蒸餾塔分餾系統(tǒng)畢業(yè)設計

1、<p><b>　　摘要</b></p><p>　　隨著世界經濟發(fā)展，環(huán)境問題日益突出，同時能源需求日益旺盛，各國對汽油等輕質油特別是高質量的清潔燃料的需求量急劇增加，同時隨著石油化工業(yè)的發(fā)展，需要多產輕質油.將重質油更多的轉化成輕質油品，且轉化成清潔能源是以后催化裂化領域的重要課題。催化裂化是石油煉制過程之一，是在熱和催化劑的使用下使重質油發(fā)生裂化反應，轉變?yōu)榱鸦秃筒裼?/p>

2、等的過程.</p><p>　　本設計題目是200萬噸/年催化裂化分餾及換熱裝置的工藝設計.所用工藝對重油加工程度較深且產品收率很高，同時具有較好的經濟效益和環(huán)保效益，同時以大慶常壓渣油為原料生產高質量汽油的方案通過綜合評定后的經濟效益較為合理，通過汽油的方案及反一再系統(tǒng)工藝的計算，達到了設計的目的。</p><p>　　本設計加工彈性大，汽油產率較高，并充分考慮了能量的綜合利用問題與環(huán)境

3、保護問題</p><p>　　關鍵詞：重油 催化裂化 分餾塔 舌形塔板</p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　As the rapid economic development of China ,more and more attention are taken to the world's env

4、ironmental problems ,leading with gasoline,light and sweet oil especially for better quality of cleaner fuels dramaticly increase in demand ,while the development of petrochemical industry needs more effectively prolific

5、 light oil.How to transform more heavy oil into light oil and clean energy is the important topics of future FCC. FCC is one of the petroleam refining process is the use of heart and a</p><p>　　The topic of

6、this design is 2 million tons / year of FCC process design.There are deeper on the processing of heavy oil and high yield ,and comprehensive evaluation of economic benefits are reasonable by Daqing atmospheric residue as

7、 raw materials to produce gasoline program,aimed at producing high-quality gasoline.Gasoline program and anti-andthen the calculation of the process system technology and is designed to reach.</p><p>　　The f

8、lexible design and processing has high yield of gasoline,and give full consideration to the comprehensive utilization of energy and environmental issues.</p><p>　　Key word: catalytic cracking ;Main fractiona

9、tor ;Tongue shaped tower board</p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　摘要I</b></p><p>　　AbstractII</p><p><b>　　第一章 概述1</b></p><

10、p>　　1.1 催化裂化工業(yè)的意義與作用1</p><p>　　1.2 催化裂化技術國內外發(fā)展現(xiàn)狀1</p><p>　　1.3 催化裂化工藝簡介2</p><p>　　1.4 設計依據2</p><p>　　第二章 催化裂化工藝簡介3</p><p>　　2.1重質油催化裂化原則流程3&

11、lt;/p><p>　　2.2裝置流程簡介3</p><p>　　2.2.1反應再生部分3</p><p>　　2.2.3能量回收部分4</p><p>　　2.2.4分餾部分5</p><p>　　2.2.5吸收穩(wěn)定部分6</p><p>　　2.2.6脫硫部分7</p>

12、<p>　　第三章 分餾塔工藝設計9</p><p>　　3.1 原料及產品的有關參數(shù)的計算9</p><p>　　3.1.2 體積平均沸點9</p><p>　　3.1.3 恩氏蒸餾90~10%斜率9</p><p>　　3.1.4 立方平均沸點10</p><p>　　3.1.5 中

13、平均沸點10</p><p>　　3.1.6特性因數(shù)K10</p><p>　　3.1.7分子量10</p><p>　　3.1.8 平均蒸發(fā)溫度10</p><p>　　3.1.9臨界溫度和臨界壓力11</p><p>　　3.1.10 焦點溫度和焦點壓力12</p><p>　

14、　3.2 物料平衡12</p><p>　　3.3決定塔板數(shù)、塔頂壓力和塔板壓力降12</p><p>　　3.3.1選定塔板數(shù)13</p><p>　　3.4操作條件的確定13</p><p>　　3.4.1 汽提蒸汽用量13</p><p>　　3.4.2操作壓力13</p><

15、p>　　3.5 汽化段溫度15</p><p>　　3.5.1 求汽化段油品的熱焓16</p><p>　　3.5.2爐壓力2.048Pa（絕壓）下的總熱焓17</p><p>　　3.6 確定流程17</p><p>　　3.6.1回流方式及回流熱分配17</p><p>　　3.6.2塔底溫

16、度18</p><p>　　3.7全塔熱平衡。18</p><p>　　3.8蒸餾塔各段塔徑的計算19</p><p>　　3.8.1 塔頂回流以下的熱平衡19</p><p>　　3.8.2一中回流氣液相負荷的計算20</p><p>　　3.8.3 二中回流氣液相負荷的計算21</p>&

17、lt;p>　　3.9 塔徑的計算22</p><p>　　3.10 塔高的計算22</p><p>　　3.11舌形塔板的設計23</p><p>　　3.11.1降液管24</p><p>　　3.12塔板水力學計算及降液管液面高度的校核24</p><p>　　3.12.1 降液管與受液盤間隙壓力

18、降24</p><p>　　3.12.2 濕舌孔壓力降24</p><p>　　3.12.3水力壓頭24</p><p>　　3.12.4塔板總壓力降25</p><p>　　3.12.5 進口壓頭25</p><p>　　3.12.6 溢流口液面高度25</p><p>　　3.1

19、3、塔板適宜操作區(qū)的繪制及分析26</p><p>　　3.13.1 吹氣線26</p><p>　　3.13.2 降液管超負荷線26</p><p>　　3.13.3 漏液線26</p><p>　　3.13.4 霧沫夾帶線27</p><p>　　3.13.5 淹塔線28</p><

20、p>　　3.13.6 操作線30</p><p>　　3.13.7 適宜操作區(qū)和操作線30</p><p>　　第四章 塔頂換熱流程的設計計算32</p><p>　　4.1空氣冷凝器工藝的設計32</p><p>　　4.1.1 設計氣溫32</p><p>　　4.1.2 管內流體及溫度33&l

21、t;/p><p>　　4.1.3 管排數(shù) N33</p><p>　　4.1.4 管程數(shù)n34</p><p>　　4.1.5空冷器的有關工藝計算34</p><p>　　4.1.6 空氣冷凝器的校核35</p><p>　　4.1.7選擇空冷器規(guī)格36</p><p>　　4.2 水冷冷

22、凝器工藝設計36</p><p>　　4.2.1確定設計方案36</p><p>　　4.2.2確定物性數(shù)據36</p><p>　　4.2.3 初選換熱器的尺寸規(guī)格37</p><p>　　4.3 換熱器核算38</p><p>　　4.3.1殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)38</p><p>

23、　　4.3.2管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)38</p><p>　　4.3.3污垢熱阻和管壁熱阻39</p><p>　　4.4 水冷器選型39</p><p>　　第五章 匯總與評價41</p><p>　　5.1分餾塔部分41</p><p>　　5.1.1分餾塔的主要操作參數(shù)41</p><p

24、>　　5.2塔的工藝結構參數(shù)41</p><p>　　5.3 塔板水力學評價42</p><p>　　5.3.1適宜操作區(qū)的分析42</p><p>　　5.4 換熱流程工藝的匯總43</p><p><b>　　參考文獻45</b></p><p><b>　　致 謝

25、46</b></p><p><b>　　第一章 概述</b></p><p>　　1.1 催化裂化工業(yè)的意義與作用</p><p>　　石油工業(yè)是國民經濟中最重要的支柱產業(yè)之一，是提供能源，尤其是提供交通運輸燃料和有機化工原料的最重要的工業(yè)。據統(tǒng)計，全世界總能源需求的40%依賴于石油產品[1]。然而作為一種不可再生資源，石油的產

26、量在不斷的下降，而社會生產，人民生活卻需要大量的汽油，柴油等輕質油品，但是石油不能直接作為產品使用,必須經過各種加工過程,煉制成多種符合使用要求的各種石油產品。而原油經過第一步加工只能得到少部分輕質油，大部分仍為渣油，因此需要對重質油進一步加工，催化裂化是對重質油加工的主要手段。</p><p>　　以我國目前的需要情況為例，對輕質燃料油，重質燃料油和潤滑油三者需要的比例是20：6：1。另一方面，由于內燃機的發(fā)展

27、對汽油的質量提出更高的要求，而直餾汽油一般難以滿足這些要求。同時由于石油價格上漲和石油資源逐漸枯竭，許多國家都在努力尋找能替代石油的新能源。尋找新能源的工作近年來雖然取得很大的進展，但是至少在幾十年內，由石油生產的輕質液體燃料仍然是不可能被替代的，而且對它的需求量還不斷增大。所有的這一切都促使了石油的催化裂化工業(yè)的產生和發(fā)展。</p><p>　　1.2 催化裂化技術國內外發(fā)展現(xiàn)狀</p><

28、;p>　　催化裂化是最重要的重質油輕質化過程之一,在汽油和柴油等輕質油品的生產中占有重要的地位。在一些原油加工深度較大的國家,例如德國和美國,催化裂化的處理能力達原油加工能力的30%以上。在我國,由于多數(shù)原油偏重,氫碳比（H/C）相對較高而金屬含量相對較低,因此催化裂化過程,尤其是重油催化裂化過程的地位就顯得更為重要。</p><p>　　在我國國內最早的工業(yè)催化裂化裝置出現(xiàn)于1936年。幾十年來,無論是規(guī)

29、模還是技術均有了巨大發(fā)展。現(xiàn)在它已經成為原油二次加工中最重要的一個加工過程。從催化裂化技術角度來說,基本的是反應－再生型式和催化劑性能兩個方面的發(fā)展。</p><p>　　傳統(tǒng)的催化裂化原料是重質餾分油，主要是直餾減壓餾分油，也包括焦化重餾分油。由于對輕質油品的需求不斷增長及技術進步，近20年來，更重的油料也作為催化裂化的原料，例如減壓渣油，石蠟油，脫瀝青的減壓渣油，加氫處理重油等。</p><

30、;p>　　最早在工業(yè)上采用的反應器型式是固定床式反應器。反應和再生是輪流間歇地在同一反應器內進行的。為了在反應時供熱及在再生時取走熱,在反應器內裝有取熱的管束，用一種融鹽循環(huán)取熱。為了使生產連續(xù)化,可以將幾個反應器組成一組，輪流地進行反應和再生。固定床催化裂化的設備結構復雜，生產連續(xù)性差，因此，在工業(yè)上早已被其他型式的反應器所取代。</p><p>　　由于生產要求的不斷擴大和生產技術的不斷進步，在二十世紀

31、九十年代初期,流化床催化裂化技術迅速地發(fā)展成熟起來并很好地運用到實際生產中去。</p><p>　　1.3 催化裂化工藝簡介</p><p>　　移動床催化裂化的反應和再生是分別在反應器和再生器內進行的。原料油與催化劑同時進入反應器的頂部,它們相互接觸,在反應的同時并向下移動。當它們移動至反應器的下部時,催化劑表面上會沉積上一定量的焦炭,于是油氣從反應器的中下部導出而催化劑則從底部下來,

32、再由連接到再生器的氣升管用空氣提升至再生器內向下移動過程中進行燒焦再生。再生過的催化劑經另一根氣升管又返回至反應器中。就這樣，使催化劑在反應器和再生器中循環(huán)。</p><p>　　流化床催化裂化的反應過程和再生過程也是分別在兩個設備中進行[3],其原理與移動床相似,只是在反應器和再生器內,催化劑與油氣或空氣形成與沸騰的液體相似的流化狀態(tài)。為了便于流化,催化劑制成直徑為φ20~100μm的微球。由于在流化狀態(tài)時,反

33、應器或再生器內溫度分布均勻,而且催化劑的循環(huán)量大,可以攜帶的熱量多,減少了反應器和再生器內溫度變化的幅度,因而不必再在設備內專設取熱設施,從而大大簡化了設備的結構。</p><p>　　同固定床相比，流化床催化裂化具有生產過程連續(xù)，產品性質穩(wěn)定及設備簡化等優(yōu)越性，它很快就在各種催化裂化型式中占據了主導地位。自二十世紀六十年代以來,為配合高活性的分子篩催化劑,流化床反應器又發(fā)展為提升管反應器。目前,在全世界催化裂化

34、裝置的總加工能力中,提升管催化裂化已占絕大部分。我國的情況也是大致如此。</p><p>　　1.4 設計依據</p><p>　　中國石化茂名石化分公司煉油廠第二套催化裂化裝置的操作規(guī)程；</p><p>　　中國石化茂名石化分公司煉油廠第二套催化裂化裝置標定總結</p><p>　　第二章 催化裂化工藝簡介</p>

35、<p>　　2.1重質油催化裂化原則流程</p><p><b>　　圖2.1</b></p><p><b>　　2.2裝置流程簡介</b></p><p>　　本裝置由反應-再生部分、能量回收部分、分餾部分、吸收穩(wěn)定部分、脫硫部分組成。</p><p>　　2.2.1反應再生部分<

36、;/p><p>　　自各裝置外送至本裝置的餾份油和渣油經原料混合器（混202）混合均勻（減壓渣油自裝置外送至餾份油進裝置調節(jié)閥后），一部分混合原料油(90℃)，進入原料油緩沖罐(容202/1)，由原料油泵(泵201/1-2)抽出。開工時，經換-202/1-4與蒸汽換熱加溫；正常生產時，與頂循環(huán)回流（換-202/1-2）、輕柴油（換-204/1-2）和油漿(換-208/2-3)換熱至200℃左右，進入混合器（混-201

37、）；一部分餾份油直接進容202/2，由原料油泵（泵-201/3-4）抽出，經換202/3-4、換208/1換熱至180℃左右后經跨線與另外一路混合原料匯合；回煉油由泵-206/1-2自回煉油罐（容-203）抽出，回煉油漿由泵208/1-3自分餾塔底部抽出，在混-201入口與新鮮原料混合后，分六路經原料油霧化噴嘴進入提升管反應器（塔－101A)，與高溫催化劑接觸完成原料的升溫、汽化及反應，在第一反應區(qū)反應生成富含丙烯的氣體和烯烴含量較高的

38、高辛烷值汽油。</p><p>　　一反出口油氣與催化劑通過專利介質分布板進入第二反應區(qū)，通過二反低重時空速、長反應時間，為氫轉移、異構化反應、芳構化等雙分子反應提供條件，降低汽油組分中的烯烴含量。在第二反應區(qū)的入口處設有備用急冷汽油注入點。急冷油的注入將降低外取熱器的取熱量，但會增大分餾塔頂油氣系統(tǒng)冷卻負荷，正常生產建議不投用。</p><p>　　反應后的油氣和催化劑經提升管出口的旋流

39、快分將催化劑和油氣快速分離，待生催化劑進入下部設置的預汽提段，在此與蒸汽逆流接觸以初步汽提催化劑所攜帶的油氣，催化劑在預汽提段下部分兩路，一路經待生循環(huán)催化劑輸送管和二反循環(huán)滑閥進入二反分布板上方，補充二反的藏量，控制重時空速；另一路催化劑經新設置的半待生斜管和半待生滑閥進入沉降器（塔－101）的汽提段，汽提后的待生催化劑再經原待生斜管和待生滑閥進再生器（塔－102）的燒焦罐。新設計的預汽提段催化劑藏量由新設的二反循環(huán)滑閥控制，以防止預

40、汽提段藏量過高造成旋流頭效率下降，提升管壓降大，產生噎塞現(xiàn)象。</p><p>　　完成反應的油氣通過旋流快分將大部分催化劑脫除后經旋流快分頂部新設置的反應油氣管線進入原沉降器，油氣線出口與沉降器單級旋分采用對口軟連接形式，油氣通過沉降器旋分器再次分離、脫除催化劑后經大油氣管線進分餾塔（塔201）下部。</p><p>　　待生催化劑經新設計的待生斜管、待生滑閥和新設計的待生催化劑分配器進

41、入燒焦罐底部，與外取熱器返回催化劑和由二密相循環(huán)回的熱再生劑均勻混合，在富氧的條件下開始進行燒焦，在催化劑沿燒焦罐向上流動的過程中，通過燒焦強化措施提高燒焦效率，同時溫度升至~690℃，再生煙氣和催化劑經燒焦罐出口的稀相管和T型快分，將煙氣和再生后的催化劑快速分離，分離后的催化劑進入再生器二密相。</p><p>　　二密相的催化劑分三股離開二密相，其一是再生催化劑一部分經外循環(huán)斜管返回燒焦罐下部；其二是熱催化劑

42、進入外取熱器（塔－103），取出再生器多余熱量，取熱后的催化劑返回燒焦罐下部；第三股再生催化劑經再生斜管進入提升管反應器底部，在干氣（或蒸汽）的預提升下，完成催化劑加速、整流過程，然后與霧化原料接觸。</p><p>　　再生器燒焦所需的主風由主風機（機－101）提供，主風自大氣進入主風機，升壓至0.40MPa（絕）后經主風管道、輔助燃燒室及主風分布板進入再生器。原增壓機（機-103）設計負荷較大，本次改造后增壓

43、機僅為外取熱器筒體流化供風，所以本次改造增設了增壓風壓控系統(tǒng)，在保證增壓風系統(tǒng)風壓穩(wěn)定的同時，將多余增壓風返回主風系統(tǒng)作為燒焦用風。</p><p>　　2.2.3能量回收部分</p><p>　　來自再生器頂壓力為0.24MPa（表）、溫度為650-700℃夾帶有催化劑的煙氣，先進入多管式三級旋分器（塔-104），再經過新設計的四級旋風分離器，分離出大于10u以上的大部分催化劑，使分離后

44、的煙氣中催化劑含量降到0.2克/標準米3以下，大于10微米的催化劑顆料基本被除去，以保證煙氣輪機的葉片長周期運轉。凈化了的煙氣從三級旋風分離器頂出來，經高溫平板閘閥和調節(jié)蝶閥，軸向進入煙氣輪機膨脹作功以回收煙氣的壓力能和部分顯熱，來驅動四機組，煙氣壓力由0.14MPa（表）降至0.005MPa(表)，溫度下降100℃左右。煙氣經煙氣輪機膨脹作功后，豎向排出，經水封罐（容-117）后與從雙動滑閥旁路來的煙氣和從臨界噴嘴來的煙氣一起進入余熱

45、鍋爐以回收煙氣的顯熱，產生4.22 MPa、450℃左右的蒸汽。煙氣經余熱鍋爐后溫度降至200℃左右，最后排入煙囪。</p><p>　　由于裝置原料的殘?zhí)恐岛椭亟饘俸慷急容^高，因此裂化過程產生的焦炭燃燒放出的熱量除供給反應需要的熱量外，尚有剩余的熱量，為此設置外取熱器將再生系統(tǒng)剩余的熱量取出，由再生器二密床來的高溫催化劑，通過外取熱器上滑閥進入外取熱器，催化劑從取熱列管外壁自上而下流動，取熱管浸沒于流化床內，

46、管內走水，取熱器底部通入流化風，以維持床層的良好流化和傳熱，使床層催化劑對直立浸沒管的傳熱良好，經過換熱后的催化劑溫降為100-150℃左右，再通過外取熱器下滑閥返回到再生器的燒焦罐底部。裝置外送來的無鹽水經容-509熱力除氧后，由泵503抽出，經余熱鍋爐省煤段加熱后進入容501，由泵501抽出分兩路，一路進入外取熱器，一路進入換209/1、2與油漿換熱，水汽都返回到容-501進行汽-液分離。容501頂部蒸汽分兩路，一路進入余熱鍋爐過熱

47、段過熱，另一路進入燒焦罐過熱，水則在鍋爐系統(tǒng)用泵501強制水循環(huán)。</p><p>　　再生器壓力設計由三旋出口煙氣管道上的雙動滑閥和煙機入口蝶閥分程控制。當再生器壓力等于給定值時，由煙機入口蝶閥控制。當煙機入口蝶閥開至給定值后，由雙動滑閥控制。為減少煙氣放空特別是不開煙機時煙氣對雙動滑閥的摩擦和噪聲，在雙動滑閥后設有5塊蝶形降壓孔板。</p><p>　　裝置外取熱器和油漿換熱器（換-2

48、09/1、2）產生的飽和蒸汽分兩路，一路進入再生器燒焦罐內取熱器過熱至450℃，一路經余熱鍋爐過熱段過熱至450℃左右，兩路蒸汽在中壓汽并網閥前匯合送至中壓蒸汽總管，進入蒸汽輪機作功，汽輪機背壓排出的蒸汽并入裝置1.0MPa蒸汽的管網，正常操作時，煙氣輪機回收的功率和汽輪機回收的功率合計超過主風機所需的功率，剩余的能量通過發(fā)電機以電能的形式送往110KV變電站。</p><p><b>　　2.2.4分

49、餾部分</b></p><p>　　從反應沉降器頂出來的油氣進入分餾塔（塔-201）的底部，分餾塔共設有30層舌形塔盤，底部裝有8層洗滌冷卻用的人字型擋板，反應油氣通過人字擋板與循環(huán)油漿逆流接觸，以洗滌油氣中的催化劑粉塵并脫除過剩熱量，呈飽和狀態(tài)的油氣中進入分餾塔底部自下而上通過，進行分餾。</p><p>　　塔-201頂出來的油氣約為105-135℃、0.20-0.28MP

50、a(絕)，經空氣冷卻器（空冷-201/1-10）冷卻至90℃，再經水冷（冷-201/1-6）冷卻到40℃左右，進入油氣分離器（容201）。在塔頂油氣線出口注入適量的稀氨水，以代替后部汽油堿洗。容-201中未冷凝下來的油氣（溫度40℃、壓力0.22MPa（絕））進入氣體壓縮機（機-301）；冷凝的粗汽油用泵-202/1.2加壓后送往吸收穩(wěn)定部分的吸收塔；容-201底分離出的含硫污水，經容-211收集，用泵-214/1.2.3抽出送至污水汽

51、提裝置進行處理。</p><p>　　輕柴油（溫度220-260℃）自塔-201的第19層塔盤自流入輕柴油汽提塔（塔-202），用水蒸汽汽提出攜帶的輕組分，然后用泵-204/1.2抽出，經換-204/1.2與原料油換熱至158℃，再與富吸收油換熱（換-205/1.2）至80℃，然后再經過水冷器（冷-202/1.2、203/1.2）冷卻至60℃，一部分作為產品送出裝置，另一部分作為再吸收劑送到再吸收塔。再吸收塔底的

52、富吸收油經換-205/1.2換熱至123℃返回分餾塔第20層塔盤的上部。</p><p>　　外排油漿自油漿泵（泵-208/1.2.3）出口進入閃蒸塔（塔-203），塔的真空度在正常情況下低于720mmHg，塔頂油氣經冷-206冷卻至50℃，未冷凝油氣用一、二級蒸汽噴射器抽出，經過一、二級抽空冷凝器（冷-207、冷-208）冷凝冷卻，自冷-206、冷-207、冷-208冷凝出來的油和水自流入閃蒸塔頂油氣分離器（容

53、-204）。在容-204分離出的閃蒸塔頂油稱為閃蒸柴油，用閃蒸柴油泵（泵-211/1.2）抽出送至裝置外或至反應回煉；塔-203底的閃蒸油漿用泵-207/1.2加壓經冷-204冷卻至90℃送出裝置。</p><p>　　分餾塔設立有四個循環(huán)回流，分別為頂循環(huán)回流、一、二中段循環(huán)回流和油漿循環(huán)回流。頂循環(huán)回流油從第27層塔盤抽出，溫度為160℃，經泵-203/1.2加壓后與原料油換熱（換-202/1.2.3.4），

54、溫度達到130℃，再與除鹽水換熱（換-203/1.2）；或進入空冷器（空冷-201/1.2）冷卻，然后進入水冷（冷-210/1）冷卻到80-90℃，返回分餾塔第30層塔盤。</p><p>　　一中段回流從第15層塔盤抽出，溫度為275℃，經泵-205/1.2加壓后先作為脫吸塔底重沸器（換-302）的熱源，溫度降為210℃，再進蒸汽發(fā)生器（換-206）換熱至160℃返回分餾塔的第18層塔盤。</p>

55、<p>　　回煉油從第2層塔盤自流入回煉油罐（容-203），然后用泵-206/1.2抽出，分成三部分：一部分返回到分餾塔的第2層塔盤，作為內回流；一部分去混-201入口和新鮮原料混合作反應進料（即回煉油）；另一部分（即二中回流油）送到穩(wěn)定塔底重沸器（換-304）作熱源，再經蒸氣發(fā)生器（換-207）換熱至210℃，返回塔-201的第5層塔盤。塔底油漿用泵-208/1.2.3抽出分成三部分；一部分作為油漿閃蒸塔（塔-203）的進

56、料；另有一路作為回煉油漿送至提升管反應器；還有一部分作為循環(huán)油漿，先經換-208與原料油換熱，再經換-209/1.2發(fā)生蒸汽，換熱至270℃后又分成兩部分：一部分返回分餾塔第一層塔盤下的人字型擋板上部，以冷卻和洗滌反應沉降器來的過熱油氣；還有一路返回塔底部，以調節(jié)塔底溫度。</p><p>　　2.2.5吸收穩(wěn)定部分</p><p>　　從容-201頂出來的富氣經氣體壓縮機（機-301/1

57、.2）壓縮至1.6MPa(絕)，壓縮后的氣體經空冷器（冷-301/1.2）、水冷器（冷-302/1.2）冷凝冷卻到40℃，進入油氣分離器（容-301），分離出壓縮富氣和凝縮油。為了防止設備腐蝕，在冷-301/1.2前和冷-302/1.2后注入凝結水洗滌，洗滌水從容-301底排至含硫污水罐（容-211），用泵-214/1.2加壓后送至污水汽提裝置進行處理。</p><p>　　吸收塔（塔-301）位于脫吸塔（塔-3

58、02）上部，操作壓力為1.45MPa(絕)，平均溫度為42℃。從容-301來的壓縮富氣進入吸收塔下部，從分餾來的粗汽油以及從泵-304/1.2來的補充吸收劑分別打入吸收塔的第19層和第26層，與氣體進行逆流接觸。為取出吸收過程放出的熱量，吸收塔設有兩個中段回流，分別從第9層和第17層抽出，用泵-302/1.2和泵-303加壓后與水冷器(冷-303、冷304)冷卻，然后分別返回到塔的第8層和第16層上方。從塔302頂出來的脫吸氣與氣壓機出

59、口的壓縮富氣混合進入空冷器（冷-301/1.2）進行冷凝冷卻后與從吸收塔底的飽和吸收油一同進水冷器(冷-302/1.2)冷凝冷卻，再進入容-301進行氣-液分離，容-301相平衡后的不凝氣和凝縮油分別去吸收塔和脫吸塔。</p><p>　　從吸收塔頂出來的貧氣進入再吸收塔（塔-303），與作為再吸收劑的輕柴油逆流接觸，以吸收貧氣中攜帶的汽油組分。從再吸收塔頂出來的干氣送往塔402進行脫硫，塔底富吸收油與輕柴油換熱

60、（換-205/1.2）到123℃返回到分餾塔的第20層或18層塔盤。</p><p>　　自容-301出來的凝縮油經泵-301/1.2加壓后與穩(wěn)定汽油換熱（換-301）到70-80℃，進入塔-302上部，塔底部溫度控110-125℃，塔底重沸器由分餾塔一中段回流提供熱量。</p><p>　　塔-302底的脫乙烷汽油與穩(wěn)定汽油換熱（換303/1.2）至140-150℃進入穩(wěn)定塔(塔-304

61、)，塔-304的操作壓力為1.35MPa（絕），塔頂溫度為60℃左右，塔底溫度約160℃，塔底重沸器由分餾二中回流提供熱源，C4及C4以下輕組分從塔頂餾出，經水冷器（冷-305/1-8）冷凝冷卻到40℃，進入回流罐（容-302），液化氣從容-302底部抽出，用泵-305/1.2加壓后,一部分作為穩(wěn)定塔頂內回流；另一部分作為產品送往塔401進行脫硫，塔底的穩(wěn)定汽油分別與脫乙烷汽油、凝縮油換熱后，再經水冷器（冷-306/1.2）冷卻到40℃

62、，一部分作為補充吸收劑用泵-304/1.2打入塔-301第26層；另一部分作為產品送出裝置。</p><p><b>　　2.2.6脫硫部分</b></p><p>　　自穩(wěn)定系統(tǒng)來的液化氣，進入液化氣脫硫塔（塔-401）下部，塔內為不銹鋼規(guī)整填料。系統(tǒng)送來或塔-403的再生后的脫硫劑（貧液）先進入容402，然后用泵402抽出，從塔-401頂部進入，與液化氣逆向流動進

63、行液-液抽提，脫硫后的液化氣從塔頂流出，經容-403沉降罐分離出來夾帶的溶劑后，作為產品送出裝置，塔底溶劑（富液）進容409閃蒸后，用泵403送出裝置集中再生，或者進再生塔（塔-403）進行再生。</p><p>　　自再吸收塔塔頂出來的干氣，先經容-404分去凝液，然后進入干氣脫硫塔（塔-402）下部，塔內設有20層浮閥塔盤，系統(tǒng)送來或塔-403的再生后的脫硫劑（貧液）先進入容402，然后用泵402抽出，從塔4

64、02頂部進入，與干氣逆流接觸，脫硫后的干氣從塔頂流出至容-405分液，凈化干氣從容-405頂出來再經容406分液后，作為燃料氣并入全廠瓦斯管網，塔底溶劑（富液）進容409閃蒸后，用泵403送出裝置集中再生，或者進再生塔（塔-403）進行再生。</p><p>　　溶劑單獨再生時：從塔-401、塔402底出來的富液先進入閃蒸罐（容-409），在低壓下閃蒸出來的烴類從罐頂進入火炬管線，容-409富液用泵-403/1.

65、2加壓后與再生塔底熱貧液換熱(換-402/1.2)，升溫到87℃左右進入再生塔（塔-403）第12層塔盤，塔內設有重沸器（換-402），用0.6MPa或0.3MPa（表）蒸汽加熱，維持塔底溫度約120℃，塔頂壓力0.05-0.09MPa，被蒸脫出的H2S、CO2及一部分水蒸氣從塔頂逸出，經冷-401/1.2冷卻至40℃進入氣液分離罐(容-411)進行分離，容-411的酸性水用泵-404/1.2抽出作為塔-403的頂回流，容-411頂出來

66、的酸性氣再經容-410分離后送往制硫裝置。</p><p>　　塔-403底出來的貧液經換-401/1.2換熱到78℃，再經冷-402冷卻40℃進入容-402，用泵-402/1.2抽出，經溶劑過濾器和活性炭過濾器后分兩路進入塔-401和塔-402循環(huán)使用。</p><p>　　第三章 分餾塔工藝設計</p><p>　　3.1 原料及產品的有關參數(shù)的計算</

67、p><p>　　表3.1 原料組成和產品分布</p><p>　　3.1.2 體積平均沸點</p><p><b>　　汽油 =</b></p><p><b>　　柴油 =</b></p><p><b>　　回煉油=</b></p>&l

68、t;p><b>　　油漿 =</b></p><p>　　3.1.3 恩氏蒸餾90~10%斜率</p><p><b>　　汽油：</b></p><p>　　柴油：108/80=1.35</p><p>　　油漿：（544-442）/80=1.275</p><p>

69、;　　回煉油：（430-381）/80=0.6125</p><p>　　3.1.4 立方平均沸點</p><p>　　查《石油化工工藝計算圖表》表2-1-1查得體積平均沸點校正值為 </p><p>　　汽油 –3.8oC 柴油 -2.4 oC 油漿 -1.6 oC 回煉油 -0.8oC </p><p>　　汽油 =10

70、6.8-1.2=105.6</p><p>　　柴油 =281.4-2.4=279</p><p>　　油漿=499.2-1.6=497.6</p><p>　　回煉油=407.8-0.8=407</p><p>　　3.1.5 中平均沸點</p><p>　　查《石油化工工藝計算圖表》表2-1-1得體積平均沸點校正

71、值為汽油 –10.0oC 柴油 –7.8oC 油漿 -2.4oC 回煉油 -1.0oC</p><p>　　汽油 =106.8-10.0=96.8</p><p>　　柴油 =281.4-7.8=273.6</p><p>　　油漿=499.2-2.4=496.8</p><p>　　回煉油=407.8-1.0=406.8</p

72、><p>　　3.1.6特性因數(shù)K</p><p>　　查《石油化工工藝計算圖表》表2-1-10或2-1-11得</p><p><b>　　汽油 K=12.3</b></p><p>　　柴油 K=12.08</p><p><b>　　油漿K=12.24</b></p&

73、gt;<p>　　回煉油K=12.25</p><p><b>　　3.1.7分子量</b></p><p>　　查《石油化工工藝計算圖表》圖2-1-5或2-1-6得</p><p><b>　　汽油 M=95</b></p><p><b>　　輕柴油 M=208</

74、b></p><p><b>　　油漿M=320</b></p><p><b>　　回煉油 M=280</b></p><p>　　3.1.8 平均蒸發(fā)溫度</p><p>　　查《石油化工工藝計算圖表》圖2-2-3經計算列表如下:</p><p>　　表3.2汽油

75、平衡蒸發(fā)溫度</p><p>　　表3.3輕柴油平衡蒸發(fā)溫度</p><p>　　表3.4油漿平衡蒸發(fā)溫度</p><p>　　3.1.9臨界溫度和臨界壓力</p><p>　　臨界溫度, 由石油化工計算圖表集圖2-3-7和圖2-3-8查得；</p><p>　　臨界壓力, 由石油化工計算圖表集圖2-3-9查得，匯總如

76、下：</p><p>　　表3.5臨界溫度和臨界壓力匯總表</p><p>　　3.1.10 焦點溫度和焦點壓力</p><p>　　焦點溫度, 由石油化工計算圖表集圖2-2-19查得,</p><p>　　焦點壓力, 由石油化工計算圖表集圖2-2-18查得, 匯總如下：</p><p>　　表3.6 焦點溫度和焦點壓

77、力匯總表</p><p><b>　　3.2 物料平衡</b></p><p>　　物料平衡可由同一原油，同一產品方案的相同裝置的常壓塔的生產數(shù)據確定，確定后列物料平衡表.</p><p>　　表3.7工藝物料平衡（按每年開工350天計）</p><p>　　3.3決定塔板數(shù)、塔頂壓力和塔板壓力降</p>

78、<p>　　3.3.1選定塔板數(shù)</p><p>　　根據《塔的工藝計算》表1-3“國內某些煉油廠采用塔板數(shù)”表可決定本常壓石油分餾塔的塔板數(shù)如下：</p><p>　　汽油─輕柴油： 8層</p><p>　　輕柴油-重柴油： 6層</p><p>　　重柴油-回煉油： 8層</p><p>　　回煉油與

79、進料段： 2層</p><p>　　輕柴油，重柴油汽提：4層</p><p>　　取兩個中段循環(huán)回流，每個中段循環(huán)回流用3層換熱塔板，所以全塔的換熱塔板數(shù)共為6層，全塔塔板數(shù)34層。</p><p>　　決定塔頂壓力為: 1.64Pa（絕壓），溫度121。</p><p>　　3.4操作條件的確定</p><p>　　

80、3.4.1 汽提蒸汽用量</p><p>　　側線產品及塔底重油都用過熱水蒸汽汽提, 使用的是溫度420℃, 壓力0.3MPa的過熱水蒸汽。</p><p>　　表3.8 汽提蒸汽用量(經驗值) 參考表3.8汽提蒸汽量如表3.9</p><p>　　表3.9 汽提水蒸汽用量</p><p><b>　　3.4.

81、2操作壓力</b></p><p>　　取塔頂產品罐壓力為: 0.164MPa。</p><p>　　采用舌形塔板，取塊塔板的壓力降取為2毫來汞柱, 則推算常壓塔各關鍵部位的壓力如下: (單位為MPa)</p><p>　　塔頂壓力 0.1640</p><p>　　一線抽出板(第8層

82、)上壓力 0.1668</p><p>　　二線抽出板(第20層)上壓力 0.1680</p><p>　　汽化段壓力(第30層下) 0.1698</p><p>　　取轉油線壓力降為0.035MPa , 則</p><p>　　加熱爐出口壓力=0.1698+0.035=0.2048Mpa<

83、/p><p>　　3.5 汽化段溫度</p><p>　　（1）汽化段中進料的汽化率與過汽化率(原料油相對密度)</p><p>　　取過汽化率為進料的2％(質)(經驗值為2～4)或2.03％(體), 則過汽化油量為2380962.0%=4761.9kg/h, 要求進料在汽化段的汽化率為:</p><p>　　eF=(39.5+25.5+2.0

84、3)％=67.0％(體)</p><p>　　( 2）汽化段油氣分壓</p><p>　　汽化段中各物料的流量如下：</p><p>　　汽油 990kmol/h</p><p>　　輕 柴 油 291.9kmol/h</p><p>　　油漿 48.4kmol/h</p><p>

85、;　　過汽化油 4761.9/300=15.87kmol/h(假定過汽化油分子量為300)</p><p>　　油汽量合計 1346.2kmol/h</p><p>　　水 蒸 汽 153.3kmol/h(塔底汽提)</p><p>　　由此計算得汽化段的油氣分壓為：</p><p>　　0.1698×1346.2

86、/(1346.2+153.3)=0.152MPa</p><p>　?。?）汽化段溫度的初步求定</p><p>　　分別根據表1和表2的數(shù)據作出原料油的實沸點蒸餾曲線和平衡汽化曲線，如下圖所示。</p><p>　　表3.10流出溫度與體積分數(shù)關系表</p><p>　　汽化段溫度應該是在汽化段油氣分壓0.1520MPa之下汽化67.0％

87、(體)的溫度,為此需要作出在0.1520MPa下的原油平衡汽化曲線, 見上圖中的曲線4。在不具備原油的臨界參數(shù)與焦點參數(shù)而無法作出原油的P-T-e相圖的情況下,曲線4可用簡化法求定: 由上圖中曲線1與曲線2可得到原油在常壓下的實沸點曲線與平衡汽化曲線的交點為306℃。通過蒸氣壓圖表3-1，將此交點溫度換算成在0.1520MPa壓力下的溫度為318℃。過該交點作垂直于橫座標的直線A, 在A線上找到318℃之點, 過此點作平行于原油常壓平衡

88、汽化曲線2的線4, 即為原油在0.1520MPa下的平衡汽化曲線。</p><p>　　根據《塔的工藝計算》圖1-13查得在常壓下汽化率67.0%（體）的溫度為460，再按《石油化工工藝計算圖表》圖6-1-18換算為汽化段油氣化油氣分壓為1.52Pa（絕）條件下的溫度為452。</p><p>　　3.5.1 求汽化段油品的熱焓</p><p>　　由《石油化工

89、工藝計算圖表》圖4-3-57計算并列表如下：</p><p>　　表3.11汽化段油品各餾分熱焓</p><p>　　由《石油化工工藝計算圖表》圖4-3-57求得。</p><p>　　=47.42千卡/千克</p><p>　　3.5.2爐壓力2.048Pa（絕壓）下的總熱焓</p><p>　　根據《塔的工藝計算》

90、表1-9，確定爐出口的最高溫度為410根據《塔的工藝計算》圖1-13縱坐標上找出410的點自此點做縱坐標的垂線與曲線 相交，此交點所對應的橫坐標餾出體積為36%。</p><p>　　按《石油化工工藝計算圖表》圖4-3-57 查得各油品的熱焓，從而可求爐出口的總熱焓 </p><p>　　表3.12各餾分在爐出口熱焓</p><p>　　=47.35千卡/千克&l

91、t;/p><p><b>　　< </b></p><p>　　所以在設計的汽化段條件下既能保證所需要的抽出率，又能保證爐出口不超溫。</p><p><b>　　3.6 確定流程</b></p><p>　　3.6.1回流方式及回流熱分配</p><p>　　塔頂采用二

92、級冷凝冷卻流程, 塔頂回流溫度為60℃。采用兩個中段循環(huán)回流和塔頂循環(huán)回流,一中在煤油側線與輕柴油側線之間(第9～12層), 二中位于輕柴油側線與重柴油側線之間(第18～21層)，塔頂循環(huán)回流則在第1～3層間。</p><p>　　表3.13回流方式及回流熱分配</p><p><b>　　3.6.2塔底溫度</b></p><p>　　取塔底

93、溫度比汽化段低7℃, 即: 452-7=445℃</p><p>　　塔頂及各側線溫度的假設與回流熱分配，假設塔頂及各側線溫度，參考同類裝置的經驗數(shù)據, 假設塔頂及各側線溫度如下:</p><p>　　塔頂溫度： 121℃ 一線抽出溫度： 282℃</p><p>　　二線抽出溫度： 236℃ 循環(huán)油漿： 354℃&l

94、t;/p><p><b>　　3.7全塔熱平衡。</b></p><p>　　經計算全塔熱平衡如下表所示</p><p>　　表3.14 分餾塔熱平衡</p><p>　　3.8蒸餾塔各段塔徑的計算</p><p>　　3.8.1 塔頂回流以下的熱平衡</p><p>　　表3

95、.15 第3層（塔頂循環(huán)回流出口）以下塔段的熱平衡</p><p>　　取內回流分子量 M=137 密度 = 0.651</p><p>　　由熱平衡得: 248532497+443.7L=100252992+654.8L</p><p>　　所以, 內回流 L=702413 kg/h </p><p>　　或 (假定內回流液

96、的分子量為137)</p><p>　　所以液相總量 L=/ρ=</p><p><b>　　求氣相總量：</b></p><p>　　3.8.2一中回流氣液相負荷的計算</p><p>　　表3.16 一中回流出口以下塔段的熱平衡</p><p>　　取內回流分子量 M=211

97、 密度 = 0.638</p><p><b>　　由熱平衡得: </b></p><p>　　所以, 內回流 </p><p>　　或(假定內回流液的分子量為211)</p><p>　　所以液相總量 L=/ρ=</p><p><b>　　求氣相總量：</b

98、></p><p>　　3.8.3 二中回流氣液相負荷的計算</p><p>　　表3.17 二中回流出口以下的熱平衡</p><p>　　取內回流分子量 M=284 密度 = 0.667</p><p><b>　　由熱平衡得： = </b></p><p>　　所以，內回流

99、 </p><p>　　或(假定內回流液的分子量為284)</p><p>　　所以液相總量 L=/ρ=</p><p><b>　　求氣相總量： </b></p><p><b>　　3.9 塔徑的計算</b></p><p>　　在設計新的塔時，用以初步估算塔徑

100、。估算新塔徑時，應預先選定板間距H，塔徑D、降液管面積占塔截面積百分數(shù)，求得塔徑后，按下面幾節(jié)的方法進行塔板設計和水力學計算校R原來選定的數(shù)值，是否固舌形塔板的塔徑計算，由以下四個因素決定:</p><p>　　1.塔板間距; 2.允許氣體線速度;</p><p>　　3．允許液體流率; 4.塔板水力學計算。</p><p>　　固

101、舌形塔板的允許空塔氣體線速度由式(7-1)求得.</p><p>　　─允許空塔氣體線速度, m/s; ρV─氣相密度, kg/m3;</p><p>　　ρL─液相密度, kg/m3; H─塔板間距, m; </p><p>　　K'與塔內壓力和液體粘度有關的函數(shù) C1─降液管面積的校正系數(shù) </p>

102、<p>　　其中 b為降液管面積占塔體截面積的百分數(shù)</p><p>　　查塔的工藝設計圖7-1可知 由 μ=1.5 Cp 壓力P=0.1684MPa K' =0.04</p><p>　　假設塔的直徑為5.4 m,選定板間距為0.8m，降液管面積為塔面積的11%，即b=0.11 則</p><p><b>　　==0.967

103、</b></p><p>　　由于一中回流的氣液相負荷最大，故計算時采用一中回流的數(shù)據</p><p><b>　　液流強度</b></p><p>　　查塔的工藝設計圖7-2 得C2=1.17</p><p><b>　　=</b></p><p><b&

104、gt;　　計算塔徑</b></p><p>　　按TH1153-73選用塔體封頭，塔徑圓整為5.4m</p><p>　　3.10 塔高的計算</p><p>　　式中 H──塔高(截線到切線),m;</p><p>　　──塔頂空間高(不包括頭蓋),m;</p><p>　　──塔底空間高(不包括頭蓋)

105、,m;</p><p><b>　　──塔板間距,m;</b></p><p><b>　　──進料段高,m;</b></p><p>　　n──實際塔板數(shù),塊。</p><p>　　一般取1.2～1.5, 與按液體停留時間3～5分鐘計。裙座高度與型式,可以查閱有關手冊。根據資料選取 ,, ,<

106、;/p><p><b>　　所以，塔高為: </b></p><p>　　3.11舌形塔板的設計</p><p>　　采用20°張角的標準舌孔。設計選用干板壓力降△Pd=100mm液柱</p><p>　　按式（7-2）計算舌孔氣速</p><p><b>　　=</b>

107、;</p><p>　　舌孔面積按式（7-3）計算</p><p><b>　　一中回流：</b></p><p><b>　　塔頂回流：</b></p><p><b>　　二中回流：</b></p><p><b>　　舌縫面積 </

108、b></p><p>　　舌孔數(shù)按式（7-4）計算</p><p><b>　　個</b></p><p>　　開孔率為 一中回流：</p><p><b>　　塔頂回流：</b></p><p><b>　　二中回流：</b></p>

109、<p>　?。ㄒ韵掠嬎惆凑找恢谢亓鞯臍庖合嘭摵捎嬎悖?lt;/p><p><b>　　3.11.1降液管</b></p><p>　　選定降液管面積為塔截面積的11%，則降液管面積為 </p><p><b>　　降液管流速為</b></p><p>　　(小于0.09m/s,故符合要求)

110、</p><p>　　選定降液管與受液盤的距離間隙S=0.05m。</p><p>　　3.12塔板水力學計算及降液管液面高度的校核</p><p>　　3.12.1 降液管與受液盤間隙壓力降</p><p>　　當降液管面積為塔截面積11%時（查石油化工設計計算表339頁）弓形拱高為圓直徑的16.8%，弦長為直徑的76%，即降液管弦長為&l

111、t;/p><p>　　降液管與受液盤間隙面積</p><p><b>　　=</b></p><p>　　降液管與受液盤間隙壓力降按式（7-5）計算</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　3.12.2 濕舌孔壓力降</p><p>

112、　　濕舌孔壓力降按式（7-6）計算</p><p><b>　　=1.025液柱</b></p><p>　　3.12.3水力壓頭</p><p>　　塔板上液體的水力壓頭（即液層高度）按式（7-7）</p><p><b>　　塔徑液流強度</b></p><p><

113、b>　　=</b></p><p><b>　　=毫米液柱</b></p><p>　　3.12.4塔板總壓力降</p><p>　　塔板總壓力降按式（7-8）</p><p>　　=++25=45.2+25+51.4=121.6毫米液柱</p><p>　　由于> ，

114、故取=121.6毫米液柱</p><p><b>　　當采用</b></p><p>　　故 </p><p>　　則 </p><p>　　故采用式 計算</p><p>　　即 </p><p&

115、gt;<b>　　=</b></p><p><b>　　=209mm液柱</b></p><p>　　3.12.5 進口壓頭</p><p>　　塔板進口壓頭即塔板進口處液層高度，按式（7-9）</p><p><b>　　mm液柱</b></p><p&

116、gt;　　3.12.6 溢流口液面高度</p><p>　　塔板溢流口液面高度即塔板出口處液層高度，按式（7-10）</p><p>　　由于 </p><p>　　故 =mm液柱</p><p><b>　　7.降液管液面高度</b></p><p>　　降液

117、管中清液面高度按式（7-11）</p><p><b>　　= mm液柱</b></p><p>　　(小于0.5H,符合要求)</p><p>　　3.13、塔板適宜操作區(qū)的繪制及分析</p><p>　　3.13.1 吹氣線</p><p>　　塔板適宜操作區(qū)的吹氣線按式（7-12）</

118、p><p>　　3.13.2 降液管超負荷線</p><p>　　取降液管流速極限為0.09米/秒，則降液管液體負荷極限為</p><p>　　降液管液流強度極限為</p><p>　　3.13.3 漏液線</p><p>　　適宜操作區(qū)的漏液線按式（7-13）</p><p><b>