（化学工程专业论文）转油线内两相流流型的研究与分体式转油线开发.pdf

转油线内两相流流型的研究 与分体式转油线开发 论文作者：韩艳萍( 化学工程) 指导教师：肖家治( 教授) 摘要 论文完成了转油线辅助工艺软件开发、考察了软件精度，通过冷模 实验对汽液分离器结构进行了初步设计，剖析了在役转油线内两相流流 型，对不同结构分体式转油线两相流动过程进行了预测。 转油线辅助工艺软件能得到温度、压力、流速、汽化率、两相流流 型等参数沿转油线的变化。软件结合在役转油线的结构及操作条件，通 过对在役转油线温降、压降、出口汽化率等关键工艺参数模拟结果与现 场实测结果的对比，考核了软件的精度，剖析了常减压转油线两相流流 型，为转油线结构优化设计了提供依据 通过建立冷模实验装置，用空气和水模拟汽液两相流动过程，以分 离效率和局部阻力损失为考察参数，对五种分离器结构进行了考察；通 过建立分体式转油线模型，实现了不同回路分体式转油线的流动过程模 拟，对不同条件下油气两相在分体式转油线回路中的流量分配规律进行 预测。 关键词；常减压，转油线，过程模拟，软件，冷模实验 i i s t u d i e so n o p h a s ef l o wp a t t e r ni nt h et r a n s f e rl i n e a n dt h ed e s i g nf o r t h et r a n s f e rl i n e sw i t hl o o p s s t u d e n t ：h a ny a h - p i n g ( c h e m i c a l e n g i n e e r i n g ) d i r e c t e db yp r o f e s s o rx i a oj i a - z h i a b s t r a c t t h es o f t w a r eh a sb e e nd e v e l o p e dt os i m u l a t et h ef l o wp r o c e s si nt h e t r a n s f e ri i n ea n dt h ec a l e n l a t i o na c c u r a c yo f t h es o f t w a r eh a sb e e nt e s t e d 1 1 舱 s e p a r a t o r sh a v eb e e nd e s i g n e da n de v a l u a t e db yt h ee x p e r i m e n t s n 塘 t w o - p h a s ef l o wp a t t e r ni nt h et r a n s f e rl i n eh a sb e e nt a k e ni n t oa c c o u n t 1 1 l c f l o wp r o c e s si nt h eh a n s f e rl i n e sw i t hd i f f e r e n tl o o p sc a nb ep r e d i c t e d t h ed i s t r i b u t i o n so f t e m p e r a t u r e ，p r e s s u r e ，f l o w i n gv e l o c i t y , g a s i f i c a t i o n r a t i oa n dt h ef l o wp a t t e r na l o n gt h et r a n s f e rl i n ec a nb eo b t a i n e dd e p e n d i n g o nt h es o t t w a r e n ek e yp a r a m e t e r sc 锄b eo b t a i n e db yt h es o r w a r eb a s e d o l lt h es t r u c t u r ea n dt h eo p e r a t i o nd a t ao ft h et r a n s f e rl i n e si nd i f f e r e n t r e f m e r i e s t h es o f t w a r ew i t ht h ea g r e e m e n tb e t w e e nt h ec a l c u l a t e da n d m e 船u r e dv a l u e sc a na s s i s tt h eo p t i m a l & s i g no f t h et r a n s f e rl i n e t h el a b o r a t o r y a p p a r a t u s h a sb e e ne s t a b l i s h e da n df i v ed i f f e r e n t s t r u c t u r a l s e p a r a t o r sh a v eb e e nd e s i g n e d a i ra n dw a t e rh a sb e e nu s e dt o s i m u l a t et h et w o - p h a s ef l o wp a t t e r n t h es e p a r a t i o ne f f i c i e n c ya n dt h ep a r t i a l r e s i s t a n c eo fe v e r ys e p a r a t o rh a v eb e e nm e s s u l e d n 圮s o f e w a r ew i t ha m a t h e m a t i c a lm o d e lf o rt h et r a n s f e rl i n e sc a l ls i m u l a t et h ef l o wp r o c e s sa n d t h ed i s t r i b u t i o n so f m a s sf l u xi nt h ed i f f e r e n tl o o p so f t h et r a n s f e rl i n e k e yw o r d s ：a t m o s p h e r i ca n dv a c u u m d i s t i l l a t i o nu n i t , t r a n s f e rl i n e ， p r o c e s ss i m u l a t i o n , s o f t w a r e ，e x p e r i m e n t m 独创性声明 本人声明所呈交的论文是我个人在导师指导下进行的研究工作及取 得的研究成果。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢的地方外，论 文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果，也不包含为获得中国 石油大学或其它教育机构的学位或证书而使用过的材料。与我一同工作 的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示了 谢意。 签名： a w 伊芗其占 关于论文使用授权的说明 日 本人完全了解中国石油大学有关保留、使用学位论文的规定，即： 学校有权保留送交论文的复印件及电子版，允许论文被查阅和借阅；学 校可以公布论文的全部或部分内容，可以采用影印、缩印或其他复制手 段保存论文。 ( 保密论文在解密后应遵守此规定) 学生签名： 导师签名： 呻 年x rfb e 6 年多旯l o b 中国石油人学( 华东) 硕十论文第1 章前言 第1 章前言 常减压装置是原油深度加工的基础，要为二次加工或三次加工深度 加工创造条件。据测算，全国常减压总拔出率如果提高l ，将增加上亿 元的经济效益【1 1 。因此，提高常减压装置总拔出率的重要性日益受到中 外炼油工作者的关注。 1 1 常减压馏装置的深拔现状 常减压蒸馏装置总拔出率高低的衡量标准是减压馏分油与减压渣油 的切割点温度，即在原油实沸点蒸馏曲线上总拔出率对应的温度。 国外常减压蒸馏装置减压瓦斯油( v g o ) 干点已切割到5 5 0 - - 5 8 0 。其 中美国k b c 公司的原油深度切割技术可以使减压蒸馏切割点达到 6 0 7 6 2 l 1 2 j 。美国g l i t s h 公司通过优化减压蒸馏装置，既提高了重质减 压瓦斯油的切割点，又保证了瓦斯油的质量p j ：荷兰s h e l l 公司采用深度 闪蒸高真空装置技术使全塔压降只有o 4 k p a ，实沸点切割温度可以达到 5 8 5 m o i b l e 石油公司深度切割减压蒸馏( d c v d ) 的且的是提高减压瓦 颠油( v g o ) 收率，实现瓦斯油的精确分离，其基本原理是在减少渣油夹 带的同时使减压塔闪蒸段达到最低的压力和最高的温度【4 1 。 国内炼油厂减压塔的最高拔出温度低于5 3 0 ，一般为5 1 0 左右， 许多减压渣油中低于5 0 0 c 的馏分含量大于8 ，低于5 3 8 的馏分含量 大于1 0 ，减压渣油中小于5 5 0 的馏分含量普遍偏高，大部分在1 0 以上，有的甚至高达1 9 f 5 】，还有百分之十几的减压瓦斯油没有回收， 与国际先进水平相比还有相当大的差距。 原油常减压蒸馏是复杂的多组分蒸馏，传统常减压蒸馏流程在工业 上已延用了近百年，已经成为一个比较完整成熟的工艺，采用初馏塔、 常压炉、常压塔、减压炉、减压塔两炉三塔工艺流程，其流程示意参见 图1 1 。原油进入初馏塔进行一次闪蒸后，有相当多的轻组分仍没有被汽 化。这使得大量轻组分过热，从而导致常压产品质量下降，收率降低。 同时，在常压塔内，原油也是一次汽化，由于塔底无提馏段和再沸器， 一部分轻组分随常压渣油进入减压炉和减压塔，影响了减压产品质量和 拔出率。 中国石油人学( 华东) 硕七论文第1 章前言 曼到 。 ， f t 1 l i - a t m 侧线抽 j l 2 ： - a 1 m 侧线抽卅2 l - 初馏塔 2 常压塔 3 - 减压塔 r- 塔顶产品 1 1 v a c 侧线抽出i 3 - v a c c i n e s 2 l 一一“a c 侧线抽小3 l v a c 侧线抽出4 ， l 一渣油 4 加热炉 图1 - 1 传统常减压蒸馏两炉三塔工艺流程 由于原油在三塔中都是一次汽化进料，各塔都没有提馏段，塔底液 相受到相平衡限制，轻重组分不能完全分离，不可避免的会使轻重组分 在整个系统内分布不合理，使得减压馏分馏程范围变宽，不仅影响了减 压馏分的质量，同时也降低了常压部分的轻质油收率。造成传统流程产 品质量差、拔出率低、能耗大的根本症结在于工艺的一次闪蒸汽化和常 减压塔无再沸器、无提馏段的非完全塔结构。 减压渣油切割温度的高低取决于塔进料段和汽提段的条件，以及常 压重油的平衡汽化曲线，要提高拔出率，必然要提高温度、降低压力、 加大汽提蒸汽量，或者这三者同时进行 6 1 。影响减压装置拔出率的主要 因素是减压塔进料段的油气分压和温度。进料温度越高或烃分压越低， 则进料段的汽化率越大，总拔出率越高。进入减压塔的油温对拔出率及 产品质量影响很大，所以选择合适的减压炉出口温度极为重要。经统计， 在大庆油生产润滑油的十二套装置中，减压炉出口温度在3 8 5 - 4 0 0 之 间，此温度每升高1 0 c ，减压拔出率可提高5 以上【l l ，但炉出口温度过 高又影响真空度和引起重组分裂解，所以深拔主要通过降低进料段的油 气分压来实现。 国内许多研究人员对常减压蒸馏深拔技术作了一系列积极有益的探 索，总体来讲可归结为： 1 提高塔顶真空度； 2 采用低压降的新型填料； 2 ， ，【 叫 ， 一。l， 一 f i 中国石油大学( 华东) 硕十论文第1 章前言 3 采用新型高效的气体分布器和液体分布器； 4 采用直接接触式传热，减少减压塔填料床层高度； 5 采用原油强化蒸馏法。 下文对带提馏塔的原油常压蒸馏复合过程的新流程及四级蒸馏流程 进行简要分析。 1 带提馏塔的原油常压蒸馏复合过程的新流程 清华大学化学工程系提出了一种新型常减压流程一带提馏塔的原油 常压蒸馏复合过程的新流程，参见图1 - 2 ，新流程中加入了带深拔段的减 压部分，先将不同馏份在不同温度和不同位置提馏出来再分别进入精馏 塔，采用气相采出，不需要中段回流，减少混合，有利于分离和二次加 工，并对新流程利用化工软件p r o 订i 、a s p e n p i u s 进行了模拟研。 原油 1 r 一l + a t m 塔顶产品3 ：l ：裂麓裴堂： j 二粼耥 4 1l + 塔底润滑油 o 一渣油 l 一初馏塔 2 一常压塔3 减压塔耪馏段 4 - 减压塔提馏段 图1 - 2 带提馏塔的原油常压蒸馏复合过程的新流程 新流程中初馏塔底的再沸器相当于常压炉，它从塔底抽出一股物流 经加热后返回塔底，初馏塔底采出量比传统流程中的初底油大大减少； 在初馏塔侧线增设了中间加热器，降低塔底再沸器负荷；在初馏塔底通 入蒸汽，降低塔底温度避免塔底结焦：减压部分提馏段与分馏段分开， 分馏段不通蒸汽。提馏段靠绝热闪蒸深拔，以解决减压分馏过程中分馏 效果与阻力的矛盾，同时又降低了减压塔的气相负荷。 但是新流程中原油只换热到1 7 0 ，原油2 3 的升温热量需要由加热 炉提供；多段进料初馏塔采用了提馏方式，由于塔底轻组分含量很少， 3 中国石油丈学( 华东) 硕士论文第1 章前言 提馏塔底物流温度在3 7 0 以上，直接进入减压塔，由于设备投资费用 高，减小了该流程的实用性。 2 四级蒸馏流程 洛阳石油化工工程公司的四级蒸馏流程【b l ，在扬子二套常减压蒸馏 装置、镇海炼化二套常减压蒸馏装置f 9 】以及金陵石化三套常减压蒸馏装 置i l o l 的改造设计中进行了实施。该流程是在传统常减压蒸馏流程的基础 上，通过新增一级减压炉和一级减压塔，分别转移部分常压负荷和减压 负荷至一级减压塔，即采用初馏塔一常压炉一常压塔一一级减压炉一一 级减压塔一二级减压炉一二级减压塔的三炉四塔四级蒸馏的新工艺，以 满足装置加工量增大的要求。四级蒸馏的工艺原则流程示意见图l - 3 。 常压炉 一级减压炉二级减压炉 图l - 3 四级蒸馏的工艺原则流程 四级蒸馏与传统的三级蒸馏相比，主要差别在于增加了一级减压炉 和一级减压塔，新增的一级减压塔设立柴油精馏段，拔出部分柴油和部 分蜡油。由于一级减压塔的主要目的是分离出柴油和蜡油，因此，一级 减压塔的流程设嚣可以较为简单。以扬子二套常减压蒸馏装置一级减压 塔为例，全塔共设四段填料，出两个侧线分别为柴油和蜡油。由于在一 级减压塔拔出部分柴油，柴油段的理论板数增加，因此，柴油收率要略 高于三级蒸馏。 如何确定一级减压炉、一级减压塔以及原有常压炉、常压塔的操作 4 中国石油大学( 华东) 硕士论文第l 章前言 条件是四级蒸馏工艺的关键所在，它与装置现有主体设备的能力密切相 关。由于增设一级减压主要是起到“转移负荷”的作用，若一级减压的 设计能力过小，则“转移负荷”不够，对原主体设备还需做较大的改动： 若设计能力过大，则会造成投资的浪费。此外，如何合理分配三个加热 炉的燃料分配，尽量减小燃料消耗，也是决定四级蒸馏操作条件的一个 重要因素。 从能耗方面对比新增一套减压炉和减压塔的四级蒸馏和传统的三级 蒸馏： 1 前者部分柴油在温位较低的一级减压塔上部馏出，使高温位的常二 中和常三线量明显减少，造成四级蒸馏高温位的热量偏小、低温位 热量相对偏多。由于四级蒸馏不宜自产蒸汽，在外供蒸汽的单耗上， 四级蒸馏要高于三级蒸馏； 2 前者增加了油品的渐次汽化次数，因此燃料耗量较三级蒸馏有一定 的降低。四级蒸馏增加了一炉一塔，一套减顶抽空系统，由于侧线 产品、热源增多，换热器以及机泵数量也较三级蒸馏增多，侧线冷 却负荷增大，循环水耗量略有增加 对于一套新设计的装置，采用四级蒸馏其工程投资将明显高于三级 蒸馏；但是对于改造装置，如果适合采用四级蒸馏技术，部分设备利旧， 则其改造投资会相对节约。四级蒸馏并非适用于所有的常减压蒸馏装置 扩能改造项目，是否采用该技术还需根据装置自身特点，与其他改造方 案反复比较后确定。四级蒸馏在操作条件、换热流程以及负荷转移程度 等都还需通过实践生产进一步摸索和优化。 1 2 转油线对常减压深拔的影响 以处理量为5 0 万吨年计算，常压重油中轻馏分的含量增加两个百 分点，减压炉的有效负荷约增加8 7 k w ，不计对减压塔操作的影响，仅 以减压炉燃料消耗增量计，每年浪费的能源约相当于l o 力- k g e o 年；减 压塔拔出率增加1 个百分点，经济效益在3 0 0 力元年以上。 转油线是指从加热炉出1 ：3 到分馏塔入口的油气线，其特点是温度高、 介质处于汽液混相的状态，转油线内的压降影响到原料油的汽化率和加 热炉出口温度。为了得到轻质馏分油，迸塔处必须确保原料中的轻组分 5 中国石油大学( 华东) 硕十论文第1 章前言 处于汽化状态，进塔处汽化分率的大小与原料特性、炉出口温度控制及 转油线设计都有关系。 在役常压塔汽油的干点和柴油的初馏点一般都有一定的脱空，而柴 油的干点和渣油的初馏点几乎重叠。说明塔上部的分离效果好，而塔下 部的汽液传质不够充分，由于无提馏段，常压塔一般选取过汽化率 纠( 体积) 为原油汽化的设计值【i0 1 ，实际生产表明，常压渣油中仍有一 部分柴油未被蒸出。 随着温度的升高及压力的降低，原油( 常压重油) 在加热炉辐射段炉管 内开始汽化，介质在汽化段炉管及转油线内处于汽液两相流流动状态。 两相流流型主要取决于汽液相流速及其物理性质，对垂直管主要有气泡 流、液节流、泡沫流及环雾状流四种流型，对水平管主要有分层流、波 状流及雾状流等七种流型由于常减压分馏塔没有提馏段，应控制转油 线内的流速及流型，尽量减少压力突变造成的闪蒸，让已汽化的油品与 未汽化的液相分开，减少气液相闻的相互夹带，对降低炉出口温度、减 少常压重油及减压渣油中的轻馏分都有重要意义。 在炼油过程中，由于分馏塔的操作压力和油品的进塔温度受工艺过 程的制约，不能随意变化，转油线出口的温度和压力也就不能随意改变。 转油线设计的好坏直接影响加热炉出口温度的高低如果转油线内的压 降过大，则导致加热炉出口的压力升高。要保证一定的汽化率，在较高 的压力下必须提高油品的出炉温度。一般认为如果加热炉出口的温度超 过4 0 0 1 2 ，管内油品就会发生裂解、缩合等反应，进而导致炉管内的油 品结焦，油品品质降低。 基于原油的裂解性质，常压炉出口温度设计一般控制在3 6 5 左右， 在此温度下，给定原油的汽化率由压力决定，压力越低，汽化率越高。 而影响加热炉出口压力的主要因素是常压炉至常压塔转油线的压降，压 降通常为3 4 k p a i ”j ( o 3 3 5 a t m ，2 5 5 m m h g ) 。一般常压塔进料段原油闪蒸汽 化后的温度比炉出口温度约低5 1 0 ，这是由于转油线压降使加热炉出 口压力较高，原油中较重的轻质组分不能汽化，随着转油线内压力的降 低，轻质组分逐渐汽化，并吸收热量，使常压塔进料汽化段与加热炉出 口之间形成温降。 6 中国石油大学( 华东) 硕七论文第1 章前言 提高分馏塔进料段的温度和降低进料段的烃分压都能提高进料的平 衡汽化率，进而提高分馏塔的拔出率【1 3 1 。塔进料段的温度取决于炉出口 温度和转油线的温降。在同样温度下，压力降低，汽化率升高。当加热 炉出口温度为3 6 5 c 时，转油线压降在2 0 0 - - 3 5 0 k p a 之间变化对原油汽化 率的影响约为8 5 ，即压力每降低1 0 k p a ，汽化率可提高o 6 , - , 0 8 【1 4 l ； 减压塔闪蒸区压力为0 ，s l d a ( 6 m m h g ) ，温度为3 9 8 9 时的拔出率与闪蒸 区压力为z s 6 s k e a ( 1 4 m m h g ) ，温度为4 1 5 6 c 操作条件下的拔出率是相 同的，压力从1 0 6 7 k p a ( 8 m m h g ) 降到0 8 k p a ( 6 m m h g ) 减压瓦斯油的收率 提高0 7 7 i 嘲。因此降低转油线压降可以提高常减压蒸馏装置的轻质油 收率。 转油线内流速是影响压降的主要因素。常压转油线内的流速，国内 装置一般为2 5 3 5m s ，国外资料所介绍一般约为4 5 m s 1 。但含环烷酸 较高的原油( 酸值 o 5 m g k o h g - 1 ) 建议采用2 5 3 0m s - l 较小流速值，以避 免因流速过高而加速转油线的腐蚀率。减压炉出口转油线内汽液两相流 的流速国内有高速和低速之分，其中高速为【1 6 1 ： 4 n a , 。= 2 5 6 ( 只，岛) ”( 1 1 ) 式中u 。犷一允许线速度，m s ； p 。n _ 一管线内平均压力，大气压( 绝) ，p a ； p ，n - 一汽液混合物的平均密度，k g m - 3 。 但其最大流速不能超过1 0 0m s - i ，低速转油线中主转油线两相流体 的流速采用3 6m s 1 为宜【1 7 1 ，转油线内的油气流速一般不超过7 0m s 。 采用低速转油线以减小转油线的温降和压降，并使油气进塔后不会对塔 壁产生猛烈冲击和减少油气液滴携带。某厂蒸馏装置的低速转油线和过 渡段中混合流体线速数据l 憎1 参见表1 1 。 国内加热炉出口至转油线末端温降一般为5 l o ，国外资料介绍为 2 2 3 3 c 1 ”j 。如果温降过大，应分析其原因并采取相应措施：若由于转 油线内油品压降过大，导致油品在管内绝热闪蒸量增大，应适当增大管 径或改善管线布置，以减小油品的压降：若是转油线保温结构不良而造 成散热损失过大所导致，此时应改善保温结构及其材质，以减少散热损 失。 7 中国石油大学( 华东) 硕士论文第1 章前言 表1 1 某厂蒸馏装置转油线线速 转油线内油品的温降计算，可以先假设一个压降，计算炉出口处的 油品汽化率，再用热平衡校核，可以用一种经验方法估算“9 1 ： 疋，五= ( 最只) ”( i - 2 ) m = 0 0 1 8 9 9 + 0 0 0 0 6 3 3 p 。+ 0 0 0 0 1 2 2 3 t 。一0 0 0 0 2 1 8 8 h 。, ( 1 3 ) 式中t 2 炉出口温度，k ： t l 转油线末端温度，k ； p 2 _ 一炉出口压力，k g c m - 2 ( 绝压) ； p i 塔蒸发段压力，k g c l n - 2 ( 绝压) ； 只= ( b + 曷) 2 ，k g c l n - 2 ( 绝压) ； k 一平均温度，； h ，一平均温度压力下汽液两相混相焓值，k c a l - k 一 减压高速转油线压降一般在2 0 - * 3 3 3 k p a ( 1 5 0 2 7 4 5 m m n g ) ，温降也 较高，高达2 0 - - - 3 0 ，而设计良好的低速减压转油线，压降可降至 1 0 6 7 - 1 3 3 k p a ( 8 0 - 1 0 0 m m h g ) ，温降降至i o c 左右。为了减轻炉管结焦 和裂解汽量的增大，减压炉出口温度一般不应大于4 0 0 c ，如果炉出口 温度为3 9 5 ，对于高速转油线迸料段温度约在3 7 0 左右，对于低速转 油线则进料段温度约在3 8 0 左右，相差1 0 左右。在不提高炉出口温 度的前提下，低速转油线将更多的能量传输至减压塔，提高拔出率 l 1 5 w t o 2 0 。 8 中国石油大学( 华东) 硕+ 论文第1 章前言 1 3 课题的提出及工作思路 中石化所属炼油厂一般要求常压渣油中低于3 5 0 馏分小于5 ，而 中石油所属的很多装置约为1 0 1 2 ”。由于常减压分馏塔没有提馏段，处 理量增加后，为了在较低的炉出口温度下提高常减压的拔出率，必须对 转油线进行结构优化设计。 转油线的尺寸一般应该根据汽液两相流在管内的流速、允许压降和 温降等因素综合考虑。在实际生产中，要求转油线的压降越小越好，这 就要求在转油线内两相流的流型尽量保证为分层流，由于液节流容易引 起转油线的震动，对其结构强度带来危险，因此转油线最忌讳的流型是 液节流。 分体式转油线的思路是：将目前的单根转油线分为高低两根，在重 力和高效分离器的分离作用下使汽相经分体式转油线上支，液相经下支 分别进入分馏塔，对汽液两相进行初步分离：尽量将转油线内两相流流 型控制为分层流和波状流，减少压降突变造成的介质“闪蒸汽化”，让转 油线内已汽化的油品与未汽化的液相分开，进而提高分馏塔入口处的汽 化率、减少入口处的汽液相的相互夹带，使转油线内的汽液两相在进入 分馏塔之前提前分离。转油线内两相流流型判别及高效汽液分离器研制 是降低转油线内压降，提高分馏塔的分离效果，进而降低炉出口温度、 减少常压重油及减压渣油中轻馏分的基础。 论文主要分为转油线辅助工艺软件开发、汽液分离器结构优化设计 冷模实验、软件精度考察与在役转油线剖析、分体式转油线两相流动过 程预测四部分。 1 辅助工艺软件开发 利用现场调研数据，筛选、考察公开发表的模型的精度，对转油线 内平衡汽化、两相流流动及降温过程进行模拟，得到温度，压力、流速、 汽化率、两相流流型等参数沿转油线的变化，为转油线结构优化设计提 供依据。 2 汽液分离器结构优化设计冷模实验 转油线优化设计的目标是使转油线本身具有分离作用。在分体式转 油线中设计汽液分离器，对汽液两相进行初步分离，使目前的单根转油 9 中国石油大学( 华东) 硕十论文第1 章前言 线分为高低两根。利用分离器及油气本身存在密度差别，在分离作用和 重力作用下使汽、液相经上、下支分别进入分馏塔，减小汽液间的相互 夹带。因而分离器的结构设计尤为重要，需要考察分离器的分离效果及 其局部阻力损失。 冷模实验内容包括：建立实验装置；对流量计进行标定；用水和空 气为介质对转油线内油、汽两相流进行两相流流型模拟；对分体式转油 线的分离器进行结构设计优化；考察每种分离器的分离效果和局部阻力 损失。 3 软件精度考察与在役转油线剖析 收集了常减压装置转油线内外径、长度及高度差等转油线结构数据， 结合装置处理量、加热炉入口及入塔温度、压力等操作及物性数据，应 用开发的转油线计算软件对现场数据进行了计算分析，对软件计算精度 进行考核，并考察了不同在役转油线内汽液两相温降、压降、汽化率、 流速及流型。 4 分体式转油线两相流动过程预测 根据管网流量分配过程建立分体式转油线数学模型，编程实现对分 体式转油线回路的过程模拟，应用程序对油气两相在分体式转油线回路 中的流量分配规律进行剖析，并考察汽液分离器及大气腿设置位置不同 对分体式转油线模拟结果的影响。 l o 中国石油大学( 华东) 硕士论文第2 章辅助工艺软件开发 第2 章辅助工艺软件开发 对转油线进行结构优化设计，必须在已知油品性质条件下对转油线 内两相流流动过程进行模拟，得到不同转油线截面温度、压力及两相流 流型等工艺参数由于油品平衡汽化及两相流流动过程相互耦合，必须 开发专门的辅助设计工艺软件。 2 1 逐段计算法 油品在转油线中随着压力的不断降低而不断汽化，油品流动过程属 于变温汽液两相流动过程，油品温度、压力、流速以及粘度、密度等物 性沿转油线不断变化，因此转油线内过程模拟需要分段进行。 逐段计算法是将转油线分成若干段，假定每个微元段管内流速、温 度、压力及油品性质均匀一致，从加热炉出口或转油线末端开始，在已 知温度和压力条件下根据汽液平衡模型计算汽液相组成，确定物性和流 速，然后根据两相流计算压力降，得到下一个微元段内的压力，根据热 焓模型计算出下一微元段的温度，直到完成整个管线的模拟，简明计算 框图参见图2 1 。 图2 - 1 工艺计算框图 中国石油大学( 华东) 硕士论文第2 章辅助工艺软件开发 2 2 理论模型 完成转油线内过程模拟，除需要掌握油品性质计算方面的知识外， 还需要了解油品焓值、汽液平衡、两相流压降计算方面的有关模型。 2 2 1 物性计算 1 假组分和假多元系 石油馏分是复杂的混合物，为了能够用计算机对其进行较为精确的 计算，人们提出了假多元系法 2 2 1 。假多元系法把石油或石油馏分按沸程 分为一系列窄馏分，每个窄馏分都被看作一个组分，称为假组分或虚拟 组分，同时以窄馏分的平均沸点、密度、平均相对分子质量等表征各假 组分的性质。这样石油馏分这一复杂混合物就可以看成是由一定数量假 组分构成的假多元系混合物。 窄馏分的宽度以及一个假多元系所包含的假组分的数目应视具体情 况而定。原则上，馏分越窄，越接近纯组分，假多元系也就越接近真多 元系，计算误差就越小假组分的宽度不能过大，e d m i s t e r t 2 3 1 曾经指出； 对于平衡汽化计算，必须以很窄的馏分来进行，因为宽的馏分会表现出 较其真实沸点为高的汽化能力。本文虚拟组分沸程范围设定在1 0 - 3 0 。 2 与温度无关的物性 与温度无关的物性包括各假组分的分子量、临界温度、临界压力和 偏心因子。 石油馏分的分子量采用w i n n 列线图的拟合式1 2 7 1 进行计算： 22 l o m = a , y 。k ( 2 - 1 ) j - o ，= o 式中卜中平均沸点，下； k 特性因数。 1 2 中国石油大学( 华东) 硕士论文第2 章辅助工艺软件开发 表2 - 1 式( 2 - 1 ) 中的常数 a q i = o i - li - - 2 j = o o 6 6 7 0 2 0 24 5 8 3 7 0 5 l 矿- 2 6 9 8 6 9 3x1 0 - 6 j = l 0 1 5 5 2 5 3 l- 5 ，7 5 5 5 8 5 1 0 43 8 7 5 9 5 0 i 0 - 7 j = 2 5 3 7 8 4 9 6 x1 0 - 3 2 5 0 0 5 8 4 i 0 - si 5 6 6 2 2 8 1 0 石油馏分的临界温度按r o e s s 公式【2 4 】计算： t c = 8 5 6 6 + o 9 2 5 9 d 一0 0 0 0 3 9 5 9 d 2( 2 2 ) 式中d = d 嚣( 1 8 0 + 1 3 2 ) ： t r 一体积平均沸点，。 临界压力的求取分为两种情况【2 5 】： 当恩式蒸馏曲线的斜率s o 4 时，可由下式近似计算： l n 足= - - 4 0 9 4 5 7 2 0 4 2 3 7 1 n m + 2 7 8 7 6 5 m t , + o 6 5 5 4 1 n a ) ( 2 - 3 ) 式中m 一分子量； t c = 一临界温度，k ； 国偏心因子 当s 0 4 时，石油馏分的临界压力采用下式计算： hp,=56758一等_(o粥s。，+百41216155 6 十ji 丽0 2 1 3 4 3 ) 1o - 3 梆7 5 7 9 + 可1 1 8 1 9 + 器) l o - 7 2 一( 2 4 5 0 5 + 丽99 0 1 0 ) x 1 0 - ) 。彳 式中n r 石油馏分中沸点，k 。 偏心因子按e d m i s t e r 公式【2 6 1 计算： 国= ；( 器) - 1 ( 2 _ 5 ) 式中 p c 一临界压力，a t m ； t l 广_ 中沸点，k 。 1 3 中国石油大学( 华东) 硕士论文第2 章辅助工艺软件开发 3 与温度有关的物性 石油馏分与温度有关的物性包括密度、粘度和表面张力。在转油线 中既存在液相又存在汽相，要分别计算汽液相的密度、粘度及液相的表 面张力。 由于转油线内压力不高，因而汽相密度可以按理想气体处理，而液 相密度采用常压下石油馏分液体密度图【2 8 l 回归式和y a w s 方程修正式【2 9 1 来计算，石油馏分液体密度图的回归式在预测较高密度的石油馏分时的 误差比较大，y a w s 方程修正式是y a w s 方程用于石油馏分密度预测的推 广，得到的预测值与a p i 手册密度图密度数据的相对误差一般小于1 。 在程序中，当液相相对密度小于o 8 时，采用石油馏分液体密度图回归 式计算，当相对密度大于o 8 时，采用y a w s 方程修正式进行计算。如果 在实沸点蒸馏的原始数据中没有给定各个假组分的密度，可以用以沸点 范围为关联式参数的密度预测式【3 0 1 对其进行预测。 计算石油馏分粘度采用粘度图【3 1 1 的回归式，对于在图表集中没有的 数据，采用了线性插值和外延插值的方法。 2 2 2 相平衡模型 汽液平衡的计算是为了求取油品的汽化率e 。在程序中采用两种方 法来计算帽平衡常数k 。一种是由m a x w e l l b o n n e l l 图的拟合式叨求出石 油窄馏分的蒸汽压，再根据理想体系计算得到相平衡常数k ；另一种是 采用h a d d e n - g r a y s o n 相平衡常数图拟合的经验关联式 3 2 1 ； k h = k p ” ( 2 6 ) 式中酶、k c 2 和k c 7 分别为石油窄馏分、乙烷和庚烷在相同条件下的相 平衡常数，b 为挥发度指数，根据下式计算： = - 0 7 2 3 + 0 6 9 2 x 1 0 吨t b - 0 2 9 1 x 1 0 巧“2 + o 2 6 3 1 0 - 7 屯( 2 7 ) 其中tb 为石油窄馏分的中沸点，。 在较低的压力下，可以把相平衡常数看成是体系温度和压力的函数。 乙烷或庚烷的相平衡常数与温度、压力的关系取为： 1 4 中国石油大学( 华东) 硕七论文第2 章辅助工艺软件开发 i n k = + 争+ 争+ 笋+ + 可a 5 + 万a 6 + 舞+ 万a 8 ( 2 - 8 ) 式中t 为体系的温度【】，p 是体系的总压力【a n n 】；幻吨8 为系数， 对乙烷和庚烷分别取不同的数值。a o a 8 的数值见表2 2 。 表2 - 2 式( 2 8 ) 中的常数 常数 c 2 c ， a 01 7 5 2 7 0 8 a l 3 6 0 8- 6 3 7 7 a 2 6 2 6 0 04 0 3 2 a 3 2 7 0 2 x1 0 68 8 0 7 x 1 0 5 a 44 7 54 7 8 2 a 5 - 2 1 5 6- 2 1 9 8 a 6 - 1 3 8 61 7 2 3 a 7 2 1 9 2 02 3 2 8 0 a 8 1 0 6 0 1 0 68 9 9 3 x l 旷 2 2 3 焓模型 关于石油馏分的焓值的计算方法有很多。l e e - - k e s l e r 提出的计算烃 及其混合物液体和实际气体焓值的方法所涉及的临界参数均为石油馏分 的假临界参数，计算的焓值是以1 2 9 下的饱和液体为基准状态。该方 法需要对比温度和对比压力，同时还需要考虑偏心因子和压缩因子以及 压力对焓值的影响，计算方法比较繁琐。a p i 的石油馏分纳尔逊焓图拟 合式计算步骤较为简单，便于在计算机上实现。已知温度、压力及油品 的特性因数和a p i 重度即可求得石油馏分的焓值。当k 不等于1 2 时， 液相和气相的焓值要用不同的公式进行修正。公式的适用范围与纳尔逊 焓图相同，在高压和接近临界区时，可靠性很差。最近十几年来，人们 广泛采用不同的状态方程或混合模型如b w r s 方程、s r k 方程、c s 模 型等进行计算。但是这些模型在计算石油馏分的时候需要用到假临界参 数，使计算变得非常复杂，因此在程序中采用纳尔逊焓图【3 3 l 的拟合式进 行计算。纳尔逊焓图拟合式如下： 1 5 中国石油大学( 华东) 硕士论文第2 章辅助工艺软件开发 液相焓值是温度t 、比重指数a p i 和特性因数k 的函数。如果k v e 1 2 ，液相焓值要用下式校正： h l = 日：( o 0 5 3 3 k + 0 3 6 0 4 ) ( 2 - 9 a ) 汽相焓值是温度t 、比重指数a p i 、特性因数k 和压力p 的函数。 如果k 1 2 ，汽相焓值要用下面两式校正： 嘭= 巩。一h v ” ( 2 9 b ) h v = h ；一h v op 9 c ) 2 2 4 两相流压降 汽液两相流压降的计算比单相流复杂，由于汽液两相流动不单受流 速变化的影响，而且随着汽液两相比例的变化，会出现多种流型，不同 的流型对压降的影响是不同的，主要是由于在流动中汽液间有相对运动， 流型不同所产生的相对运动程度不同，因而产生的滞流量也不同。滞流 量相当于有一部分液体停留在管路中，占据了一部分管路的截面积，相 应改变了汽液相流速，对压降的影响较大此外汽液相界面之间也存在 摩擦损失，这给准确计算压降带来了一定的困难。流体的压力沿管长方 1 6 中国石油大学( 华东) 硕七论文 第2 章辅助1 二艺软件开发 向不断变化，即使在绝热过程中，也会导致流体的汽化率、温度及其他 物性沿管长方向不断变化。 有关汽液两相流压降的计算的方法很多，其中最为简单的是均相法， 此外还有d l l k l e r 法、r o s 法和b e g g s - b r i l l 关联式等。由于汽液两相流动 过程十分复杂，一些机理还不是很清楚，所以提供的方法都是一定范围 内的经验关联式，常用的有均相法和d u k l e r 法。均相法是将两相流当作 单相流的计算方法，即假设汽液两相之间不存在相对运动，忽略持液量 对压降的影响。根据这些假设，均相法可以采用范宁公式计算摩擦压力 降，但是其流速、密度和粘度均应用汽液两相的混合流速、混合密度和 混合粘度。对于高气速的雾状流和高液速的分散气泡流，均相法的计算 误差比较小，但是对于其他流型，均相法只能作为一种初步的估算。 d u k l e l 法是在大量的实验数据的基础上，通过相似分析法得出摩擦压降 的关联式，其中持液量的求取方法采用h u g h m a r k 法。该方法的计算过 程比较简单，适用范围比较广，既适用于水平管，又适用于竖直管，而 且准确性也比较高。 虽然均相法和d u l d e r 法的应用比较多，但是m a s u db e h n i a 通过对几 种常用的关联式计算结果与两相流管内压降实测值的比较发现， b e g g s b r i l l s 关联式的平均误差最小，d u l d e r 关联式居第二位 3 4 1 。 b e g g s b r i l l s 法的计算方法如下： 茹瑚 峨= 缝z + 羞址( 2 - 1 0 ) 1 一r- 一r 式中( a p ) f 计算段压降，p a ； d _ 一管内径，m ； p - _ 计算段压力，p a ； 压一计算段高差( i e f f ) ，m ； i ，一计算段长度，m ； 卜计算段倾斜度，水平0 = 0 。； 垂直向下0 = - - 9 0 0 ； 垂直向上0 = 9 0 0 ； 1 7 中国石油大学( 华东) 硕士论文 第2 章辅助工艺软件开发 g m _ 混合质量流速，k g m - 2 $ - 1 ： u m 一混合流速，m s 1 ，u 。= 号字； q l _ 计算段液相体积流量，m 3 s - j ： q g 一计算段气相体积流量，1 1 1 3 s - 1 ； u s g 气相表观流速，m s - l ，【，2 羔； p i 广两相混合密度，k g m 。，岛= 矶h + 几o h 。) ： p r 液相密度，k g m 3 ； p 0 气相密度，k g m 3 ； h f 持液分率( l i q u i dh o l d u p f r a c t i o n ) d 臼下式确定： 吼= 吼雠+ 讳i n o 8 0 ) 一 s i n 3 ( 1 聊b ( 2 - 1 1 ) 式中h “o ) 为水平持液分率，凝析流( s e g r e g 删，n f r l 1 ) 、间歇流 ( i n t e r m i t t e n d ，l i l 2 ) ，用下式计算： 吼( o ) = 等 助圳 n ：譬( 2 - 1 3 ) g 口 九为液相体积分率： 肚矗 定义x = l n ( l ) ，l i 及l 2 由下式确定： 篡聋0 6 6 1 2 - 一4 淼6 0 2 x - 。i = 6 0 9 x = 0 1 7 9 强x ，：2 。0 0 0 6 3 5 r ，) 池= 蹦1 2 一+ o 5 ) 、7 1 8 中国石油大学( 华东) 硕士论文第2 章辅助工艺软件开发 当液体向上流动时，参数c 由下式计算： ( 1 枷弋( 矛0 0 1 l 可n i v s 9 t 删 c = h ( 焉。产j o s 3 5 9 肖三 工：时) ( 2 - 1 6 ) 0 肖n 工2 时) 当液体向下流动时，参数c 由下式计算： c 书力t 鼹 乃 这里驴鑫”，a 为液相表面张力，n m 一，岛由下式计算： 拿：e x pg ) f 。 式中j = - 0 0 5 2 3 + 3 1 8 2 x - 0 生8 7 2 5 ( x z + 0 0 1 8 5 3 x ) ( 2 1 8 ) a 户瓦丽 ( 2 - l s a ) 工= i n 当1 1 垂直喷嘴 垂直切线 垂直水平； 4 ) 气相分离效率优于液相分离效率 2 入口管位置对分离效率的影响 以垂直水平分离器为对象，改变分离器入口管位置高度，考察不同 入1 3 高度对分离效率的影响，汽液两相流分别从分离器上部、中部、下 部经过入口管进入分离器主体，并分别测量其分离效率。典型原始实验 数据参见表3 8 ，重复实验结果参见表3 - 9 和图3 1 1 。 中国石油大学( 华东) 硕士论文第3 章汽液分离器结构初步设计 表3 _ 8 垂直水平分离器分离效率实验数据 表3 - 9