目录
第1章工艺综述 (1)
1.1催化裂化工艺介绍 (1)
1.2工艺原理 (1)
1.3工艺流程 (3)
1.4催化裂化工艺技术研究进展 (3)
第2章工艺设计计算 (4)
2.1精馏塔的物料衡算 (4)
2.2塔板数的确定 (5)
2.3精馏段有关物性数据的计算 (8)
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计 (15)
2.5塔板主要工艺尺寸的计算 (17)
2.6筛板的柳体力学验算 (20)
2.7塔板负荷性能图 (23)
第3章结构设计 (28)
3.1 塔附件设计 (28)
3.2 筒体与封头 (30)
3.3 塔总体高度设计 (31)
3.4 附属设备设计 (32)
第4章塔的强度计算 (34)
4.1 塔体各项载荷计算 (34)
4.2 塔体的强度及轴向稳定性验算 (43)
4.3 裙座的设计及验算 (45)
4.4 裙座与壳体的对接焊缝验算 (49)
第5章设计结果汇总 (51)
参考文献 (52)
第1章工艺综述
1.1催化裂化工艺介绍
催化裂化是原油二次加工中最重要的加工过程，是液化石油气、汽油、煤油和柴油的主要生产手段，在炼油厂中占有举足轻重的地位。
催化裂化一般以减压馏分油和焦化蜡油为原料，但是随着原油的日趋变重的增长趋势和市场对轻质油品的大量需求，部分炼厂开始掺炼减压渣油，甚至直接以常压渣油作为裂化原料。
ARGG装置包括反应—再生、分馏、吸收塔、气压机、能量回收及余热锅炉、产品精制几部分租成，ARGG工艺以常压渣油等重油质油为原料，采用重油转化和抗金属能力强，选择性好的ARG催化剂，以生产富含丙烯、异丁烯、异丁烷的液化气、并生产高辛烷只汽油。
1.2工艺原理
1.2.1催化裂化部分
催化裂化是炼油工业中最重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。它是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩和等一系列化学反应，原料油转化为气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的生产过程。催化裂化的原料油来源广泛，主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油及丙烷脱沥青油、蜡膏、蜡下油等。随着石油资源的短缺和原油的日趋变重，重油催化裂化有了较快发展，处理的原料可以是全常渣甚至是全减渣。在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置进行处理，提供催化原料。催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量高等特点。
催化裂化生产过程的主要产品是气体、汽油和柴油,其中气体产品包括干气和液化石油气，干气作为本装置燃料气烧掉，液化石油气是宝贵的石油化工原料和民用燃料。
催化裂化的生产过程包括以下几个部分：
反应再生部分：其主要任务是完成原料油的转化。原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环，在
再生器中通入空气烧去催化剂上的积灰，恢复催化剂的活性，使催化剂能够循环使用。烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩的热量由专门的取热设施取出并加以利用。
分馏部分：主要任务根据反应油气中各组分沸点的不同，将他们分离成富气、粗油气、轻柴油、回炼油、油浆，并保证油气干点、轻柴油的凝固点和闪点合格。
吸收稳定部分：利用各组分之间在液体中溶解度的不同把富气和粗油气分离成干气、液化气、稳定汽油。控制好干气中的C3含量、液化气中的C2和C5含量、稳定汽油的10%点。
1.2.2工艺精制部分
（1）本装置选用的胺法气体脱硫工艺技术成熟可靠。干起、硫化气中含有硫化氢、二氧化碳等有害气体，既影响产品的使用，又造成环境污染，因此在使用之前必须进行脱除。脱硫化氢常用的方法是醇胺吸收法，即以弱的有机碱为吸收剂，分别在肝气、液化气脱硫塔内干气、液化气进行逆流接触，干气和液化气中的硫化氢和部分二氧化碳被胺液吸收，使干气和液化气得到净化。胺液吸收硫化氢和二氧化碳使一个可逆过程。吸收了硫化氢和二氧化碳的富胺液在低压下经加热二分解，释放出硫化氢和二氧化碳。利用这种可逆反应，使富胺液经过溶剂再生塔得到再生而成为贫液，同时产生含有硫化氢和二氧化碳的酸性气。贫液作为吸收剂循环使用，酸性气至下游硫磺回收装置。
（2）汽油脱硫醇工艺采用的固定床无碱脱臭（II ）系国内最新开发的工艺。该工艺已经过工业化试验，并通过了中国石化总公司发展部组织的技术鉴定，可减少废碱排放。ARGG 装置生产的汽油含有硫醇和硫化氢等有害物质，使汽油的产品质量达不到要求，必须进行精制加以脱除。本装置采用固定床无碱脱臭（II ）工艺，该工艺脱硫醇效果好，产品不会带碱。其脱硫醇基本原理为：汽油所含的硫醇在反应器里与通入的空气中的氧在催化剂存在下被氧化成二硫化物（R-SSR ），使存在于汽油中的臭味被消除，生成二硫化物的反应过程如下：
224RSH+O 2RSSR+2H O ???→催化剂
''22RSH+RSH+1/2O RSSR+H O ???→催化剂
（3）液化气脱硫醇工艺采用无碱脱硫醇工艺胺法脱硫液化气，技术成熟、可靠。液化气通过固定床反应器后，脱除S H 2并借助液化气自身的含氧和催化剂作用发生催化氧化反应，使其中的硫醇转化为二硫化物。
1.3工艺流程
吸收塔顶操作压力 1.3MPa（绝），从D-10301来的压缩富气进入吸收塔C-10301自下而上逆流与来自D-10201来的粗汽油和补充吸收剂泵P-10304/1、2送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆相接触。气体中的及以上的更重要组分大部分被吸收，剩下含有少量吸收剂（贫气）去再吸收塔C-10303，为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-10302/1～4分别抽出四个中段回流，经中段回流冷却器E-10307/1～8冷却后再返回吸收塔。在D-10301中平衡汽化得到的凝缩油由凝缩油P-10301/1、2抽出后，经脱吸塔进料-稳定汽油换热器E-10302/1-2换热至55进入脱吸塔C-10302顶部。脱吸塔顶操作压力1.4MPa（绝），温度50，脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器E-10301/1.2提供热量。用分馏部分中段回流作为热载体，以脱出凝缩油中的组分。塔底抽出的脱乙烷汽油送至汽油稳定系统。贫气从吸收塔顶出来进入再吸收塔C-10303，操作压力1.25MPa（绝）。与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，已脱除气体中夹带的轻汽油组分，经吸收后的气体（干气）送至脱硫装置，富吸收油则靠再吸收塔的压力自流至E-10205/1-2，与贫吸收油换热后再返回分馏塔。
汽油稳定系统乙烷汽油从脱吸收塔底出来，自压进入稳定塔进料换热器E-10303/1-4,和稳定汽油换热后进入稳定塔C-10304。塔的操作压力1.15MPa(绝),丁烷和更轻的组分从塔顶馏出，经过塔顶冷凝器E-10308/1-8冷却进入塔顶回流罐D-10302，液体产品－液化气用稳定塔顶回流泵P-10305/1-2升压，大部分作为稳定塔顶回流，另一部分作为化工原料送至脱硫装置。稳定汽油自塔底靠本身压力依次进入E-10303/1-4、E-10302/1-4，换热后再进入稳定汽油－除盐水换热器E-10310/1-2、稳定汽油空冷器EC-10302/1-4、稳定汽油冷却器E-10309/1-2，冷却到40。一部分作为补充吸收剂用P-10304/1.2送至吸收塔，其余部分送往脱硫装置。稳定塔底重沸器E-10304/1.2的热源来自分馏部分第二中段循环回。
1.4催化裂化工艺技术研究进展
随着人们对催化裂化认识的逐步加深和相关研究的不断进展，开发出了多种催化裂化技术和工艺。如预提升技术、新型喷嘴进料技术、混合温度控制技术、提升管急冷油技术、反应终止剂技术、提升管分路进料技术、急冷技术、油剂快速分离技术、毫秒催化裂化技术、高温短时间接触催化裂化技术。
另外，也出现一些新型的催化裂化工艺（催化裂化家族工艺），如两段提升管催化裂化工艺、多产气体烯烃和优质汽油的MGG工艺、多产异丁烯和异戊烯的MIO工艺、以常压渣油为原料多产液化气和汽油的ARGG工艺等。
第2章 工艺设计计算
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1摩尔分率
乙醇的摩尔质量 46=A M kg/kmol 水的摩尔质量 18=B M kg/kmol
原料液： 2069.018/6046/4046
/40=+=
F x
塔顶： 9504.018
/246/9846
/98=+=
D x 塔底产品： 0.2/46
0.000780.2/4699.8/18
W x =
=+ 2.1.2平均摩尔质量
原料液： ()79.23182069.01462069.0=?-+?=F M kg/kmol 塔顶： ()0.95044610.95041844.61D M =?+-?=kg/kmol 塔底产品： ()02.181800078
.014600078.0=?-+?=W M kg/kmol 2.1.3物料衡算
进料流量：
37.26524
33079.231000
50000=???=
F kg/kmol
馏出液流量：
F W
D W
x x D F x x -=?
- （2-1）
0.20690.00078
265.3757.600.95040.00078
D -=?
=-kg/kmol
釜液流量:
W F D =- (2-2)
W =265.37-57.6=207.77kg/kmol
2.1.4回收率
乙醇的回收率:
100%D
A F
Dx Fx η=
? （2-3) 57.60.9504
100%99.70%265.370.2069
A η?=
?=?
水的回收率:
()
()
1100%1W B F W x F x η-=
?- (2-4)
()
()
207.7710.00078100%98.64%265.3710.2069B η?-=
?=?-
2.2塔板数的确定
2.2.1理论版层数N 的求取
（1）乙醇与水的平均相对挥发度的计算
已知乙醇的沸点为78.3C ，水的沸点为100C 当温度为78.3C 时，1652.05
lg 7.33827 1.1.2378.3231.48A A P P KPa =-
?=+
1657.46l g 7.0740644.2078.3227.02B
B
P P K P a =-?=+
29.21==
B
A P P α
当温度为100C 时， 1652.05
lg 7.33827226.16100231.48A A P P KPa =-
?=+
1657.46
l g 7.07406101.32K P a
100227.02B B
P P =-?=+
32.21==
B
A P P α
平均相对挥发度:
α=
(2-5)
2.30α==
（2）最小回流比及操作回流比计算 因q=1,故2069.0==F p x x 将P x 代入相平衡方程:
()11P
P P
x y x αα?=
+- (2-6)
()2.300.2069
0.3751 3.3010.2069
P y ?=
=+-?
min D P
P P
x y R y x -=
- (2-7)
min 0.95040.375
3.420.3750.2069
R -=
=-
498.642.39.1min =?==R R
（3）逐板法求塔板数
因2069.0=F x 9504.0=D x 00078.0=W x q=1 R=6.84 3.2=α 则相平衡方程:
()1y
x y
αα=
-- (2-8)
2.3 1.3y
x y
=
-
精馏段操作线方程:
11
D x R
y x R R =
+++ (2-9) 0.8660.127y x =+
塔釜气相回流比"R :
()
()"11F W D W D F D F
x x x x
R R q x x x x --=++--- (2-10)
()"0.20690.00078
6.4981 2.080.95040.2069
R -=+?
=-
提馏段操作线方程:
"""1
w x R y x R R +=- (2-11)
1.480.00038y x =-
操作线交点横坐标()2069.01
498.62069
.01498.6=+?+=
f x 理论板数计算：先交替使用平衡方程（2-8）与精馏段操作线方程（2-9）计算如下
893.09504.011=→==x x y D 796.0900.022=→=x y
658.0816.033=→=x y 500.0697.044=→=x y
356.056.055=→=x y 251.0435.066=→=x y
f x x y <=→=186.0344.077
第7板为加料板
以下交替使用提馏段操作线方程（2-11）与相平衡方程（2-8）计算如下
186.07=x
139.02712.088=→=x y
W
x x y x y x y x y x y x y x y x y x y x y x y x y <=→==→==→==→==→==→==→==→==→==→==→==→=00043.000098.0000921.000212.000170.000389.000291.000666.000481.00110.000717.00177.00195.00281.00195.00437.00302.00668.0046.00999.00687.0145.00997.0203.02020191918181717161615151414131312121111101099
总理论板数位20块，精馏段理论板数为6块，第7块为进料板。
2.2.2实际板层数的求取
取全塔效率52.0=T E ,则有
27
52.014/N 1211.56/0.52==≈==提精N
2.3精馏段有关物性数据的计算
2.3.1操作压力计算
取塔顶变压力为： 4Kpa
塔顶操作压力： 3.10543.101=+=D p KPa 每层塔板压降 ： 7.0=?P Kpa
进料板压力： 7.113127.03.105=?+=F P KPa 塔底操作压力 ： 6.132277.07.113=?+=W P KPa 精馏段平均压力： ()5.1092/7.1133.105=+=m P KPa 提馏段平均压力： ()15.1232/6.1327.113"
=+=m P KPa
2.3.2操作温度计算
利用表（2-1）中数据由拉格朗日插值可求得W D F t t t ,,。 进料口 61
.1669.201.8437.2361.167
.821.84:
--=--F F t t ,83.26C F t =
塔顶 43.8904.9515.7872.7443.8941
.7815.78:
--=--D D t t ,78.05C D t =
塔顶 0
078.0100
90.105.95100:
--=--W W t t ,99.82C W t =
精馏段平均温度
12
F D
t t t +=
183.2678.05
80.66C 2
t +=
=
提馏段平均温度
22
F W
t t t +=
283.2699.8291.54C 2t +==
表2-1乙醇与水气,液平衡组成（摩尔）与温度关系
2.3.3平均摩尔质量计算
（1）精馏段的平均摩尔质量计算 精馏段平均温度180.66C t = 液相组成 79
.508
.7966.8079.5065.398.797.80:
11--=
--x x %15.401=x
气相组成 64
.658
.7966.8064.6522.618.797.8011--=
--=
y y %42.611=y
所以24.29)4015.01(184015.0461=-?+?=L M kg/kmol
2.35)6142.01(186142.0461=-?+?=V M kg/kmol （2）提馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度C t 54.912=
液相组成 79
.500
.8954.9179.5065.390.895.9512--=
--=
x x %13.52=x
气相组成 91
.380
.8954.9191.3800.170.895.9522--=
--=
y y %35.302=y
所以44.19)0513.01(180513.0462=-?+?=L M kg/kmol
50.26)3035.01(183035.0462=-?+?=V M kg/kmol
2.3.4平均密度计算下
求得在1t 与2t 乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度见表2-2
表2-2不同温度下乙醇和水的密度
精馏段平均温度C t 66.801=
735
-80
66.807357308085乙ρ-=
-- 733.57=乙ρ3m /kg
971.8
-80
66.808.9716.9688085水ρ-=
-- 3m /kg 971.38=水ρ
同理C t
91.542=
724
-90
-91.54724-7209090乙ρ=-
3m /kg 722.77=乙ρ
965.3
-90
-91.54965.3-961.859095水ρ=
- 3m /kg 964.24=水ρ
在精馏段，液相密度1L ρ
[]38
.9716316
.0134.734)4015.01(18464015.0/464015.011
-+
-?+??=
L ρ 31L m /kg 88.806=ρ
气相密度1V ρ
31V m /kg 21.1)
66.8015.273(4.2215
.27320.35=+??=
ρ
在提馏段，液相密度2L ρ
[]24
.9641214
.0134.734)0513..01(18460513.0/460513.012
-+
-?+??=
L ρ 32L m /kg 66.926=ρ
气相密度2L ρ
32V m /kg 886.0)
54.9115.273(4.2215
.27350.26=+??=
ρ
2.3.5液体平均表面张力计算
不同温度下乙醇和水的表面张力见表2-3
表2-3乙醇和水不同温度下的表面张力
（1）精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度180.66C t = 水的摩尔流量
W
m W
m V ρ=
(2-12)
318
22.31cm /mol 806.88
m V =
乙醇的摩尔流量
m V σ
σσ
ρ=
（2-13）
346
38.02cm /mol 1.21
V σ=
= 乙醇的表面张力
908016.217.15
9080.6616.2σ--=
--乙
17.087σ=乙
水的表面张力
90-8090-80.66
60.7-62.660.7σ=
水
— 62.475σ=水
()2
2
()
w w w o o O w w o O x V x V x V x V φφ=+ （2-14） []2
2(10.4015)22.310.401538.02(0.598522.310.401538.02)
w o φφ-?=???+?
0.408=
因为4015.0=D x
所以5985.04015.01=-=w x
2
lg()O
w B φφ
= （2-15）
lg0.4080.389B ==-
993.031.22475.622
02
.38087.17)15.27366.02(441.0323
2
-=????
???????-??+?=Q
382.1993.0389.0-=--=+=Q B A
联立方程组)lg(2
w
rw A ??=，1=+w rw ??，
代入求得：184.0=rw ?，816.0=w ?
43.22087.17816.0475.62184.04
1414
1=??+?=m m σσ
（2）提馏段精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度C t ?-
=54.912
w w
m
m V ρ'= （2-16）
318
19.42cm /mol 926.66
m V '=
=
o
o o
m V ρ'=
346
51.92cm /mol 0.886
o V '=
= 乙醇表面张力；
1009010091.548
15.216.215.2σ--=
--乙
16.046σ=乙
水表面张力；
407.608.58548
.911007.608.5890100=?--=--水水
σσ
)
(])1[()()(2
22
O o w w o o w o O o w w O o w w o w V x V x V x V x V x V x V x V x +-=
+=φφ （2-17） 04.6)
92.510513.042.199487.0(92.510513.0]42.19)0513.01[(2
=?+????-= 因为0513.0=D x 所以9487.00513.01.
=-=w x
781
.004.3lg )lg(2
===o
w
B φφ 785.042.19407.60292.51046.1615.27354.912441.0323
2
=????
?
??????-????
? ??+?=Q A B Q '''=+
0.7810.7850.004=-=-
联立方程组1,lg .2
='+???
? ??=''so w s so sw A φφφφ 代入求得；616.0='sw φ，384.0='
so ?
19.38.16384.0.60616.0.
4
14
141
=??+?='m m
σσ 2.3.6液体平均粘度计算
精馏段平均温度C t ?
-
=66.801J 检查液体粘度共线图得；
s mPa 456.0 s a P m 345.0?=?=乙水μμ
提馏段平均温度C t ?=-
54.912 查液体粘度共线图得；
s mPa 356.0 s mPa 293.0..?=?=乙水μμ
精馏段粘度:
）
（水乙1111x x --=μμμ ()10.3560.5130.29310.05130.2962mPa s μ=?+?-=? 提馏段粘度：
()2221x x -'-'=水乙
μμμ
()20.3560.05130.29310.05130.2962mPa s μ=?+?-=?
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计
2.4.1塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为: 3600O
S V
VM V ρ=
（2-18）
()157.6035.20 3.493600 1.21
S
R V +??==?3m /s
1
1
3600L S L LM L ρ= （2-19）
6.4985
7.6029.24
0.00383600806.88
S L ??=
=?s /m 3
同理，提馏段的气、液相体积流率为59.3.=s V s /m 3 0022.0.=s L s /m 3 由V
L
C
u ρρ=max 式中C 由式2
.02020??
?
??=M C C σ计算，其中的20C 由史密斯关联图查取，图的横坐标为:
12
11h L h V L V ρρ??
???
（2-20）
12
0.003836000806.880.02693.493600 1.21???
=
= ????
同理提馏段的为
0198.02
1
22=???
? ??V L h h V L ρρ 取板间距0.45m T H =，板上液层高度0.05m L h =，则:
T T H h -
0.450.050.40m =-=
同上，83.020=C
同理，提馏段的为062.0.=C max
2.282m/s u '=
取安全系数0.7，则空塔气速为:
max 0.7u u =
0.7 2.191 1.535m/s u =?=
D =
1.702m D =
=
按标准塔径圆整后为 1.8m D =同理，提馏段为 1.597m/s u '= 730.1='D m
按标准塔径圆整后为 1.8m D '= 塔截面积为543.28.14
422=?==π
πD A T 2m
实际空塔气速为372.1543
.249
.3==
u s /m 同理提馏段的为543.2='T
A 2m 412.1='u 2m 2.4.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 :
1T Z N H =-精精（）
(121)0.450.495m Z =-?=精
提馏段有效高度为:
-1T Z N H =提提（）
(271)0.350.91Z =-?=提m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ， 故精馏塔的有效高度为:
0.8Z Z Z =++提精
4.959.10.814.85m Z =++=
2.5塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1溢流装置计算
因塔径D=1.8m ， 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）堰长
取0.66w l D =
0.66 1.8 1.19w l =?=m
同理，提馏段的为:
0.66w l D ''=
0.66 1.8 1.19w l '=?=m
（2）溢流堰高度
由 ow l w h h h += （2-21） 选用平直堰，堰上液层高度：
3
2
10084.2????
??=w h ow L L E h ，近似取E=1 则015.019.13600004.01100084.23
2
=??
? ?????=
ow h m 同理，提馏段的014.0='
ow h m
取板上清液层高度60=L h mm 故045.0015.006.0=-=w h m
同理，提馏段的为046.0='
w h m
（3）弓形降液管宽度和截面积
由66
.0=D l w
由弓形降液管的参数图查得0722.0=T
f A A ，124.0=D W d
故184.02543.00755.0=?=T A 2m 223.08.1124.0124.0=?==D W d m
同理，提馏段的为184.0='T A 2m 223.0='
d W m
验算液体在降液管中停留时间为：
36000f T
h
A H L θ=
（2-22）
36000.1840.45
20.750.0043600
s s ??=
=>?
同理，提馏段的为s s 54.19>='θ
故降液管设计合理 （4）降液管底隙高度 o
w o u l l
h 3600=
（2-23）
取s /m 09.0u o = 则037.009
.019.136003600
004.0=???=
o h s /m
w o h h -
0.0450.0370.018m 0.006m =-=>
同理，提馏段的为s m h o /035.0='
0.011m 0.006m w o h h ''-=>
故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度50m w h '=
2.5.2塔板布置
（1）塔板的分块
因D mm 800≥ ，故塔板采用分块式。查塔板分块数表得，塔板分5块。 （2）边缘区宽度确定
取0.065m S S W W '== ， 0.035m C W = （3）开孔区间面积计算 开孔区面积：
???
? ???+-??=-r x r s r x A a 122
2sin 1802π
（2-24） 其中()2d s D
x W W =
-- ()1.80.2230.0650.612m 2
=-+=
2o D
r W =
- 1.80.0350.865m 2
=-= 同理，提馏段的为m x 612.0=' 0.865m r '=
故212
0.8650.61220.612sin 1.924m 1800.865a A π-???=?= ???
同理，提馏段的为21.924m a A '= （4）筛孔计算及其排列
本利所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=碳钢板 取筛孔直径mm d o 5= 。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为33515mm o t d ==?= 同理，取提馏段的为33515mm o t d '==?= 筛孔数目n 为:
21.155a A n t
=
（2-25）
2
1.155 1.92498770.015n ?==
同理，提馏段的为9877='n
开孔率为%1.10015.0005.0907.02
=???
???=φ
同理，提馏段的开孔率%1.10='φ 气体通过阀孔的气速为:
S S o O O
V V u A A ?== 3.65
18.78m/s 0.101 1.924
o u =
=?
同理提馏段的为19.30m/s o u '=