【正文】 — 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 9第三章 常壓蒸餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算 設(shè)計(jì)數(shù)據(jù) 已知數(shù)據(jù)（1）原油密度： d 420=（2）處理量： 325 萬噸/年 （3）操作時(shí)間： 8000 小時(shí)/年 （4）回流熱配比： 4 : 3 : 3 油品性質(zhì)及實(shí)沸點(diǎn)數(shù)據(jù)（1）原油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)如表 31：表 31 原油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)占原油重量/%餾分號(hào) 沸點(diǎn)范圍，℃ 相對(duì)密度， （d 420） 每餾分 總收率蒸頂 130 常頂 130 常一 130～240 常二 240～310 常三 310～350 0．8412 減一 350～370 減二 370～450 減三 450～530 60渣油 530 40 100由公式:餾分體積%=餾分的重量%原油相對(duì)密度 d420/餾分油相對(duì)密度 d420可計(jì)算每餾分占原油體積%。故 平衡汽化參考線 50%點(diǎn) = 實(shí)沸點(diǎn)蒸餾參考線 50%點(diǎn) △F = = （℃）由平衡汽化參考線 50%點(diǎn)和斜率可計(jì)算得其他各點(diǎn)溫度： 0% 點(diǎn) = （500）= (℃) 10%點(diǎn) = （5010）= (℃) 30%點(diǎn) = （5030）= (℃)70%點(diǎn) = +（7050）= (℃)90%點(diǎn) = +（9050）= (℃)100%點(diǎn) = +（10050）= (℃)2. 實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線與其參考線的各點(diǎn)溫差△ Fi%： △ F0== (℃) △ F10%=180180=0 (℃) △ F30%== (℃) △ F50%== (℃) △ F70%=550550=0 (℃)：由課本 P208圖 717 下圖，查得各餾出百分?jǐn)?shù)時(shí)的溫差比值，得：0 比值=；10%比值=；其余各點(diǎn)比值都是 。由圖 31b 和表 33 的相關(guān)數(shù)據(jù)對(duì)照，可得出體積收率數(shù)據(jù)為：產(chǎn)品 汽油 煤油 輕柴油 重柴油體積收率% 故,常壓塔的物料平衡如表 36 所示： 表 36 物料平衡（按每年開工 8000 小時(shí)計(jì)算）產(chǎn)率，% 處理量或產(chǎn)量油品體積分?jǐn)?shù) 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 104t/a Kg/h Kmol/h原油 100 100 325 371004 汽油 19663 煤油 37842 輕柴油 31541 144．68重柴油 22968 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 16重油 258961 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，使用的過熱水蒸汽汽提溫度為 420℃，壓力為 ，取汽提蒸汽用量如表 37：表 37 汽提水蒸汽用量油 品 質(zhì)量分?jǐn)?shù)， % ㎏/h kmol/h煤油 3 輕柴油 3 重柴油 重油 2 5609 合計(jì) 塔板形式和塔板數(shù) 選用浮閥塔板。塔頂采用兩級(jí)冷凝冷卻流程。過汽化油的相對(duì)分子量取 300。表 310 進(jìn)料帶入汽化段的熱量 QF（P=，t=355℃）焓，kJ/kg油料氣相 液相熱量，kJ/g汽油 1151 115115167=106煤油 1117 111735917=106輕柴油 1109 110923292=106重柴油 1100 110020212=106過汽化油 1096 10967576=106重油 854 854276798=106合計(jì) QF=106 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 20所以 h F=106/371004=（kJ/kg）再按上述方法作出原油在加熱爐出口壓力 （）下的平衡汽化曲線，設(shè)定加熱爐出口溫度為 360℃，讀出在 360℃時(shí)的汽化率為 %（體積） 。表 313a 全塔回流熱（出方）操作條件 焓 kJ/kg物 料 流率 kg/h 密度 g/cm3壓力 MPa 溫度℃ 汽相 液相熱 量kJ/h常 頂 19663 146℃ 615 106常 一 37842 180℃ 377 106常 二 31541 269℃ 615 106常 三 22968 320℃ 770 106常 底 25896 340 837 106水蒸氣 8732 146 641 106出方合計(jì) 379707 106 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 22表 313b 全塔回流熱（入方）操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進(jìn)料 37104 355 106汽提蒸汽 8732 420 3316 106入方合 計(jì) 379736 106所以 全塔回流熱 Q=（－）10 6=106kJ/h（3）回流方式及回流熱分配塔頂采用二級(jí)冷凝冷卻流程，采用 2 個(gè)中段回流。（1）重柴油抽出板（第 30 層）溫度 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 23圖 33 第 30 層以下塔段的熱平衡圖 由熱平衡得 10 6＋753L=10 6＋979L所以，內(nèi)回流 L=99000（kg/h）或 99000/278=356（kmol/h）常三線抽出板上方氣相總量為： 208+249++356+316=（kmol/h） 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 24 常三線蒸汽（即內(nèi)回流）分壓為：356/=（MPa）表 315 第 30 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進(jìn)料 378792 355 106汽提蒸汽 5687 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～290 758 758L入方合 計(jì) 384479+L 372106＋758L常頂 15167 320 1010 106常一線 35917 320 986 106常二線 23292 320 970 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 5681 320 3032 106內(nèi)回流 L ～ 320 978 978L出方合 計(jì) 384479+ L 346106＋978L由重柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算 下平衡汽化 0 點(diǎn)溫度。由于計(jì)算過程相同，故計(jì)算過程從略。其焓值hL0V,t0＝塔頂溫度t1＝166℃，回流（汽油）蒸汽的焓hL0V,t1＝682kJ/kg。最后驗(yàn)證一下在塔頂條件下水蒸氣是否會(huì)冷凝。第 1 層塔板汽液相負(fù)荷表 317 第 1 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg 熱 量 kJ/h物 料流率kg/h密度g/cm3壓力，MPa溫度，℃汽相 液相進(jìn)料 378792 355 350106汽提蒸汽 8025 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～116 311 311L合 計(jì) 386817+L 377106＋311L常頂 15167 120 640 106常一線 35917 150 368 106常二線 23292 239 611 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 8025 120 2793 106內(nèi)回流 L ～ 120 640 640L12 段取走熱 106合 計(jì) 386817+L 343106＋640L由熱平衡得 37710 6＋311L=35010 6＋640L所以 內(nèi)回流 L=92128kmol/h 或 92128/109=845kmol/h 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 28第 1 層抽出板上方汽相總量為： +845+=1499kmol/h液相負(fù)荷 L s=92128103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得：氣相負(fù)荷 Vs =24652 m3/h第 9 層塔板汽液相負(fù)荷表 318 第 9 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料 流率 kg/h密度g/cm3 壓力 MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱量 kJ/h進(jìn)料 378792 355 106汽提蒸汽 8025 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～143 356 356L合 計(jì) 386817+L 373106＋356L常頂 15167 146 661 106常一線 35917 150 360 106常二線 23292 239 611 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 8025 146 2794 106內(nèi)回流 L 146 657 657L12 取走熱 106合 計(jì) 386817+L 343106＋657L 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 29由熱平衡得 10 6＋356L=10 6＋657L所以 內(nèi)回流 L=100698kmol/h 或 100698/180=559kmol/h第 9 層抽出板上方汽相總量為： +559+316+++=1213kmol/h液相負(fù)荷 L s=100698103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =23681 m3/h 第 11 層塔板汽液相負(fù)荷表 319 第 11 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱 量kJ/h進(jìn)料 378792 355 106汽提蒸汽 6947 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～153 377 377L合 計(jì) 385739+ 369106＋377L常頂 15167 158 711 106常一線 35917 158 682 106常二線 23292 239 611 106常三線 20212 320 770 106常底 284374 837 106水蒸氣 6947 158 2795 106內(nèi)回流 L ～ 158 678 678L12 段取走熱 106 遼寧石油化工大學(xué)繼續(xù)教育學(xué)院論文 30合 計(jì) 385739+ 325106＋678L由熱平衡得 10 6＋377L =10 6＋678L所以,內(nèi)回流 L=57841kmol/h 或 57841/193=300kmol/h第 11 層抽出板上方汽相總量為： 208+249+300+316++=1143kmo液相負(fù)荷 L s=57841103/= m3/h由公式 PV=nRT ，得： 氣相負(fù)荷 V s =26814 m3/h第 13 層塔板汽液相負(fù)荷表 320 第 13 層以下塔段的熱平衡操作條件 焓 kJ/kg物 料流率kg/h密度g/cm3 壓力，MPa 溫度，℃ 汽相 液相熱量 kJ/h進(jìn)料 378792 355 106汽提蒸汽 6947 3 420 3316 106內(nèi)回流 L ～ ～178 439 439L合 計(jì) 3857