原油常减压蒸馏课程设计书

0 原油常减压蒸馏课程设计书 第一章 总论 述 石油是一种主要由碳氢化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，相应的沸点从常温到 500度以上，分子结构也是多种多样。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。 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。 计方案 设计一套年处理量为 360万吨大港原油加工装置，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、 1 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。 产规模 规模 原 油处理量 360 万 吨 /年。按年开工 8000 小时计，即处理量为 450000kg/h。 艺技术路 大港原油属于低硫环烷中间基原油。 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 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。 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。 减压蒸馏技术现状 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/26座，分散在 34个国家和地区，有 16 座加工能力在 20Mt/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 2 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。 电脱盐方面：以 公司的专利技术较为先进。 塔内件方面：以 代表，拥有较先进的专利技术，公司开发出了 效塔盘和 原有效填料。 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86(5%13；煤油和轻柴油的脱空度 %轻蜡油与重蜡 油的脱空度 %5，润滑油基础油也基本满足窄馏分、浅颜色。 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 a，仅有几套装置的加工能力超国 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/0Mt/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。 设计任务有指导教师指定课题 主要原材料是大港原油，其属低硫环烷中间基原 油。 通运输 本装置设在广东 *石化工业区，相关设施及公用工程非常完善，原料、产品及废渣方便快捷地输送。 1*石化工业区内交通便利，汕茂铁路与京广、京九铁路相连，河茂铁路与柳湛铁 3 路相连，正在建设的洛湛铁路通过 *，使 *与华南、华北腹地相接起来。 2*有发达的公路网， 325国道与高水一级公路连通。广湛高速已全线通车， *到湛江机场 1小时车程， *至广州 3小时车程， *至重庆高速公路已建成通车。 3*港是国家一类对外开放口岸，距香港 202 海里，距澳门 184海里，现有水东、博贺和北山岭 3个港区，已建成 500吨级以上码头 11个，其中万吨以上 4个，年吞吐能力 1759万吨。其中，博贺新港区已建成 25万吨级单点系泊码头、 85万立方原油储罐可以用十分低廉的成本建成 30万吨级码头泊位 4个， 20个， 10万吨级码头泊位 10个， 5万吨级及以下码头泊位 71个，总计 89个深水泊位，形成的港口吞吐能力可达 3亿吨。 能措施 炼油厂加工所消耗的能量占原油加工量的 4%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 t(不包括不开减压装置 )，最低 J/t，最高 J/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%其次是电和蒸汽，均占总能耗的 10%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。节能与投资的关系实质上是操作费用与投资的关系在节能领域的体现。 4 第二章 工艺流程设计 料油性质及产品性质 料油性质 大港原油属低硫环烷中间基原油 , 一般性质如下表所示。 表 2港原油一般性质 名称 单位 数值 名称 单位 数值 密度 盐 74 特性因数 分 % 动粘度 (50 ) s 馏点 82 凝点 20 200馏出 % 10 含蜡量 % 00馏出 % 25 沥青质硅胶胶质 % 炭 % 含量 1 含硫 % 氮 % 灰分 % : 计算时用 K=12 表 2油实沸点蒸馏数据 序 馏出温度 馏 出 , % 序 馏出温度 馏 出 , % 序 馏出温度 馏 出 , % 号 重 体 号 重 体 号 重 体 1 113 283 3 385 148 300 4 399 180 318 5 419 210 0 335 6 460 235 1 353 7 500 256 2 364 表 2油平衡蒸发数据 5 累计馏出 , (体 ) 3 10 20 30 40 50 60 70 平衡蒸发温度 , 200 237 280 316 348 381 409 436 品性质 表 2产品名称 沸点范围 产率 %(质 ) 密 度 氏 蒸 馏 数 据 0% 10% 30% 50% 70% 90% 干点 重整原料 130 8 87 93 99 106 118 130 航空煤油 130230 42 162 180 192 205 228 243 轻柴油 230320 25 238 255 262 270 288 312 重柴油 320350 07 324 329 331 340 359 385 重油 350 工艺流程 艺流程 工艺流程简介：本设计采用二段汽化的常减压蒸馏装置技术（双塔流程）。设有常压塔、减压塔和附属的汽提塔。原油在进入常压塔前经过电脱盐系统的脱盐、脱水后，换热到 240 ,再经常压炉加热到 370进入常压塔，经过分馏，塔顶分馏出重整原料，侧线自上而下分别出航空煤油、轻柴油、重柴油，塔底分馏出重油。重油经减压炉加热至 400左右 ,进入减压塔 ,塔顶抽真空 ,经分馏 ,减一线出重柴油 ,减二、三线出蜡油 ,减四线出润滑油 ,塔底 出减压渣油。工艺流程图 2 6 图 2减压蒸馏装置工艺原则流程图 器结构 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： 表 2各种塔板比较 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。 7 保措施 染源分析 常压加热炉烟气 减压加热炉烟气 图 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； 67 分馏塔； 8 减压加热炉 ； 9 减压塔 由图 2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。 气处理 加热炉烟气 烟气中的 用燃料气及低硫燃制能有效降低 排放量。 2含量及燃 烧火 嘴结构有关。 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。 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 c。 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 8 作为燃料烧 掉或回收，这样对节能、安全、环保均有利。 水处理 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 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。 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 水中硫化物、氨、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。 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 一部分是泵端面密封冷却 K，随用随排入含油废水系统。一般热油泵需冷却水较多，如端面十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端 以减少漏油污染。 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 般在油品采样前，都要放掉部分油品，以便：次采样滞留在管线中的油置换掉。这部分油品会污染排水。可采动分析仪或密闭采样法，也可以将置换下的油品放入污油罐中回以减少污染。 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停工扫线 装置停工需将设备、管线中的存油用蒸汽吹扫于此阶段排放污染物最为严重。应制定停工方案并严格执行，尽量油送至污油罐区，严禁乱排乱放。 d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。 e,装置废水排放计量 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。 声防护 在生产装置，噪声的主要来源是： 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。 机械噪声。指各 9 种运转设备所产生的噪声。 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。 10 第三章 工艺计算 料及产品的有关参数的计算 产品实沸点蒸馏数据见表 3沸点蒸馏体积分数 % 温度（） 0 10 30 50 70 90 100 汽油 40 88 91 95 112 127 140 煤油 105 140 171 191 208 237 252 轻柴油 196 221 254 269 284 309 339 重柴油 301 336 349 353 373 403 448 表 3产品实沸点蒸馏数据表 产品性质见表 3品 体积平均沸点C 中平均沸点 C 立方平均沸点C 比重指数0性因数/K 平衡汽化温度 / C 临界参数 焦点参数 0 10 30% 50% 70% 90% 100% 温度C 压力度C 压力油 00 61 6 88 92 96 99 104 109 28 油 89 62 170 181 187 193 204 211 11 油 7 54 260 268 272 276 284 291 4 67 柴 337 335 336 36 11 355 360 363 364 369 376 385 513 16 3产品性质表 以汽油为例列出详细的计算、换算过程其他产品仅将计算、换算结果列于上表 （ 1）体积平均沸点体（ 2）恩氏蒸馏 90%10%斜率 90%10%斜率 %/38 7 C（ 3）立方平均沸点 11 由图查得校正值为 C 1 0 0立 (4)中平均沸点 由图查得校正值为 C1 0中 （ 5）比重指数 由汽油密度查表得： 61（ 6）特性因数 K 由图查得： （ 7）相对分子质量： 根据经验汽油取 （ 8）平衡汽化温度 由图求得平衡汽化 100%温度为 C105 恩氏蒸馏 /%（体） 0 10 30 50 70 90 100 馏出温度 /C 58 87 93 99 106 118 130 恩氏蒸馏温差 /C 29 6 6 7 12 12 因恩氏蒸馏 10%70%斜率 = 7106 由图查得： 平衡汽化 50%点 0%点 = C7 平衡汽化 50%点的温度 /C C 92799 平衡汽化温度 /C 71 84 88 92 96 101 105 （ 9）临界温度 由图查得：临界温度 C 12 （ 10）临界压力 由图查得：临界压力 = (11)焦点压力 由图查得：焦点压力 （ 12）焦点温度 由图查得：焦点温度 C 艺流程的确定根据与流程的叙述 切割方案及性质 切割方案及性质表见表 3开工天数为 8000小时） 产品 实沸点的馏程 / C 实沸点的切割点 / C 汽油 40 140 煤油 105 252 柴油 196339 224 重柴油 301 448 320 表 3原油常压切割方案及性质表 物料平衡 常压塔物料平衡表 设计处理量 : 250+学号 10万吨 /年 =250+11*10=360 万吨 /年 物料平衡（按 8000 小时 /年）见表 3 品 产 率 % 处 理 量 或 产 量 体积 质量 104t/Y kg/h h 原 油 100 100 360 450000 产 品 汽油 8900 197 煤油 2300 278 轻柴油 0750 279 重柴油 5650 88 重油 02400 表 3物料平衡表 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 420 , 压力 3 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 , 其关系大致如图 2所示。在设计中可参考表 3 塔名称 产品 蒸汽用量 , , 对产品 常压塔 溶剂油 压 塔 煤油 2 3 常压塔 轻柴油 2 3 常压塔 重柴油 2 4 常压塔 轻润滑油 2 4 常压塔 塔底重油 2 4 初馏塔 塔底油 压塔 中、重润滑油 2 4 减压塔 残渣燃料油 2 4 减压塔 残渣汽缸油 2 5 表 3汽提蒸汽用量 (经验值 ) 表 3汽提水蒸汽用量 表 3油分馏塔塔板数、塔板型式和塔板数主要靠经验选用表 33 被分离的馏分 推荐板数 轻汽油重汽油 6 8 汽 油煤 油 6 8 汽 油柴 油 4 6 轻柴油重柴油 4 6 油品 ,对油 kg/h kg/h h 一线煤油 3 1269 线轻柴油 2 1215 线重柴油 底重油 2 6048 336 合计 14 进料 最低侧线 3 6 汽提段或侧线汽提 4 表 3常压塔塔板数国外文献推荐值表 被分离的馏分 东方红 套 南京套 上海 炼厂 汽 油煤 油 3 10 9 煤 油 轻柴油 9 9 6 轻柴油重柴油 7 4 6 重柴油 裂化原料 8 4 6 最低侧线 进料 4 4 3 进料 塔底 4 6 4 3国内某些炼油厂常压塔塔板数 参照表 3 汽油煤油段 9层 (考虑一线生产航煤 ) 煤油轻柴油段 6层 轻柴油重柴油段 6层 重柴油汽化段 3层 塔底汽提段 4层 全塔用两个中段回流每个用 3层换热塔板共 6层全塔塔板总数为 34层。 作压力 取塔顶产品罐压力为 : 顶采用两级冷凝冷却流程图。取塔顶空冷器压力降为 壳程压力降取 绝 )。 取每层浮阀塔板压力降为 4推算常压塔各关键部位的压力如下 : (单位为 塔顶压力 线 抽出板 (第 9层 )上压力 线抽出板 (第 18 层 )上压力 线抽出板 (第 27 层 )上压力 化段压力 (第 30 层下 ) 转油线压力降为 15 汽化段温度 汽化段中进料的汽化率与过汽化率 取过汽化率为进料的 2 (质 )(经验值为 24)或 (体 )则过汽化油量为9000kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为 : =(体 ) 汽化段油气分压 汽化段中各物料的流量如下 : 汽油 199h 煤油 279h 轻柴油 278h 重柴油 89h 过汽化油 30h 油气量合计 875h 其中过汽化油的分子量取 300水蒸汽 336h(塔底汽提 )。由此计算得过汽化段的油气分压为 : 875/(875+336)=汽化段温度的初步求定 汽化段温度应该是在汽化段油气分压 下汽化 (体 )的温度为此需要作出在 中的曲线 4。在不具备原油的临界参 16 数与焦点参数而无法作出原油的 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 20。当 (体 )时的温度为 350此即欲求的汽化段温度 由相平衡关系求得还需对它进行校核。 校核的目的是看 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 (体 )50 , 进料在汽化段中的焓 所示。 进料带入汽化段的热量 =50 )见表 3料 焓 Kj/量 kJ/h 汽相 液相 汽油 1176 1176 18900=06 煤油 1147 1147 42300=106 轻柴油 1130 1130 60750=106 重柴油 1122 1122 25650=106 过汽化油 1118 9000 1118=106 重油 888 888 302400=106 合计 106 表 3进料带入汽化段的热量 Q 106/450000=求出原油在加热炉出口条件下的热焓 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 360C ，转化为常压下温度为 325C 时汽化率 显然 eo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 106/450000=算结果表明 于 50C 之下能保证所需的拔出率 ( )。炉出口温度也不致超过充许限度。 进料在炉出口处携带的热量 (P=t=360C )见表 3料 焓 Kj/量 kJ/h 汽相 液相 汽油 1201 1201 18900=106 煤油 1164 1164 42300=106 17 轻柴油 1151 1151 60750=106 重柴油 (g) 1143 1143 16060=106 重柴油 (l) 971 971 9590=106 重油 904 904 302400=106 合计 106 表 3进料在炉出口处携带的热量 馏塔各点温度核算 底温度 取塔底温度比汽化段低 7C 即 : 350 顶及各侧线温度的假设与回流热分配 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 107C 煤油抽出板 (第 9层 ) 180C 轻柴油抽出板 (第 18层 ) 256C 重柴油抽出板 (第 27层 ) 315C 则列出全塔热平衡如表 3 物料 流率， kg/h 密 度 作条件 焓， kJ/量， kJ/h 汽相 液相 入 方 进料 450000 50 106 汽提蒸汽 6048 20 3316 106 合计 450 106 出 方 汽油 18900 07 611 106 煤油 42300 80 444 106 轻柴油 60750 56 645 106 重柴油 25650 15 820 106 重油 302400 858 106 水蒸汽 6048 07 2700 106 合计 106 表 3全塔热平衡表 全塔回流热 全塔回流热 Q=( 106 =106 kJ/h 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为 60C 。采用两个中段循环回流一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间 (第 1113层 ), 二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间 (第2022层 )。 18 回流热分配 热量 , kJ/h 塔顶 50 106 一中 20 106 二中 30 106 线及塔顶温度的校核 重柴油抽出板 (第 27层 ) 按图 3中的隔离体系作第 27层以下塔段的热平衡如图 2及表 2示 第 27层以下塔段的热平衡见表 3料 流率， kg/h 密 度 作条件 焓， kJ/量， kJ/h 汽相 液相 入 方 进料 450000 50 106 汽提蒸汽 6048 20 3316 106 内回流 L 794 794L 合计 459052+L 106 +794L 出 方 汽油 18900 15 1066 106 煤油 42300 15 1045 106 轻柴油 60750 15 1024 106 重柴油 25650 15 815 106 重油 302400 840 106 水蒸汽 6048 15 3107 106 内回流 L 15 1026 1026L 合计 320327+L 106 +1026L 表 3 第 27 层以下塔段的热平衡 19 由热平衡得 :106+794L=106+1026L 所以内回流 L=200862kg/h 或 200862/282=712h 重柴油抽出板上方汽相总量为 : 199+279+278+712+336=1804h 重柴油蒸汽 (即内回流 )分压为 : 712/1804=重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在 力下平衡汽化 0点温度为 316与原假设 315很接近可以认为原假设是正确的。 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 : 轻柴油抽出板温度 256煤油抽出板温度 181 塔 顶温度 塔顶冷回流温度 0 顶温度 07 11kJ/塔顶冷回流量 : (106/(93433kg/h 塔顶油气量 (汽油 +内回流蒸汽 )为 (93433+18900)/95=1182h 塔顶水蒸汽流量为 8=h 塔顶油气分压为 1182/(1182+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 109。已知其焦点温度和压力依次为 328和 平衡汽化座标纸上作出汽油平衡汽化 100点的 所示得出在 考虑到不凝气的存在该温度乘以系数 塔顶温度为 : 111 与假设的 107很接近故原假设温度正确。 塔顶温度见图 3： 20 图 3：塔顶温度 塔汽、液负荷衡算 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 6 就是通过计算 1、 8、 9、 10、 13、 17、 18、 19、 22、 26、 27、 30各层及塔底汽提段的汽、液负荷绘制而成。 第 34 层以下塔段的热平衡见表 3流率， kg/h 密 度 操作条件 焓， kJ/量， kJ/h 物料 汽相 液相 入方 重油 302400 890 269136000 汽提蒸 汽 6048 20 3362 20333376 内回流 L 901 901L 合计 308448 289469376 +901L +L 出方 重油 302400 45 871 263390400 水蒸汽 6048 075 18597600 内回流 L 056 1056L 合计 308448 +L 281988000 +1056L 表 3第 34 层以下塔段的热平衡 取内回流分子量 M= 342 密度 = 由热平衡得 289469376+ 901L=281988000+1056L 21 所以内回流 L=48267kg/h=141h 液相负荷 =h 汽相负荷