广东石油化工学院 石油炼制课程设计 题目：710万吨/年常减压蒸馏装置工艺设计 姓 名：
XXXX 学 号：
XXXX 专业名称：化学工程与工艺 班 别：
化工0XX班 指导教师：
XXXX 完成时间：
2011年11月7日至2011年11月26日 目 录 第一章 总论 ………………………………………………………………………………4 1.1概述 ………………………………………………………………………………………4 1.1.1设计方案……………………………………………………………………………4 1.2.2生产规模……………………………………………………………………………5 1.1.3 工艺技术路线……………………………………………………………………5 1.1.4工艺技术特点………………………………………………………………………5 1.2文献综述…………………………………………………………………………………5 1.2.1常减压蒸馏技术现状………………………………………………………………5 1.3.设计任务依据……………………………………………………………………………7 1.4主要原材料………………………………………………………………………………7 1.5其他………………………………………………………………………………………7 1.5.1“三废”综合利用…………………………………………………………………7 1.5.2交通运输及综合利用……………………………………………………………7 1.5.3节能措施…………………………………………………………………………7 第二章 工艺流程设计……………………………………………………………………8 2.1原料油性质及产品性质…………………………………………………………………8 2.1.1原油的一般性质……………………………………………………………………8 2.1.2原料油处理量………………………………………………………………………8 2.1.3原油实沸点整流数据………………………………………………………………8 2.1.4原油平衡蒸发数据…………………………………………………………………8 2.1.5产品性质……………………………………………………………………………8 2.2. 工艺流程………………………………………………………………………………9 2.2.1工艺流程…………………………………………………………………………9 2.3 塔器结构………………………………………………………………………………10 2.4环保措施…………………………………………………………………………………10 2.4.1污染源分析………………………………………………………………………10 2.4.2废气处理…………………………………………………………………………11 2.4.3废水处理…………………………………………………………………………11 2.4.4噪声防护…………………………………………………………………………12 第三章 常压蒸馏塔工艺计算……………………………………………………………14 3.1 工艺参数计算…………………………………………………………………………14 3.1.1油品的性质参数…………………………………………………………………14 3.1.2产品收率及物料平衡……………………………………………………………15 3.1.3汽提蒸汽用量……………………………………………………………………15 3.1.4塔板形式和塔板数………………………………………………………………16 3.1.5操作压力…………………………………………………………………………17 3.1.6分馏塔计算草图………………………………………………………18 3.2操作条件确定…………………………………………………………………18 3.2.1汽化段温度…………………………………………………………18 3.2.2塔底温度………………………………………………………………19 3.2.3塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配………………………………………19 3.3蒸馏塔各点温度的校核………………………………………………………………19 3.3.1常四线抽出板……………………………………………………………………20 3.3.2重柴油抽出板、轻柴油抽出板和煤油抽出板温度……………………………21 3.3.3塔顶温度…………………………………………………………………………22 3.4全塔汽、液负荷分布图………………………………………………………………23 第四章 常压蒸馏尺寸计算……………………………………………………………24 4.1塔的直径计算…………………………………………………………………………24 4.1.1塔径的初算………………………………………………………………………26 4.1.2计算适宜的气速Wa……………………………………………………………27 4.1.3计算气相空间截面积……………………………………………………………27 4.1.4降液管内流体流速Vd……………………………………………………………27 4.1.5计算降液管面积…………………………………………………………………27 4.1.6塔横截面积Ft的计算……………………………………………………27 4.1.7采用的塔径D及空塔气速W……………………………………………………28 4.2塔高的计算……………………………………………………………………………28 4.3塔板布置、浮阀、溢流堰及降液管的计算…………………………………………28 4.3.1塔板布置…………………………………………………………………………29 4.3.2浮阀的计算………………………………………………………………………29 4.3.3溢流堰及降液管的计算…………………………………………………………29 4.3.4降液管……………………………………………………………………………30 第五章 常压蒸馏塔水力计算……………………………………………………………31 5.1塔板总压力降……………………………………………………………………………31 5.2雾沫夹带………………………………………………………………………………31 5.3泄露………………………………………………………………………………………32 5.4淹塔………………………………………………………………………………………32 5.5降液管超负荷…………………………………………………………………………33 5.6适宜操作区和操作线……………………………………………………………………33 第六章 车间布置图………………………………………………………………………36 6.1车间平面布置方案………………………………………………………………………36 6.2车间平面布置图…………………………………………………………………………36 6.2.1工艺条件…………………………………………………………………………36 6.2.2设备集中布置……………………………………………………………………36 6.2.3安全性……………………………………………………………………………36 6.2.4经济性……………………………………………………………………………37 6.2.5安装与维修………………………………………………………………………37 6.2.6外观………………………………………………………………………………37 6.2.7图面………………………………………………………………………………38 6.3常压蒸馏塔装配图………………………………………………………………………38 第七章 参考资料………………………………………………………………………39 第八章 结束语…………………………………………………………………………39 第一章：总论 1.1概述 原油在常压条件下呈液态的复杂的烃类混合物。原油是一种主要由碳氢化沸点从常温到500度以上，分子结构也是多种多样合物组成的复杂混合物。石油中的烃类和非烃类化合物，相对分子质量从几十到几千。不同油区所产的原由在性质上差别较大，不同组成的原油表现出的物理性质不同，而不同的化学组成及物理性质对原油的使用价值、经济效益都有影响。对许多原油来说，它的各项性质指标间往往存在着利弊交错、优劣共存的现象，这样就需要对原油进行分析评价。人们根据对所加工原油的性质、市场对产品的需求、加工技术的先进性和可靠性，以及经济效益等诸方面的分析、制订合理的加工方案。
石油不能直接作汽车、飞机、轮船等交通运输工具发动机的燃料，必须经过各种加工过程，才能获得符合质量要求的各种石油产品。人们根据对所加工原油的性质、市场对产品的需求、加工技术的先进性和可靠性，以及经济效益等诸方面的分析、制订合理的加工方案。原油常减压蒸馏是常用基本的加工方案。
石油炼制工业生产汽油、煤油、柴油等燃料和化学工业原料，是国民经济最重要的支柱产业之一，关系国家的经济命脉和能源安全，在国民经济、国防和社会发展中具有极其重要的地位和作用。
石油炼制加工方案，主要根据其特性、市场需要、经济效益、投资力度等因素决定。石油炼制加工方案大体可以分为三种类型：
（1）燃料型 主要产品是用燃料的石油产品。除了生产部分重油燃料油外，减压馏分油和减压渣油通过各种轻质化过程转化为各种轻质燃料。
（2）燃料－润滑油型 除了生产燃料的石油产品外，部分或大部分减压馏分油和减压渣油还用于生产各种润滑油产品。
（3）燃料－化工型 除了生产燃料产品外，还生产化工原料和化工产品。原油经过常压蒸馏可分馏出汽油、煤油、柴油馏分。因原油性质不同，这些馏分有的可直接作为产品，有的需要进行精制或加工。将常压塔底油进行减压蒸馏，等到的馏分视其原油性质或加工方案不同，可以作裂化（热裂化、催化裂化、加氢裂化等）原料或润滑油原料油原料，也可以作为乙烯裂解原料。减压塔底油可作为燃料油、沥青、焦化或其它渣油加工（溶剂脱沥青、渣油催化裂化、渣油加氢裂化等）的原料。
1.1.1设计方案 设计一套年处理量为710万吨阿曼原油加工装置，由于原料中轻组分不多，所以原油蒸馏装置采用二段汽化，设计常压塔，减压塔。设计中采用水蒸气汽提方式, 并确定汽提水蒸汽用量;由于浮阀塔操作弹性大，本设计采用浮阀塔。
原油蒸馏在炼油厂是原油首先要通过的加工装置。一般包括预处理系统（原油电脱盐）、常压分馏系统、减压分馏系统、注剂系统、轻烃回收系统（加工轻质原油且达到经济规模时一般设置轻烃回收系统）等。常压蒸馏就是在常压下对原油进行加热、气化、分馏和冷凝。如此得到各种不同沸点范围的石油馏分。常减压蒸馏是指在常压和减压条件下，根据原油中各组分的沸点不同，把原油“切割”成不同馏分的工艺过程。
1.1.2 生产规模 规模原油处理量710万吨/年。按年开工8000小时计，即处理量为887500kg/h。
1.1.3 工艺技术路 阿曼原油属于含硫石蜡-中间基原油。
煤油具有相当好的挥发性能，比较高的闪点，适宜的粘度等特性，是一种优良的有机溶剂，有着广泛的应用前景，但是，直馏煤油和一般的加氢煤油芳烃含量都较量，氮的非烃化合物也很多，致使在使用过程中，不仅使人感到有不舒服的臭味，还对人体有害。
在应用上，煤油馏分除用作喷气燃料、特种溶剂油、灯用煤油以外，还有很大一部分作为铝轧油基础油使用。由于铝轧制在冷却、润滑和改善铝制品表面光洁度等方面都极其重要的作用，因此，随着铝加工业的迅猛发展，铝轧制油的用量越来越大。铝轧制油除应用具有馏分范围窄、饱和烃含量高、闪点高的特点外，还要求具有较低的硫含量和芳烃含量。煤油加氢工艺是生产高档铝轧制油最有效的工艺手段，该工艺主要是对其进行深度脱硫、脱氮和脱芳烃。采用加氢法生产无味煤油、铝轧制油，有着其它方法无法比拟的优点。首先是产品质量好，收率高，其中产品芳烃含量小于0.1%；
其次是不产生酸渣、碱渣等污染物，属于环境友好工艺。
特种油品精馏与一般的炼油装置不同，馏分窄分馏精度要求高，产品的种类繁多，生产操作完全由市场决定，操作灵活要求非常高，根据产品方案要求，分馏部分采用双分馏塔多侧线抽出，其中第二分馏塔为减压操作，满足不同产品分割及质量要求。
1.1.4工艺技术特点 由于装置规模较小，在保证安全平衡生产的前提下，尽量简化工艺流程和自动控制系统，以节省工程投资。
反应部分采用冷高压分离流程。
分馏部分设置两台分馏塔，其中第二分馏塔为减压操作，两台分馏塔产品侧线抽出及塔底均设重沸器，塔内装填高效规整填料，确保分馏精度。
设置热载体回执系统，热载体作为塔底重沸器热源。
1.2.文献综述 1.2.1常减压蒸馏技术现状 （一）国外蒸馏装置技术现状及发展趋势 炼油传厂的大型化是提高其劳动生产率和经济效益，降低能耗和物耗的一项重要措施。按2004年一月底的统计，全世界共有717座炼油厂，总加工能力4103Mt/a。其中加工能力在10Mt/a以上的炼油厂126座，分散在34个国家和地区，有16座加工能力在20Mt/a以上。现在单套蒸馏装置一般都在5Mt/a以上，不少装置已达到10Mt/a。现在最大的单套蒸馏装置处理量为15Mt/a。
整体蒸馏装置将原油分为：常压渣油、含蜡馏分油、中间馏分油和石脑油组分。常压部分出常压渣油、中间馏分和石脑油以下的馏分。中间馏分在加氢脱硫分馏塔中分馏煤油、轻、重柴油，常压渣油进入高真空减压蒸馏，分馏出的蜡油作为催化裂化装置和加氢裂化装置的原料。整体蒸馏装置可以节省投资30％左右。
（1）电脱盐方面：以Petrolite和Howe-Beaket二公司的专利技术较为先进。Howe-Beaket技术主要为低速脱盐，Petrolite已在低速脱盐的基础上开发了高速电脱盐。
（2）塔内件方面：以Koch-Glitcsh、Sulzer和Norton为代表，拥有较先进的专利技术，公司开发出了SuperFRAC I.SuperFRACV高效塔盘和Gempak填料，Sulzer在原有Mellapak填料的基础上开发了Mllapakplus和Optiflow高效填料。
（3）产品质量方面：国外蒸馏装置典型的产品分馏精度一般为：石脑油和煤油的脱空度ASTM D86(5%~95%)13℃；
煤油和轻柴油的脱空度ASTM D86(5%~95%)~20℃；
轻蜡油与重蜡油的脱空度ASTM D1160(5%~95%)5℃，润滑油基础油也基本满足窄馏分、浅颜色。
（二）国内蒸馏装置技术现状 我国蒸馏装置规模较小，大部分装置处理能力为2.5Mt/a，仅有几套装置的加工能力超国4.5Mt/a。我国蒸馏装置的总体技术水平与国外水平相比，在处理能力、产品质量和拨出率方面存在较大的差距。最近几年，随着我国炼油工业的发展，为缩短与世界先进炼油厂的差距，我国新建蒸馏装置正向大型化方向发展，陆续建成了镇海、高桥8Mt/a及西太平洋10Mt/a等大型化的蒸馏装置等，其中高桥为润滑油型大型蒸馏装置，拟建的大型蒸馏装置也基本为燃料型。
我国蒸馏装置侧线产品分离精度差别较大，如中石化有些炼油厂常顶和常一线能够脱空，但尚有40%的装置常顶与常一线恩氏蒸馏馏程重叠超过10℃，最多重叠达86℃。多数装置常二线与常三线恩氏蒸馏馏程重叠15℃以上，实沸点重叠则超出25℃。润滑油馏分切割也同国外先进水平存在一定差距，主要表现在轻质润滑油馏分的发挥及中质润滑油馏分的残碳、颜色和安定性等方面存在差距较大。
原油蒸馏流程，就是用于原油蒸馏生产的炉、塔、泵、换热设备、工艺管线及控制仪表等按原料生产的流向和加工技术要求的内在联系而形成的有机组合。将此内在的联系用简单的示意图表达出来，即成为原油蒸馏的流程图。原油蒸馏过程中，在一个塔内分裂一次称一段汽化。原油经过加热 汽化的次数，称为汽化段数。
汽化段数一般取决于原油性质、产品方案和处理量等。原油蒸馏装置汽化段数可分为以下几种：一段汽化式：常压;二段汽化式：初馏—常压；
二段汽化式：常压—减压；
三段汽化式：初馏—常压—减压；
三段汽化式：常压—一级减压—二级减压；
四段汽化式：初馏—常压—一级减压—二级减压；
原油蒸馏中，常见的是三段汽化。
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：710万吨/年,开工：8000小时/年的原油常减压装置。
通常选常减压蒸馏装置的常压塔或减压塔的工艺设计。原因是：
1、石油及其产品的蒸馏是炼油装置的最基本单元设备。是任何一次加工与二次加工装置所不可缺少的设备。
2、课程设计一般按排在课程讲完原油的一次加工之后, 与课程的联接较好。
3、蒸馏塔的工艺设计的基本训练较全面, 与所学的基础课联系较密切。
1.4.主要原材料 主要原材料是阿曼原油，其属含硫石蜡-中间基原油。
1.5.其他 1.5.1“三废”综合利用 本设计应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。
1.5.2交通运输及综合利用 原料阿曼原油直接由海运到茂名水东港口，再由输送管道直接输送到厂区储罐内，产品则可通过公路，铁路和水路销往各地市场。本项目的水、电、风等公用工程均有茂石化工业园区管道输送。三废排放也均可依托茂石化工业园区的三废处理中心处理。
1.5.3节能措施 炼油厂加工所消耗的能量占原油加工量的4%-8%，而常减压蒸馏装置又是耗能量大的生产装置。2001年中石化常减压蒸馏装置平均能耗为0.496GJ/t(不包括不开减压装置)，最低0.438 GJ/t，最高0.686 GJ/t，与国外常减压蒸馏装置相比，我国常减压蒸馏装置的能耗显然偏高，具有较大的节能潜力。常减压蒸馏装置能耗主要是工艺过程必须消耗的燃料、水蒸汽、电力、水等所产生的能量消耗。其中燃料能耗比例最大，达60%-85%；
其次是电和蒸汽，均占总能耗的10%-15%；
水的能耗的占总能耗的4%左右。因此，应从降低燃料消耗着手，节约能源。常减压蒸馏装置主要从五个方面着手：改进工艺流程、提高设备效率、优化操作、采用先进的自动控制流程、加强维修管理。降低燃料消耗，就是在保证产品收率和质量的条件下，减少加热炉有效热负荷和提高加热炉效率。加热炉负荷通常包括加热常压塔和减压塔进料及蒸汽所需热负荷。减少加热炉有效负荷的主要措施有：提高常压炉进料温度、降低加热炉出口温度、减少加热炉进料量（包括蒸汽）；
提高加热炉热效率的主要措施有：回收烟气余热，降低排烟温度、提高燃烧器燃烧效率、优化及自动控制加热炉各操作参数（如烟气含氧量、炉膛负压，排烟温度等）、应用新型隔热材料，减少加热炉热损失。同时，节能措施的采用，不仅在技术上可行，而且必须经济合理。
第二章：工艺流程设计 2.1原料油性质及产品性质 2.1.1原油的一般性质 原油含水量大于0.5%时先脱水。原油经脱水后，进行一般性质分析。包括相对密度、黏度、凝点或倾点、含硫量、含氮量、含蜡量、胶质、沥青质、残炭、水分、含盐量、炭分、机械杂质、元素分析、微量金属、流程、闪点及原油的基属等。
阿曼原油，= 0.8552；
特性因数 K=12.2 含硫石蜡-中间基原油 2.1.2原料油处理量 设计处理量: 250+46×10=710万吨/年, 开工：8000小时/年。
2.1.3原油实沸点蒸馏数据 序 馏分范围 馏 出, % 序 馏分范围 馏 出, % 序 馏分范围 馏 出, % 号 ℃ 重 累计 号 ℃ 重 体 号 ℃ 重 体 1 IBP-60 1.45 1.45 9 200-220 2.85 22.10 17 360-395 2.96 45.39 2 60-80 2.06 3.51 10 220-230 1.33 23.43 18 395-425 6.60 51.99 3 80-100 2.24 5.75 11 230-250 2.28 25.71 19 425-440 2.87 54.86 4 100-120 2.28 8.03 12 250-275 3.51 29.22 20 440-460 3.48 58.34 5 120-145 3.84 11.87 13 275-300 3.51 32.73 21 460-480 3.09 61.43 6 145-160 2.00 13.87 14 300-320 3.42 36.15 22 480-500 2.69 64.12 7 160-180 2.87 16.74 15 320-340 3.28 39.43 23 500-520 2.48 66.60 8 180-200 2.51 19.25 16 340-360 3.00 42.43 24 520-540 2.93 69.53 25 >540+ 30.47 100 2.1.4原油平衡蒸发数据 累计馏出, ％(体) 初馏点 10 20 30 40 50 60 70 平衡蒸发温度, ℃ 125.1 182.8 233.7 287.9 336.9 387.9 433.6 482.8 2.1.5产品性质 产 品 沸点范围 产 率 相对密度 恩 氏 蒸 馏 数 据, ℃ 名 称 ℃ %(重) 初 10% 30% 50% 70% 90% 终 初顶油 9.76 0.7010 -- 62 74 87 104 117 132 常顶油 初~130 3.93 0.7142 30 80 108 115 127 138 147 航空煤油 130~230 13.09 0.7840 147 167 183 200 219 244 264 轻 柴 油 230~320 16.10 0.8206 228 260 278 292 306 330 349 重 柴 油 320~350 3.81 0.8450 244 297 333 345 356 381 402 常四线 350~420 4.72 0.8623 295 313 366 398 408 434 497 重 油 >420 48.59 0.9200 2.2. 工艺流程 2.2.1工艺流程 ① 原油换热系统 原油从油罐靠静位能压送到原油泵进口，在原油泵进口前的过滤器注入利于保证电脱盐效果的破乳化剂和水，经泵抽送后分东西两路与油品换热后进入电脱盐罐脱盐脱水。
在电脱盐罐内12000~24000伏高压交流电所产生的电场力和破乳化剂的作用下，微小的水滴聚集成大水滴沉降下来与原油分离，因原油中的盐份绝大部分溶于水中，故脱水包括了脱盐。原油从电脱盐罐出来后，进料继续与油品换热进入常压塔。
②初馏系统 被加热到220~230℃的原油进入初馏塔的汽化段后，分为汽液两相，汽相进入精馏段，液相进入提馏段。
初顶油气从塔顶出来，分为四路进入冷凝器，冷凝冷却到30~40℃进入容器。冷凝油经泵后部分打回初馏塔做冷回流，另一部分做重整料或汽油出装置;未冷凝的气体去加热炉烧或气炬放空。冷凝水部分用泵注入挥发线，另一部分排入下水道或气提车间。
初顶循环回流油从初馏塔集油箱提出，由泵送去换热器与脱前原油换热后发话初馏塔。
初侧线从初馏塔集油箱抽出经泵送入到常压塔。
从初馏塔底出来的拔头油由泵抽出，分两路与高温油品换热，换热到300℃左右再合并分四路进入常压炉进行加热，加热到335℃或365℃进入常压塔。
③ 常压系统 从常压炉加热出来的油进入初馏塔汽化段后，汽相进入精馏段，在精馏段分离切割出五个产品，液相进入提馏段，在塔底液面上方吹入过热蒸汽作汽提用。
常顶油汽、水蒸汽从塔顶挥发线出来，（在挥发线依次注有氨水，缓蚀剂和碱性水），先分八路进入空冷器冷却到60~75℃后，再分两路冷却到40~45℃，冷后合并进入容罐作油、水、汽分离。分离出来的冷凝水部份用泵注入挥发线，另一部份排入碱性水道或经泵送北汽提装置，瓦斯从容器顶出来经水封罐脱油脱水后去加热炉烧或明放空或去火炬线放空，或去三蒸馏尾气系统。常顶汽油由泵抽出，部份打回初馏塔顶作冷回流，部份经混合柱碱洗进入容沉降罐分离碱渣后出装置或经脱砷后出装置。
常压一线馏出，经汽提上段汽提，油汽返回初馏塔，馏出油由泵-抽出先后经冷却至40~45℃进入灯油沉降罐作航煤，灯油或溶剂油出装置。
常压二线馏出，进入汽提中段汽提，油汽返回初馏塔，馏出油由泵抽出后经冷却至50~70℃后与碱液混合进入柴油电离罐，在罐内约1.5~2.0万伏高压直流电的电场作用下分出碱渣，常二经沉降后作轻柴装置，若作-10#军柴则改进盐罐后出装置。精制罐分离出的碱渣自压送往汽油泵房回收。
常压三线抽出，经汽提下段汽提，油汽返回初馏塔，馏出油由泵抽出后经冷却至60~75℃作变压器油原料出装置，若作轻柴则与常二合并出装置。
常压一中馏出，由泵抽送。常压二中自馏出，由泵抽出后经换热后经三通温控调节阀返回初馏塔。常压塔底重油由泵抽出，分四路进入减压炉加热。
④减压系统 从减压炉加热出来的油（约385~395℃）进入减压塔，在塔内91-97Kpa真空度下进行减压分馏。
减压塔顶油汽、水蒸汽由挥发线引出，分8支路进入4组间冷凝器冷却，冷凝油水流入容器进行油水分离，未冷凝油汽被一级蒸汽真空泵抽送入2组间冷器，冷却，冷凝液进入容器，未冷凝气被二级蒸汽真空泵抽送入冷却，冷凝液进入容器。
减压一线自常压塔上段填料下集油箱馏出，由泵抽送去与炉用空气换热，换热后再经换热器与原油换热，然后进入冷却至40～50℃，部份打回减压塔作冷回流，另一部份作重柴或催化料出装置。
减压二线自常压塔下段填料下集油箱馏出，经减压塔上段汽提，油汽返回中段填料下集油箱之下，馏出油由泵抽出后经冷却至60～70℃作润料或催化料出装置。冷却器出口引一支路去泵进口以作重质封油用。
减一中自常压塔中段填料下集油箱馏出，由泵抽送分三路并联经换热器，换热器换热后返回减压塔上段填料下集油箱之下。减二中自常压塔馏出，由泵-抽送先后经换热后返回减压塔。减底渣油由泵抽出，分两路换热后合并进入冷却器，然后作氧化沥青料、焦化料或丙烷脱沥青料出装置。
设计中采用水蒸气汽提方式，并确定汽提水蒸气的用量；
由于浮阀塔操作弹性大，本设计采用浮阀塔。原油常减压蒸馏装置的工艺原则流程图所示。
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、汽提塔、减压炉、减压塔等。
根据设计要求和实际情况，采用板式塔。各种板式塔有关结构性能比较如下表：
塔板 优点 缺点 泡罩塔板 不容易发生漏液现象，有较好的操作弹性，对脏物不敏感 结构复杂造价高，塔板压降大，雾末夹带现象严重．塔板效率均匀 筛板 结构简单，造价低，气体，压降小 操作弹性地，筛孔小，易堵塞 浮阀塔板 生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降小，结构简单，造价低 不宜处理易结焦，或黏度大 喷射型塔板 开孔率较大，可采用较高的空塔气速，生产能力大，塔板效率高 操作弹性大．气相夹带 由上表比较可知，应选择浮阀塔板作为本次设计所需的塔板。
2.4环保措施 2.4.1污染源分析 常压加热炉烟气 减压加热炉烟气 图2-2 常减压蒸馏装置的工艺流程及污染源分布 1－电脱盐罐；
2一初馏塔；
3常压炉；
4常压塔；
5汽提塔；
6-稳定塔；
7分馏塔；
8－减压加热炉；
9－减压塔 由图2-2可知，常减压蒸馏装置污染源有电脱盐排水、初顶排水、机泵冷却水、常顶排水、减顶排水、常压加热炉烟气、减压加热炉烟气，所以环保工作应围绕这些污染源采取相应措施。
2.4.2废气处理 ①加热炉烟气 烟气中的与燃料中硫含量有关，使用燃料气及低硫燃制能有效降低。的排放量。的排放与燃料中的含量及燃烧火嘴结构有关。
②停工排放废气 装置在停工时，需对塔、容器、管线进行蒸汽吹扫，大部分存油随蒸汽冷凝水排出，还有部分未被冷凝的油气随塔顶蒸汽放空进入大气；
检修时，需将塔、容器等设备的人孔打开，将残存的油气排入大气；
要制定停工方案并严格执行，严格控制污染。
③无组织排放废气 一般情况下含硫废水中硫化氢及氨的气味较大，输送这种含硫废水必须密闭，如有泄漏则毒害严重。含硫化氢废气经常泄漏的部位是在“三顶”回流罐脱水部位。减少措施是控制好塔顶注氨。输送轻质油品管线、碱渣管线及阀门的泄漏会造成大气污染，本装置设计常压塔顶减压阀为紧急放空所用，放空气体进入紧急放空罐。管线阀门的泄漏率应小于2％。
另外，蒸馏装置通常设“三顶”瓦斯回收系统，将初顶、常减顶不凝气引入加热炉作为燃料烧掉或回收，这样对节能、安全、环保均有利。
2.4.3废水处理 ①电脱盐排水 制电脱盐过程所排的废水，来自原油进装置时自身携带水和溶解原油中无机盐所注入的水。此外，加入破乳剂使原油在电场的作用下将其中的油和含盐废水分离。由于这部分水与油品直接接触，溶人的污染物较多，特别是电脱盐罐油水分离效率不高时，这部分排水中石油类和COD均较高。排水量与注水量有关，一般注入量为原油的5％～8％。
筛选好的破乳剂、确定合适用量、提高电脱盐效率都对提高油水分离效果有利；
用含硫污水汽提后的净化水回注电脱盐可减少新鲜水用量，同时减少净化水排放的挥发酚含量；
增加油水镧离时间，严格控制油水界面(必要时设二次收油设施)可减少油含量。
②塔顶油水分离器排水 常减压蒸馏装置其初馏塔顶、常压塔顶、减压塔顶产物经冷后均分别进入各自的油水分离器，进行油水分离并排水。这部水是由原油加工过程中的加热炉注水，常压塔和减压塔底注汽产品汽提塔所用蒸汽冷凝水，大气抽空器冷凝水，塔顶注水，缓蚀剂所含水分等组成。由于这部分水与油品直接接触，所以污染物质较多，排水中硫化物、氨、COD均较高。排水中带隋况与油水分离器中油水分离时间、界面控制是否稳定有关。正常生产情况下，严格控制塔顶油水分离器油水界面是防止排重带油的关键。
③机泵冷却水 机泵冷却水由两部分构成，一部分是冷却泵体用水，全部使用循环冷却后进循环水回水管网循环使用。另一部分是泵端面密封冷却水，随用随排入含油废水系统。一般热油泵需冷却水较多，如端面漏油较多．则冷却水带油严重。如将泵端面密封改为波纹管式密封，可以减少漏油污染。
④装置其他排水 a．油品采样。该装置有汽油、煤油、柴油等油品采样口用于采集样品进行质量检测。一般在油品采样前，都要放掉部分油品，以便将采样滞留在管线中的油置换掉。这部分油品会污染排水。b．设备如拆卸油泵、换热器等，需将设备内的存油放掉进入系统。如果能在拆卸设备处，设专线将油抽至污油回收系统(或罐)，可以减少污染。
c．地面冲洗原油泵、热油泵、控制阀等部位所在地面最易遭受污染。一般不允许用水冲洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉纱插去油污。d.各种废水排出装置进入全厂含油废水系统之前，要设置计量井，并制定排水定额。对控制排放废水的污染较为有效。
2.4.4噪声防护 在生产装置，噪声的主要来源是：①流体振动所产生的噪声。如流体被节流后发出的噪声(尤其是调节阀节流造成的)、火焰燃烧所造成的气体振动等。②机械噪声。指各种运转设备所产生的噪声。③电磁噪声。指由电机、脱盐变压器等因磁场作用引起振动所产生的噪声。
加热炉噪声的防治一般有下列几种方法，可根据不同情况选用。
(1)采用低噪声喷嘴。
(2)喷嘴及风门等进风口处采用消声罩。
(3)结合预热空气系统，采用强制进风消声罩。
(4)炉底设隔声围墙。
电机噪声的防治一般有：
(1)安装消声罩。一般应选用低噪声电机，若噪声不符合要求时，可加设隔声罩(安装全部隔声罩或局部隔声罩。)(2)改善冷却风扇结构、角度。(3)大电机可拆除风扇，用主风机设置旁路引风冷却电机。
空冷器噪声的防治一般可选用以下几种方法：
(1)设隔声墙，以减少对受声方向的辐射。
(2)加吸声屏，可设立式和横式吸声屏。
(3)加隔声罩。
(4)用新型低噪声风机。
第三章 常压蒸馏塔工艺设计 3.1 工艺参数设计 处理量为710万吨/年阿曼原油的常减压分馏塔, 产品产率及性质数据及平衡汽化数据表3-1及表3-2所示。
表3-1 产品产率及其性质 产 品 沸点范围 产 率 相对密度 恩 氏 蒸 馏 数 据, ℃ 名 称 ℃ %(重) 初 10% 30% 50% 70% 90% 终 初顶油 9.76 0.7010 -- 62 74 87 104 117 132 常顶油 初~130 3.93 0.7142 30 80 108 115 127 138 147 航空煤油 130~230 13.09 0.7840 147 167 183 200 219 244 264 轻 柴 油 230~320 16.10 0.8206 228 260 278 292 306 330 349 重 柴 油 320~350 3.81 0.8450 244 297 333 345 356 381 402 常四线 350~420 4.72 0.8623 295 313 366 398 408 434 497 重 油 >420 48.59 0.9200 表3-2 原油平衡蒸发数据 累计馏出, ％(体) 初馏点 10 20 30 40 50 60 70 平衡蒸发温度, ℃ 125.1 182.8 233.7 287.9 336.9 387.9 433.6 482.8 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 以下的转换计算均以初顶油为例，其它产品仅写出计算结果，见表3-4。
（1）体积平均沸点，t(体)：
（2）恩氏蒸馏90%～10%斜率: （3）质量平均沸点，t(重) 查《石油炼制工艺学》P29，可得质量平均沸点校正值，故：初顶油, 校正值=2.0 （4）实分子平均沸点，t(实) 由P29可查得体积平均沸点校正值，故：
初顶油, 校正值=-7.2 （5）立方平均沸点,t(立) 由P29可查得体积平均沸点校正值，故：
初顶油, 校正值=-1.8 （6）中平均沸点, t(中): 由P29可查得中平均沸点校正值，故：
初顶油, 校正值=-4 （7）特性因数 K: 查《石油炼制工艺学》P30，可得油品相对密度校正值，故：
初顶油 由P35查得：
K=12.3 （8）比重指数：
由P35查得：初顶油 （9）相对分子质量 M：
由P39查得：初顶油 M=98 （10）平衡蒸发温度：
恩氏蒸馏70～10%斜率= 由P145可查得：表3-3 初顶油平衡蒸发温度 恩氏蒸馏（体）% 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 恩氏蒸馏 ℃ 62 74 87 104 117 132 恩氏蒸馏温差℃ 12 13 17 13 15 平衡蒸发温差℃ 6 6.2 8 5 4.6 平衡蒸发50%点温度 ℃ 77 平衡蒸发温度℃ 64.8 70.8 77 85 90 94.6 所以，平衡蒸发100%温度为94.6℃。
（11）临界温度：
查《石油炼制工艺学》P51知：
初顶油 真临界温度=262℃ , 假临界温度=256℃ （12）临界压力：
由《石油炼制工艺学》P53查得：
初顶油 真临界压力=3.2MPa , 假临界压力=3.01MPa （13）焦点温度：
由P151查得：
初顶油 =312℃ （14）焦点压力：
由P152查得：
初顶油：=5.3273MPa 表3-4 油品的有关性质参数计算汇总 油品名称 密度/ 比重指数oAPI 特性 因数 K 相对分子质量 M 平衡蒸发温度/℃ 临界参数 焦点参数 0% 100% 温度/℃ 压力/MPa 温度/℃ 压力/MPa 初顶油 0.7010 68.9 12.3 98 94.6 262 3.2 312 5.3273 常顶油 0.7142 65.2 12.4 105 58.8 285 3.02 333 4.7421 航空煤油 0.784 47.9 12.07 160 169.2 383 2.15 423 3.163 轻柴油 0.8206 40.0 12.17 241 269 468 1.78 490 2.1852 重柴油 0.845 35.1 12.15 290 277.5 510 1.46 530 1.81455 常四线 0.8623 31.8 12.14 340 301.2 544 1.1 566 1.45455 重油 0.9200 21.3 3.1.2 产品收率及物料平衡 处理量为250+46×10=710万吨/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。如不能取得实标生产数据, 可根据实沸点数据来确定。
如表2-1所示, 相邻两个产品是互相重叠的, 即实沸点蒸馏(tH-tL)是负值。通常相邻两个产品的实沸点就在这一重叠值的一半处, 因此可取tH和tL之间的中点温度作为这两个馏分的切割温度。决定年开工天数后, 即可作出常压塔的物料平衡表, 如表3-5所示。表3-5中没有考虑到损失, 在实标生产中通常取(气体+损失)约占原油的0.5％。
注: tH为相邻两馏分重馏分实沸点的0％点温度; tL为相邻两馏分轻馏分实沸点的100％点温度。
表3-5物料平衡表(按每年开工8000小时计) 油 品 产 率% 处 理 量 或 产 量 体积 质量 104t/Y kg/h kmol/h 原 油 100 100 710 887500 产 品 初顶油 11..91 9.76 69.296 86620 883.88 常顶油 4.71 3.93 27.903 34878.75 332.18 航空煤油 14.28 13.09 92.939 116173.8 726.09 轻柴油 16.78 16.10 114.31 142887.5 592.89 重柴油 3.86 3.81 27.051 33813.8 116.60 常四线 4.68 4.72 33.512 41890.0 123.21 重 油 45.17 48.59 344.989 431236.3 3.1.3 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370℃, 压力0.4MPa的过热水蒸汽。汽提水蒸汽用量与需要汽提出来的轻组分含量有关。
表3-7 汽提水蒸汽用量 油品 t/h Kg/h Kmol/h 一线煤油 0.25 250.00 13.89 二线轻柴油 0.2 200.00 11.11 三线重柴油 0.25 250.00 13.89 常四线 0.22 220.00 12.22 塔底重油 3.86 3860.00 214.44 合计 4780.00 265.56 3.1.4 塔板型式和塔板数 分馏塔 分馏塔塔板数 50层 常顶—常一线 12层 常一线—常二线 14层 常二线—常三线 8层 常三线—常四线 6层 常四线—汽化段 6层 塔底—气提段 4层 其中常顶循环回流3块，常一线中段循环回流3块，常二线中段循环回流3块，全塔塔板总数为50层。
3.1.5 操作压力 取每层浮阀塔板压力降为0.00051MPa (4mmHg)则推算常压塔各关键部位的压力如下: (单位为MPa) 塔顶压力 0.1500 一线抽出板(第38层)上压力 0.1561 二线抽出板(第24层)上压力 0.1633 三线抽出板(第16层)上压力 0.1673 四线抽出板(第10层)上压力 0.1704 汽化段压力(第5层下) 0.1735 取转油线压力降为0.0351Mpa则加热炉出口压力=0.1735+0.0351=0.2086Mpa 3.1.6 分馏塔计算草图 3.2操作条件确定 3.2.1汽化段温度 ①汽化段中进料的汽化率与过汽化率(原油相对密度) 取过汽化率为进料的2％(质)或2.03％(体)则过汽化油量为887500*0.02=17750kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为: eF=(4.71＋14.28＋16.78＋3.86+4.68+2.00)％=46.28％(体) ② 汽化段油气分压 汽化段中各物料的流量如下: 汽油 332.18kmol/h 煤油 726.09kmol/h 轻柴油 592.89kmol/h 重柴油 116.60kmol/h 常四线 123.21kmol/h 过汽化油 17750/300=59.17kmol/h 油气量合计 1950.13kmol/h 水蒸汽 214.44kmol/h(塔底汽提)。
由此计算得过汽化段的油气分压为: 0.1735×1950.13/(1950.13+214.44)=0.156Mpa ③汽化段温度的初步求定 分别根据表2-1和表2-2的数据作出原油的实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线，如图3-2所示。
汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.1735MPa之下汽化46.28％(体)的温度为此需要作出在0.1735MPa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310℃。将此交点温度换算成在0.1735MPa压力下的温度为340℃。当eF为46.28％(体)时的温度为400℃此即欲求的汽化段温度tF。此tF是由相平衡关系求得还需对它进行校核。由于汽化段温度汽化段温度所对应需要的加热炉出口温度已超出允许的炉出口最高温度(最高炉温往往是不大于365℃)。在最高炉温下365，如果汽化段温度还不能满足气化率的要求，则汽化段温度的调节，或者说要保证气化率，就只能靠调节汽化段油气分压来实现。
tF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=46.28％(体)tF=365℃, 进料在汽化段中的焓hF计算如表10所示。
进料带入汽化段的热量QF(P=0.180Mpa tF=365℃)见表3-10 表3-10 进料带入汽化段的热量Q 物料 焓Kj/kg 热量kJ/h 汽相 液相 汽油 1150.60 4.01*107 煤油 1121.31 1.30*108 轻柴油 1112.94 1.59*108 重柴油 1104.58 3.73*107 常四线 1087.84 4.56*107 过汽化油 ～1118 1.98*107 重油 891.19 3.84*108 合计 8.17*108 hF=8.17*108×106/887500=920.00kJ/kg 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0.209MPa压力之下平衡汽化曲线(即图1中的曲线3)。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。因考虑生产航空煤油限定炉出口温度不超过360，转化为常压下温度为320时汽化率eo为27％，显然eo<eF，即在炉出口条件下过汽化油和部分重柴油处于液相。据此可算出进料在炉出口条件下的焓值ho。
进料在炉出口处携带的热量(P=0.209MPa, t=360)见表3-10 物料 焓Kj/kg 热量kJ/h 汽相 液相 汽油 1204.99 4.20×107 煤油 1179.89 1.37×108 轻柴油 1163.15 1.66×108 重柴油(g) 1154.78 2.73×107 重柴油(l) 987.424 1.00×107 常四线 974.87 4.08×107 重油 945.58 4.08×108 合计 8.31×108 表3-10 进料在炉出口处携带的热量 ho=8.31×108/887500=936.63kJ/kg 核算结果表明ho略高于hF所以在设计的汽化段温度350之下能保证所需的拔出率(27%体)。炉出口温度也不致超过充许限度。
3.2.2塔底温度 取塔底温度比汽化段低7即:346-7=339 3.2.3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 塔顶温度 103 煤油抽出板(第13层) 167 轻柴油抽出板(第27层) 253 重柴油抽出板(第35层) 317 常四线抽出板(第41层) 331 则列出全塔热平衡如表3-11所示。
表3-11 全塔热平衡表 物料 流率，kg/h 密 度 d204 操作条件 焓，kJ/kg 热量，kJ/h MPa ℃ 汽相 液相 入 方 进料 800880 0.8552 0.173 346 1112.944 8.91×108 汽提蒸汽 4780.00 0.3 420 3362 1.61×107 合计 805660.00 9.07×108 出 方 汽油 34878.75 0.7142 0.150 103 594.128 2.07×107 煤油 116173.8 0.7840 0.156 167 424.676 4.93×107 轻柴油 142887.5 0.8206 0.163 253 663.164 9.48×107 重柴油 33813.75 0.8450 0.167 317 843.076 2.85×107 常四线 417890 0.8623 0.170 331 873.2008 3.66×107 重油 431236.25 0.9200 0.1755 339 861.904 3.72×108 水蒸汽 4780.00 0.150 103 2599.065421 1.24×107 合计 805660.00 6.14×108 ②全塔回流热 全塔回流热Q=9.07×108-6.14×108=2.93×108kJ/h ③回流方式及回流热分配 常压塔采用顶冷回流、塔顶循环回流、两个中段循环回流共四个回流取热。
表3-13回流方式及回流热分配 回流热分配 ％ 热量, kJ/h 顶冷回 7.2 2.11×107 一中 32 9.39×107 二中 44.4 1.30×108 顶循环 16.4 4.81×107 3.3蒸馏塔各点温度的校核 校核应自下而上进行。
3.3.1常四线抽出板 按图3-1中的隔离体系Ⅰ作第41层以下塔段的热平衡如图3-3及表3-14所示。
表3-14 第10层以下塔段的热平衡 物料 流率 kg/h 密 度 d204 操作条件 焓，kJ/kg 热量，kJ/h MPa ℃ 汽相 液相 入方 进料 800880 0.8552 0.173 346 1112.944 891334590.7 汽提蒸汽 3860.00 0.3 420 3362 12977320 内回流 L 0.8594 0.170 329 852.6992 合计 904311910.7+852.6992L 出方 常顶油 34878.75 0.7142 0.17 331 1108.76 38672162.85 航空煤油 116173.75 0.784 0.17 331 1079.472 125406310.3 轻柴油 142887.5 0.8206 0.17 331 1071.104 153047372.8 重柴油 33813.75 0.845 0.17 331 1062.736 35935089.42 常四线（汽）
41890 0.8623 0.17 331 874.456 36630961.84 重油 431236.25 0.92 0.1755 338 861.904 371684248.8 水蒸汽 3860.00 0.17 331 3264.8 12602128 内回流 L 0.8594 0.17 331 1069.012 合计 773978274+1069.012L 由热平衡得: 904311910.7+852.6992L =773978274+1069.012L 所以, 内回流 或(假定内回流液的分子量为332) 常四线油抽出板上方汽相总量为: 重柴油蒸汽(即内回流)分压为: 由常四线常压恩氏蒸馏数据换算在0.0815MPa压力下平衡汽化0％点温度，为330.2℃, 与原假设331℃很接近, 可以认为原假设是正确的。
3.3.2 重柴油抽出板、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, 故计算从略。计算结果与假设值相符, 故认为假设是正确的。即: 重柴油抽出板温度317℃，轻柴油抽出板温度253℃, 煤油抽出板温度 167℃ 3.3.3 塔顶温度 塔顶冷回流温度to=60℃ ho=163.3kJ/kg 塔顶抽出温度 t1=103℃ h1=594.13kJ/kg 故塔顶冷回流量Lo为: 塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽)为：
塔顶水蒸汽流量为：
塔顶油气分压为：
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104.7℃。已知其焦点温度和压力依次为312℃和5.3273MPa。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3-4所示, 得出在0.149MPa压力下露点温度为107℃。考虑到不凝气的存在, 该温度乘以系数0.97,则塔顶温度为:10×0.97=103.79℃，与假设的103℃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0.178-0.149=0.029MPa, 在此压力下饱和水蒸汽温度为71.13℃, 故水汽不会冷凝。
图3-4 汽油的露点线相图 3.4 全塔汽、液负荷分布图 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3-6就是通过计算1、5、16、20、24、34、38、50,各层及塔底汽提段的汽、液负荷绘制而成。
各代表性塔段的汽、液负荷的计算举例：
表3-15 第34层以下塔段的热平衡 物料 流率 kg/h 密 度 d204 操作条件 焓，kJ/kg 热量，kJ/h MPa ℃ 汽相 液相 入方 进料 800880.0 0.8552 0.173 346 1096.208 877931063 汽提蒸汽 4530.00 0.3 370 3150 14269500 内回流L 0.81145 0.152 201.2 510.448 合计 805410.0 892200563+510.448L 出方 常顶油 16702.50 0.7142 0.158 202 799.144 27873143.79 航空煤油 55632.5 0.784 0.158 202 514.632 59786729.31 轻柴油 68425 0.8206 0.163 253 661.072 94458925.4 重柴油 16192.5 0.845 0.167 317 843.076 28507561.1 常四线（汽）
20060 0.8623 0.17 331 873.2008 36578681.51 重油 206125 0.92 0.1755 239 861.904 371684248.8 水蒸汽 4530.00 0.158 202 2774 12566220 内回流L 0.81145 0.158 202 769.856 合计 805410.0 631455209.9+769.856L 由热平衡得：892200563+510.448L =631455209.9+769.856L 所以，内回流 或（取内回流分子量 M=220.75）
液相负荷=619.8584m3/h 汽相负荷=71566.41m3/h 同理，其他的热平衡也这样算。
汽液负荷汇总见表3-16：
表3-16 汽液负荷汇总表 塔板数 汽相负荷 液相负荷 1 7810.956 489.95131 5 101760.3 529.0931 10 112604.019 701.0848 16 123708.8 698.0433 20 127210.9 852.7103 24 73196.46 378.0644 34 71566.41 619.8584 38 39135.07 213.815 50 46719.8 234.3104 根据表3-22可作出全塔的汽、液分布图，如图3-5所示：
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，第27层塔板的汽相负荷最大。
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/m3; ρL─液相密度, kg/m3; Ht─塔板间距, m; VL─液体体积流率, m3/s; Vv─气体体积流率, m3/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 塔板直径D, mm 板间距Ht，mm 1200~1400 450 500 600 — 1600～3000 450 500 600 800 3200~4200 — — 600 800 Ht = 0.8m 将以上数据带入式(4-1）,则求得 4.1.2 计算适宜的气速Wa 式中 Wa—塔板上气相空间截面上的适宜气速, m/s; 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；
对于直径<0.9m或Ht≤0.5m,以及真空操作的塔,K=0.55～0.65m(Ht大时K取大值)。
Ks—系统因数, 可取0.95～1.0。
4.1.3 计算气相空间截面积 Fa—计算的塔的空间截面积, m2; 4.1.4 降液管内流体流速, Vd 当Ht≤0.75m时 当Ht≥0.75m时 式中 Vd─降液管内液体流速, m/s。
按以上两式计算后，选用较小值。所以， 4.1.5 计算降液管面积 按以上两式计算取较大值。所以， 4.1.6 塔横截面积Ft的计算 式中 Ft──计算的塔横截面积, m2; 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。
按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速。
式中 F──采用的塔横截面积, m2; 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 式中 Fd──采用的降液管面积,m2。
采用的降液管面积占采用的塔横截面积的百分数：
4.2 塔高的计算 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。
Hd一般取1.2～1.5, Hf与Hb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：
所以，塔高为：
4.3 塔板布置、浮阀、溢流堰及降液管的计算 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。
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可等于，在安装距离足够时，也可以稍小于。
5. 无效区 塔壁与离它最近的浮阀中心线的距离，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：
4.开孔率 塔板上开孔率一般为塔板总截面积的10%～15%，通常为12%左右， 开孔率可按空塔气速与阀孔气速之比求得， 式中：—开孔率，% —阀孔气速，m/s. 5.阀孔总面积 6.浮阀数 对于型， 取整为8805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=4.2m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 溢流堰长度：（双溢流）；
出口堰长度：
堰上液层高度，查《塔的工艺计算》P136图5-5。
得出 塔板上液层高度：
4.进口受液盘 进口受液盘有平板机凹槽两种。采用凹槽受液盘时，塔板进口处浮阀的开启情况较好，有利于鼓泡，增加了板效率及弹性。同时，将凹槽受液盘和斜的或阶梯式降液管结合在一起使用，能在任一操作情况下形成正渡封。所以采用凹槽受液盘较平板受液盘好。但凹槽受液盘制作较复杂，浮阀塔盘系列（JB1206-73）中，塔径从800～4200毫米的塔板均为凹槽受液盘。
因此本设计采用凹槽进口受液盘。
5.进口堰hw’ 为了在塔顶是回流分配均匀，或在高气相流率和低液相流率f需保持降液管的正常液封时，可设进口堰。采用凹槽受液盘的塔板可不设进口堰。因本设计采用凹槽进口受液盘，所以不设进口堰。
4.3.4 降液管 1.降液管停留时间 弓形降液管宽度与溢流堰长可通过查《塔的工艺计算》图5-8计算。液体在降液管中的停留时间为：
2.降液管内流体流速 3．降液管底缘距塔板的高度 决定的因素是既要防止沉淀物堆积或堵塞降液管，使液体顺利流入下层塔板；
同时又要防止上升气体有降液管通过形成短路而破坏塔板的正常操作。
弓形降液管的为：
式中 Wb—降液管底缘出口处流速，一般取0.1～0.3 m/s（易发泡物料取小值）。
—降液管底缘距塔板的高度，m。
故， 第五章 常压蒸馏塔的水力学计算 浮阀塔板的水力学计算主要包括塔板压力降、雾沫夹带、泄漏、降液管超负荷及淹塔等部分。
5.1 塔板总压力降 包括干板压力降、气体克服鼓泡层表面张力的压力降及气体通过塔板上液层的压力降。
1.干板压力降△Pd 阀全开前按: 式中 ──阀孔气速, m/s; g──重力加速度(9.8m/s2); △Pd──干板压力降, m液柱。
2.气体克服鼓泡表面张力的压力降△Po值很小, 可忽略不计。
3.气体通过塔板上液层的压力降△PL 式中 hw──出口堰高度, m; L──溢流堰长度, m; △PL──气体通过塔板上液层的压力降, m液柱。
4.气体通过一块塔板的总压力降△Pt(m液柱) 5.2 雾沫夹带 过量的雾沫夹带会使塔板效率降低很多, 所以应限制塔板的雾沫夹带, 一般情况下, 雾沫夹带可限制在每公斤上升气体所夹带的液体小于或等于0.1公斤。
可按下式近似地计算雾沫夹带量: 式中 e──雾沫夹带量, kg(l)/kg(g); ε──除去降液管面积后的塔板面积与塔横截面积之比,ε=(F-2Fd)/F=0.8018 φ──系数, 取0.6～0.8; 当W=0.5Wmax时取小值; 当W=Wmax时取大值; W──采用的空塔气速, m/s; m──参数, 按下式计算 m=5.63×10-5(σL/ρv)0.295[(ρL-ρv)/μv]0.425 μv──气体粘度, 公斤·秒/m2; A、n──系数; 当Ht<350毫m时, A=9.48×10-7, n=4.36; 当Ht≥350毫m时, A=0.159, n=0.95 σL──液体表面张力, 10-5N/mm; Ht──塔板间距,mm; hL──塔板上液层高度, mm。
因为物理性质与水相近，所以e可以简化 5.3 泄漏 设泄漏阀孔动能因素F=5,小于设计的阀孔动能因素12。
5.4 淹塔 当降液管中清液高度超过一定高度后, 就可能因液体所携带的泡沫完全充满整个降液管而产生淹塔现象, 使操作破坏。所以应使降液管内的清液维持在一定高度下。降液管内清液高度取决于液相流过塔板的压力降。这个压力降为气相通过该板的压力降丶塔板上液层高度产生的压力降以及液体流经降液管所产生的压力降之和。可按下式计算: 式中 △PL──液相流过一层塔板所需克服的压力降, m液柱; hL──塔板上液层高度, m液柱; △Pdk──不设进口堰时液相通过降液管的压力降, m液柱; △Pdk=0.153(Wb)2 △Pt──气体通过一块塔板的总压力降, m液柱; Wb──降液管底缘出口处流速, m/s。
为了防止淹塔，必须满足下式要求: 式中系数一般取0.5，发泡严重的介质应取小值。
符合要求。
5.5 降液管超负荷 当液体在降液管内流速太快时, 则从上层塔板携带到降液管内的气体将来不及在降液管中与液体分离而随液体进入下层塔板, 降低了分离效率。液体在降液管的最大流速由下面两式计算,选两式计算结果中的较小值。
其中 取0.98 则 所以 5.6 适宜操作区和操作线 浮阀塔板上有许多因素是互相关联，又互相制约的。必须通过不同因素的影响作图，找出一个最适宜的操作区。塔板适宜操作范围可用空塔气速为纵坐标，液体流率为横坐标作图。当塔的汽液负荷（操作点）位于适宜操作区适中位置，则塔板上水力学状态是稳定的。
1． 雾沫夹带线 一般把e=10%作为雾沫夹带上限，则 转换得：
设一个液体负荷，即可算出一个和它相对应的空塔线速，就可以在适宜操作区的坐标上得出一点，适当算出几点，就可以画出雾沫夹带线。设液体负荷则由《塔的工艺计算》图5-5得到一系列数据：
表5-1 雾沫夹带线数据 V1,m3/h how,m Hl,mm W3.69,(m/s)3.69 W,m/s 100 0.033 83.04 533.2209 5.48276 200 0.0524 102.45 644.0879 5.818764 300 0.0687 118.73 773.8526 6.065048 400 0.0832 133.26 871.8263 6.264184 600 0.109 159.10 1046.067 6.581256 800 0.132 182.16 1201.591 6.833172 900 0.143 192.96 1274.387 6.942966 1000 0.153 203.36 1344.530 7.044515 根据表5-1的数据，可作出雾沫夹带线1，见图5-1。
2．淹塔界线 设降液管内液面高度控制在,即满足，由于表面张力较小，故可以忽略，则: 因为， , 即 ， , 所以 把已知数据代入，计算淹塔界线，整理得出：
表5-2 淹塔界线数据 V1,m3/h 100 200 300 400 600 W,m/s 7.064509 2.069593 1.917893 1.721495 1.082588 根据表5-2的数据，可作出淹塔界线2，见图5-1。
3．泄漏线 下线为F=5，即 表5-3 泄漏线数据 V1,m3/h 100 200 300 400 600 800 1000 W,m/s 0.48426 0.48426 0.48426 0.48426 0.48426 0.48426 0.48426 由表5-3的数据可作出泄漏线3，见图5-1。
4．降液管超负荷界线 降液管允许的最大流速为Vb=0.179262m/s。
表5-4 降液管超负荷界线数据 W,m/s 0 0.5 1 1.5 2 2.5 3 V1,m3/h 649.8353 649.8353 649.8353 649.8353 649.8353 649.8353 649.8353 根据表5-4的数据可作出降液管超负荷界线4，见图5-1。
5. 液相负荷下限线 所以 表5-5 液相负荷下限线数据 W,m/s 0 0.5 1.0 1.5 2.0 2.5 3.0 V1,m3/h 17.7298 17.7298 17.7298 17.7298 17.7298 17.7298 17.7298 根据表5-5的数据可作出液相负荷下限线5，见图5-1。
6. 操作线 设计点A为计算的第20层塔板的点，即， 这时：
， 连接坐标原点O(0,0)及设计点A，可得出操作线6,见图5-1。
7.适宜操作区和操作线 图5-1 适宜操作区示意图 A──设计点。此点对应于塔板设计时的气液负荷; OA──操作线。座标原点O与设计点A的连线OA为在已知条件下设计出来的该塔板的操作线,在此线上各点的气液比是恒定的。
B──负荷上限, 图中负荷上限为淹塔控制; C──负荷下限, B与C之比为操作弹性, 此值越大, 弹性越好。从图5-1可查得上限：, 下限，塔板操作弹性是。
第六章 车间布置设计 6.1 车间平面布置方案 车间厂房布置包括车间平面布置和立面布置，主要取决于生产规模、生产流程、生产种类、厂区面积、厂区地形和地形条件。车间厂房布置必须满足工艺要求，同时也应符合国家的防火卫生标准等各种规范和规定。为确定车间平面布置方案，考虑如下几种布置方案：
(1) 直通管廊长条布置直通管廊长条布置适合于小型车间（装置），是露天布置的基本方案。外部管道可由管廊的一端或两端进出，工艺区与贮罐区用一根中心布置的管廊连接起来，流程畅通，且控制室与配电室相邻。
(2) T形或U形的管廊布置 T形或L形的管廊布置适合于较复杂车间，管道可由二个或三个方向进出车间，中间贮罐布置在设备或厂房附近，原料成品贮罐分类集中布置在贮罐区。槽车卸料泵靠近道路布置，贮罐的出料泵靠近管廊。管廊与道路重叠，在架空管廊下布置道路。
(3)组合型布置 组合型布置适合于复杂车间，其车间平面就是由直线形，T形和L形组合而成。
因此，本设计车间平面布置方案定为组合型布置，于满足工艺要求，符合国家的防火卫生标准等各种规范和规定。
6.2 车间平面布置图图纸说明 6.2.1 设备布置满足工艺流程和工艺条件要求 原油常减压蒸馏装置包括原油预处理、初馏塔、常压塔和减压塔等工序。本装置设备布置采用同类设备集中和流程相结合的方式来布置，各生产工段从原油罐、电脱盐系统、初馏塔、减压塔和加热炉到产品缓冲罐都顺流程排列，保证了工艺流程在水平和垂直方向的连续性。配电室、维修室与控制室等生活行政设施合并布置在一幢建筑物中，在符合安全距离的前提下安排在装置工艺区的南面，方便值班人员的工作，位置恰当适宜。
6.2.2 设备集中布置 本装置同类型的设备或操作性质相似的有关设备及操作中有联系的设备，尽可能的布置在一起，这样可以统一管理，集中操作，还减少了备用设备。如塔体集中布置在塔架上，热交换器和泵组成布置在一处等。
6.2.3 安全性 原油常减压蒸馏装置生产工艺所用的原料及产品有大港原油、航空煤油、轻柴油、重柴油。根据以上原因在布置设备时，结合检修的频繁程度及设备大小等因素，将列管式反应器及精馏塔、回收塔等设备布置在下风处，装置办公楼布置在装置的上风向，使明火设备与易燃设备按规范保持一定的间距。并决定设备之间的净距离大小，如泵与泵的净安全距离不小于0.7M等。
6.2.4 经济性 （1）减少动力消耗及热损失 将主要设备和反应器等布置在中层，贮藏、重型设备及传动设备布置在最低层（如泵靠近供料设备以保证良好的吸入条件），尽可能使物料自动流送，避免中间体的产品有交叉往返现象，充分利用了位能，节省动力消耗。热交换器布置以流程顺序为主，减少了管线长度与相应配件数量，减少热损失。
（2）节省用地 为节省用地，减少建筑投资，装置采用露天布置，并将MTBE装置与预发展丁烷装置作为联合装置看考虑，共用一个控制室集中控。把泵、塔、冷换及罐等所有设备放在同一框架内，既能满足工艺要求又节省用地。
6.2.5 安装与维修 考虑设备安装、检修、操作等因素，整套装置内设有宽度6m的检修通道，以便设备安装检修、拆卸以及运送物料时起重运输装置的操作。立式设备和塔的人孔对着检修通道而布置在同一方向。另外平台的大小满足检修的需要，留有1.85m的人行通道。浮头式换热器留有抽束管检修用地，列管换热器检修可利用平台南面的检修空地。
6.2.6 外观 设备平面布置图严格根据工业生产合理性、当地气候以及地势等条件进行布置，在设计过程中尽可能做到经济合理、节约投资、操作维修方便安全、设备排列简洁紧凑、整齐美观。
6.2.7 图面（见附图）附图物件无 设备平面布置图按国家标准、设计规范与生产工艺要求绘制，保证设备的布置情况详细、清楚地表达出来。
6.3 常压蒸馏塔装配图（见附图）附图附件无 第七章 参考资料 [1] 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。
[2] 林世雄主编, 《石油炼制工程》上册, 石油工业出版社, 1985年。
[3] 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。
[4] 张锡鹏主编, 《炼油工艺学》, 石油工业出版社, 1982年。
[5] 陈声宗主编，《化工设计》，化学工业出版社，2006年 [6] 程丽华主编，《石油炼制工艺学》，中国石化出版社，2005年 [7]《钢制压力容器》（GB150－98），国家技术监督局发布；
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[11]《石油化工设备手册》（第四分编），石油化工设备腐蚀与防腐，中国石油化工总公司石油化工规划院；
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[13]《机械制图》（中华人民共和国国家标准）（GB4457~4460－84 GB131－83）；
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[16]《石油加工工艺学》（上册），李淑坊编，中国石化出版社，1991 第八章 结束语 在设计的过程中，我学到了许多在课本上学不到的东西，而且可以使自己更进一步接近社会，在企业设计的过程中，我发现了自己看问题的角度，思考问题的方式也逐渐开拓，这与实践密不可分，在实践过程中，我又一次感受充实，感受成长。这次设计是很有收获的，还有一点感受颇深的一点是在学习、生活、工作中要追求完美，不允许丝毫的马虎，严谨认真是时刻要牢记的，哪怕是一个很小的漏洞，都会产生危险，发生事故。
经过一个月课程设计让我了解到自己所学的专业知识还不够，这次的课程设计让我发现了自己的不足，在完成这次课程设计的过程中，也让我学习到了许多，例如计算机方面对Office的更深刻应用以及CAD软件运用进一步熟练，专业知识方面让我对原油常压蒸馏及常压蒸馏塔的设计原理有了更深一层的理，同时进一步巩固了所学的石油炼制工程的相关知识，我们通过老师的指导和同学之间的讨论,一步一个脚印地完成任务书所要求的.也让我学会查阅大量的化工资料以及图表，有助于我们将来在石油工业的认知.增加了我们的知识面。想必以上的收获将会利于即将走出校门的我们能更好更快的适应石化行业。
内容仅供参考，如果您需解决具体问题，建议您详细咨询相关领域专业人士。