常压塔设计.doc

辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸120万吨年胜利原油常减压蒸馏塔工艺设计摘 要常减压塔蒸馏装置作为原油的一次加工工艺，在原油加工的总流程中占有重要作用，在炼厂具有举足轻重的地位。它的操作平稳是保证石油产品质量的关键。本次设计主要是设计原油年处理能力为120万吨的常压塔，其次为塔板的设计。设计的基本方案是：初馏塔拔出石脑油，常压塔采取三侧线，常压塔塔顶生产汽油，三侧线分别生产煤油，轻柴油，重柴油。塔底重油作催化裂化或加氢裂化装置的原料。常压塔的设计主要是依据所给的原油实沸点蒸馏数据及产品的恩氏蒸馏数据，计算产品的各物性数据确定切割方案、计算产品收率。参考同类装置确定塔板数、进料及侧线抽出位置，在假设各主要部位的操作温度及操作压力，进行全塔热平衡计算，采取塔顶二级冷凝冷却和两个中段回流。塔顶取热：第一中段回流取热：第二中段回流取热为5：2：3，最后校核各主要部位温度都在允许的误差范围内。塔板形式选用浮阀塔板，依据常压塔内最大汽、液相负荷处算得塔径为2.4m，板间距取0.6m。这部分最主要的是核算塔板流体力学性能及操作性能，使塔板在适宜的操作范围内操作。关键词：原油，物料平衡，换热，常压塔，节能，浮阀塔板AbstractAs a part of crude oil processing technic, atmosperic distillation instillation is very important in the whole processing schemes of crude oil and refineries. Its operation stationary is key point to guarantee the quality of oil product. A atmosperic distillation column, which is able to treat crucd oil 120Mt a year,is designed mainly，and the calculation of hydraulics is also done.Designs basic scheme: Prefrationator extracts naphtha,atmospheric column has three lateral-line.Its tower top extracts gasoline and three lateral line respectively extract kerosene, line diesel fuel,heavey diesel fuel. Atmospheric residue can be as raw of catalytic cracking and hydrogen cracking.The design of the atmosperic distillation column is based on the datum of true point distillation of the crued oil and of Engler distillation of the products. The calculation of products phsical property parameters and the cut conceptual and products yields are also based on the datum。The tray number, the feed tray and the side stream withdrawal tray are determined by referring to the same kind unit.The following work is to assume the operating temperature and pressure of all the important points of column and to make the energy balance calculatoin for the whole column，A two -grade condenser is be used on the overhead of the column，and two midpump around，on the body，the rate of the energy taken by condensers from top to bottom is 5:2:3. Finally，the temperature asummed should be checked up. It is very important.A type of F1，Valve tray，is be chosen. It is outside diamete determined by the vapour load of the column is 2.4m，The tray spacing is 0.6 m. In this section， the most important work is to calculate the hydromechanics performance and the operating flexibility of the tray. The tray should be operated in a prope area. key words: Atmospheric distillation column，energy saveing，value tray，hyhromechanics . 目 录 摘要I1文献综述11.1 石油化工的发展趋势11.1.1 前言11.1.2国内炼油生产状况11.1.3 世界石油化工发展趋势21.1.4 国内面临的挑战31.2胜利原油的基本性质51.2.1 原油的预处理51.2.2预处理的目的51.2.3基本原理61.2.4工艺过程71.3 原油的蒸馏71.3.1 原油蒸馏的基本原理及特点71.3.2原油的加工过程101.3.3影响加热炉热效率的因素101.3.4 提高加热炉热效率的途径121.4 常减压蒸馏装置的工艺流程151.4.1 常减压蒸馏流程151.4.2 三段气化流程内容171.4.3 三段汽化原油蒸馏工艺流程的特点171.4.4 原油蒸馏工艺流程类型182初馏塔设计计算202.1 操作条件202.2 物料平衡202.3热平衡212.4塔内汽液负荷222.5塔的结构参数计算233常压塔计算部分263.1基础数据263.2工艺设计计算过程及结果273.2.1体积平均沸点273.2.2恩氏蒸馏曲线斜率S283.2.3立方平均沸点tcu283.2.4中平均沸点tMe293.2.5特性因数K293.2.6平衡汽化温度303.2.7临界温度353.2.8临界压力363.2.9焦点温度373.2.10 焦点压力373.2.11实沸点切割范围383.2.12相对分子质量423.2.13实沸点切割温度433.3产品收率和物料平衡463.4汽提水蒸汽用量473.5塔板型式和塔板数483.6精馏塔计算草图493.7操作压力503.8汽化段温度503.8.1汽化段中进料的汽化率与过汽化度503.8.2汽化段油气分压513.8.3汽化段温度的初步求定513.8.4tF的校核523.9塔底温度543.10塔顶及侧线温度的假设与回流分配543.10.1假设塔顶及各侧线温度543.10.2全塔回流热553.10.3回流方式及回流热分配553.11侧线及塔顶温度核算563.11.1重柴油抽出板（第34层）温度校核563.11.2轻柴抽出板（第23层）温度校核593.11.3煤油抽出板（第12层）温度的校核623.11.4塔顶温度校核643.12全塔汽、液相负荷653.12.1第35层塔板上气液相负荷663.12.2第34层板上汽液相负荷683.12.3第30层板上汽液负荷683.12.4第29层板上汽液相负荷703.12.5第27块板上汽液相负荷723.12.6第25层板上汽液相负荷743.12.7第23层板上汽液相负荷763.12.8第22层板上汽液相负荷763.12.9第17层板上汽液相负荷783.12.10第16层板上汽液相负荷803.12.11第13层板上汽液相负荷823.12.12第12层板上汽液相负荷843.12.13第3层板上汽液相负荷843.12.14第2层板上汽液相负荷863.12.15第1层板上汽液相负荷884.塔的工艺计算904.1塔径计算904.1.1塔径904.1.2溢流装置914.1.3塔板布置及浮阀数目与排列934.2塔板流体力学验算944.2.1气相通过阀塔板的压强降944.2.2淹塔954.2.3雾沫夹带964.2.4塔板负荷性能图975.化工生产中防范和减少水体及环境污染事故的几点建议1015.1 加强行政立法，制定强制性标准，规范企业行为1015.2建立重大危险源信息资源平台，提高处置水体污染的预见能力1025.3 采用先进技术装备和合理战术措施，最大限度减少对水体及环境污染1025.4能源可持续利用的建议103谢 辞104参考文献1051101文献综述发展趋势1.1.1 前言石油化学工业在国民经济中的重要地位是非常明显的，现在,石油化工产品在国民经济中的作用越来越大，石化工业发展速度制约着其他工业的发展,石油化工应与国民经济协调地发展，而且要比整个工业平均发展速度更快一些才能适应。石油化学工业占据着基本有机合成化学工业的中枢地位，这是不容置疑的，今后相当长一段时间内，至少2000年之前，化学工业不抓石油化工不行。石化产品不仅与人民生活密切相关,而且其中不少产品也是工农业生产和国防建设不可缺少的生产资料。石化工业既是原材料工业，又是产品工业，石油化工产品直接进入最终消费品约占2O，向其他产业提供中间体和原料约占80 (其中4O供化学工业自己消耗用)，石油化工迅速发展，大大促进了有关工业的合理化和现代化1。1.1.2国内炼油生产状况目前我国共有炼油厂150多家，其中规模达到千万吨的有5家，500-1000万吨/年产能的有17家，其余均为500万吨以下规模。这些炼厂的装置主要集中在东北和东南沿海地区，其中华东地区占36.9%，东北地区占26.89%，中南地区占13.47%，华北地区占7.8%，西北地区占14.39%，地域分布总体来说不是很均衡。2006年我国原油产量为1.8亿吨，原油进口量为1.45亿吨，原油加工量为3.07亿吨，四大成品油产量为1.82亿吨，国内成品油供应基本平衡，燃料油进口约2700万吨，其中汽油基本不用进口就可以满足国内需求2。 随着国内对原油的需求量越来越大，进口依赖度逐步加大。国际原油价格的不断提升，使我国炼厂的原油进口成本逐步增加。中国炼厂需要提高加工量、加工水平和综合利用率，并对炼厂要进行改造和优化布局，使我国的炼油产业在不断的完善和提高。而我国对炼油产业将实行准入制度，中小炼厂的走向将成为新的研究课题。1.1.3 世界石油化工发展趋势石油作为不可再生的能源和资源，尽管在不断地勘探开发中仍会有新的发现，探明储量、产量经过努力在相当一段时间内总体上还可能会不断增加，但总的趋势是在减少。而石油消费量却持续增长，19941997年的3年间，世界石油消费量平均每年增加75Mt，即使是处于亚洲金融危机中的1998年，世界石油消费量仍增加了40 Mt。美国能源部预测，在今后20年间，世界石油需求量将以平均1.8%的速度增长3。2020年世界石油需求量将从目前的35.8亿吨增加到55亿吨。这种供需上的此消彼长的远景，无疑将促使原油价格的逐步上扬。从世界范围内看，各国都在实施资源的全球化配置，逐步形成国内国外两个资源市场、长期安全稳定供应、合理利用的体系。不少国家在坚持对本国资源有效控制和主权。”炼厂与石化生产装置一体化可降低运输和终端销售成本，公用事业、管理成本及其它费用等。一体化的部分吸引力来自于其灵活性，即更多的选择机会，也就是说带来了高利用率、高毛利和利润增长的机会。将炼厂与下游高附加值品联合生产，可优化原料成本并增加收益。世界石油石化公司目前都在积极推行炼油-化工一体化模式。日本丰田公司在1997年率先向市场推出“先驱者（Prius）混合动力汽车，并在日本、美国和欧洲各国市场上均获得较大成功，累计产销量已超过60万辆。随后日本本田、美国福特、通用和欧洲一些大公司，也纷纷向各国推出各种类型的混合动力汽车。 混合动力电动汽车是指具备两个以上动力源、而其中有一个可以释放电能的汽车。式不同，可分为串联式、并联式和混联式三种4；按混合度（电机功率与内燃机功率之比）的不同，又可分为微混合、轻度混合和全混合三种。其中外挂式皮带驱动起动/发电（BSG）式是微混合动力汽车的典型结构，其电机功率一般仅23kW，轻度混合动力汽车的典型结构；具有纯电力驱动功能的可作为全混合或混联式混合动力汽车的典型。丰田公司的Prius轿车即属于这类全混合汽车。目前我国若干汽车企业研制的混合动力汽车，大多采用ISG轻度混合或BSG微混合方案，主要是考虑这二种方案的技术难度较小，生产成本也较低。但是根据研究表明，混合动力汽车的节油率几乎与汽车功率的混合度和汽车的生产成正比上升，因此，从长远来看，研制全混合电动汽车是一种必然趋势1.1.4 国内面临的挑战一是资源短缺的问题日趋突出。“十一五”期间，我国原油进口量将继续增长，对外依存度逐年提高。石油资源的长期性短缺，直接影响到以石油为原料的石化产业的健康发展。因此在制订和实施“十一五”规划中，只能采取适度偏紧的发展原则，不是需求多少就建设多少，而是要与获取资源的能力相匹配。二是结构性矛盾依然存在。“十五”期间，我国石油和化学工业虽然在结构调整方面取得了一定成绩，但总体上看，经济发展仍然是以外延扩张为主，产品结构不合理仍然是当前存在的主要问题。一方面是企业规模小而散，集中度低，许多装置达不到经济规模。我国有炼油企业120多家，平均规模为年产261万吨，而2005年全球有炼油厂674家，原油加工能力41.2亿吨，平均规模达年产611万吨。另一方面是石油和化工产品在品种和质量上不适应市场快速变化的要求5。主要表现在石油化工产品、有机化工产品和高档产品的比重过低，而高消耗、高污染、粗加工、低附加值产品的比重偏高，造成总量供大于求、生产能力过剩，而许多产品又大量进口的局面。三是自主创新能力亟待提高。主要表现在原始科技创新能力及技术集成创新能力不足，工程化能力差，成套技术的开发能力比较弱，难以形成核心竞争力；基础性研究和共性技术开发工作薄弱，大部分产品的生产和技术装备与国际先进水平相比，要落后15至20年；科技成果转化率低；全行业科技力量的协调和科技资源的整合有待加强6。四是环境保护和安全生产任务艰巨。据统计，目前全行业年排放工业废水30多亿吨，占全国工业排放总量的16%，排在第一位，工业和废气的排放和工业固体废弃物的产生分别达到1.4万亿立方米、8400多万吨。这是我国石油和化学工业在高速增长的同时，所付出的沉重的生态和环境代价。五是管理水平落后。李勇武指出，“十一五”期间，石油和化工行业要围绕发展循环经济这一重点，在产业政策、产业结构等一系列重大问题上认真研究，以形成具有石油和化学工业特色的企业发展理念和科学管理模式。1.2胜利原油的基本性质1.2.1 原油的预处理胜利原油，为高硫、高酸原油，盐的质量浓度高达l723 mgL，蜡含量低(仅l0左右)，残炭值高，钙、镍、铁等金属含量高，其中钙的质量分数高达26gg以上，镍、铁的质量分数也在10 fgg以上7。石油是由分子大小和化学结构不同的烃类和非烃类组成的复杂混合物，通过本章所讲述的预处理和原油蒸 馏方法，可以根据其组分沸点的差异，从原油中提炼出直馏汽油、煤油、轻重柴油及各种润滑油馏分等，这就 是原油的一次加工过程。然后将这些半成品中的一部分或大部分作为原料，进行原油二次加工，如以后章节要 介绍的催化裂化、催化重整、加氢裂化等向后延伸的炼制过程，可提高石油产品的质量和轻质油收率。1.2.2预处理的目的 从地底油层中开采出来的石油都伴有水，这些水中都溶解有无机盐，如NACl、MgCl2、CaCl2等，在油田原 油要经过脱水和稳定，可以把大部分水及水中的盐脱除，但仍有部分水不能脱除，因为这些水是以乳化状态存 在于原油中，原油含水含盐给原油运输、贮存、加工和产品质量都会带来危害。 原油含水过多会造成蒸馏塔操作不稳定，严重时甚至造成冲塔事故，含水多增加了热能消耗，增大了冷却 器的负荷和冷却水的消耗量。 原油中的盐类一般溶解在水中，这些盐类的存在对加工过程危害很大。主要表现在： 1、在换热器、加热炉中，随着水的蒸发，盐类沉积在管壁上形成盐垢，降低传热效率，增大流动压降，严 重时甚至会堵塞管路导致停工8。 2、造成设备腐蚀。CaCl2、MgCl2水解生成具有强腐蚀性的HCl：MgCl2 + 2H2O Mg(OH)2 + 2HCl如果系统 又有硫化物存在，则腐蚀会更严重。Fe + H2S FeS + H2 FeS + 2HCl FeCl2 + H2S 3、原油中的盐类在蒸馏时，大多残留在渣油和重馏分中，将会影响石油产品的质量。根据上述原因，目前 国内外炼油厂要求在加工前，原油含水量达到0.1%0.2%，含盐量350是常压重油。 （3）汽提段和汽提塔 对石油精馏塔，提馏段的底部常常不设再沸器，因为塔底温度较高，一般在350左 右，在这样的高温下，很难找到合适的再沸器热源，因此，通常向底部吹入少量过热水蒸汽，以降低塔内的油 汽分压，使混入塔底重油中的轻组分汽化，这种方法称为汽提。汽提所用的水蒸汽通常是400450，约为3M PA的过热水蒸汽。 在复合塔内，汽油、煤油、柴油等产品之间只有精馏段而没有提馏段，这样侧线产品中会含有相当数量的 轻馏分，这样不仅影响本侧线产品的质量，而且降低了较轻馏分的收率。所以通常在常压塔的旁边设置若干个 侧线汽提塔，这些汽提塔重叠起来，但相互之间是隔开的，侧线产品从常压塔中部抽出，送入汽提塔上部，从 该塔下注入水蒸汽进行汽提，汽提出的低沸点组分同水蒸汽一道从汽提塔顶部引出返回主塔，侧线产品由汽提 塔底部抽出送出装置9。 （4）常压塔常设置中段循环回流 在原油精馏塔中，除了采用塔顶回流时，通常还设置12个中段循环回流， 即从精馏塔上部的精馏段引出部分液相热油，经与其它冷流换热或冷却后再返回塔中，返回口比抽出口通常高2 3层塔板。 中段循环回流的作用是，在保证产品分离效果的前提下，取走精馏塔中多余的热量，这些热量因温位较高 ，因而是价很高的可利用热源。采用中段循环回流的好处是，在相同的处理量下可缩小塔径，或者在相同的 塔径下可提高塔的处理能力。 3、减压蒸馏及其特点 原油在常压蒸馏的条件下，只能够得到各种轻质馏分。常压塔底产物即常压重油， 是原油中比较重的部分，沸点一般高于350，而各种高沸点馏分，如裂化原料和润滑油馏分等都存在其中。要 想从重油中分出这些馏分，就需要把温度提到350以上，而在这一高温下，原油中的稳定组分和一部分烃类就 会发生分解，降低了产品质量和收率。为此，将常压重油在减压条件下蒸馏，蒸馏温度一般限制在420以下。 降低压力使油品的沸点相应下降，上述高沸点馏分就会在较低的温度下汽化，从而避免了高沸点馏分的分解。 减压塔是在压力低于100kPa的负压下进行蒸馏操作。 减压塔的抽真空设备常用的是蒸汽喷射器或机械真空泵。蒸汽喷射器的结构简单，使用可靠而无需动力机 械，水蒸汽来源充足、安全，因此，得到广泛应用。而机械真空泵只在一些干式减压蒸馏塔和小炼油厂的减压 塔中采用。 1.3.2原油的加工过程 在炼油工业中，热加工是指主要靠热的作用，将重质原料油转化成气体、轻质油、燃料油或焦炭的一类工 艺过程。热加工过程主要包括：热裂化、减粘裂化和焦化。 热裂化是以石油重馏分或重、残油为原料生产汽油和柴油的过程10。减粘裂化的目的是将重油或减压渣油经 轻度裂化使其粘度降低以便符合燃料油的使用要求。焦化是以减压渣油为原料生产汽油、柴油等中间馏分和生 产石油焦。 在这些过程中，热裂化过程已逐渐被催化裂化所取代。不过随着重油轻质化工艺的不断发展，热裂化工艺 又有了新的发展，国外已经采用高温短接触时间的固体流化床裂化技术，处理高金属、高残炭的劣质渣油原料。 1.3.3影响加热炉热效率的因素影响加热炉热效率的因素十分复杂，主要有加热炉的结构，型号，形状，大小，如常见的炉管是圆筒式加热炉的主要构件之一，其受热、结焦和腐蚀等状况影响加热炉的热效率外；另外在保证燃料完全燃烧和炉壁保温正常情况下，影响加热炉热效率的关键是取决于降低排烟温度，降低过剩空气系数即烟气中的氧含量，减少不完全燃烧的损失，减少散热损失等。加热炉的烟气氧含量是监测加热炉热效率的重要指标，其烟气氧含量主要通过过剩空气系数来衡量，在工业炉中燃料不可能在化学平衡的空气量(理论空气量)下完全热烧，总要在一定过剩空气量的条件下才能完全热烧，燃烧所用的实际空气量与理论空气量之比叫做过剩空气系数过剩空气系数过大会对加热炉的热效率造成一系列的影响：1)造成加热炉热效率下降：烟气氧含量增加表明进入炉内的过剩空气多，大量的过剩空气会随烟气将热量从烟囱带走排人大气，增加了炉子的热损失，使热效率下降排烟温度越高，过剩空气带走的热量越多，对热效率影响越大2)使燃烧温度下降：在加热炉内，燃料燃烧温度越高，火焰和高温烟气传给辐射炉管的热量也越多过剩空气系数增大后，降低了燃烧温度，使辐射炉管热强度下降，吸热量减少，这时必然增加燃料用量才能维持恒定的加热炉热负荷即保持稳定的加热炉出口温度，从而使热效率下降3)过剩空气系数越大，必将造成露点腐蚀温度越高：为避免空气预热系统遭受露点腐蚀的影响，只能限制排烟温度的降低，因此，降低过剩空气系数可使排烟温度有下降的余地4)过大的过剩空气系数还会加剧炉管的氧化，影响加热炉的寿命，并使NO 化合物增加，从而会对大气环境质量造成一定的影响加热炉的烟气氧含量与过剩空气系数的关系(如图1) 从图1中看出烟气氧含量与过剩空气系数的关系基本呈直线关系，即不管是那种烟气中的氧的含量都将随着过剩空气系数的增加而增多若过剩空气系数过大，势必烟气中氧含量过大，将造成上面分析所说的各种危害11在排烟损失中，除了上述烟气的物理损失外，还有由于不完全燃烧而造成的化学损失不完全燃烧除会造成热量损失，降低热效率外，还会造成大气的污染，机械不完全燃烧产生的结炭还会造成对流室炉管表面积灰，影响传热速率，也是造成热损失的原因之一加热炉燃料多为原油和渣油，由于油中含有一定数量的S和N元素，其燃烧过程产生的烟气中会含有so2和NO 化合物，当炉管表面存在钒化合物和金属铁时，则有so2+0 一s0 另外由于空气中以及原油中均存在或携带一定数量的水分，在炉管外壁温度偏低处便会有so3溶于水生成硫酸酸雾对炉管产生腐蚀，即形成所谓的硫酸露点腐蚀l3 J由热效率分析可知，烟气温度越高，排出烟气量越多，烟气带走的热量就越多，对热效率的影响也就越大因此，要提高加热炉的热效率就必须想方设法控制好排烟温度1.3.4 提高加热炉热效率的途径由上述分析可知，要使加热炉高效正常运转，除采用新型结构的加热炉，改善炉管的受热状况，预防结焦，减少腐蚀外；从改善排烟状况，维持较低排烟温度；减少烟气氧含量，确定最佳过剩空气系数等均是行之有效的措施烟气氧含量 过剩空气系数a图1 过剩空气系数与烟气氧含量的关系 图2 过剩空气系数与燃料耗量的关系降低过剩空气系数有许多好处，但必须保证燃烧完全若燃烧不完全，不但燃的大部分化学能未完全释放，造成燃料浪费，同时不完全燃烧产生的可燃性物质(CO，I42，碳粒)不仅污染环境，而且有可能发生二次燃烧，甚至闪爆，影响加热炉的使用安全因此提高热效率、降低燃料用量，必须找到最佳过剩空气系数a值为了寻求加热炉适合的a值，经过对中国石化清江石化公司3 加热炉在不同过剩空气系数时的燃料耗量进行了测定。过剩空气系数燃料消耗量(Nm3h )分别为：110912，115815，120798，125807，130824，135839，140852，145869，150883从图2分析知，加热炉燃料用量在过剩空气系数低于115时出现大幅度上升，表明炉内发生了不第2期 嵇鸣：提高炼油企业常减压装置加热炉热效率的有效途经 155完全燃烧(实测时炉膛发暗，烟囱冒出大量黑烟)，将对大气环境造成危害；在过剩空气系数超过125后，燃料用量与过剩空气系数近似成正比上升，表明随着a值增大，燃料被用于加热多余空气，造成能耗增加(实测时虽然炉膛明亮但火焰短小)曲线表明当过剩空气系数为120左右时能耗最低，可以确定为加热炉的最佳过剩空气系数由图1查表可得其氧含量为279 据此分析，结合工厂实际，为便于操作，将加热炉氧含量控制在(2805) ，采样分析中未检测到CO存在，证明燃烧情况良好，热效率能够得到明显提高12在实际操作中，为使氧含量控制在(2805) ，可采取以下措施：1)为解决蝶阀自身漏风问题，可将常压炉引风机出入口蝶阀进行定期检修2)将常压炉引风机、鼓风机的电机改成变频调速电机3)将加热炉的看火窗(炉下)密封，杜绝非风道进风4)加强“三门一板”的调节，尤其是二次风门的调节烧渣油时，二次风门多开一些；烧燃料气时，关闭二次风门5)当处理量波动时，应及时调整火焰数目，以维持氧含量进入对流室的烟气温度一般在500c左右，冷进料带走了一部分热量，而使温度下降约1002左右，如何利用这400E高温烟气的能量，是提高热效率的关键所在萼1)利用热管式空气预热器加热空气，使常压炉烟气温度由400C降低到195左右，达到了较为理想的效果假设空气预热前后的其他参数不变，则空气预热度与热效率提高值的关系(见图3)一常压炉采用热管式空气预热器后，空气入炉温度平均达185oC(空气预热前按20Cc计算)空气预热温度，图3 空气预热温度与热效率的关系但值得注意的是，燃烧空气温度如果太高，就应该相应考虑燃烧器的结构和材质问题燃烧空气的预热温度一般不超过300C如采用渣油作燃料的常压炉，由于燃料中的硫含量近年来不断上升，引起露点腐蚀可能性增加在腐蚀产物中有FeS，F 0 和单体S，所以热管表面的硬垢沉积物一般表现为深黄色有资料介绍。SO 大约有2 3要转化成s0 ，当s0 含量达10 gg时，烟气露点温度很快上升至100 以上烟气中的s 越高，烟气露点温度也越高s0 含量达50gg时，其露点温度不再上升，其极限大约在160C左右因此，减少燃料中的硫含量，减少雾化蒸汽用量，采取低氧燃烧可以减少S0 的生成，可减轻露点腐蚀的危害 2)在实际操作中，加热炉对流室、空气预热器的受热面一旦积灰且没有得到有效控制，将严重影响传热效果为此在装置改造时，可采用先进的低频声波吹灰器(它具有吹灰效率高、自行控制吹灰时间、作用面积大、死角少、故障率低、自动化程度高等优点)，以改善热管的传热效果生产过程中切实精心调节好三门一板(风门，气门，油门和烟囱挡板)，确保加热炉在合理的过剩空气系数下运行，防止过剩空气系数过大，过小而产生不完全燃烧，从而影响加热炉的热效率 不完全燃烧产生的炭粒和燃料中的灰分等烟尘会造成对流室炉管的外表面的污染增加了热阻，降低了传热效果随着积灰的增加，排烟温度会迅速上升，热效率显著下降为了保证炉管长期在高的热效率下运转，必须坚持用吹灰器定期(824 h)清除积灰，对烧渣油的炉子来说尤其重要156 淮阴师范学院学报(自然科学版) 第7卷另外原油脱盐程度的好坏对炉管的传热和热效率之间也有非常明显的影响燃料油燃烧后，盐分会沉积在炉管的外表面，特别是辐射室炉管的外表面和积灰一样会增加热阻，降低传热效果而且随着积盐量的增加火墙温度增加，排烟温度也随之增加，热效率明显下降所不同的是积盐比积灰对传热影响更大，更难清除。一般采用向炉膛内喷洒除垢剂，但效果并不十分明显最根本的办法是要在原油脱盐时严格控制含盐指标1.4 常减压蒸馏装置的工艺流程 1.4.1 常减压蒸馏流程常减压蒸馏是炼油厂的第一道工序，通过它可以直接从原油中提取石脑油、汽油、煤油、轻柴油及燃料油。.从提高加热炉热效率出发，针对炼油企业常减压装置加热炉的生产情况，通过对加热炉的烟气氧含量即过剩空气系数的控制以及排烟状况调查，经过分析并对照生产实际，找出了影响加热炉热效率的可能因素，对提高加热炉热效率的有效途径进行了探讨关键词：加热炉；热效率；烟气氧含量；排烟温度。中图分类号：TE8324 文献标识码：A 文章编号：16716876(2008)020153加热炉是炼油企业常减压装置的主要耗能设备，其能耗约占装置总能耗的80左右加热炉热效率的高低对节约能源、降低成本和保护环境等均有极密切的关系，降低加热炉燃料消耗，提高加热炉热效率是实现装置“低能耗、高效率”的关键因此，研究和开发提高加热炉热效率的途径对实际生产有重要意义1.4.2 三段气化流程内容 所谓工艺流程，就是一个生产装置的设备(如塔、反应器、加热炉)、机泵、工艺管线按生产的内在联系而 形成的有机组合。 目前炼油厂最常采用的原油蒸馏流程是两段汽化流程和三段汽化流程。两段汽化流程包括两个部分：常压 蒸馏和减压蒸馏。三段汽化流程包括三个部分：原油初馏、常压蒸馏和减压蒸馏。 常压蒸馏是否要采用两段汽化流程应根据具体条件对有关因素进行综合分析而定，如果原油所含的轻馏分 多，则原油经过一系列热交换后，温度升高，轻馏分汽化，会造成管路巨大的压力降，其结果是原油泵的出口 压力升高，换热器的耐压能力也应增加。另外，如果原油脱盐脱水不好，进入换热系统后，尽管原油中轻馏分 含量不高，水分的汽化也会造成管路中相当可观的压力降。当加工含硫原油时，在温度超过160180的条件 下，某些含硫化合物会分解而释放出H2S，原油中的盐分则可能水解而析出HCl，造成蒸馏塔顶部、汽相馏出管 线与冷凝冷却系统等低温位的严重腐蚀。采用两段汽化蒸馏流程时，这些现象都会出现，给操作带来困难，影 响产品质量和收率，大型炼油厂的原油蒸馏装置多采用三段汽化流程。 1.4.3 三段汽化原油蒸馏工艺流程的特点 初馏塔顶产品轻汽油一般作催化重整装置进料。由于原油中的含砷的有机物质，随着原油温度的升高而 分解汽化，因而初馏塔顶汽油的砷含量较低，而常压塔顶汽油含砷量很高。砷是重整催化剂的有害物质，因而 一般含砷量高的原油生产重整原料均采用初馏塔。 常压塔可设34个侧线，生产溶剂油、煤油(或喷气燃料)、轻柴油、重柴油等馏分。 减压塔侧线出催化裂化或加氢裂化原料，产品较简单，分馏精度要求不高，故只设23个侧线，不设汽 提塔。 减压蒸馏可以采用干式减压蒸馏工艺。所谓干式减压蒸馏，即不依赖注入水蒸汽以降低油汽分压的减压 蒸馏方式。干式减压蒸馏一般采用填料而不是塔板。与传统湿式减压精馏相比，它的主要特点有：填料压降小 ，塔内真空度提高，加热炉出口温度降低使不凝气减少，大大降低了塔顶冷凝器的冷却负荷，减少冷却水用量 ，降低能耗等。 1.4.4 原油蒸馏工艺流程类型 1、燃料型 这类加工方案的目的产品基本上都是燃料，从罐区来的原油经过换热，温度达到80120左 右进电脱盐脱水罐进行脱盐、脱水。经这样预处理后的原油再经换热到210250进入初馏塔，塔顶出轻汽 油馏分，塔底为拔头原油，拔头原油经换热进常压加热炉至360370，形成的气液混合物进入常压塔，塔 顶出汽油馏分，经冷凝冷却至40左右，一部分作塔顶回流，一部分作汽油馏分。各侧线馏分油经汽提塔汽提 出装置，塔底是沸点高于350的常压重油。用热油泵从常压塔底部抽出送到减压炉加热，温度达到390400 进入减压精馏塔，减压塔顶一般不出产品，直接与抽真空设备连接。侧线各馏分油经换热冷却后出装置作为 二次加工的原料。塔底减压渣油经换热、冷却后出装置作为下道工序如焦化、溶剂脱沥青等的进料。 2、燃料-润滑油型 常压系统在原油和产品要求与燃料型相同时，其流程亦相同。 减压系统流程较燃料型复杂，减压塔要出各种润滑油原料组分，故一般设45个侧线，而且要有侧线汽 提塔以满足对润滑油原料馏分的闪点要求，并改善各馏分的馏程范围。 控制减压炉出口最高油温不大于395，以免油料因局部过热而裂解，进而影响润滑油质量。 减压蒸馏系统一般采用在减压炉管和减压塔底注入水蒸汽的操作工艺。注入水蒸汽的目的在于改善炉管 内油的流动情况，避免油料因局部过热裂解，降低减压塔内油汽分压，提高减压馏分油的拔出率13。 3、化工型 它的特点是： 化工型流程是三类流程中最简单的。常压蒸馏系统一般不设初馏塔而设闪蒸塔(闪蒸塔与初馏塔的差别 在于前者不出塔顶产品，塔顶蒸汽进入常压塔中上部，无冷凝和回流设施)。 常压塔设23个侧线，产品作裂解原料，分离精确度要求低，塔板数可减少，不设汽提塔。 减压蒸馏系统与燃料型基本相同。2初馏塔设计计算参照同类装置，选定塔板如下： 进料段以上（不包括进料板） 16层 进料段以下（包括进料板） 4层2.1 操作条件：（1）确定进料段温度： 设t225，由实沸点蒸馏曲线em15.0（2）确定塔顶压力：塔顶压力为回流罐压力加上塔顶冷换系统压降，由于塔顶未凝气用途不同，回流罐压力要求也不同。本设计未凝气作本装置加热炉燃料，此时回流罐压力为0.1kgf/cm2（表）左右，塔顶压力为0.5kgf/cm2（表）则 P顶0.59.8071041.013105150.36kpa=1.49atm（3）塔顶温度确定：根据同类装置，设t顶155（4）塔底温度：因未用水蒸气汽提，所以与气化段温度相同，为2252.2 物料平衡：由180重整原料馏程，其实沸点100点为184.5。由其实沸点蒸馏曲线得收率12.4（v）即10.24%（m），而实际不可能这么大，取4%(m)，处理量按年开工330天按8000小时计，对全塔作物料平衡，得： F=D+WD=4%FF=120104t/a=3636.36t/d=150000kg/hD=0.04150000=6000kg/h所以W=144000kg/h2.3热平衡：塔底油密度按可加性近似估算。原DxDW（1xD）即0.89420.73840.04（10.04）W所以W0.9007g/cm3设塔顶冷回流为60，对虚线框出的隔离体系作热平衡:0150000（115.0）13540L0 2.1610740L0kcal/h 6000166166L0144000135 2.04310749.8L0kcal/h由Q入Q出得L09238.095kg/h即塔顶冷回流量为9238.095kg/h2.4塔内汽液负荷：（1）塔顶：液相负荷：L09238.095kg/h85.539kmol/h汽相负荷：V1D+L02000036746.03=56746.03 kg/h=47.2887kmol/h（2）塔顶一、二层塔板间：由于塔板的温降，Q1比Q稍有增加，但增量不大，由于相邻两板的温差不大，为方便计算，近似的认为Q1Q，t1t0，又因两板液体组成和性质很接近，又可简化认为，液相负荷：L1Q2/() （7.206.81）107/（166-98） 54647.89kg/h=151.8kmol/h汽相负荷：V2DL12000054647.8974647.89 kg/h=691.18kmol/h（3）汽化段（第16、17层板间负荷）：液相负荷：L16F（em-e0）150000（0.150.04）16500 kg/h=151.377kmol/h汽相负荷：V17Fem1500000.1522500kg/h=2kmol/h由以上比较，塔一、二层塔板间负荷最大。2.5塔的结构参数计算：（1）塔径计算：原油进入汽化段后，其汽相部分进入精馏段。在自下而上流动过程中，由于温度逐板下降，液相回流量（kmol/h）逐渐增大，因而汽相负荷（kmol/h）也不断增加，到第一、二层板间，汽相负荷达到最大值，选取这一板计算塔径。由于初馏塔分离精度要求不高，因而采用F1型浮阀塔板，取塔板间距Ht800mm，板间压降为P0.005atm0.5kpa计算最大允许气体速度Wmax:L1=54647.89kg/h， L738.4kg/cm3所以VL54647.89/738.474.0m3/h0.021 m3/h P1.490.0051.498atm，t158，M110V=4.65kg/m3VV=（2000054647.89）/4.6516059