500万吨年常压蒸馏装置培训综述综述

1、吴长保吴长保第一联合项目组第一联合项目组中国石油呼和浩特石化分公司中国石油呼和浩特石化分公司Petrochina Huhhot Petrochemical Company 目 录一、工艺设计说明二、界区条件三、采用新技术、新工艺及与现有装置的不同采用新技术、新工艺及与现有装置的不同四、工艺设备四、工艺设备一 工艺设计说明 概述装置概况装置概况1.1 装置规模装置规模 根据全厂总流程，本装置加工量为根据全厂总流程，本装置加工量为500万吨万吨/年，设计年，设计操作弹性为操作弹性为60%110%。1.2 建设性质建设性质 装置建设性质为新建。装置建设性质为新建。1.3 装置组成装置组成 装置主要由

2、换热、电脱盐、闪蒸塔、常压炉、常压塔装置主要由换热、电脱盐、闪蒸塔、常压炉、常压塔系统和三注等部分组成。系统和三注等部分组成。1.4装置原料装置原料本装置加工原油为本装置加工原油为410万吨万吨/年长庆原油、年长庆原油、70万吨万吨/年二连年二连原油和原油和20万吨万吨/年塔木察格原油的混合原油。年塔木察格原油的混合原油。1.5 产品方案产品方案 根据全厂总流程，本装置的主要产品有直馏石脑油根据全厂总流程，本装置的主要产品有直馏石脑油、航煤馏份、直馏柴油馏分和常压渣油等。其中常、航煤馏份、直馏柴油馏分和常压渣油等。其中常顶石脑油作为连续重整装置原料，常一线生产航煤顶石脑油作为连续重整装置原料，

3、常一线生产航煤馏分作为煤油加氢精制装置原料，常二线、常三线馏分作为煤油加氢精制装置原料，常二线、常三线生产直馏柴油馏分作为柴油加氢精制装置原料，常生产直馏柴油馏分作为柴油加氢精制装置原料，常压渣油作为催化裂化装置原料。压渣油作为催化裂化装置原料。1.6 对基础设计的主要修改内容对基础设计的主要修改内容1 ） 增加超声波破乳系统增加超声波破乳系统n基础设计中电脱盐采用注破乳剂进行破乳，详细设基础设计中电脱盐采用注破乳剂进行破乳，详细设计应业主要求增加超声波破乳系统，注破乳剂系统计应业主要求增加超声波破乳系统，注破乳剂系统备用，正常操作时停注破乳剂。备用，正常操作时停注破乳剂。概述2）增加增加Ag

4、ar界位控制系统界位控制系统n基础设计中电脱盐罐界位测量采用射频导纳和差压界位基础设计中电脱盐罐界位测量采用射频导纳和差压界位计测量，详细设计应业主要求，增加两套计测量，详细设计应业主要求，增加两套Agar界位计，界位计，检测乳化层中水含量、控制电脱盐罐油水界位，并取消检测乳化层中水含量、控制电脱盐罐油水界位，并取消差压界位计。差压界位计。3）增加常顶空冷器）增加常顶空冷器n基础设计中，应业主要求，常顶油气与原油换热后，直基础设计中，应业主要求，常顶油气与原油换热后，直接经水冷器冷却到接经水冷器冷却到40，根据基础设计审查意见，水冷，根据基础设计审查意见，水冷器前增加常顶油气空冷器，使用变频调

5、节。器前增加常顶油气空冷器，使用变频调节。4）常二、常三线分别出装置）常二、常三线分别出装置n基础设计中，常二线、常三线换热后混合出装置，根据基础设计中，常二线、常三线换热后混合出装置，根据基础设计审查意见，修改为各自换热后分别出装置。基础设计审查意见，修改为各自换热后分别出装置。概述5) 部分台位换热器由管壳式改为板式换热器部分台位换热器由管壳式改为板式换热器n详细设计应业主要求将常顶油气换热器，闪底油详细设计应业主要求将常顶油气换热器，闪底油-常渣常渣I换热器改为板式换热器，节约投资、节约占地面积，且换热器改为板式换热器，节约投资、节约占地面积，且更有利于长周期操作。更有利于长周期操作。6

6、) 加热炉控制系统加热炉控制系统n基础设计阶段采用加热炉空气流量与燃料油和燃料气流基础设计阶段采用加热炉空气流量与燃料油和燃料气流量之和进行比值控制；加热炉出口温度与燃料总量和燃量之和进行比值控制；加热炉出口温度与燃料总量和燃烧空气流量的高低选调控。详细设计阶段修改为加热炉烧空气流量的高低选调控。详细设计阶段修改为加热炉出口温度和燃料用量串级控制，通过调节燃料量实现加出口温度和燃料用量串级控制，通过调节燃料量实现加热炉出口温度控制。热炉出口温度控制。概述概述2、 主要技术方案主要技术方案 1）原油蒸馏采用成熟的蒸馏（闪蒸、常压蒸馏）工艺；）原油蒸馏采用成熟的蒸馏（闪蒸、常压蒸馏）工艺； 2）原

7、油电脱盐采用两级高速电脱盐技术；）原油电脱盐采用两级高速电脱盐技术；n3）电脱盐采用先进的超声波破乳技术；）电脱盐采用先进的超声波破乳技术；n4）电脱盐罐界位采用先进的）电脱盐罐界位采用先进的Agar界位计进行控制；界位计进行控制；n5）应用先进的工艺模拟软件（）应用先进的工艺模拟软件（ASPEN PLUS）对全装）对全装置进行模拟计算，优化操作条件；置进行模拟计算，优化操作条件；n6）采用窄点技术（）采用窄点技术（ASPEN HX-NET）优化换热网络；）优化换热网络；n7）加热炉设空气预热系统，降低排烟温度，提高加热）加热炉设空气预热系统，降低排烟温度，提高加热炉效率；炉效率；n8）常压塔

8、顶的馏出线上采取了注缓蚀剂和注水的工艺）常压塔顶的馏出线上采取了注缓蚀剂和注水的工艺防腐措施；防腐措施；概述 9） 常压塔、汽提塔采用高性能浮阀塔盘；常压塔、汽提塔采用高性能浮阀塔盘；10）常顶油气与原油换热，回收低温位热量；）常顶油气与原油换热，回收低温位热量；11）为合理利用能源，降低能耗，装置的低温热源产生热）为合理利用能源，降低能耗，装置的低温热源产生热 媒水；媒水；12）采用集散控制系统（）采用集散控制系统（DCS），并设置紧急停车和安），并设置紧急停车和安 全连锁保护系统（全连锁保护系统（SIS）。）。13）采取多种措施降低装置的水消耗：）采取多种措施降低装置的水消耗： （1）使用

9、空冷器冷却柴油馏分，减少循环水消耗；）使用空冷器冷却柴油馏分，减少循环水消耗； （2）侧线和常渣热出料至下游装置，降低冷却负荷，节）侧线和常渣热出料至下游装置，降低冷却负荷，节 约冷却用水用量；约冷却用水用量； （3）电脱盐及配制药剂用水采用工厂的汽提净化水，节约）电脱盐及配制药剂用水采用工厂的汽提净化水，节约新鲜水用量。新鲜水用量。3、主要自动控制方案、主要自动控制方案 1）闪蒸塔液位控制：闪蒸塔液位与原油进装置两路流量组成均）闪蒸塔液位控制：闪蒸塔液位与原油进装置两路流量组成均匀控制。匀控制。 2）常压塔顶温度控制：常压塔顶温度与常压塔顶回流或常顶）常压塔顶温度控制：常压塔顶温度与常压塔顶

10、回流或常顶循流量组成串级控制。循流量组成串级控制。 3）常压炉进料控制：常压炉）常压炉进料控制：常压炉4路进料流量采用流量定值控制。路进料流量采用流量定值控制。 4）常顶回流及产品罐压力控制：常顶回流及产品罐压力与常）常顶回流及产品罐压力控制：常顶回流及产品罐压力与常顶顶 气控制阀定值调节。气控制阀定值调节。 5）常压塔塔底液位控制：常压塔底液位与常底泵出口流量串）常压塔塔底液位控制：常压塔底液位与常底泵出口流量串级级 调节。调节。 6）加热炉出口温度控制：加热炉出口温度和燃料用量串级控制）加热炉出口温度控制：加热炉出口温度和燃料用量串级控制，通过调节燃料量实现加热炉出口温度控制。，通过调节燃

11、料量实现加热炉出口温度控制。 7）燃料油、燃料气流量控制回路和调节阀阀后压力控制回路组）燃料油、燃料气流量控制回路和调节阀阀后压力控制回路组成超驰调节，当阀后压力过低时，通过高选器，直接调节调节成超驰调节，当阀后压力过低时，通过高选器，直接调节调节阀开度，以防止管道压力过低。阀开度，以防止管道压力过低。概述概述n4、设备数量n装置主要设备数量装置主要设备数量序号序号设备分类设备分类单位单位数量数量备注备注一一静设备静设备1塔器塔器座座32容器容器台台153换热器换热器台台554空冷器空冷器台台105加热炉加热炉座座1小计小计84二二动设备动设备1液环泵液环泵台台12泵泵台台34包括撬装装置所包

12、括撬装装置所带泵带泵小计小计35合计合计119原料及产品1原料性质原料性质n根据总体设计中原油性质，长庆原油性质见表根据总体设计中原油性质，长庆原油性质见表2.1-1、二、二连原油性质见表连原油性质见表2.1-2、塔木察格原油性质见表、塔木察格原油性质见表2.1-3。模。模拟所得混合原油实沸点蒸馏数据见表拟所得混合原油实沸点蒸馏数据见表2.1-4；根据；根据中国中国石油呼和浩特石化公司石油呼和浩特石化公司500万吨万吨/年炼油工程混合原油评价年炼油工程混合原油评价研究报告研究报告（中国石油大学（北京）重质油国家重点实验（中国石油大学（北京）重质油国家重点实验室室2009年年09月），混合原油的

13、性质见表月），混合原油的性质见表2.1-5，混合原油，混合原油实沸点蒸馏结果见表实沸点蒸馏结果见表2.1-6。原料及产品原料及产品原料及产品原料及产品原料及产品原料及产品原料及产品装置物料平衡 主要操作条件工艺流程简述原油换热及闪蒸塔部分原油换热及闪蒸塔部分 原油（原油（21）自原油罐区经原油泵升压后，进入装置分为两路）自原油罐区经原油泵升压后，进入装置分为两路,其中一其中一路经过原油路经过原油-常顶油气换热器（常顶油气换热器（1201-E-101A）、原油）、原油-常顶循常顶循(1)换热器（换热器（1201-E-102A/B）、原油）、原油-常一线换热器（常一线换热器（1201-E-103）

14、、原油）、原油-常一中常一中II换换热器（热器（1201-E-104A/B）换热至）换热至123；另一路原油经过原油；另一路原油经过原油-常顶油气换常顶油气换热器（热器（1201-E-101B）、原油）、原油-常顶循常顶循(2)换热器（换热器（1201-E-102C/D）、原）、原油油-常二线常二线II换热器（换热器（1201-E-105A/B）、原油）、原油-常渣常渣IV换热器（换热器（1201-E-106A/B）换热至）换热至127。 两路原油合并为一路，依次经过一级电脱盐罐（两路原油合并为一路，依次经过一级电脱盐罐（1201-V-101）、二级电脱）、二级电脱盐罐（盐罐（1201-V-1

15、02）进行脱盐脱水，然后均分为两路进入脱后原油换热系）进行脱盐脱水，然后均分为两路进入脱后原油换热系统。统。 脱后原油一路经过脱后原油脱后原油一路经过脱后原油-常一中常一中I换热器（换热器（1201-E-107A-D）、脱后原）、脱后原油油-常二线常二线I换热器（换热器（1201-E-108）、脱后原油）、脱后原油-常三线常三线I换热器（换热器（1201-E-109A/B），温度升高至），温度升高至200；另一路脱后原油经过脱后原油；另一路脱后原油经过脱后原油-常三线常三线II换换热器（热器（1201-E-110A/B）、脱后原油）、脱后原油-常渣常渣III换热器（换热器（1201-E-111

16、A-D）、）、脱后原油脱后原油-常二中（常二中（II）换热器（）换热器（1201-E-112），温度升高至），温度升高至200。两路。两路脱后原油合并为一路进入闪蒸塔（脱后原油合并为一路进入闪蒸塔（1201-C-101）进行闪蒸。）进行闪蒸。工艺流程简述 闪蒸塔顶气直接进入常压塔（闪蒸塔顶气直接进入常压塔（1201-C-102）第）第29层塔板下方，闪层塔板下方，闪底油由闪底泵（底油由闪底泵（1201- P-102A/B）抽出，分成两路再次进行换热。一路经）抽出，分成两路再次进行换热。一路经闪底油闪底油-常渣常渣II（1）换热器（）换热器（1201-E-113-A/B）、闪底油）、闪底油-常二

17、中常二中I（1）换）换热器（热器（1201-E-114A-C）、闪底油）、闪底油-常渣常渣I（1）换热器（）换热器（1201-E115A/B），换热至，换热至299；另一路经闪底油；另一路经闪底油-常渣常渣II（2）换热器（）换热器（1201-E116-A/B）、闪底油、闪底油-常二中常二中I（2）换热器（）换热器（1201-E-117A-C）、闪底油）、闪底油-常渣常渣I（2）换）换热器（热器（1201-E-118A/B），换热至），换热至299。两路合并后至催化装置与催化。两路合并后至催化装置与催化油浆换热至油浆换热至322。 闪底油经与催化油浆换热后再分为四路，进入常压炉（闪底油经与催化

18、油浆换热后再分为四路，进入常压炉（1201-F-101），），加热至加热至365后进入常压塔（后进入常压塔（1201-C-102）进料段。）进料段。 2、常压蒸馏部分、常压蒸馏部分 常顶油气经原油常顶油气经原油-常顶油气换热器（常顶油气换热器（1201-E-101A/B）换热）换热至至65后，再经常顶油气空冷器（后，再经常顶油气空冷器（1201-A-101AF）空冷至）空冷至50，然后经常顶油气后冷器（，然后经常顶油气后冷器（1201-E-130A/B）冷却至）冷却至40后进入常顶回流及产品罐（后进入常顶回流及产品罐（1201-V-103），常顶油由常），常顶油由常顶回流及产品泵（顶回流及产品

19、泵（1201-P-110 A/B）抽出后分为二路，一路）抽出后分为二路，一路作为塔顶冷回流返回常压塔顶第作为塔顶冷回流返回常压塔顶第1层塔板，另一路作为重整装层塔板，另一路作为重整装置原料分别至罐区和重整装置。不凝气与自航煤加氢精制装置原料分别至罐区和重整装置。不凝气与自航煤加氢精制装置来的干气合并后进入常顶气液环泵（置来的干气合并后进入常顶气液环泵（1201-K-101）升压后）升压后至催化裂化装置。至催化裂化装置。 常一线油自常压塔第常一线油自常压塔第14层塔板自流进入常压汽提塔（层塔板自流进入常压汽提塔（1201- C-103）上段。以常三线油作为该塔重沸器（）上段。以常三线油作为该塔重

20、沸器（1201-E-119）的热）的热源，气相返回常压塔第源，气相返回常压塔第13层板下方，液相由常一线泵（层板下方，液相由常一线泵（1201-P-107A/B）抽出，经）抽出，经1201-E-103换热至换热至100后分为二路，一路热后分为二路，一路热出料至航煤加氢精制装置，另一路再经常一线水冷器（出料至航煤加氢精制装置，另一路再经常一线水冷器（1201-E-133）冷却至）冷却至45至罐区。至罐区。工艺流程简述n常二线油自常压塔第常二线油自常压塔第28层塔板自流进入层塔板自流进入1201-C-103中段，采用过热蒸汽汽提中段，采用过热蒸汽汽提。汽提后的气相返回常压塔第。汽提后的气相返回常压

21、塔第27层板下方，液相由常二线油泵（层板下方，液相由常二线油泵（1201-P-108A/B）抽出，经）抽出，经1201-E-108、1201-E-105A/B换热至换热至100后分为二路，后分为二路，一路热出料至柴油加氢精制装置，另一路经常二线空冷器（一路热出料至柴油加氢精制装置，另一路经常二线空冷器（1201-A-103A/B）冷却至）冷却至50至罐区。至罐区。n常三线油自常压塔第常三线油自常压塔第40层塔板自流进入层塔板自流进入1201-C-103下段，采用过热蒸汽汽提下段，采用过热蒸汽汽提。汽提后的气相返回常压塔第。汽提后的气相返回常压塔第39层塔板下方，液相由常三线油泵（层塔板下方，液

22、相由常三线油泵（1201-P-109A/B）抽出，经）抽出，经1201-E-119、1201-E-109A/B、1201-E-110A/B和常三线和常三线-热水换热器（热水换热器（1201-E-121A/B）换至）换至100后分为二路，一路热出料至柴油后分为二路，一路热出料至柴油加氢精制装置，另一路经常三线空冷器（加氢精制装置，另一路经常三线空冷器（1201-A-103A/B）冷却至）冷却至50至罐至罐区。区。n常顶循油由常顶循油泵（常顶循油由常顶循油泵（1201-P-104A/B）自常压塔第）自常压塔第4层塔板抽出，分为两层塔板抽出，分为两路，分别经路，分别经1201-E102A/B和和12

23、01-E102C/D换热至换热至90，两路合并与常顶冷，两路合并与常顶冷回流一起进入常压塔顶第回流一起进入常压塔顶第1层塔板。层塔板。 工艺流程简述工艺流程简述n常一中油由常一中油泵（常一中油由常一中油泵（1201-P-105A/B）自常压塔第）自常压塔第18层塔板抽出，经层塔板抽出，经1201-E-107A-D和和1201-E-104A/B换热至换热至134后返回常压塔第后返回常压塔第16层塔板。层塔板。n常二中油由常二中油泵（常二中油由常二中油泵（1201-P-106A/B）自常压塔第）自常压塔第32层塔板抽出，分层塔板抽出，分为两路，分别为两路，分别1201-E-114A-C和和1201

24、-E-117A-C换热至换热至231后，再合并为后，再合并为一路，经一路，经1201-E-112、常二中蒸汽发生器（、常二中蒸汽发生器（1201-E-120）换热至）换热至205后后返回常压塔第返回常压塔第30层塔板。层塔板。n常压塔底油由常底油泵（常压塔底油由常底油泵（1201-P-103A/B）抽出，分为两路，分别经）抽出，分为两路，分别经1201-E-115A/B、1201-E-113A/B和和 1201-E-118A/B、1201-E-116A/B换热至换热至215后合并为一路，再经后合并为一路，再经1201-E-111A-D、1201-E-106A/B换热至换热至148后，一部分热出

25、料至催化裂化装置，另一部分经常渣水冷器（后，一部分热出料至催化裂化装置，另一部分经常渣水冷器（1201-E-131A-D）冷却至）冷却至90至罐区。至罐区。 工艺流程简述3、三注部分、三注部分净化水自装置外引入电脱盐注水罐（净化水自装置外引入电脱盐注水罐（1201-V-109A），由二级电脱盐），由二级电脱盐注水泵（注水泵（1201-P-113A/B）抽出经电脱盐排水）抽出经电脱盐排水-注水换热器（注水换热器（1201-E-122A/B）换热至）换热至94后，注入二级电脱盐混合器前；二级电脱盐排后，注入二级电脱盐混合器前；二级电脱盐排水经一级电脱盐注水泵（水经一级电脱盐注水泵（1201-E11

26、2A/B）抽出后注入一级电脱盐罐）抽出后注入一级电脱盐罐混合器前。一级电脱盐罐排水经混合器前。一级电脱盐罐排水经1201-E-122A/B和电脱盐排水冷却器和电脱盐排水冷却器（1201-E-134A/B）冷却至）冷却至50，再经电脱盐排水除油罐（，再经电脱盐排水除油罐（1201-V-110）除油后出装置。）除油后出装置。n水溶性破乳剂在破乳剂配制罐（水溶性破乳剂在破乳剂配制罐（1201-V-116A/B）内配成一定浓）内配成一定浓度的溶液，由破乳剂泵（度的溶液，由破乳剂泵（1201-P117A/B）自）自1201-V-116A/B抽出抽出，分别注至一级电脱盐罐入口注水点之前和二级电脱盐罐入口注

27、，分别注至一级电脱盐罐入口注水点之前和二级电脱盐罐入口注水点之前。水点之前。n净化水自装置外引入塔顶注水罐（净化水自装置外引入塔顶注水罐（1201-V-109B），由塔顶注水），由塔顶注水泵（泵（1201-P-114A/B）抽出后注至常顶油气线上。）抽出后注至常顶油气线上。n缓蚀剂在缓蚀剂配制罐（缓蚀剂在缓蚀剂配制罐（1201-V-118A/B）内配成一定浓度的溶）内配成一定浓度的溶液，由缓蚀剂泵（液，由缓蚀剂泵（1201-P-118A/B）自缓蚀剂配制罐（）自缓蚀剂配制罐（1201-V-118A/B）抽出，注至常顶油气线上。）抽出，注至常顶油气线上。 4、装置主要开、停工及退油线、装置主要开

28、、停工及退油线开工引柴油线开工引柴油线n开工柴油自装置外经常三线出装置线引至常底泵。开工柴油自装置外经常三线出装置线引至常底泵。n开工循环线开工循环线n原油经运转通过常压渣油换热、冷却流程后可跨入原油进装置管线，实现原油经运转通过常压渣油换热、冷却流程后可跨入原油进装置管线，实现闭路循环，也可经重污油线送入罐区实现开路循环。闭路循环，也可经重污油线送入罐区实现开路循环。n污油线污油线n装置的安全阀放空排至安全阀放空分液罐（装置的安全阀放空排至安全阀放空分液罐（1201-V-105），其中的轻污油），其中的轻污油经污油泵（经污油泵（1201-P-116）送至装置轻污油总管出装置，气体进入全厂火炬

29、）送至装置轻污油总管出装置，气体进入全厂火炬管网。管网。n装置的轻污油排至地下污油罐（装置的轻污油排至地下污油罐（1201-V-107），地下污油罐中的污油经轻），地下污油罐中的污油经轻污油泵（污油泵（1201-P-115）送至轻污油总管出装置。）送至轻污油总管出装置。n重污油通过蒸汽吹扫至罐区重污油罐。重污油通过蒸汽吹扫至罐区重污油罐。n退油线退油线n开停工或事故状态时，电脱盐罐中的原油由开停工或事故状态时，电脱盐罐中的原油由1201-P-113A抽出后送至重污抽出后送至重污油总管出装置。闪蒸塔底油、常压塔底油最终由常底油泵抽出，送至重污油总管出装置。闪蒸塔底油、常压塔底油最终由常底油泵抽出

30、，送至重污油线出装置。油线出装置。工艺流程简述n闪蒸塔直径为闪蒸塔直径为3000/4600mm，采用切线进料，顶部设一层破沫网，采用切线进料，顶部设一层破沫网，下部设，下部设3层人字挡板。筒体材质层人字挡板。筒体材质Q245R。n常压塔直径为常压塔直径为5600mm，其中精馏段设，其中精馏段设48层高性能浮阀塔盘，汽提层高性能浮阀塔盘，汽提段设置一层规整填料；共设三个侧线抽出，三个中段回流，采用径向段设置一层规整填料；共设三个侧线抽出，三个中段回流，采用径向进料，设进料分布器。筒体材质为进料，设进料分布器。筒体材质为(0Cr13Al+Q245R)/Q245R，内件，内件材质为材质为Q235B/

31、0Cr13。 主要工艺设备闪蒸塔常压塔n常压汽提塔常压汽提塔n 常压汽提塔直径为常压汽提塔直径为2400mm，共分三段。上段为航煤馏，共分三段。上段为航煤馏分汽提塔，设分汽提塔，设6层浮阀塔盘，采用重沸器汽提；中段和下段层浮阀塔盘，采用重沸器汽提；中段和下段为柴油馏分汽提塔，分别设为柴油馏分汽提塔，分别设4层浮阀塔盘，采用蒸汽汽提；层浮阀塔盘，采用蒸汽汽提；本装置常压汽提塔下段不进行汽提，只保留蒸汽汽提设施。本装置常压汽提塔下段不进行汽提，只保留蒸汽汽提设施。筒体材质为筒体材质为Q245R，内件材质为，内件材质为Q235B/0Cr13。n常压炉常压炉n常压炉设计热负荷为常压炉设计热负荷为49.

32、37MW，为立式方箱加热炉，空气，为立式方箱加热炉，空气预热器布置在地面，热效率不低于预热器布置在地面，热效率不低于91%。炉管为。炉管为4管程，炉管程，炉管材质为管材质为P5。n电脱盐电脱盐n采用二级高速电脱盐，两台电脱盐罐的大小均为采用二级高速电脱盐，两台电脱盐罐的大小均为 380020000mm（T/T）。电脱盐罐内件以及变压器、界）。电脱盐罐内件以及变压器、界位仪等均由供货商成套供应并保证脱后原油含盐量小于位仪等均由供货商成套供应并保证脱后原油含盐量小于3mg/l原油，含水不大于原油，含水不大于0.2（v）。）。 主要工艺设备主要工艺设备n换热器类换热器类n装置共选用换热器（包括冷凝、

33、冷却器）装置共选用换热器（包括冷凝、冷却器）55台，其中常顶油台，其中常顶油气换热器、闪底油气换热器、闪底油-常渣常渣I换热器采用了板式换热器，蒸汽发换热器采用了板式换热器，蒸汽发生器选用生器选用U型管换热器，其余为管壳式换热器。根据不同换型管换热器，其余为管壳式换热器。根据不同换热器的操作条件，部分选用了波纹管等高效传热设备。热器的操作条件，部分选用了波纹管等高效传热设备。n空冷器空冷器n本装置共采用本装置共采用10台干式空冷器，其中常顶油气台干式空冷器，其中常顶油气6台，常二线台，常二线、常三线各、常三线各2台。台。n机泵机泵n装置共设泵装置共设泵35台台(包括撬装装置所带泵包括撬装装置所

34、带泵)，油泵选用离心泵，油泵选用离心泵，小流量泵选用往复泵。干气增压采用液环式压缩机。小流量泵选用往复泵。干气增压采用液环式压缩机。消耗指标及能耗消耗指标及能耗消耗指标及能耗消耗指标及能耗消耗指标及能耗消耗指标及能耗节能措施及能耗分析节能措施及能耗分析n7.2.2.1节能措施节能措施n1）与下游装置进行热联合，主要是催化油浆热进料与闪底油进行换热，）与下游装置进行热联合，主要是催化油浆热进料与闪底油进行换热，常压侧线和常压渣油热出料至下游装置；常压侧线和常压渣油热出料至下游装置；n2）设置空气预热器等，充分利用烟气余热，降低排烟温度，提高加热炉）设置空气预热器等，充分利用烟气余热，降低排烟温度

35、，提高加热炉的热效率；的热效率；n3）优化换热网络，合理利用不同温位的热量，低温热量用于加热热媒水）优化换热网络，合理利用不同温位的热量，低温热量用于加热热媒水，提高热量回收利用率，减少燃料气消耗；，提高热量回收利用率，减少燃料气消耗；n4）发生蒸汽供装置自用，减少装置外供蒸汽的耗量；）发生蒸汽供装置自用，减少装置外供蒸汽的耗量；n5）装置闪底泵、常底泵及中段回流泵电机采用变频调速，降低装置电耗）装置闪底泵、常底泵及中段回流泵电机采用变频调速，降低装置电耗；n6）常压塔顶油气与原油换热，充分利用低温热；）常压塔顶油气与原油换热，充分利用低温热；n7）使用空冷器，减少循环水耗量；）使用空冷器，减

36、少循环水耗量；n8）各设备、各管线严格按有关标准规范进行保温，减少热量损失；）各设备、各管线严格按有关标准规范进行保温，减少热量损失；n9）电脱盐采用超声波破乳，减少化学药剂注入。）电脱盐采用超声波破乳，减少化学药剂注入。n7.2.2.2能耗分析能耗分析n由装置能耗表可以看出，装置能耗为由装置能耗表可以看出，装置能耗为275.97MJ/t原油（原油（6.59kg标油标油/t原油原油），其中燃料、电能耗分别为），其中燃料、电能耗分别为211.94MJ/t原油、原油、39.57MJ/t原油，分别占原油，分别占装置能耗的装置能耗的76.80%、14.34%。由此可见，装置能耗受燃料、电用量影响。由此

37、可见，装置能耗受燃料、电用量影响较大，降低装置能耗的主要措施也应以降低燃料、电的耗量为主。较大，降低装置能耗的主要措施也应以降低燃料、电的耗量为主。二 界区条件二 界区条件二 界区条件二 界区条件二 界区条件二 界区条件三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n采用两级高速电脱盐及污水除油罐技术采用两级高速电脱盐及污水除油罐技术n 根据将加工原油性质，以及高速电脱根据将加工原油性质，以及高速电脱盐技术在大型化电脱盐项目中的应用情况盐技术在大型化电脱盐项目中的应用情况，在该项目中将采用两级高速电脱盐工艺，在该项目中将采用两级高速电脱盐工艺流程。在流程。在500万吨万吨/年

38、的处理量下，原油在年的处理量下，原油在高速电脱盐罐体内总停留时间为高速电脱盐罐体内总停留时间为18.78min，原油在罐体最大截面上的上升速度为，原油在罐体最大截面上的上升速度为2.56mm/s，电脱盐工艺原则流程图如下：，电脱盐工艺原则流程图如下：三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同高速电脱盐进油方式示意图高速电脱盐进油方式示意图三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n高速电脱盐之所以能够提高处理量，关键在于改高速电脱盐之所以能够提高处理量，关键在于改变了进油方式，油相进油对

39、罐底水层不会产生搅变了进油方式，油相进油对罐底水层不会产生搅动，不会影响油水界位的稳定，为进油速度提高动，不会影响油水界位的稳定，为进油速度提高提供了平稳运行的保证；油相进油方式的采用大提供了平稳运行的保证；油相进油方式的采用大大缩短了油流路径，原油不再是从水相中慢慢上大缩短了油流路径，原油不再是从水相中慢慢上浮，而是直接进入罐体中上部电场，油流路径的浮，而是直接进入罐体中上部电场，油流路径的缩短大大减小了油流在罐体内的停留时间，使进缩短大大减小了油流在罐体内的停留时间，使进油速度的提高成为可能；而双层喷嘴的设计保证油速度的提高成为可能；而双层喷嘴的设计保证了有足够量的原油平稳地喷入电场中，并

40、在电场了有足够量的原油平稳地喷入电场中，并在电场中合理分布。这些使高速电脱盐在较小的罐体内中合理分布。这些使高速电脱盐在较小的罐体内实现大的处理量成为可能。实现大的处理量成为可能。三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n技术特点：技术特点：n 1）、进料位置在电极板之间的油相）、进料位置在电极板之间的油相n 2）、进料管分配器采用特殊高效喷头分配型式，原油以水平方向薄片）、进料管分配器采用特殊高效喷头分配型式，原油以水平方向薄片状向四周喷出状向四周喷出n 3）、电脱盐的处理能力取决于喷头的能力）、电脱盐的处理能力取决于喷头的能力n 4）、采用交（直）流电供电，变压器数

41、量和接电方式的选择比较灵活）、采用交（直）流电供电，变压器数量和接电方式的选择比较灵活n与低速电脱盐技术比较与低速电脱盐技术比较n 1)、脱盐效率高（单级脱盐率可达、脱盐效率高（单级脱盐率可达95%）n 2）、设备利用率高，罐体小，单罐处理能力大）、设备利用率高，罐体小，单罐处理能力大n 3）、原油在电场中的停留时间段，电耗低）、原油在电场中的停留时间段，电耗低n 4）、脱盐污水含油量低）、脱盐污水含油量低n 脱盐污水除油罐技术的应用进一步降低了污水的含油量，再加上超声波破脱盐污水除油罐技术的应用进一步降低了污水的含油量，再加上超声波破乳技术，使脱盐环保指标合格，同时降低了损失。乳技术，使脱盐

42、环保指标合格，同时降低了损失。三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n2、电脱盐界位采用先进的、电脱盐界位采用先进的Agar界位计进行控制界位计进行控制n AGAR系统由四个能量吸收仪器组成：系统由四个能量吸收仪器组成：3个在罐内工作，一个装个在罐内工作，一个装在原油进料线上。在系统控制方案中，这些探测器提供连续的在原油进料线上。在系统控制方案中，这些探测器提供连续的4到到20mA输出信号，这些信号与脱盐罐内每个探测器所在位置的水浓度输出信号，这些信号与脱盐罐内每个探测器所在位置的水浓度百分数成正比。同时保留了射频导纳界面仪，使界位更稳定。百分数成正比。同时保留了射频

43、导纳界面仪，使界位更稳定。三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n3、电脱盐安全阀在罐上，起跳的油进闪蒸、电脱盐安全阀在罐上，起跳的油进闪蒸塔塔 ，这与传统的安全阀在罐下不同，这与传统的安全阀在罐下不同n4、采用了先进的板式换热器、采用了先进的板式换热器三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同板式换热器介质热交换示意图板式换热器介质热交换示意图三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n主要特点是：主要特点是：n1）换热效率高（液）换热效率高（液-液传热效率为普通管壳式的液传热效率为普通管壳式的3-5倍）倍）n2）外形紧凑

44、）外形紧凑(占地面积小占地面积小)n3）能量回收效果好（温度交叉和更加接近的传热温差）能量回收效果好（温度交叉和更加接近的传热温差）n4）结垢慢）结垢慢n5）零腐蚀，冷热侧材质相同）零腐蚀，冷热侧材质相同n6）两侧均可拆卸，维修维护方便）两侧均可拆卸，维修维护方便(板宽很短适合高压水枪板宽很短适合高压水枪直接吹扫，非常小的持液量可以适合酸洗直接吹扫，非常小的持液量可以适合酸洗)三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n5常顶干气采用液环式压缩机 三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同 液液环环泵泵工工作作示示意意图图三 新技术、新工艺与现有装置

45、的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n液液环环泵泵工工作作原原理理示示意意图图三 新技术、新工艺与现有装置的不同新技术、新工艺与现有装置的不同n工作原理：工作原理：n 在泵体中装有适量的水作为工作液。当叶轮按图中指示的方向顺时在泵体中装有适量的水作为工作液。当叶轮按图中指示的方向顺时针旋转式，水被叶轮抛向四周，由于离心力的作用，水形成了一个决针旋转式，水被叶轮抛向四周，由于离心力的作用，水形成了一个决定于泵腔形状的近似于等候的封闭圆环。水环上部分内表面恰好与叶定于泵腔形状的近似于等候的封闭圆环。水环上部分内表面恰好与叶轮轮毂相切，水环的下部内表面刚好与叶片顶端接触（实际上叶片在轮轮毂相切，水环的下部内表面刚好与叶片顶端接触（实际上叶片在水环内有一定的插入深度）。此时叶轮轮毂与水环之间形成一个月牙水环内有一定的插入深度）。此时叶轮轮毂与水环之间形成一个月牙形空间，而这一空间又被叶轮分成叶片数目相等的若干个小腔。如果形空间，而这一空间又被叶轮分成叶片数目相等的若干个小腔。如果以叶轮的上部以叶轮的上部0为起点，那么叶轮在转前为起点，那么叶轮在转前180时小腔的容积由小时小腔的容积由小变大，且与端面上的吸气口相同，此时气体被吸入，当