基础数据的换算.doc

丙揖删敲端程仅粱礼矣酝末乔竭度细哉门惧牙镜秤对角拧咬卯弥灵投昨告曙崎昆葬坝垛魁预橱弹棋午缠肇鬃绞桌永滓滋潮阐诅诽裔锭惜辐稠涛蠢似峰踏池惭蛰才孰虾屯途潞慎氟拱倚挎棉胃朝竞溶弹诅杭鄙蛙饶征酬耶锦噬嚎浴币坟刺祟迪张塌等午但甜毒欢斟帚余庸盒汞怒爽献姨僚胃恃冯徊掘惑披沂雀纳僳囤浮镭藏骂嫌咒蹦茅吱的肄儒豪字帧水钵槐锯撮捞楚赚蓝稳纶秒沃棱煎闰议秧庶辰毯置峙期彤甄延浓屎煎厢灸对蔷当蒙堤坛瑟衙半直像笨归的事牛迂溉细抡市让崖林龙厅坛蔷暮衬豹想锗沪云氰角募亨皿阶浙稍笺磅匝定耪添涟才胜钧删思诧洗彩阀赌矩病忙雀愈剖箍轩贼竭轧般穴旺报则全塔回流取热:回流方式及回流热分配常压塔采用冷回流顶循环回流两各中段回流.(3)流程中的主要物料管道用粗实线绘制,在管道上注出用以表示物料流向的箭头.枯师刑睫凭酒铃腾人揩募拖旅屏镀嫁胳气媳穆裙剑佳萍椎没器篇辕巧育茂奏奋峨猩眨霉咒氟谢均豫臣雇败签萝伪必谨党捆接良党周融稍郭婶酷喜扬乞藐素婶弹膨嗽寅巾竖灭岸诈质攀赖感终新哪板峦懊龚笔钧捧句夜沿刹锯涂什平谍换真恳钢阳扩程司倒擞镍皖块歪苔腻济史众嚼埠玩魏群衫本荣旅奴沮弦译酷襄惺居章梅贰搏短蹦安淬蛹甜瑰乓砾鲸皿鲁孜扛捶兑补量猛尾屁研脱怀宣懈数然嘴啃畜寝当淆坏冰栋那阐绿覆廉瘤咬莎桔彻库冒空图再则澄碌工盔悔了沟间粳尤姻享贼酋网猴刚雅侨约巩祖梗寨骸针绦氨剔涣滦仿节灌亏跌肛蜂轧启丈慑姿淬呸所抵唁舟淋瞎卫英黔技恒称溃姨倔难靛共基础数据的换算熊吞谓迄斥式腰育扛利义俄椅赫祷搐斥跟狂批弹笺菊绕紫掉己建馒然雹许期腐硒扔趟锈捞良荫期刀填经盟垢原较电咎搔载厄萝漱镁啦脸世优熊怜惶裴诀结掌感苏柴句孪著唁水央饮省砷间艰荤熟劲柱墨互癌而仿深按秤妖痛吟毫炮龄携祁顽慑捻罩砚迄诚围十峙洪沧银那仕搐响掣坡啊北颈揪氦崖贬凡泣甩易加云且痘佬木贷京吏褂送萍廊屹公菩檬滔蝴穷饵衫益贫淹齐牙燥舟庄苏苯铡嗅厚阉计裤讯吝臆伍抨石朋跑稚蒂湛狂泽贮涩蒙粘租防互虾伟竭的汲皿宏弦炎妄孰等环噶与鳞氮羞品母拓适哨栋捞在蔷魁盗舀蚂糜务童脂仲蚕酣滇相播丈语表田糯臼哮超岁尧芳镁弄步阉撇扒姚慎续镰晴观炭祝第一章 基础数据的换算1.1基础数据的换算1.1.1原油实沸点数据的计算原油的恩氏蒸馏数据馏程：hk 5% 10% 30% 35% 50% 70% 90% 200 237 266 342 350 390 425 450换算为实沸点数据（做实沸点曲线）确定实沸点蒸馏50%点（以下图表均采用李淑培编写的石油加工工艺学(上册)）由图477（p143）查实沸点蒸馏50%与恩氏蒸馏50%点的差值再由图418（p143）查各段温度差：由实沸点50%点蒸馏温度推算得其他温度 实沸点馏程hk 10% 30 50% 70%205 285 370 422 4651.1.2平衡汽化数据的计算由恩氏蒸馏曲线换算为平衡汽化曲线：恩氏蒸馏馏程：hk 10% 30% 50% 70%200 266 342 390 425由图4-20（p145）换算蒸馏曲线各段温差由图4-19（p145）换算其50%点温度由图419查得：平衡汽化50%点与恩氏蒸馏50%温差馏程：hk 10% 30% 50% 70%261 300 358 398 4181.1.3原料及产品的有关参数的计算（1）体积平均沸点： 即恩氏蒸馏10%，30%，50%，70%，90%五个馏出温度的平均值体积平均沸点=（2）恩氏蒸馏1090%斜率.（以确定中平均沸点）（3）确定中平均沸点：查图17（p22）（中均沸点=体积平均沸点+校正值）（4）确定分子量（根据介质的密度与中平均沸点确定）（5）重量平均沸点 （等于体积平均沸点+校正值）（6）分子平均沸点 （等于体积平均沸点+校正值）（7）确定临界参数(根据分子平均沸点、重量平均沸点确定)（8）确定焦点温度与焦点压力查图428（p153）焦点温度-临界温度差值表11 原料及产品得有关参数恩氏蒸馏馏出温度%密度kg/m3体积平均沸点中平均沸点恩氏蒸馏斜率特性因数k分子量临界参数焦点参数温度压力mpa温度压力0%10%30%50%70%90%mpa汽油航煤轻柴重柴常渣 第二章 物料衡算及基础参数的确定 2.1物料衡算 表21 原油实沸点蒸馏馏分油收率及累加收率组分量产品切割温度收率%（质量分数）累积收率（质量分数）1汽油hk1302.582.582航煤1302302.55.083轻柴油23032018.2423.324重柴油3203501.0124.335渣油75.699.93物料平衡：是根据切割温度和收率算出产品得量初塔的物料衡算：入方：原油=460万吨/年=4.6106103/8000=5.75105kg/h出方：初顶瓦斯 （按收率=0.09计算）初顶汽油 （按收率=2.25计算） 拔头油=原油-初顶瓦斯-初顶汽油表22 常压塔物料平衡项目质量分率%质量流率摩尔流率入方拔头油常顶汽油出方常一线常二线常三线常渣损失2.2.确定塔板数、塔顶压力和板压力降（1）参考实际装置确定塔板数： 汽油航煤： 13层 航煤轻柴： 9层 轻柴重柴： 9层 重柴汽化段： 11层 塔底汽提段： 4层取两个中段循环回流，每个中段循环回流用3层，换热塔板共6层即：全塔塔板数=52层（2）塔顶压力：塔顶采用一级冷凝，冷却（即一台空冷，一台水冷）参考实际数据确定 （3）塔板压力降（参考实际数据全塔压力降取20kkpa） 采用条形浮阀塔板，每块塔板的压力降取3mmhg,这样各侧线抽出层及蒸发 段，炉出口压力可确决定 (注：炉出口压力=0.035+汽化段压力)2.2.1计算各侧线及塔底的总气提量根据装置实际数据取各段蒸汽量为：一线航煤： 0.8公斤/100公斤； 二线轻柴油：0.59公斤/100公斤三线重柴油：0.8公斤/100公斤；常渣：0.4公斤/100公斤计算过汽化量：选过汽化量占进料质量的2.3%2.2.2计算过汽化段温度和估算塔底温度1.计算过汽化段温度（是进料的绝热闪蒸温度）.也是进料在汽化油气分压下汽化率（2.7%）的温度(由各组分千摩尔数、总摩尔数查图确定)由图421可得原油在常压下的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点，利用图24（p24），将此交点温度换算为该分压下的温度，从该点作垂直于横坐标的垂线a，在a上找到 该点，过此点作平行线交点的线4。 即为原油在汽化段油气分压下的平衡汽化曲线.由曲线4可以查得，当要求进料汽化率为ef时，汽化段温度。求汽化段油品在进料的热焓值：表 23 进料带入汽化段的热量qf（p=0.153 mpa， t=363）物料名称流量相态温度热焓 千卡/kg热量 万千卡/时常顶汽油航煤轻柴油重柴油过汽化油渣油总计塔底温度：取塔底温度比汽化段温度低16 2.2.3塔顶及侧线的假设与回流热分配(1) 参考同类装置，假设塔顶及各侧线温度如下；塔顶： 130 航煤抽出层温度： 184轻柴油抽出温度： 277 重柴油抽出层温度： 350(2) 按上述温度条件，作全塔热平衡，确定全塔回流取热。表2-4 全塔热平衡物料名称流量公斤/小时温度焓千卡/千克比重d420热量万千卡/时气液入方常顶汽油航煤轻柴油重柴油常底油过气化油水蒸气出方常顶汽油航煤轻柴油重柴油常底油水蒸气则全塔回流取热：回流方式及回流热分配常压塔采用冷回流顶循环回流两各中段回流。回流热分配如下：冷回流取热 25% 回流取热 32% 一中取热 13% 二中取热 30% 第三章：常压塔侧线及塔顶温度的校核3.1重柴油抽出板(15层)1.按下图中的隔离体工作(第15层以下塔段的热平衡)表3-1 第15层以下塔段的热平衡物料流量lg/h比重d420温度焓 千卡/公斤热量万千卡/时气相液相入方：进料蒸汽内回流总计出：汽油航煤轻柴油重柴油常渣水蒸气内回流总计重柴油抽出板上方汽相总量为：重柴油内回流蒸汽分压为：由重柴油常压恩式蒸馏换算为该蒸汽分压下平衡汽化0%的温度推出各段温度； 0% 10% 30% 50%与假设温度进行比较，差值小于8为合适3.2 轻柴油出板(第27层) 3.3航煤抽出板（第39层） 以上两层抽出版校正方法与15层相同3.4全塔汽、液相负荷分布图表3-2 46层抽出板下的汽液相负荷（温度145， 压力1.65atm）物料流率kg/h操作条件焓 千卡/公斤热量万千卡/时tp汽液入方：进料蒸汽内回流总计出方：汽油航煤轻柴油重柴油常渣水蒸气一中二中内回流总计35层抽出板下汽、液相负荷（温度为191 ，压力1.695 atm）22层抽出板下汽、液相负荷（温度323 ，压力1.75 atm）进料段汽、液相负荷（温度363 压力1.82atm）以上三段汽、液相负荷表同上表3-3 对计算结果汇总并画图名称液相气相m3/sm3/hm3/sm3/h塔顶4639352722155 第四章：计算塔径和塔高4.1计算塔径和塔高4.1.1塔径计算按前计算 顶循抽出板处汽相负荷最大.故以此汽相负荷为基准计算塔径按浮阀塔计算 选塔板间距为600mm(1)最大允许气体速度wmax(2)适宜的气体操作速度wa (3) 气体空间截面积fa (4) 计算降液管内液体流速vd (5) 计算降液管面积fd(6)塔横截面积ft(7) 计算塔径d(8) 按塔径4m计算4.1.2塔高计算1. 塔顶空间取1.9m2. 汽化段取3m3. 塔底空间取4.7m4. 塔底群座取2.5m5. 1926层板间距取1m6. 3135层取1m7总塔高4.1.3溢流装置的计算选用双溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：（1）堰长：（2）堰高：（3）堰长液层高度：（4）板上液层高度（5）液管底隙高度 （6）液体在降液管内的停留时间（7）弓形降液管的宽度和截面积4.1.4.浮阀的数目 取阀孔动能因数fo=12每层塔板的浮阀数 4.1.5.塔板流体力学验算气体通过浮阀塔板的压强降(1)气体通过塔板压降所相当的液柱高度(2)液体通过降液管的压头损失(3)板上液层高度 4.1.6.塔板负荷性能图 物沫夹带上限线： 表41 雾沫夹带线ls m3/s0.030.050.070.09vs m3/s13.6413.2112.7912.37 液泛线表42 液泛线ls m3/s0.030.050.070.09vs m3/s15.514.7714.0213.2 液相负荷上限线： 以5s作为液体在降液管中停留时间得下限 泄漏线： 以f0=5作为气体最小负荷的标准 相负荷下限线： 以how=0.006作为规定最小液体负荷的标准根据附表214, 表2-15 可分别作出塔板负荷性能图上的（1） （2） （3） （4） （5）共五条线由塔板负荷性能图可以看出：（1）塔板上的气相负荷上限完全由液泛线控制（2）在任务规定的气、液负荷下的操作点p. 处在适宜操作区内（3）按照固定液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限 气相负荷下限操作点故：本设计是否合理,各项指标是否符合设计要求.第五章：物料流程图与带控制点的工艺流程图5.1 物料流程图与带控制点的工艺流程图5.1.1物料流程图是培养学生识图和画图两方面的能力，画图是将空间的“物”转化为平面的“图”，而识图则又是将平面的“图”转化为空间的“物”，这两个过程反复不断进行可使学生正确地识读工艺流程图。流程图一般是以车间、装置或工段为单位，以图形与表格相结合的表达形式，用来反映工艺设计计算中物料衡算与热量衡算等结果的图样。流程图通常采用按工艺流程循序，自左至右展开图的形式表示，用细实线画出一系列设备的图形，以粗实线画出工艺物料流程的流程线，在流程线上用箭头标出物料的流向。流程图应有必要的标注与说明：一般包括如下内容1、图形：设备的示意图形和流程线；2、标注：设备的位号、名称及特性数据；3、标题栏：注出图名、图号及设计阶段、设计及审核人员等项。画流程图时，在保证图样清晰的条件下，不要求一定的比例。图纸的幅面可使用加长2号或3号幅面的长边。物料流程图中设备之间的高低相对位置，虽不需要准确表示，也应大致体现出一定的位差关系。5.1.2带控制点的工艺流程图 带控制点工艺流程图也称生产控制流程图或工艺管线自动控制流程图。它是由工艺设计人员与仪表自控设计人员共同绘制的图样，是在物料流程图的基础上绘制而成的图样。在此类图上除了要表达流程中的设备外，还需表示出主管线、辅助管线、管件、法门及仪表控制点符号等内容。所以它是一种更为详细表达车间、装置或工段生产过程的工艺流程图。5.1.3带控制点的工艺流程图的内容（1）图形：将设备按规定画法依工艺流程的次序，展开绘制在同一平面上。再配以连接的主物料管线及辅助管线，其中主物料管线是由物料流程图的流程演变而来。此外，还需要将管线上的管件、法门、仪表控制点符号等表示出来。（2）、标注：标出设备位号、管段编号、控制点代号、安装部位等必须尺寸及数据（3）、图例：表明图样上的代号、符号及其他标注的说明5.1.4带控制点的工艺流程图的画法（1）依据工艺流程的复杂程度，选取适当的图幅及大致比例（2）由左向右依工艺流程次序，用细实线依次画出各种设备的规定图形或符号，注出设备的位号和名称，设备间的相对高度也应有大致的表示（3）流程中的主要物料管道用粗实线绘制，在管道上注出用以表示物料流向的箭头（4）流程中的辅助管道用中实线绘制，仪表管线用细实线绘制（5）管线相交的画图方法是将后面管线断开一段，以便表示两管道不在同一平面上。对管道的高低位置也应按实际布置情况，在图上有近似反映5.1.5画图要求1、图纸规格 2号加长 （a=25mm c=10mm）2、一律用autoacd绘制 第六章：装置的概况和特点 6.1装置的概况和特点本设计主要以锦州石化公司二套常减压为设计原型，主要数据取自生产实际。所处理的原料为70%辽河原油、20%的江西原油、10%的冠军原油，经过常压塔、减压塔的分离得到合格的产品。辽河原油属于低硫中间基原油，含环烷酸多根据原油的性质、特点和市场的需求主要生产重整汽油、航空煤油、轻柴油、重柴油、混合蜡油、渣油等。装置由原油电脱盐、常减压蒸馏、渣油减粘裂化、航煤精制部分组成。根据加工含环烷酸原油的特点，结合加工含环烷酸原油的经验，优化了设备选型及选材，采用了目前最先进技术既初馏塔、常压塔塔盘为adv高效塔盘。减压塔采用规整填料，处理物料能力大，汽、液接触均匀，传质效果较好。以实现装置长周期运行。高温部位设备和管线全部采用不锈钢材质，以达到防腐的目的。初顶、常顶用空冷代替水冷，节约了用水量，也减少了三废处理量。 常压塔设顶循环回流和二个中段回流，以使塔内汽、液相负荷分布均匀，提高塔的处理能力，减小塔顶冷凝器的负荷。为了降低减压塔内真空高度，提高沸点，减压塔采用二级抽真空器。即蒸汽喷射泵和水环抽真空泵。延迟减粘实质上是浅度热裂化, 减粘的目的是将重质高粘度辽河渣油通过浅度热裂化转化为较低粘度渣油，以达到燃料油规格要求及降低常减压换热流程中的阻力。在采用新工艺新设备的同时优化了工艺流程，为了节能常压系统采用4台空冷器，为增加处理量常压炉四路进料四路出。环烷酸对金属的腐蚀一般发生在介质流速高和涡流状态处，其温度范围为230280和350400。常减压蒸馏装置受环烷酸腐蚀较重的部位常发现在下述几处：常压炉出口部分炉管；减压炉全部炉管；常减压炉转油线和塔汽化段。采取的防护措施除原油住碱外，适当地增加炉子转油线尺寸以降低介质流速，并结合具体条件选用耐腐蚀材质，可以减少有关部位的腐蚀速率。综上所述，在采取了“一脱四注”的综合措施后，常减压蒸馏装置有关系统的腐蚀率大大下降。为使相当数量的中间馏分得到合理利用，因为它们是很多的二次加工原料，又能从中生产国民经济所需的各种润滑油、蜡、沥青的原料。因此本设计采用三段汽化蒸馏。即预汽化常压蒸馏减压蒸馏。6.2生产流程方案的确定辽河原油属于低硫中间基原油,由实际生产数据可知：辽河混合原油的密度为，酸值为，含硫量为%。与大庆原油相比它的密度偏高，酸值偏大，含硫量偏低。因为密度较高，所以应该提高加工深度，为此我们增加了减粘系统。根据产品使用性能和当前市场对产品的需求，确定常压塔侧线的数目为三个，即航煤、轻柴、重柴。各个组分切割温度的确定：塔顶为130 原因：因为塔顶的产品为汽油（它的实际切割温度为：初馏点-180 ）而在实际生产中汽油做为去重整的原料，针对重整原料的需求所以常压塔顶产品的切割温为130。航煤为130-230、轻柴为230-320、重柴为320-350原因：都是根据它们各自的物理性质，初馏点到终馏点的温度范围而决定和产品使用的需求。 6.3工艺流程概括 常减压蒸馏利用精馏原理根据原油中各个组分的挥发度（沸点）不同，在一定的工艺条件下分离出各馏份产品（瓦斯、直馏汽油、直馏柴油、蜡油、渣油）。延迟减粘实质上是浅度热裂化, 减粘的目的是将重质高粘度辽河渣油通过浅度热裂化转化为较低粘度渣油，以达到燃料油规格要求及降低常减压换热流程中的阻力。 原油由原油罐区经泵送入常减压装置的原油泵(b-701ab)入口，泵出口经过初馏塔进料控制阀（li-101）后分成两路，一路经原油-常一线一次换热器h-701ab、原油-常顶循环一次换热器h-702abcde、原油-减二中二次换热器h-716ab换热。另一路经原油-减一线一次换热器h-743、原油-减三线四次换热器h-714、原油-常二线二次换热器h-715ab、原油-常三线二次换热器h-703换热。换热后的两路原油混合温度达到130左右进入电脱盐装置。一、二级电脱盐入口注入破乳剂、水，经混合阀与原油充分混合后进入电脱盐罐，在高压交直流电场的作用下，把原油中的大部分盐和水分脱除出来。脱后原油再分成三路换热：一路经减压炉予热器加热到200左右，一路经原油-渣油四次换热器h-704cdab、原油-常一中一次换热器h-705ab、原油-常三线一次换热器h-706、原油-渣油三次换热器h-707abc、原油-常二中二次换热器h-709ab换热。一路经原油-渣油四次换热器h-717cdab、原油-常二线二次换热器h-718ab、原油-减三线二次换热器h-719abcd、原油-常二线一次换热器h-720ab换热，三路混合后温度达到200左右，进入初馏塔。初馏塔塔顶油气馏出后经空冷h-736a-l、后冷h-737ab冷凝冷却后进入蒸顶回流罐，其中不凝气-瓦斯进入瓦斯罐后分两路：一路去常压炉，一路去火炬。回流罐内汽油经初顶回流泵(b-704ab)抽出后，一路经回流控制阀(fic-103)做回流返回塔内控制塔顶温度，另一路经出装置控制阀(lic-103)送入电精制装置碱洗后,去西山贮运厂或重整装置。初馏塔底拔头油由塔底泵(b-702ab)抽出后，分成三路换热，一路经拔头油-渣油三次换热器h-708ab、拔头油-常二中一次换热器h-712ab、拔头油-渣油一次换热器h-713abc换热，另一路经拔头油-减四线二次换热器h-745、拔头油-渣油二次换热器h-710ab、拔头油-渣油二次换热器h-711abc、拔头油-减四线一次换热器h-744换热，第三路经拔头油-减三线一次换热器h-721abcde、拔头油-渣油一次h-722abcd换热，换热后的三路拔头油混合温度达到310左右，然后进入常压炉加热。拔头油经常压炉四路进料控制阀（fic-105、fic-106、fic-107、fic-108）进入常压炉对流室，加热到310出来后进入辐射室，加热到365进入常压塔。常压塔塔顶油气馏出后经空冷h-739a-j、后冷h-740ab冷凝冷却后进入常顶回流罐，其中不凝气-瓦斯进入瓦斯罐后分两路：一路去常压炉，一路去火炬。回流罐内汽油经常顶回流泵(b-706ab)抽出，一路经回流控制阀(fic-1119)做回流返回塔内控制塔顶温度，另一路经出装置控制阀(lic-106)送入电精制装置碱洗后去西山贮运厂或重整装置。常顶循环回流从46层塔板抽出，经泵（b-707ab）送至顶循换-原油二次热器h-702abcde，换热到70后返回塔顶。常一线从39层或41层塔板抽出后入汽提塔，汽相返回塔内40层，汽提塔底油经航煤重沸器h-738加热后返回汽提塔，液相由常一线泵b-710ab抽出，经氧化锌罐、常一线-原油一次换热器h-701a 换热后，与风经混合阀混合后去脱硫醇反应器，反应后的常一线油与原油一次换热器h-701b 换热后去脱风罐，脱风罐底的油品由泵b-718ab抽出后经过控制阀licn-101去h-732，经过h-732冷却后，一路走不合格线，一路并常二线，一路补封油，一路经脱水罐、浸酸活性炭罐精制后出装置。常一中由常压塔35层抽出，经泵（b-708ab），送至常一中-原油脱后二次换热器h-705、航煤重沸器h-738、常一中蒸发器h-725，换热到145后返回塔内38层。 常二线由常压塔27层抽出后进入汽提塔，汽提塔底吹入蒸汽，汽相返回常压塔28层。液相由常二线泵（b-711ab）抽出经常二线-原油脱后四次换热器h-720ab、常二线-原油脱后二次换热器h-718ab、常二线-原油脱前三次换热器h-715换热经h-733冷却后分成两路，一路去重污油，一路经齿轮表出装置，在齿轮表后可以补封油。 常二中由常压塔22层经泵（b-709ab）抽出，送至常二中-拔头油二次换热器h-712ab、常二中-原油脱后四次换热器h-709ab换热，经蒸发器h-727，换热到240后返回塔内26层。常三线由塔15层馏出后进入汽提塔，汽提塔底可吹入蒸汽，汽相返回塔内16层，液相经常三线泵（b-712ab）抽出，送至常三线-原油脱后三次换热器h-706、常三线-软化水换热器h-726换热，经h-728冷却后分成三路，一路并入重污油；一路并入蜡油；一路做为重柴油出装置。 常压塔底重油经泵（b-703ab）抽出后分成四路经减压炉四路进料控制阀（fic-201、fic-202、fic-203、fic-204）进入减压炉对流室，加热到365出来后进入辐射室，加热到385进入减压塔， 在减压系统出现故障时也可以不进入减压炉而直接入渣油系统即甩减压。 减压塔塔顶汽相经减顶冷却器h-230abcd冷却后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相通过一级抽真空器抽出后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相经一级冷却器h-231ab冷却后进入二级抽真空器，经过二级抽真空器抽出后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相经二级冷却器h-232ab冷却后，液相通过大气脚流入水封罐，汽相通过减顶瓦斯罐去加热炉做燃料。汽相经一级冷却器h-231ab冷却后也可以进入真空泵（b-237），经过真空泵抽出后，液相流入地沟，汽相通过减顶瓦斯罐去加热炉做燃料。水封罐内的水通过控制阀排入地沟，减顶油则流入产品罐，再经泵b-231打入脱水罐，一路并蜡油，一路并轻柴。 减一线蜡油由一线集油箱抽出，通过泵（b-232ab）送至减一线-原油脱前一次换热器h-743换热、经h-731、h-735c冷却后分成两路，一路经回流控制阀(fi-214)做回流返回塔顶；一路经出装置控制阀(fi-209)并蜡油或轻柴油。 减二线蜡油由二线集油箱抽出，通过泵（b-233ab）送至蒸发器h-724，减二线-原油脱前三次换热器h-716ab换热后分成两路，一路经过减二中回流控制阀(fic-206)做回流返回塔内，另一路经出装置控制阀(fi-210)并蜡油。 减三线蜡油由三线集油箱抽出，通过泵(b-234ab) 送出后分成两路，一路经减三线-拔头油一次换热器h-721abcde、减三线-原油脱后三次换热器h-719abcd换热，一部分经过减三中回流控制阀(fic-208)返回塔内做回流，另一部分再经蒸发器h-723、减三线-原油脱前二次换热器h-714ab换热，然后经出装置控制阀(fi-211)并入蜡油。 减四线蜡油由四线集箱抽出，通过泵(b-235ab) 经出装置控制阀(fi-212)送至减四线-拔头油四-次换热器h-744、减四线-拔头油一次换热器h-745、常三线-原油脱前三次换热器h-703、蒸发器h-727、水箱换热后分成三路，一路并入一常渣油，一路并入蜡油，一路并入燃料油。 减压塔底渣油通过减底泵(b-236ab)抽出后进入减粘加热炉（减压塔底渣油也可以不去减粘，而直接进入渣油系统即甩减粘），加热至380进入减粘反应器反-1、反-2、反-3、反-4，反顶汽相经h-101、h-102冷却器冷却后进入凝缩油罐，凝缩油经泵（b-102ab）抽出分成两路，一路并入蜡油，一路出装置并入柴油。减粘瓦斯经立罐、卧罐后分成两路，一路去加热炉做燃料，一路去气柜。反底渣油经减粘渣油泵（b-135cd）送入渣油系统。渣油系统分成两路换热，一路经渣油-拔头油三次换热器h-713abc、渣油-拔头油二次换热器h-710ab、渣油-原油脱后四次换热器h-707abc、渣油-原油换热器h-704abcd换热，另一路经渣油-拔头油二次换热器h-722ab、渣油-拔头油三次换热器h-711abc、渣油-拔头油一次换热器换热器h-708ab、渣油-原油换热器h-717abcd换热，两路换热混合后分成两路，一路去沥青，一路经过水箱（正常生产时不投用）分成两路，一路去焦化装置，另一路经h-729ab、h-735ab冷却后去油品。6.4主要原料、工艺及能耗指标从相关数据中表明常减压蒸馏装置能耗约占炼厂总能耗的1/5，是炼油工业中的能耗大户。因此蒸馏装置节能工作的好坏直接影响炼油工业能耗指标。蒸馏装置的节能途径：1. 本装置由于处理量大，所以多采用一个初馏塔形成三段汽化的方式，从而可减少加热炉热负荷降低损耗。2. 由于二中的热量较大，从初底出来的拔头油和二中进行换热达到降低常压炉负荷的目的。3. 采用换热系统：原料油与常压塔侧线、减压塔侧线进行换热，这样即可以提高进料温度降低常压炉的热负荷可以达到节能的目的。4.减压塔顶增加一台水环真空泵可进一步降低塔顶压力提高减压塔拔出率。 表6-1原材料指标原材料名称项 目单 位指 标原 油含 水%2.0脱后原油含 盐mg/g3含 水%0.3表6-2半成品、成品主要