化工设备机械基础》表163得v28.0m3 dos4.0720.24.272m dis4.072

代入上式得mo311637kg (3>平台、扶梯质量

122m040.785D02δ2BD02δnqpqFHF

21220.7854.07220.120.94.07220.14150436 27025.76kg(4>操作塔内物料质量

m050.785Di2hlNpρl0.785Di2h0ρlv2ρl54299kg

(5>充水质量 2mwDili水＋2vf0.754229103＋281000380240kg

4(6>全塔操作质量

m0m01m02m03m04m05ma125893320283147311637702554299262355kg46 / 68

⑺全塔最小操作质量

mminm010.2m02m04m3ma1258930.23202811637314737025182433.6kg(8>全塔最大操作质量

mmaxm01m02m03m3m4mw12589332032811637314737025380240588296kg将塔沿高度方向分为8段每段质量列入下表6-2

表6-2各塔段质量/kg 工程 塔 段 号

合 计 1 3581 0 0 40 0 859.3 0 2 16926 0 120 160 6880 4231.4 800 3 15323 375 2191.7 1596.4 2079.25 3046.4 70046 4 15323 600 5 15323 450 6 15323 600 7 15323 450 8 5665 75 558.3 1436.4 918 1416.2 22009 102786 32028 11637 7025.7 54299 31473 380240 m01 m02 m03 m04 m05 2191.7 2191.7 2191.7 2191.7 200 7345 1596.4 5509 200 7345 1596.4 5509 ma mw m0 3046.4 3046.4 3046.4 3046.4 70046 70046 28116 98162 22247 5 1 6 70046 28706 98752 20881 5 0 8 70046 4480.3 28317.4 24611.8 28706 4480 29117 94657 22224 5 1 5 98752 20881 5 0 8 28706 10688.9 262355 98162 22247 5 1 6 32078 9091 2 1 1 588296 182433 32 4 34 mmax mmin 塔段长度/m 人孔平台 4480.3 21437.4 1 0 0 4 0 0 塔板数 6.2自振周期计算：

塔体内直径Di4000mm有效厚度e36mm塔高H=32m, 操作质量m0262355kg 自振周期[18]：

T190.33Hm0H26235532000390.3332000101.03s 353EeDi1.91036400047 / 68

6.3地震载荷及弯矩计算见表

地震载荷及弯矩计算见表6-3

表6-3地震载荷及弯矩计算

工程 塔 段 号 1 1 1 2 4 8 3 24611.8 5 11.2 275652 125 4 28706 5 11.2 321507 125 5 28116 5 11.2 314899 125 6 28706 5 11.2 321507 125 7 28706 5 11.2 321507 125 8 10688.9 2 8 85511 64 m0 hi 4480.3 28317.4 hi1.5 hi3 mihi1.5 4480.3 226539 1 64 mihi3 4480.3 1812314 3076475 3588250 3514500 3588250 3588250 684090 由上表数据得：

A=

mhi1661.5ii1.87106kgm3

B=

mhi13ii1.99107kgm3

A1.871060.094 7B1.9910综合振型参与系数：

1.5Ak1hk10.0940.094 B本场地设抗地震8级的第二类场地由《化工单元过程及设备课程设计》表6-34及表6-35可查得：

max0.45特征周期Tg0.4

Tg1T10.90.40.451.030.90.450.19

水平地震力：C为综合影响系数对于圆筒取0.5

Fk1c1k1mkg0.50.190.0949.8158829651537N 垂直影响系数：

v,m0.65max0.650.450.29

当量质量：

48 / 68

meq0.75m00.75588296441222kg

底界面处垂直地震力：

FV00v,mmeqg0.294412229.811255232N

取综合影响系数：确定危险截面0-0为裙座基底面1-1为裙座人孔截面2-2为裙座与塔体焊缝截面。

计算危险截面地震弯矩：

0-0截面：

1616'00MECZmaxm0gH0.50.1562623229.81320002.9109N·mm

353500'00ME1.25ME1.252.91093.63109N·mm

1-1截面：

11'11ME1.25ME1.252.81093.5109N·mm

2-2截面：

'22ME8CZ1m0g3.52.53.59(10H14Hh4h)2.310N·mm 2.5175H

22'22ME1.25ME1.252.31092.87109Nmm五、风载荷和偏心弯矩计算

(1>风振系数计算：由《化工单元过程及设备课设设计》9-33塔段风振系数K2i由

K2i1vi2ifi计算。

其中ξ—脉动增大系数由表9-28查找

vi1—第i计算段脉动影响系数由表9-29查找 Фzi—第i计算段的整型系数由表9-30查找

Hit—第i段据地面高度m hit—第i计算段据塔底的高度 Dei—塔器第i计算段的有效直径mm

49 / 68

将塔分为五段计算结果见表6-4，风力载荷图见下图4

表6-4各塔段的风振系数

塔段 工程 高度hi/mm 1 1000 2 5000 3 14000 2.25(qT> 0.72 0.02 1.0 1.03 0.72 0.04 1.0 1.06 0.79 0.25 1.13 1.39 0.83 0.59 1.27 1.87 0.86 1.0 1.47 2.35 24 23000 5 32000  vi 2i fi K2i

⑵有效直径Dei设笼式扶梯与塔顶管线成90角取

0平台构件的投影面积

则Dei取下试计算结果较大者：

DeiD0i2siK3K4

DeiD0i2siK4d02ps

式中塔和管线的保温层厚度0ips100mm

2A塔顶管线外径d0450K3400mmK4

Li假设与圆筒90度且每个平台的投影面积0.5mm2,则K

4=800,为简便计算且偏安全计算

Dei=3200+72+200+400+800=4672mm 各塔段计算结果如下：

水平风力计算：

由《化工单元过程及设备课程设计》式9-32得。

图4 风力载荷图 PiK1K2iq0fiLiDei106N,结果如下表见表6-5：

50 / 68

表6-5风力计算

塔段 工程 1 1.03 2 1.06 3 1.39 0.7 4 1.87 5 2.35 K2i K1 6.4风弯矩计算 0-0截面： q0 400 1.0 1000 1.0 4000 1.13 9000 4672 1.27 9000 1.47 9000 l200MWPlPl11212fi Li Dei PI

M1353 5547 11WP218493 ll2P3l23P6l2l3l4l5/21.74109N·mm 2227961 40671 1-1截面： 2-2截面：

22MWP3l3lP4l34P5l3l4l5/21.38109N·mm 22偏心弯矩计算：

Memege40009.8120007.848107Nmm

6.5各种载荷引起的走向应力

(1>计算压力引起的轴向拉应力1

pcD1.8400050MPa(2>操作质量引起的轴4e4361向压应力2：

0-0截面

00m0g5882969.8112.76MPaAsm为人孔处的

Asb3.1440003622截面积 m0g5882963581169259.811.26MPa1-1截面 Die3.1440003600222211200（m04480）g（58829Asb151 / 68

2-2截面最大弯矩引的轴向应力3 最大弯矩取下试计算结果中较大者见表6-5

ii11MmaxMW.....................................................................1 iiiiiiMmaxMW0.25MW...................................................2

表6-5最大弯矩

工程 较大者

00 Mmax11 Mmax22 Mmax2.25109 2.17109 1.74109 (3>3计算如下：

0030000MmaxMmax2.2510919.9MPa 2Zsb0.785400036Di2e411311Mmax2.1710918.2MPa 8Zsm1.310Zsm为裙座人孔处的抗弯截面系数由式9-53b确定。

22322Mmax1.7410915.4MPa 2Z0.7854000366.5筒体和裙座危险截面的强度和稳定性校核

(1>筒体强度与稳定性校核[17]

筒体危险截面2-2处最大组合轴向应力

222222max,3501.2615.664.34MP 组合12轴向许用应力：

K1.21230.85125.5MPa

t22因为max,< 所以满足强度条件 组合Kt筒体危险截面2-2处最大组合轴向应力

222222max,31.2615.616.86MPa 组合252 / 68

按照GB150《钢制压力容器》中规定：

A0.09e0.09360.00162 Ri2000B=2/3EA=2×105×0.00162=324Mpa

许用轴向压应力

crminKB,Kt

其中

KB1.2324388MPa

K1.2123147.6MPa

t 则 cr147.6MPa

22因为 max,<cr 故满足稳定性条件 组合(2>裙座稳定性校核

[17]

：

裙座危险截面0-0及1-1处最大组合轴向应力

000000max,312.7619.932.66MP 组合2111111max,9.318.227.5MPa 组合23因为 crminKB,K

tK1.2123147.6MPa

t00因为maxcr 故满足稳定条件。

6.6筒体和去做水压实验校核

(1>筒体水压实验校核[17]； 由实验压力引起的环向应力校核 实验压力

PT1.25Pt1.251.81332.43MPa 123PTPDei2ei237.3MPa

53 / 68

0.9s0.92450.85187.4MPa

因为0.9s 故满足要求。由实验压力引起的轴向应力1

1PTDi2.43400067.5MPa 4ei436(2>水压实验时重力引起的轴向应力2

22222mmaxg946539.812.1MPa

Die3.14400036由弯矩引起的轴向应力3

223220.3MW0.31.381090.9MPa

0.785Di2ei0.7854000236(3>最大组合轴向拉应力校核

222222max,367.52.10.966.3MPa 组合12许用应力

t0.9Ks0.92450.85187.5MPa

22因为 max,< 故满足要求。 组合t(4>最大组合轴向压应力校核[17]

222222max,31.2612.413.66MPa 组合2轴向许用应力

crminKB,Kt

其中

KB1.2324388MPa

K1.2123147.6MPa

t22 因为 max,<cr 故满足稳定性条件。 组合(5>裙座水压实验压力校核 水压实验时重力引起的轴向应力

54 / 68

00mg5882969.8100max2D1440003612.77MPa

ie3.112m11maxgA58829644805.07MPa sm1130400由弯矩引起的轴向应力

0.3M0000W30.785D21.83109.78540002364.08MPaie0

Z73sm—为裙座底部截面的抗弯截面系数Zsm=4.2×10nm 最大组合轴向压应力

0000组合200max,312.74.817.5MPa 111111max,组合235.713.018.7MPa 轴向许用应力

crminKB,0.9KS

其中

KB1.2324388MPa

0.9Kt1.22350.9258.3MPa

因为00组合 11max,cr且max,组合cr 故满足要求 6.7基础环设计

基础环尺寸[17]

取

D0bDis160~40040003004300mm DibDis160~40040002003800mm

基础环应力校核[17]

AD2D20bib6b43.210N?mm

MAXM00m00max0g,0.3MWb,maxmmaxgZbAA

bZbb55 / 68

110.3M00W3Zsm13.0MP其中

00Mmaxm0g2.251092623550.81MPa 96ZbAb3.1103.210000.3MWmmaxg0.31.831095882960.361Mpa =963.1103.210ZbAb因此取b,max=2MPa

选用75号混凝土 许用应力 Ra3.5MPa 因为 b,maxRa 故满足要求

6.8基础环厚度

基本宽度b

225mm b0.5(D0bD0s)0.543003800L=πD0/32－2δ=320.5mm 两板间基础环部分的长度比 b/L=0.7

查《化工单元过程及设备课程设计》表9-31得：

Mx0.2120b,maxb20.21202225221465My0.0610b,maxL20.06102320.5212532

故 MsMx21465

基础环许用应力b113MPa 故基础环厚度

b 所以 取 b34mm

6Msb62146533.8mm

1136.9地脚螺栓设计

地脚均布螺柱所受最大拉应力计算

均布螺柱所受最大拉应力取以以下计算结果中较大者

[17]

：

56 / 68

00MWmming1.83109182433B0.65MPa

ZbAb3.11093.21060000ME0.5MWm0g0.51.831093.631092623559.81B0.66MPa96ZbAb3.1103.210

故取B0.66MPa 均布螺栓直径：

因为B>0所以此塔需要安装均布地脚螺柱 个数n=28 螺柱许用应力bt140MPa 螺柱直径

d14BAb26.2mm

nbtD=d+C=36+3=39mm

查《化工单元过程及设备课程设计》表9-32取均布螺柱为M30 故选用28个M30地脚螺柱符合设计条件。 塔设备设计计算汇总见下表6-6

表6-6塔设备机械设计结果汇总

塔的载荷及弯矩 各种载荷引起的轴应力 基本环的设计

塔的名义厚度 塔的质量 风弯矩 地震弯矩 压力引起的轴向压力 重量载荷引起的压力 最大弯矩引起轴压 最大组合轴向拉应力

筒体sn36mm封头snb36mm裙座sns36mm

kg m0=262355kgmmax588296mmin182433110022MW1.83109Mw1.38109 1.74109MW002211ME3.63109ME2.87109 3.5109ME150MPa

001122212.77MPa25.07MPa22.1MPa

1100313.0MPa34.08MPa 2211 max,组合64.34MPmax,组合18.7MPa最大组合轴向应力

基本环尺寸 基本环的应力校对 地脚螺栓设计

00max,组合17.5MPa

Dob4300mmDib3800mmSb34mm

δb,max2MPa＜Ra3.5MPa

地脚螺栓直径M30 地脚螺栓个数n=28

6.10 常压塔装配图

57 / 68

常压塔装配详图见附录1

58 / 68

管口表符号 接管法兰标准Dg600Pg10Dg32HG5010-58Pg10Dg580HG5010-58Pg10Dg550HG5010-58Pg10Dg25HG5010-58Pg10Dg273HG5010-58Pg10Dg100HG5010-58Pg10Dg125HG5010-58Pg10Dg15HG5010-58Pg10Dg273HG5010-58Pg10Dg600HG5010-58紧密面型式用途或名称a1,2b1,2cd1,2e1,2fgh1-3p1,2jk1-4平面平面平面平面平面平面平面平面平面平面平面裙座入孔温度计气体进口进料口压力计气体出口回流口出线口液面计口塔底出料口人孔44434241403938373635343332313029282726252423222120法兰Pg10Dg273接管保温阀通道管A310A3F19 118 17 16 1 15 14 13 12 11 10 9 8 7 6 1 1 1 1 5 4 3 2 1序号图号吊柱法兰Pg10Dg100组合件 1A3273Dg=100塔盘塔盘人孔AIPg10Dg600接管10组合件 2 234426A3A3组合件34组合件 7支承板δ=8液面计螺母M12螺栓M12 60垫片δ=2法兰Pg10Dg15接管Dg15 3液封槽δ=5法兰Pg10Dg125接管Dg125法兰Pg10Dg100接管Dg100 法兰Pg10Dg32接管组合件 1A3F 2A3F55020R 120R 1A3 1 1 1 1 2 1 1 42856 1数量长江大学备注 2 补强圈Dg550法兰Pg10Dg550接管法兰接管封头保温圈座圈人孔压板筋板基础环名称橡胶石棉板A3 255010Dg323800380010A310A3FA3 21020RA3FA3A310A34408860010A3361822A3A3A3材料3210A3RA3补强圈Dg580 法兰Pg10Dg580接管Dg580法兰Pg10Dg25接管10A3 2常压塔装配图 比例1:50 件数日期25除沫器=600保温圈410 2组合件 1A3F 1制图描图审核冯伟2009.5吴洪特化学与环境工程学院化工10504班共 1 张

59 / 68

7.工艺流程设计

7.1工艺流程简述

7.1.1原油电脱盐系统

原油从油罐靠静位能压送到原油泵进口，在原油泵进口注入利于保证电脱盐效果的破乳剂和新鲜水，经泵后再注入热水，然后分三环路与热油品换热到110～120℃，进入电脱盐罐进行脱盐脱水。

原油在电脱盐罐内经20000V高压交流电所产生的电场力作用，微小的水滴聚集成大水滴，依靠密度差沉降下来，从而与原油分离。因原油中的盐分绝大部分溶于水中，故脱水其中也包括脱盐。

原油从电脱盐罐出来后注入NaOH，目的是把原油残留的容易水解的MgCl2、CaCl2 转化为不易水解的NaCl，同时中和原油中的环烷酸、H2S等，降低设备腐蚀速率，延长开工周期。然后经接力泵后分三路，其中二路继续与热油品换热到220～230℃后进初馏塔。

7.1.2 初馏系统

被加热至220～230℃的原油进入初馏塔第6层<汽化段）后，分为汽液两相，汽相进入精馏段<第6层上至塔顶），液相进入提馏段<第6层下至塔底）。 初顶油气从塔顶出来，冷凝冷却到30~40℃进入容v201。冷凝油经泵初顶循环回流油从塔第22层集油箱抽出。由泵初侧线从塔第18层集油箱抽出，经泵( 中合并入常压塔）。

从塔底出来的拨头油由泵P204>送入常压塔第25层<与常一

7.1.3常压系统

从炉加热出来的油进入常压塔汽化段后，汽相进入精馏段，在精馏段分馏切割出4个产品，液相进入提馏段，在塔底面上方吹入过热水蒸气作汽提用。

60 / 68

常顶油气、水蒸气从塔顶挥发线出来<在挥发线依次注入氨水、缓蚀剂、碱性水），分七路进入冷T302，冷却到30～40℃，进入容v301作油、水、气分离。容v301分离出来的冷凝水常压二线自常压塔第27层馏出，经塔T302上段汽提，油汽返回常压塔第29层， 馏出油由泵抽出。

常压三线自常压塔第17层馏出，进入塔T302中段汽提，油汽返回常压塔第19层，馏出油由泵常压四线自常压塔第9层馏出，进入塔T302下段汽提，油汽返回常压塔第11层，馏出油由泵常一中回流自常压塔第22层馏出，由泵7.2工艺流程图

工艺流程图详图见附录2。

最后 ｛｛｛ 附录

附图一常压塔 附

图

二

工

艺

流

程

设

计

｝

｝

｝

61 / 68

62 / 68

63 / 68

8 总 结

开始对毕业设计感觉很陌生不知道该如何入手在老师的指导下阅读了大量的文献和资料开始慢慢的对自己所要多的有了初步的认识和了解特别是《石油炼制工程》还有《塔工艺设计》这两本书给了我很大的帮助在设计过程中我学到了很多的知识对以前所学知识有了更加深刻的了解也对设计有了较为深刻的理解。在设计中也暴露了不少了缺点如一开始不积极主动对课本理论知识理解的不够透彻遇到困难容易退缩等等在以后的工作中会努力刻苦钻研努力提高自己的业务水平理论联系实际提高自己的综合水平。

参考文献

[1] 尹先清主编.化工设计[M]. 北京: 石油工业出版社, 2006

[2] 尹先清, 卞平官, 刘军主编. 化学化工专业实习[M]. 北京:石油工业出版社, 2009 [3] 唐孟海, 胡兆玲编著. 原油蒸馏[M] . 中国石化出版社, 2007 [4] 上海市石油学院译. 21世纪炼油厂[M]. 中国石化出版社. 2006

[5] 张建芳, 山红红, 涂水善主编. 炼油工艺基础知识[M]. 中国石化出版社2006 [6] 林世雄主编. 石油炼制工程[M]. 石油工业出版社. 1985

[7 吴莉莉, 顾海成. 常减压装置高酸原油的腐蚀和防治[P]. 江苏化工, 2007, 35(3> [8] 李宁, 常减压蒸馏装置设计方案对比[P]. 炼油技术与工程, 2004, 34(4>

[9] 阮小刚, 朱永有, 刘清友. 常减压蒸馏装置常压塔故障树的建立与分析[P]. 炼油技术与工程, 2005, 34(10>

[10] 王虹, 高劲松. 常减压蒸馏塔的工艺设计[P]. 石化技术, 7(3>: 149-152 [11] 杨淑萍, 严淳. 大型常减压蒸馏装置的改造与设计[P]. 炼油设计, 2000, 30(8>

[12] 陈国初, 田学明. 一种新的常压塔汽油干点的观测方法[P]. 化工自动化及仪表, 2001, 28(3> [13] 张鹏, 陈丽. 常压蒸馏过程的模拟计算. 吉林化工学报[J], 1995, 12(2> [14] 黄凤林. 常压塔塔顶热量回收方式的选择. 节能技术[P], 2001,19(3> [15] 陈邵洲,常可怡.石油加工工艺学.[M]华东理工大学出版社,1997

[16]匡国柱,史启才.化工单元过程及设备单元课程控制[M],化学工业出版社,2007 [17]石油化学工艺部炼油设计院.塔的工艺计算[M],石油工业出版社出版,1979 [18]汤善普,朱思明. 化工机械设备基础[M],华东理工大学出版社，2007

64 / 68

致谢

为期一学期的毕业设计结束了。通过本次设计，基本上掌握了化工精馏装置的设计的一般步骤和方法。

毕业设计综合运用了所学的知识，是对学生期间学习的一个检验，在对实际工厂生产方法进行学习后，确定合适的工艺流程，再进行物料、热量衡算和最后的设备选型。此次设计是充分建立在理论与实践的基础上的，同时也为今后的实际工作拉开了一个序幕。

本次设计是在老师的悉心指导和帮助下完成的，在这里向老师表示衷心的感谢。

由于时间仓促，本人能力有限，本设计中难免有不妥之处，恳请各位老师和同学给予批评指正。

诚信说明

本人郑重声明：在毕业设计工作中严格遵守学校有关规定，恪守学术规范；我所提交的毕业设计是本人在指导教师的指导下独立研究、撰写的成果，设计中所引用他人的文字、研究成果，均已在设计中加以说明；在本人的毕业设计中未剽窃、抄袭他人的学术观点、思想和成果，未篡改实验数据。

本设计<论文）和资料若有不实之处，本人愿承担一切相关责任。

学生签名：肖涛

2018 年 4 月 10 日

65 / 68