常压蒸馏装置工艺设计计算.docx

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常压蒸馏装置工艺设计计算

第二章常压塔操作条件及工艺计算

2.1汽提蒸汽用量

侧线产品及塔底重油均采用温度为420℃，压力为0.3MPa的过热水蒸汽汽提，取各段汽提蒸汽用量如下表：

表2-1汽提水蒸汽用量

油品

质量分数（对油）/%

Kg/h

Kmol/h

一线灯用煤油

1326

二线轻chaiyou

1202

三线重chaiyou

909

塔底重油

3265

181

合计

—

6702

372

2.2塔板形式和塔板数

（1）选用F1型浮阀塔板。

（2）根据《石油炼制工艺学》表5-1选定塔板数如下表。

表2-2塔板的选定

汽油—灯用煤油段

9层（考虑一线生产灯用煤油）

煤油—轻chaiyou段

6层

轻chaiyou—重chaiyou段

6层

重chaiyou—气化段

3层

塔底气提段

4层

中段回流

2×3层

合计

34层

考虑采用两个中段回流，每个中段回流采用3层换热塔板，共6层。

全塔塔板数总计为34层塔板。

2.3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。

取塔顶空冷器压力降为0.01MPa，使用一个管式后冷器，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0.5kPa（4mmHg），则推算得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9层）上压力0.1615MPa

二线抽出板（第18层）上压力0.166MPa

三线抽出板（第27层）上压力0.170MPa

汽化段压力（第30层下）压力0.172MPa

取转油线压力降为0.035MPa，则

加热炉出口压力=0.172+0.035=0.207MPa

2.4精馏塔草图

精馏塔草图见附录二。

2.5汽化段温度

2.5.1汽化段中进料的气化率与过气化度

取过气化度为进料的2%（质量分数）或2.03（体积分数）；

要求进料在汽化段的气化率eF为：

eF（体积分数）=（14.3%+15.1%+13.1%+9.8%+2.03%）=54.33%

2.5.2汽化段油气分压

汽化段中的物料流量如下：

汽油375Kmol/h

煤油285Kmol/h

轻柴184Kmol/h

重柴110Kmol/h

过气化油21Kmol/h

油气合计975Kmol/h

其中过气化油的相对分子质量取300，水蒸气取181Kmol/h（塔底汽提），由此计算得汽化段的油气分压为：

0.172×975/（975+181）=0.145MPa

2.5.3汽化段温度初步求定

汽化段温度是在汽化段油气分压0.145MPa之下气化率54.33%时的温度，为此需要作出在0.145MPa下原油的平衡气化曲线

已知实沸点数据如下：

馏出体积/%

温度/℃

115

240

340

470

515

根据《石油炼制工艺学》将常压TBP数据转换为常压EFV数据

计算TBP曲线参考线斜率S10-70=（470-115）/（70-10）=5.92℃/%，查图得EFV参考线斜率4.2℃/%，再查图得ΔF=22.5℃，则EFV参考线50%点=TBP参考线50%点-ΔF=329.5，再由EFV参考线50%点和EFV参考线斜率计算其他各点温度

馏出体积/%

TBP参考线

115

233

352

470

476

EFV参考线

161.5

245.5

329.5

413.5

455.5

TBPΔF/℃

-12

EFVΔF/℃

2.31

-3.96

12.87

EFV温度

161.5

247.8

325.5

413.5

468.5

依据常压EFV数据作常压EFV曲线见附录一。

根据《石油炼制工艺学》的方法作0.145MPa下的EFV曲线见附录一。

由汽化段油气分压0.145MPa下的EFV曲线差得eF=54.33%时tF=355℃

2.5.4tF的校核

（1）当气化率eF=54.33%，tF=355℃时进料在汽化段中的焓hF计算如下表

表2-5-4

（1）进料带入汽化段的热量（p=0.172MPat=355℃）

油料

密度/Kg·m3

流量

/Kg·h-1

焓/KJ·kg-1

热量

×106/KJ·h-1

气相

液相

汽油

719

37875

1171

—

44.35

煤油

793

44208

1150

—

50.84

轻柴

829

40083

1134

—

45.45

重柴

841

30292

1129

—

34.20

过气化油

853

6314

1117

—

7.05

重油

930

156928

—

907

142.3

合计

—

315700

—

324.19

所以hF=324.19×106/315700=1026.9KJ·kg-1

（2）原油在加热炉出口条件下的焓h0计算如下表

表2-5-4

（2）进料在炉出口处携带的热量（p=0.207MPat=360℃）

油料

密度/Kg·m3

流量

/Kg·h-1

焓/KJ·kg-1

热量

×106/KJ·h-1

气相

液相

汽油

719

37875

1180

—

45.00

煤油

793

44208

1159

—

51.24

轻柴

829

40083

1150.6

—

46.12

重柴（气相）

835

24300

1167

—

28.36

重柴（液相）

896

5992

—

941.4

5.64

重油

930

163242

—

925

151.0

合计

—

315700

—

327.36

所以h0=327.36×106/315700=1036.9KJ·kg-1

校核结果h0略高于hf，所以在设计的汽化段温度355℃之下，既能保证所需的拔出率（体积分数54.33%），炉出口温度也不至于超出允许限度。

2.6塔底温度

取塔底温度比汽化段温度低7℃，即355-7=348℃

2.7塔顶及侧线温度假设与回流分配

2.7.1假设塔顶及各侧线温度

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110℃

煤油抽出板温度180℃

轻柴抽出板温度250℃

重柴抽出板温度310℃

2.7.2全塔回流热

按以上假设温度作全塔热平衡见下表2-7-2

表2-7-2全塔热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

6702

—

0.3

420

3316

—

22.22

合计

322402

—

346.41

出

方

汽油

37875

719

0.157

108

607

—

23.0

煤油

44208

793

0.161

180

—

443

19.6

轻柴

40083

829

0.166

250

—

665

26.65

重柴

30292

841

0.170

310

—

826

25.02

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

6702

—

0.157

108

2700

—

18.1

合计

322402

—

257.02

全塔回流热Q=（346.41-257.2）×106=89.21×106KJ·h-1

2.7.3回流方式及回流热分配

塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60℃。

采用两个中段回流，第一个位于煤油侧线与轻柴侧线之间（第11-13层），第二个位于轻柴侧线与重柴侧线之间（第20-22层）。

回流热分配如下表2-7-3

表2-7-3回流热分配

回流热分配

塔顶回流

第一中段回流

第二中段回流

取热分配/%

热量/×106KJ·h-1

44.6

17.8

26.81

2.8侧线及塔顶温度校核

校核自下而上依次为重chaiyou抽出板（第27层）、轻chaiyou抽出板（第18层）、煤油抽出板（第9层）、塔顶温度以及验证塔顶条件下水蒸气是否会冷凝。

2.8.1重柴抽出板（第27层）温度校核

做隔离体系第27层以下塔段热平衡见表2-8-1

表2-8-1第27层以下塔段热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

3265

—

0.3

420

3316

—

10.8

内回流

839.7

0.170

303.5

—

795

795L

合计

318965+L

—

335×106+795L

出

方

汽油

37875

719

0.170

310

1063

—

40.25

煤油

44208

793

0.170

310

1035

—

45.75

轻柴

40083

829

0.170

310

1024

—

41.04

重柴

30292

841

0.170

310

—

823

24.9

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

3265

—

0.170

310

3100

—

10.12

内回流

839.7

0.170

310

1017

—

1017L

合计

318965+L

—

307×106+1017L

由热平衡得：

335×106+795L=307×106+1017L内回流L=126126Kg/h=470.6Kmol/h

重chaiyou抽出板上方气相总量：

375+285+184+181+470.6=1495.6Kmol/h

重chaiyou蒸汽（即内回流）分压为：

0.17×470.6/1495.6=0.0535MPa

有重柴EFV数据:

馏出体积

10%

30%

50%

常压EFV

328.8

335.3

338

340

0.0535MPaEFV

309.8

316.3

319

321

由上求得在0.0535MPa下重chaiyou泡点温度309.8℃与原假设很接近，认为原假设正确。

2.8.2轻chaiyou抽出板（第18层）温度校核

做隔离体系第18层以下塔段热平衡见表2-8-2

表2-8-2第18层以下塔段热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

4174

—

0.3

420

3316

—

13.8

内回流

825

0.166

241.6

—

619

619L

合计

319874+L

—

338×106+619L

出

方

汽油

37875

719

0.166

250

916.3

—

34.7

煤油

44208

793

0.166

250

887

—

39.2

轻柴

40083

829

0.166

250

—

648

26.0

重柴

30292

841

0.170

310

—

816

24.7

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

4174

—

0.166

250

2970

—

12.4

内回流

825

0.166

250

870

—

870L

二中循环

—

26.81

合计

319874+L

—

308×106+870L

由热平衡得：

338×106+619L=308.6×106+870L内回流L=117091Kg/h=537Kmol/h

轻chaiyou抽出板上方气相总量：

375+285+231+537=1428Kmol/h

轻chaiyou蒸汽分压为：

0.166×537/1428=0.0624MPa

有轻chaiyouEFV数据:

馏出体积

10%

30%

50%

常压EFV

268.2

276.7

279

281

0.0624MPaEFV

250.2

258.7

261

263

由上求得在0.0624MPa下轻chaiyou泡点温度250.2℃与原假设很接近，认为原假设正确。

2.8.3煤油抽出板（第9层）温度校核

做隔离体系第9层以下塔段热平衡见表2-8-3

表2-8-3第9层以下塔段热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

5376

—

0.3

420

3316

—

17.8

内回流

785

0.1615

167

—

418.4

418.4L

合计

321076+L

—

342×106+418L

出

方

汽油

37875

719

0.1615

180

740.6

—

28.05

煤油

44208

793

0.1615

180

—

447.6

19.8

轻柴

40083

829

0.1615

250

—

648

26.0

重柴

30292

841

0.1615

310

—

816

24.7

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

5376

—

0.1615

180

2820

—

15.2

内回流

785

0.1615

180

711.3

—

711.3L

一、二中循环

—

17.8+26.81

合计

321076+L

—

302×106+711L

由热平衡得：

342×106+418L=302×106+711L内回流L=132423Kg/h=854Kmol/h

煤油抽出板上方气相总量：

375+257+854=1486Kmol/h

煤油蒸汽分压为：

0.1615×854/1486=0.0928MPa

有煤油EFV数据:

馏出体积

10%

30%

50%

常压EFV

180.4

189.4

191.8

194.4

0.0928MPaEFV

180

188.6

190.4

193

由上求得在0.0928MPa下煤油泡点温度180℃与原假设很接近，认为原假设正确。

2.8.4塔顶温度校核

塔顶冷回流温度t0=40℃,其焓值hll0,t1=180KJ/Kg；

t1=110℃，回流（汽油）蒸汽的焓hvl0,t1=600KJ/Kg；

塔顶回流量L0=Q/（hvl0,t1-hll0,t1）=44.6×106/（600-180）=106190Kg/h

塔顶油气量（106190+37875）/101=1426Kmlo/h

塔顶水蒸气6702/18=372Kmol/h

塔顶油气分压0.157×1426/（1426+372）=0.124MPa

作汽油平衡气化100%点的P-T线，查得油气分压0.124MPa下汽油的露点温度115℃，考虑不凝气体存在乘以温度系数0.97，则115×0.97=111.5℃，与原假设110℃很接近，故认为原假设是正确的。

最后验证一下塔顶条件下水蒸气是否会冷凝。

塔顶水蒸气分压0.157-0.124=0.023MPa

相应于此压力的饱和水蒸气温度为71.6℃，远低于塔顶温度110℃，故在塔顶条件下水蒸气处于过热状态，不会冷凝。

2.9全塔气、液相负荷

选择塔内几个比较有代表性的部位（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、汽化段及塔底汽提段等），求出这些部位的气、液相负荷，就可以作全塔气、液相负荷分布图。

2.9.1第30块塔板气、液相负荷

表2-9-1第30层以下塔段热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

3265

—

0.3

420

3316

—

10.8

内回流

879

0.1715

321

—

828

828L

合计

318965+L

—

335×106+828L

出

方

汽油

37875

719

0.1715

326

1096

—

41.5

煤油

44208

793

0.1715

326

1071

—

47.3

轻柴

40083

829

0.1715

326

1054

—

42.2

重柴

30292

841

0.1715

326

1046

—

31.7

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

3265

—

0.1715

326

3111

—

10.2

内回流

879

0.1715

326

1029

—

1029L

合计

318965+L

—

317×106+1029L

由热平衡得：

335×106+828L=317×106+1029LL=86070Kg/h=297Kmol/h

液相负荷：

L30=86070/879=98m3/h

气相负荷：

V30=nRT/p=（375+285+184+110+297+181）×8.31×（326+273）/

171.5=41563m3/h

2.9.2第1块塔板上气、液相负荷

液相负荷：

L1=106190/719=147.7m3/h

气相负荷：

V1=nRT/p=（1426+372）×8.31×（110+273）/

157=36447m3/h

2.9.3第1块塔板下气、液相负荷

表2-9-3第1层以下塔段热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

6702

—

0.3

420

3316

—

22.2

内回流

728

0.1715

—

280

280L

合计

322402+L

—

346×106+280L

出

方

汽油

37875

719

0.1575

118

611

—

23.1

煤油

44208

793

0.1615

180

—

448

19.8

轻柴

40083

829

0.166

250

—

648

26.0

重柴

30292

841

0.170

310

—

816

24.7

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

6702

—

0.1575

118

2200

—

14.7

内回流

728

0.1575

118

611

—

611L

一、二中循环

—

17.8+26.81

合计

322402+L

—

298×106+611L

由热平衡得：

346×106+280L=298×106+611LL=145015Kg/h=1436Kmol/h

液相负荷：

L2=145015/728+98=297m3/h

气相负荷：

V2=nRT/p=（375+372+1436）×8.31×（118+273）/

157=44254m3/h

2.9.4第8块塔板气、液相负荷

表2-9-4第8层以下塔段热平衡

物料

流量

Kg/h

密度

Kg/m3

操作条件

焓/KJ·Kg-1

热量

×106/KJ·h-1

MPa

℃

气相

液相

入方

进料

315700

858.1

0.172

355

—

324.19

汽提蒸汽

6702

—

0.3

420

3316

—

22.2

内回流

784

0.161

162.5

—

381

381L

合计

322402+L

—

346×106+381L

出

方

汽油

37875

719

0.161

171.2

728

—

27.6

煤油

44208

793

0.1615

180

—

448

19.8

轻柴

40083

829

0.166

250

—

648

26.0

重柴

30292

841

0.170

310

—

816

24.7

重油

163242

930

0.175

348

—

887

144.8

水蒸气

6702

—

0.161

171.2

2811

—

18.8

内回流

784

0.161

171.2

669

—

669L

一、二中循环

—

17.8+26.81

合计

322402+L

—

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