400万吨年常减压蒸馏装置工艺设计

400万吨/年常减压蒸馏装置工艺设计摘要随着原油供需矛盾趋紧和原油价格持续走高，中国石化炼油企业原油采购日益重质化，造成部分常减压蒸馏装置的减压系统超负荷，蜡渣油分割不清，蜡油馏分流失到渣油当中，渣油量的增大又造成炼油厂重油装置能力吃紧和不必要的能量消耗，部分企业还不得以出售渣油，削弱了加工重质原油的应有效益。为了缓解加工原油变重对二次加工装置的影响，提高重油加工装置的营运水平，充分发挥原油采购重质化的效益，提高蒸馏装置减压系统的拔出水平显得尤为重要。常压蒸馏是石油加工的“龙头装置”，后续二次加工装置的原料，及产品都是由常减压蒸馏装置提供。常减压蒸馏主要是通过精馏过程，在常压和减压的条件下，根据各组分相对挥发度的不同，在塔盘上汽液两相进行逆向接触、传质传热，经过多次汽化和多次冷凝，将原油中的汽、煤、柴馏分切割出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及蜡油及渣油等。本文以400万吨/年常减压蒸馏装置为例，着重介绍了大港原油的炼制。以及常减压装置的生产流程和设计计算方法等。关键词：精馏过程；传质传热；汽液两相

ABSTRACTWithcrudeoil,thecontradictionbetweensupplyanddemandandcontinuingtighteningcrudeoilpriceshigh,Chinapetrochemicalrefiningenterprisecrudeoilpurchasingincreasinglyheavyqualitative,causedpartoftenvacuumdistillationdevicepressuresystemoverload,wax,residualsegmentationisnotclear,oilfractionsoflosstotheresidue,residualamountofincreaseandcausedheavyoilrefinerycapacityandunnecessarydevicetightenergyconsumption,partoftheenterprisealsoshallnotsellresidual,weakentheprocessingofheavyoilshouldbenefit.Inordertoalleviateprocessingcrudeoilweighttotheinfluenceoftwoprocessingequipment,improvetheservicelevelofheavyoilprocessingdevice,givefullplaytopurchaseheavycrudeoilqualitativebenefits,andimprovethesystemofthereducedpressuredistillationunitdrawlevelisparticularlyimportant.Atmosphericdistillationisoilprocessing"leadingdevice",thesubsequenttwoprocessingdeviceofrawmaterials,andproductsareoftenprovidedbyvacuumdistillationdevice.Oftenvacuumdistillationismainlythroughthedistillationprocessinatmosphericpressureandreducedpressureconditions,accordingtothevariouscomponentsoftherelativevolatilityfordifferent,inthetraysaicliquidtwophasetoreversecontact,masstransferheattransfer,aftermanyvaporizingandmultiplecondensing,crudeoil,coal,andthesteamwoodcuttingoutthefraction,productionqualifiedgasoline,kerosene,dieseloilandoilandresidual,etc.Thispaperwiththe4milliontons/yearoftenvacuumdistillationunitasanexample,thispaperintroducestheportofcrudeoilrefining.Andoftenpressure-reliefdevicemanufacturingprocessesanddesigncalculationmethod,etc.Keywords:distillationprocess;Masstransferheattransfer;Steamliquidtwophase

目录文献综述 51、石油综述 51.1石油定义及石油资源分布简介 51.2国内外主要油田原油性质 72、石油产量 92.1世界石油产量和国内需求 92.2石油蒸馏技术的发展情况 112.2.1基本概念 112.2.2生产流程图 112.2.3常减压蒸馏技术现状 133、设计说明书 153.1原料油性质及产品性质 153.1.1原料油性质 153.1.2产品性质 163.2.工艺流程 163.2.1工艺流程 163.3回流方式 173.3.1塔顶油气二级冷凝冷却 173.3.2塔顶循环回流 183.3.3中段循环回流 183.4塔器结构 193.5环保措施 193.5.1污染源分析 193.5.2废气处理 203.5.3废水处理 204、工艺计算 224.1原料及产品的有关参数的计算 224.2工艺流程的确定根据与流程的叙述 254.2.1切割方案及性质 254.2.2物料平衡 254.2.3汽提蒸汽用量 254.2.4操作压力 274.2.5汽化段温度 274.2.6塔底温度 294.2.7塔顶及侧线温度的假设与回流热分配 295、常压蒸馏塔尺寸计算 335.1塔径的计算 335.1.1塔径的初算 335.1.2计算出Wmax后再计算适宜的气速Wa 335.1.3计算气相空间截面积 345.1.4降液管内流体流速Vd 345.1.5计算降液管面积 345.1.6塔横截面积Ft的计算 355.1.7采用的塔径D及空塔气速W 355.2塔高的计算 356、水力学衡算 376.1塔板布置,浮阀、溢流堰及降液管的计算 376.2塔的水力学计算 386.2.1塔板总压力降 386.2.2雾沫夹带 396.2.3泄漏 406.2.4淹塔 406.2.5降液管超负荷 41致谢 42参考文献 43

文献综述1、石油综述1.1石油定义及石油资源分布简介石油又称原油，主要是各种烷烃、环烷烃、芳香烃的混合物。它石油是古代海洋或湖泊中的生物经过漫长的演化形成的混合物，与煤一样属于化石燃料。石油主要被用来作为燃油和汽油，燃料油和汽油组成目前世界上最重要的一次能源之一。石油也是许多化学工业产品如溶液、化肥、杀虫剂和塑料等的原料。地壳上层部分地区有石油储存。由碳和氢化合形成的烃类构成石油的主要组成部分，约占95%~99%，含硫、氧、氮的化合物对石油产品有害，在石油加工中应尽量除去。不过不同的油田的石油的成分和外貌可以区分很大。石油主要被用作燃油和汽油，燃料油和汽油组成目前世界上最重要的一次能源之一。石油也是许多化学工业产品如溶剂、化肥、杀虫剂和塑料等的原料。今天88%开采的石油被用作燃料，其它的12%作为化工业的原料。由于石油是一种不可更新原料，许多人担心石油用尽会对人类带来的后果。在中东地区-波斯湾一带有丰富的储藏，而在俄罗斯、美国、中国、南美洲等地也有很大量的储藏。石油的常用衡量单位“桶”为一个容量单位，即42加仑。因为各地出产的石油的密度不尽相同，所以一桶石油的重量也不尽相同。一般地，一吨石油大约有7桶。1桶＝42加仑1加仑＝3.78543升美制1加仑=3.785升英制1加仑=4.546升所以，1桶＝158.99升原油的分布从总体上来看极端不平衡：从东西半球来看约3／4的石油资源集中于东半球，西半球占1／4；从南北半球看，石油资源主要集中于北半球；从纬度分布看，主要集中在北纬20°-40°和50°-70°两个纬度带内。波斯湾及墨西哥湾两大油区和北非油田均处于北纬20°-40°内，该带集中了51.3%的世界石油储量；50°-70°纬度带内有著名的北海油田、俄罗斯伏尔加及西伯利亚油田和阿拉斯加湾油区。原油的颜色非常丰富，有红、金黄、墨绿、黑、褐红、甚至透明；原油的颜色是它本身所含胶质、沥青质的含量，含的越高颜色越深。原油的颜色越浅其油质越好，透明的原油可直接加在汽车油箱中代替汽油！原油的成分主要有：油质（这是其主要成分）、胶质（一种粘性的半固体物质）、沥青质（暗褐色或黑色脆性固体物质）、碳质（一种非碳氢化合物）。石油由碳氢化合物为主混合而成的，具有特殊气味的、有色的可燃性油质液体！天然气是以气态的碳氢化合物为主的各种气体组成的，具有特殊气味的、无色的易燃性混合气体。在整个的石油系统中分工也是比较细的：构成石油的化学物质，用蒸馏能分解。原油作为加工的产品，有煤油、苯、汽油、石蜡、沥青等。严格地说，石油以氢与碳构成的烃类为主要成分。分子量最小的4种烃，全都是煤气。石油经过加工提炼，可以得到的产品有四大类：石油燃料，润滑油和润滑脂，蜡、沥青和石油焦，溶剂和石油化工产品我国石油资源集中分布在渤海湾、松辽、塔里木、鄂尔多斯、准噶尔、珠江口、柴达木和东海陆架八大盆地，其可采资源量17.2亿吨，占全国的81.13％；天然气资源集中分布在塔里木、四川、鄂尔多斯、东海陆架、柴达木、松辽、莺歌海、琼东南和渤海湾九大盆地，其可采资源量18.4万亿立方米，占全国的83.64％。图1-1世界石油资源分布图注：摘自《常减压蒸馏装置技术问答》北京：中国石化出版社2004图1-2中国石油资源分布图注：摘自《常减压蒸馏装置技术问答》北京：中国石化出版社20041.2国内外主要油田原油性质我国陆上和海上主要油区原油的凝点及蜡含量较高、庚烷沥青质含量较低、相对密度大多在0.85～0.95之间，属于偏重的常规原油。

表1-1我国陆上主要原油的一般性质原油名称大庆胜利孤岛辽河华北中原新疆吐哈鲁宁管输密度（20℃），g/cm³0.85540.90050.94950.92040.88370.84460.81970.8937运动黏度(50℃),mm²/s20.1983.36333.7109.057.110.322.7237.8凝点，℃3028217363316.526.0蜡含量(质量分数)，%9.522.819.718.615.3庚烷沥青质(质量分数)，%0<12.90<0.1000残碳(质量分数)，%0.905.5灰分(质量分数)，%0.00270.020.0960.010.0097-0.014-硫含量(质量分数)，%0.100.802.090.240.310.520.030.80氮含量(质量分数)，%0.160.410.430.400.380.170.050.29镍含量，μg/g3.126.021.132.515.03.30.5012.3钒含量，μg/g0.041.62.00.031.5注：摘自《石油炼制工程》石油工业出版社2009表1-2我国海上主要原油的一般性质原油名称渤海油区南海油区东海油区渤西渤中绥中渤海2号惠州涠洲陆丰平湖密度（20℃），g/cm³0.86470.85140.95170.91900.83330.86240.85620.7962运动黏度(50℃),mm²/s8.5975.96560.780.745.8021.0821.921.01凝点，℃212013-303032423蜡含量(质量分数)，%13.221.4-3.825.89庚烷沥青质(质量分数)，%0.450.05-3.570.110.820-残碳(质量分数)，%2.832.09.945.132.333.774.000.06灰分(质量分数)，%0.0080.0100.0400.0240.0120.0080.008-硫含量(质量分数)，%0．170.130.330.280.060.210.10195氮含量(质量分数)，%0.160.080.600.4326.4镍含量，μg/g8.763.2237.5227.271.111.511.8<0.1钒含量，μg/g70.95<0.1注：摘自《石油炼制工程》石油工业出版社20092、石油产量2.1世界石油产量和国内需求社会经济的发展离不开能源，当今社会的主要能源就是石油天然气，具世界能源网统计2011年世界主要产油国的原油产量为3914.1百万吨，（见表1），从表1我们可以看出原油出口大国依然是中东地区和俄罗斯等产油大国，中国和美国的石油产量虽然也很丰富，但是由于国内的市场经济发展比较迅速，所以还是处于石油进口国。例如尽管中国已成为全球第五大原油生产国,但中国同时也是世界第二大原油需求国,国内产量仍不足。中国海外寻油的路途依然艰辛。国土资源部网站昨日引述相关数据称,2011年中国仅次于沙特阿拉伯、俄罗斯、美国、伊朗之后,成为全球第五大原油生产国,占世界原油总产量的4.7%。不过,中国1.83亿吨的产量相比巨大的需求还差了一半以上。中石化集团经济技术研究院一位专家告诉《第一财经日报》:“计算中国石油(601857,股吧)需求量的简单方式是把产量和进口原油量相加。”按上述方法本报记者测算发现,去年中国石油需求量达3.93亿吨(全国原油产量1.837亿吨,进口原油量2.0379亿吨),也就是说中国本土只生产了48%左右的原油,其他都要来自海外。

值得注意的是,中国国内去年实际原油产量增幅也低于需求增幅。中石化集团经济技术研究院上述专家告诉记者,“这三四年间原油产量增量都徘徊在1.8亿吨到1.9亿吨之间,年增幅是1%到2%。现在还很难说2015年是否可能达到2亿吨。”而自2000年以来,中国石油需求增幅每年约5%以上。对此,中石化集团内部一位管理层说,中国去年有1360万辆的汽车销量,除去少量报废车,等于每年新增2000多万吨原油需求,“这相当于原油需求增加5%。”中石化上述管理层强调,5年内中国原油产量想要超过美国(2.67亿吨)几乎是不可能的。中国原油产量属于稳产,而不是大幅增产,能保证在1.8亿吨以上已很不容易,“2009年中石油在原有1亿吨产量基础上略微下降,中石化2008年产量为4100万吨,去年约小幅增加3%到5%;中海油增幅更大些,可能是10%,但它基数太小。”即便是经济周期上升阶段,中国国内原油生产增量也极为有限,中石油就是一个例子:2006到2008年,中石油只是以100万吨/年的增幅实现着“小步慢走”。

表2-1：2011年世界石油产量各国分布国家2011年产量单位：百万吨占总量比例（%）沙特阿拉伯514.613.1%俄罗斯480.512.3%美国311.88.0%伊朗209.85.4%中国183.74.7%墨西哥183.14.7%加拿大151.33.9%委内瑞拉145.13.7%阿联酋138.33.5%科威特133.23.4%挪威128.73.3%尼日利亚119.23.0%伊拉克98.12.5%巴西89.22.3%阿尔及利亚86.22.2%利比亚85.62.2%英国76.62.0%安哥拉69.41.8%哈萨克斯坦66.11.7%印尼51.91.3%卡塔尔50.61.3%印度37.41.0%阿曼36.70.9%阿根廷35.80.9%马来西亚33.80.9%埃及33.00.8%阿塞拜疆32.50.8%厄瓜多尔27.80.7%哥伦比亚27.50.7%澳大利亚22.90.6%其他欧洲及欧亚大陆21.40.5%叙利亚20.80.5%苏丹19.60.5%也门18.30.5%越南17.80.5%赤道几内亚17.70.5%丹麦16.70.4%刚果共和国13.50.3%泰国11.80.3%加蓬11.60.3%文莱10.80.3%其他亚太地区国家9.90.3%特立尼达和多巴哥8.40.2%土库曼斯坦8.10.2%乍得8.00.2%其他中南美洲国家7.00.2%意大利5.80.1%乌兹别克斯坦5.40.1%秘鲁5.10.1%罗马尼亚5.00.1%突尼斯3.30.1%其他非洲国家3.30.1%喀麦隆3.20.1%其他中东国家1.4世界总计3914.1100.0注：摘自《石油加工工艺学》中国石化出版社20102.2石油蒸馏技术的发展情况2.2.1基本概念常减压蒸馏是常压蒸馏和减压蒸馏的合称，基本属物理过程：原料油在蒸馏塔里按蒸发能力分成沸点范围不同的油品（称为馏分），这些油有的经调合、加添加剂后以产品形式出厂，相当大的部分是后续加工装置的原料。常减压蒸馏是炼油厂石油加工的第一道工序，称为原油的一次加工，包括三个工序：a.原油的脱盐、脱水；b.常压蒸馏；c.减压蒸馏2.2.2生产流程图图2-1典型的生产流程图2.2.3常减压蒸馏技术现状①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/a以上的炼油厂126座，分散在34个国家和地区，有16座加工能力在20Mt/a以上。现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Petrolite和Howe-Beaket二公司的专利技术较为先进。Howe-Beaket技术主要为低速脱盐，Petrolite已在低速脱盐的基础上开发了高速电脱盐。塔内件方面：以Koch-Glitcsh、Sulzer和Norton为代表，拥有较先进的专利技术，公司开发出了SuperFRACI.SuperFRACV高效塔盘和Gempak填料，Sulzer在原有Mellapak填料的基础上开发了Mllapakplus和Optiflow高效填料。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ASTMD86(5%-95%)13℃；煤油和轻柴油的脱空度ASTMD86(5%-95%)-20℃；轻蜡油与重蜡油的脱空度ASTMD1160(5%-95%)5℃，润滑油基础油也基本满足窄馏分、浅颜色。②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2.5Mt/a，仅有几套装置的加工能力超国4.5Mt/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/a及西太平洋10Mt/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。

3、设计说明书3.1原料油性质及产品性质3.1.1原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3-1大港原油一般性质名称单位数值名称单位数值密度D2040.8896含盐mgNaCl/L74特性因数11.8水分%1.4运动粘度(50℃)Mm2/s20.64初馏点℃82凝点℃20200℃%10含蜡量%14.1300℃%25沥青质硅胶胶质%12.56Ni含量PPm18.5残炭%3.5V含量PPm〈1含硫%0.14Cu含PPm0.76含氮%—灰分%0.018注:计算时用d420=0.8717,K=12`注：摘自《炼油工艺学》石油工业出版社1982

表3-2原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11132.373.28728320.8622.8938539.8042.3521485.586.54830024.0026.1339943.0145.6231808.539.84931827.1129.3541946.1448.79421011.5413.1233530.3132.6646059.1361.65523514.5916.3835333.4935.9250071.3273.48625617.6819.6136436.6839.17表3-3原油平衡蒸发数据累计馏出,％(体)310203040506070平衡蒸发温度,℃200237280316348381409436注：摘自《石油炼制工程》石油工业出版社20093.1.2产品性质表3-4大港原油常压分馏产品性质产品名称沸点范围℃产率%(质)密度d204恩氏蒸馏数据℃0%10%30%50%70%90%干点重整原料0～1304.20.734258879399106118130航空煤油130~2309.40.7909142162180192205228243轻柴油230~32013.50.8406225238255262270288312重柴油320~3505.70.8450307324329331340359385重油〉35067.20.9200注：摘自《石油炼制工程》石油工业出版社20093.2.工艺流程3.2.1工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2-1如下：图3-1常减压蒸馏装置工艺原则流程图3.3回流方式3.3.1塔顶油气二级冷凝冷却原油常压塔的年处理量经常以数百万吨计。塔顶溜出物的冷凝冷却器的传热面积常达到2m～3m，耗费大量的钢材和投资。塔顶冷凝冷却面积如此巨大的原因，一是负荷很大，二是传热温度比较小，为了减少常压塔顶冷凝冷却器所需的传热面积，在某些条件下采用二级冷凝冷却方案。所谓二级冷凝冷却是首先将塔顶油气基本上全部冷凝（一般冷到55～90℃），将回流部分用泵送回塔顶，然后将出装置的产品部分进一步冷却到安全温度（例如40℃）以下。二级冷凝冷却方案的优点：由于油气和水蒸气在第一级冷却上全部冷凝，故集中了绝大部分热负荷，而此时的传热温差较大，单位传热负荷需要的传热面积可以减小；到二级冷却时，虽然传热温差较小，但其热负荷只占总热负荷的很小部分。因此，总的来说，二级冷却冷凝方案所需的总传热面积要比一级冷却方案小得多。3.3.2塔顶循环回流塔顶循环回流是从塔内抽出经冷却至某个温度再送回塔中，物流在整个过程中都是处于液相，而且在塔内流动时一般也不发生相变化，它只是在塔内外循环流动，借助于换热器取走回流热。循环回流返塔的温度低于该塔段的塔板上温度，为了保证塔内精馏过程的正常进行，在采用循环回流时必须在循环回流的出入口之间增设2～3块换热塔板，以保证其在流入下一层塔板时能达到要求的相应的温度。塔顶循环回流主要是用在以下几种情况：a塔顶回流热较大，应收回这部分热量以降低装置能耗。塔顶循环回流的热量的温位较塔顶冷回流的高，便于回收。b塔顶溜出物中含有较多的不凝气，使塔顶冷凝冷却器的传热系数降低，采用塔顶循环回流可大大减少塔顶冷凝冷却器的传热负荷，避免使用庞大的塔顶冷凝冷却器群。c要求尽量降低塔顶溜出线及冷凝冷却系统的流动压降，以保证塔顶压力不致过高，或保证塔内有尽可能高的真空度。d塔顶产品为汽油的蒸馏塔，一般为常压操作，塔顶温度处于100～130℃之间，因此塔顶冷凝器的冷却介质一般为水和空气。前者需要消耗大量的水资源，而后者需要消耗电能，为了节能，一般塔顶需要设置塔顶回流。回流所取的低温位热量除了与本装置或其他装置热联合外，也可以用于产生低压蒸汽。3.3.3中段循环回流循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。原油精馏塔采用中段循环主要是处于以下两点考虑：①在塔中部取走一部分回流热，则其上部回流量可以减少，第一、第二层板之间的负荷也会相应的减少，从而使全塔沿塔高的气、液相负荷比较均匀。②原油精馏塔的回流热数量很大，如何合理回收利用是一个节约能量的重要问题。原油精馏塔沿塔高的温度梯度较大，从塔的中部却走的回流热的温位显然要比从塔顶取走的回流热的温位高出许多，因而是价值更高的可利用热源。3.4塔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3-5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。注：摘自《化工计算》北京：化学工业出版社19903.5环保措施3.5.1污染源分析常压加热炉烟气减压加热炉烟气图3-2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；6-稳定塔；7分馏塔；8－减压加热炉；9－减压塔由图2-2可知，常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。3.5.2废气处理①加热炉烟气烟气中的so2与燃料中硫含量有关，使用燃料气及低硫燃制能有效降低so2。的排放量。NO2的排放与燃料中的N2含量及燃烧火嘴结构有关。②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。③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作为燃料烧掉或回收，这样对节能、安全、环保均有利。3.5.3废水处理①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COD均较高。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。②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AN染物质较多，排水中硫化物、氨、COD均较高。排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。③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K冷却后进循环水回水管网循环使用。另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i封，可以减少漏油污染。④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j品进行质量检测。一般在油品采样前，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。4、工艺计算4.1原料及产品的有关参数的计算产品实沸点蒸馏数据见表4-1表4-1产品实沸点蒸馏数据表实沸点蒸馏体积分数%温度（℃）01030507090100汽油40889195112127140煤油105140171191208237252轻柴油196221254269284309339重柴油301336349353373403448注：摘自《石油炼制工程》石油工业出版社2009产品性质见表4-2表4-2产品性质表产品体积平均沸点ºC中平均沸点ºC立方平均沸点ºC比重指数0API特性因数/K平衡汽化温度/ºC临界参数焦点参数0％10％30%50%70%90%100%温度ºC压力MPa温度ºC压力MPa汽油100.699.61006111.97688929699104109208.63.313285.86煤油193.4189191.747.510.9162170181187193204211381.42.824113.80柴油262.6268.3261.63710.7254260268272276284291461.62.134672.62重柴33733533636113553603633643693763855131.375161.57注：摘自《石油炼制工程》石油工业出版社2009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（2）恩氏蒸馏90%~10%斜率：90%~10%斜率（3）立方平均沸点：由图查得校正值为，(4)中平均沸点：由图查得校正值为，（5）比重指数：由汽油密度查表得：（6）特性因数：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%温度为恩氏蒸馏/%（体）01030507090100馏出温度/58879399106118130恩氏蒸馏温差/296671212因恩氏蒸馏10%~70%斜率=由图查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=平衡汽化50%点的温度/平衡汽化温度/7184889296101105（9）临界温度由图查得：临界温度（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4.2工艺流程的确定根据与流程的叙述4.2.1切割方案及性质切割方案及性质表见表4-3：（开工天数为8000小时）表4-3原油常压切割方案及性质表产品实沸点的馏程/ºC实沸点的切割点/ºC汽油40～140——煤油105～252122.5轻柴油196~339224重柴油301～4483204.2.2物料平衡常压塔物料平衡表设计处理量:400万吨/年物料平衡（按8000小时/年）见表4-4表4-4物料平衡表油品产率%处理量或产量体积质量104t/Ykg/hkmol/h原油100100400500000汽油5.04.216.821000221煤油10.59.437.647000309轻柴油14.213.55467500311重柴油5.95.722.82850097重油64.467.2268.83360004.2.3汽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0.3MPa的过热水蒸汽。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3-5所列的经验数据选择汽提蒸汽用量。

表4-5汽提蒸汽用量(经验值)塔名称产品蒸汽用量,％,对产品常压塔溶剂油1.5～2.0常压塔煤油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表4-6汽提水蒸汽用量油品％,对油kg/hkg/hKmol/h一线煤油3141092.7二线轻柴油2135061.8三线重柴油2.879827.16塔底重油26720336合计10278517.66表3-5为表3-6得出的汽提水蒸汽用量。石油分馏塔塔板数、塔板型式和塔板数主要靠经验选用表3-7、3-8是常压塔塔板数的参考值。表4-7常压塔塔板数国外文献推荐值表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进料—最低侧线3～6汽提段或侧线汽提4

4-8国内某些炼油厂常压塔塔板数被分离的馏分东方红Ⅱ套南京Ⅰ套上海炼厂汽油─煤油3109煤油─轻柴油996轻柴油─重柴油746重柴油—裂化原料846最低侧线—进料443进料—塔底464参照表3-7与表3-8选定的塔板数如下:汽油──煤油段9块(考虑一线生产航煤)煤油──轻柴油段9块轻柴油──重柴油段9块重柴油──汽化段6块塔底汽提段4块全塔用两个中段回流每个用3块换热塔板共6层全塔塔板总数为43层。4.2.4操作压力取塔顶产品罐压力为:0.131MPa。塔顶采用两级冷凝冷却流程图。取塔顶空冷器压力降为0.01Mpa使用一个管壳式后冷器,壳程压力降取0.0171Mpa故塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.1571MPa(绝)。取每层浮阀塔板压力降为0.00051MPa(4mmHg)则推算常压塔各关键部位的压力如下:(单位为MPa)塔顶压力0.157一线抽出板(第9层)上压力0.161二线抽出板(第18层)上压力0.166三线抽出板(第27层)上压力0.170汽化段压力(第30层下)0.172取转油线压力降为0.0351Mpa则加热炉出口压力=0.172+0.035=0.2071Mpa4.2.5汽化段温度①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2~4)或2.03％(体)则过汽化油量为9000kg/h,要求进料在汽化段的汽化率为:eF=(5.0+＋10.5＋14.2+5.9+2.03)％=37.63％(体)汽化段油气分压汽化段中各物料的流量如下:汽油211kmol/h煤油309kmol/h轻柴油311kmol/h重柴油97kmol/h过汽化油30kmol/h油气量合计958kmol/h其中过汽化油的分子量取300水蒸汽336kmol/h(塔底汽提)。由此计算得过汽化段的油气分压为:0.172×875/(875+336)=0.124Mpa③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0.124MPa之下汽化37.63％(体)的温度为此需要作出在0.124MPa下的原油平衡汽化曲线见图1中的曲线4。在不具备原油的临界参数与焦点参数而无法作出原油的P-T-e相图的情况下曲线4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0.124MPa压力下的温度为320℃。当eF为37.63％(体)时的温度为350℃此即欲求的汽化段温度tF。此tF是由相平衡关系求得还需对它进行校核。tF的校核校核的目的是看tF要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eF=37.63％(体)tF=350℃,进料在汽化段中的焓hF计算如表8所示。进料带入汽化段的热量QF(P=0.172Mpat=350℃)见表3-9表4-9进料带入汽化段的热量Q物料焓Kj/kg热量kJ/h汽相液相汽油11761176×21000=24.696*106煤油11471147×47000=53.909×106轻柴油11301130×67500=76.275×106重柴油11221122×28500=31.977×106过汽化油～11189000×1118=10.06×106重油888888×336000=298.368×106合计QF=495.285×106hF=446.8×106/450000=992.89kJ/kg再求出原油在加热炉出口条件下的热焓ho按前述方法作出原油在炉出口压力0.207MPa压力之下平衡汽化曲线(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360，转化为常压下温度为325时汽化率eo为31.5％，显然eo<eF，即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ho。ho=233.2×106/450000=518.18kJ/kg核算结果表明ho略高于hF所以在设计的汽化段温度350之下能保证所需的拔出率(31.5％体)。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=0.207MPa,t=360)见表4-10物料焓Kj/kg热量kJ/h汽相液相汽油12011201×18900=22.70×106煤油11641164×42300=49.24×106轻柴油11511151×60750=69.92×106重柴油(g)11431143×16060=21.79×106重柴油(l)971971×9590=9.3×106重油904904×302400=273.4×106合计Qo=446.4×106表4-10进料在炉出口处携带的热量4.2.6塔底温度取塔底温度比气化段温度低7℃，即：350-7=343℃4.2.7塔顶及侧线温度的假设与回流热分配①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表4-11：塔顶温度107℃轻柴油抽出板温度256℃煤油抽出板温度180℃重柴油抽出板温度315℃表4-11同类装置经验数值全塔回流热按上述假设的温度做全塔热平衡（见下表4-12）由此求出全塔回流热。所以，全塔回流热Q=（325.26-271.87）×106=53.39×106（KJ/h）表4-11全塔回流热物料流量kg/h密度g/cm3操作条件焓热量KJ/h压力MPa温度℃气相液相入方进料500000.86040.172353.3--302．83×106气提水蒸气6763-0.34203316-22.43×106合计56763325.26×106出方汽油210000.70370.157107611-6.78×106煤油470000.79940.161180-4449.34×106轻柴油675000.82650.166256-64514.06×106重柴油285000.84840.170315-82024.93×106重油3360000.94160.175346.5-858198.5×106水蒸气6763-0.1571072700-18.26×106合计506763271.87×106回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60℃。采用两个中段回流，第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间，第二个位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间回流热分配如下：表4-12回流热分配塔顶回流取热50%Q0=26.70×106KJ/h第一中段回流取热20%Q0=10.68×106KJ/h第二中段回流取热30%Q0=15.70×106KJ/h侧线及塔顶温度的校核校核应自下而上进行。A重柴油抽出板温度

表4-13重柴油抽出板以下塔段的热平衡物料流量kg/h密度g/cm3操作条件焓热量KJ/h压力MPa温度℃气相液相入方进料3157000.86040.172353.3--302．83×106气提水蒸气4637-0.34203316-15.34×106内回流L约0.8460.17约308.5-795795L合计320327+L318.17×106+795L出方汽油111000.70370.173151080-11.99×106煤油210400.79940.173151055-22.20×106轻柴油218000.82650.173151034-22.54×106重柴油304000.84840.170315-82024.93×106重油2313600.94160.175346.5-858198.5×106水蒸气4627-0.173151026-14.37×106内回流L约0.8460.173151026-1026L合计322463294.53×106+1026L全塔气、液相负荷分布图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、气化段及塔底气提段等），求出这些部位的气、液相负荷，就可以做出全塔的气、液相负荷分布

图4-1气液分布图

5、常压蒸馏塔尺寸计算5.1塔径的计算5.1.1塔径的初算以塔内最大负荷来计算塔径 第22层塔板的汽相负荷最大 液相 V= 169.3m3/h 汽相 V= 45294.7m3/h 式中： g─重力加速度,9.81m/s g=9.81m/s Wmax─允许的最大气体速度,m/s; ρV─气相密度,kg/m3; ρV=M/V=5.97kg/m3 ρL─液相密度,kg/m3; ρL=842.11kg/m3 Ht─塔板间距,m; Ht= 0.6 m VL─液体体积流率,m3; VL=0.04702m3 Vv─气体体积流率,m3; Vv=12.58m3 塔板间距Ht按塔径选定。 浮阀塔板间距Ht与塔径D的关系见表5-1： 塔板直径D,mm板间距Htmm1200~1400450500600—1600～30004505006008003200~4200——600800浮阀塔板间距Ht与塔径D的关系 计算得 Wmax= 1.45m/s 5.1.2计算出Wmax后再计算适宜的气速Wa Wa=K•Ks•Wmax K─安全系数 K= 0.82 Ks─系统因数 Ks= 0.97 Wa =1.153338181m/s 5.1.3计算气相空间截面积 Fa=Vv/Wa Fa─计算的塔的空间截面积m2 Fa=10.91 Vd=0.135 5.1.4降液管内流体流速Vd Vd=0.17K•Ks Vd =0.135218 当Ht≤0.75m时 Vd =0.142168755 按以上两式计算后,选用较小值。 所以：Vd=0.135218 当Ht≥0.75m时 Vd =0.160309191 式中Vd─降液管内液体流速m/s。 5.1.5计算降液管面积 F'd=VL/Vd F'd=0.11Fa F'd=0.00373 F'd=1.1999 按以上两式计算取较大值。 所以：F'd=1.2 5.1.6塔横截面积Ft的计算 Ft=Fa+F’d Ft=12.1 Dc= 3.927 式中Ft──计算的塔横截面积m2； 5.1.7采用的塔径D及空塔气速W 根据计算的塔径按国内标准浮阀塔板系列进行园整得出采用的塔径D，自动取D=4m 按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速。 F=0.785D2 W=Vv/F F=12.48 W= 1.00 塔径园整后其降液管面积按下式计算 Fd=(F/Ft)×F'd Fd=1.24m2 Fd──采用的降液管面积m2。 5.2塔高的计算 H=Hd+(n-2)Ht+Hb+Hf 式中： H──塔高(截线到切线)m； Hd──塔顶空间高(不包括头盖)m； Hb──塔底空间高(不包括头盖)m； Ht──塔板间距m； Hf──进料段高m； n──实际塔板数块。取Hd=1.5m Hb=1.5 m Ht=0.6m Hf=2.5m所以：H=24.7Hd一般取1.2～1.5，Hf与Hb按液体停留时间3~5分钟计。裙座高度与型式，可以查阅有关手册。

6、水力学衡算6.1塔板布置,浮阀、溢流堰及降液管的计算①型式： 十字架型浮阀24克 ②排列： 采用十字架型浮阀（文丘里口） ③临界阀孔流速 ④开孔率：⑤阀孔总面积： ⑥浮阀数：对十字架型浮阀（文丘里口） dh=0.037 m塔板上实际的浮阀数只有在塔板的设计完成后才能之后确定。对常压及加压操作实际的浮阀数比计算得出的浮阀数略有增减影响不大⑦溢流堰及降液管的决定a液体在塔板上的流动型式，根据塔的工艺计算表5-3，因为D=4m，根据有经验，要有溢流塔板b溢流堰:ⅰ溢流堰长度双溢流两侧：ⅱ出口堰高度在常压及加压操作中若系统传质过程为汽膜控制应选择较高的溢流堰一般为50mm；若系统为液膜控制可选择10～40毫米一般炼油工业的分馏系统轻质油品为汽膜控制重油油品为液膜控制。所以本分馏系统出口堰高度取40mm=0.04mⅲ堰上液层高度

E——液流收缩系数。对弓形降液管一般情况下取E=1——堰上液层高度mm——液体体积流率=0.065mc降液管：选用弓形降液管ⅰ 降液管停留时间 T= Fd*Ht/Vl=15.77sⅱ 降液管内流体流速Vd Vd=Vl/Fd=0.038ⅲ 降液管底缘距塔板的高度 Hb=Vl/(L*Wb) 其中：Wb =0.3m/s Hb=0.065m⑧ 塔板上液层高度 hl = hw+how = 0.105⑨ 进口受液盘 在浮阀塔盘（JB1206-73）中塔径从800~