250万吨大庆原油常压塔设计

1、辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 I辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 II本次设计主要是设计原油处理量能力为 250万吨/年的常压塔设计。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，计算产品各物性，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，再假设各主要部位确定操作温度及操作压力，进行全塔热 平衡计算。采用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: 第二中段取热为5:3:2，最后校核各主要部位温度都在允许误差范围内。本次设计结果表明，参数的校核结果与假设值之间误差在允许范围内，其余 均在经验值范围内，本次设计就

2、此完成。关键词：常压塔：塔板AbstractA atmos pheric distillati on colum n, which is able to treatme nt catacity crud oil 3Mt a year, is desig ned main ly, and a type of tray and a atmos pheric heati ng furn age are sec on dary.The design of the atmospheric distillation column is based on the datum of true point di

3、stillation of the crude oil and of Engler distillation of the products. The calculation of products physical property parameters and the cut conceptual and product s yields are also based on the datum. Tlyentuaiber, the feed tray and the side stream with draw ing work is to assume the op erat ing te

4、mp erature and p ressure of all the important points of the column and to make the energy balanee calculation for the whole column. A two-grate condenser is be used on the overhead of the column, and two mid-pump around on the body. The rate of the en ergy take n by the conden sers from top to botto

5、m is 5:3:2. Fin aly, the temp erature assumed should be checked up .It is very imp orta nt.A type of F1 valve tray, which a valve weighs 33g, is chose n. Its outside diameter determ ined by the vapour load of the colum n is 4m. The tray spacing is 0.6m,so the height of the column body is 27m.In this

6、 section, the most important work is to calculate the hydromecha nics p erforma nee and the op erat ing flexibility of tray. The tray should be op erated in a proper area.A hollow cyli ndrical pipe furn ace is chose n. The VI vacuum residuum are used as the fuel, and in this sect ion, the p arameter

7、s of the radia nt sect ion and conv ecti on secti on is calculated with the emp irical formulas.The result shows that the errors betwee n assumed values and the results are in the range permitted or the result are in the range of empirical values. So the design is comp letedKey word:atmos pheric dis

8、tillati on colu mn; valve tray; hollow cyli ndrical pipe furn ace.辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 1文献综述1.1绪论1.2常减压装置的腐蚀1.2.1常减压装置的腐蚀机理.1.2.2腐蚀的危害1.2.3腐蚀对应措施.1.3我国常减压蒸馏装置存在问题1.3.1综合能耗高1.3.2分馏精度和减压拔出深度低.111.4常减压装置应对的举措1.4.1节能降耗.111.4.2装置大型化，提高加工负荷率.131.4.3提高分馏精度和减压拔出深度.131.4.4优化电脱盐运行工况.151.4.5推广

9、使用阻垢技术.151.5结语162设计说明书172.1原油性质及产品性质182.2常压塔设计的参数确定182.2.1操作压力的确定.182.2.2操作温度的确定.192.2.3设计中的一些经验数据203常压塔设计计算2103.1基础数据2103.2工艺设计计算过程2323.2.1原油的实沸点蒸馏曲线.2323.2.2原油的常压平衡汽化曲线.2323.2.3油品的性质参数.2543.2.4产品收率和物料平衡.3213.2.5汽提蒸汽用量.3313.2.6塔板形式和塔板数.3323.2.7精馏塔计算草图.3423.2.8操作压力.3643.2.9汽化段及塔底温度.3643.2.10塔顶及侧线温度的

10、假设与回流热分配.4073.2.11常三线抽出板（第30层）温度校核.393.2.12常二线抽出板（第21层）温度校核.423.2.13常一线抽出板（第21层）温度校核.453.2.14塔顶温度的校核483.3塔板汽液相负荷蘅算493.3.1关键塔板汽液相负荷蘅算493.3.2常压塔汽液相负荷汇总表.744塔板的设计7854.1基础数据7854.2.1塔板间距7954.2.2塔径初算7954.2.3塔高的计算80764.2.4溢流装置774.2.5浮阀塔板布置.82784.2塔板设计计算部分7955参考文献816致谢83 #辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸250万吨/年大庆原油常压塔设计计

11、算1文献综述1.1绪论石油是极其复杂的混合物，要从原油中提炼出多种多样的燃料、润滑油和其 他产品，蒸馏正是一种合适的手段，而且常常也是一种最经济、最容易实现的分 离手段匚。它能够将液体混合物按其所含组分的沸点或蒸汽压的不同而分离为轻重 不同的各种组分，或者是分离为近似纯的产物。正因为这样，几乎所有的炼油厂中，第一个加工装置就是蒸馏装置，例如拔 顶蒸馏、常减压蒸馏等2打本设计所介绍的，就是常减压蒸馏装置中的重要组成部 分 常减压塔。1.2常减压装置的腐蚀 1.2.1常减压装置的腐蚀机理石油加工过程的腐蚀分为低温轻油部位和高温重油部位两种，低温轻油部位 的腐蚀由MgC2、CaCl2水解形成的HCI

12、以及蒸馏过程中硫化物产生的硫化氢引起, 常见发生部位在初馏塔、常压塔、减压塔塔顶冷凝系统，包括换热器、管线、空冷器等3。高温重油部位的腐蚀主要由非极性的含硫化合物在高温下分解出的H.S和活性单质硫直接腐蚀钢铁表面以及环烷酸腐蚀两种情况。HS腐蚀产生的FeS在钢铁表面能形成一层保护膜，所以单纯的 HS腐蚀并不十分严重。在220C以上，随着温度升高，环烷酸腐蚀逐渐加重。环烷酸还可与钢铁表 面的FeS防护膜作用，破坏防护膜，生成环烷酸铁和硫化氢，生成的环烷酸铁可辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 被介质带走，使金属裸露受到新的腐蚀，因而减压二、三、四线温度段内

13、环烷酸 对设备的腐蚀比硫化物腐蚀严重。HC HO- HS腐蚀原油中未脱除的无机盐 NaC，MgC2和CaCb等随水带入常压塔，在一定温度下发生水解生成HCI, H2S来自原油中的硫化氢和原油中硫化物分解。HC1和 HkS随挥发油气进入常压塔顶部及冷凝冷却系统 幻。HC1 HS处于干燥状态时对金属无腐蚀；但当塔顶冷凝冷却系统冷凝结露出现水滴时，HC1即溶于水中成盐酸。由于刚开始冷凝，水量极少盐酸浓度可达I %2%,成为一个腐蚀性 十分强烈的稀盐酸腐蚀环境。若有 HS存在可使腐蚀加速，HC1和HS相互促进构成循环腐蚀。即:2HC1 + Fe = FeCl2 + H2 TFeC1 + H2S = F

14、eS + 2HC1Fe + H 2S = FeS + H 2 TFeS + 2HC1 = FeCl2 + H 2SHC1和 HkS的沸点都非常低，在石油加工过程中伴随着油气积聚在分馏塔顶,遇到蒸汽冷凝水会形成pH值达11.3的强酸性腐蚀介质。对于碳钢为均匀腐蚀, 对于0Crl3钢发生的腐蚀为点腐蚀，对于奥氏体不锈钢则为氯化物应力腐蚀开裂。高温硫腐蚀高温硫腐蚀主要是活性硫和环烷酸导致的5。高温硫腐蚀主要是硫化氢、硫醇和单质硫腐蚀，这些物质在大 350400r直接与金属发生化学反应:HkS + Fe = FeS + H 2 TRCHCHSH + Fe = FeS + RCH=CH + H 2 T硫

15、醚和二硫化物等在240r左右发生分解，成为硫醇、硫和硫化氢等。如二硫 醚高温分解生成元素硫和硫化氢:RCHCHS SCHCH2 = RCH2CHSH + RCH=C2+ SRCHCHS SCHCHR = RCH=C S CH=CHR + IS + H2 T环烷酸腐蚀环烷酸是指含有1130个碳原子的羧酸，分子中含有一个或多个聚合脂环, 羧基可以在脂环上或在侧链上。环烷酸随着原油产地不同变化较大，低凝环烷基 原油含有的环烷酸较多，环烷酸主要集中在柴油和润滑油馏分油中。一般减压侧 线馏分油酸值相当于原油酸值的1.52.0倍，柴油酸值低于原油酸值。馏分油中 的环烷酸可直接与铁产生腐蚀，在钢铁表面生成油

16、溶性的环烷酸铁。其式如下2RC00H + Fe = Fe(RC00)+ H 2 TFeS + 2RC00H = Fe(RC00+ H 2S T当环烷酸与腐蚀产物反应时，不但破坏了具有一定保护作用的硫化亚铁膜,同时游离出来的硫化氧又可进一步腐蚀金属。环烷酸与铁发生反应生成油溶性的环烷酸铁，物理吸附于金属表面，但不易 形成保护膜，随油品流动使金属活性表面暴露，特别是流速增大时，油品中的杂 质冲刷金属表面，从而出现了沟槽状的腐蚀。露点腐蚀燃料重油中通常含有2%3%的硫及含硫化合物，它们在燃烧中大部分生成SO和SO。干燥的SO对设备几乎不发生腐蚀，但当它与烟气中的蒸汽结合形成硫酸蒸气时，却大大提高了烟

17、气的露点，在装置的露点部位发生凝结，严重腐蚀设 备。研究表明，高温烟气硫酸露点腐蚀与普通硫酸腐蚀有本质的区别。普通硫酸腐蚀为硫酸与金属表面的铁反应生成FeSO。高温烟气硫酸露点腐蚀首先也生成FeSO,但FeSO在烟灰沉积物的催化作用下与烟气中SO和SO进一步反应生成Fe(SO)、Fe2 (SO) 3,对SO向SO的转化过程有催化作用打当pH值低于3时,Fe2 (SQ) 3本身也将对金属腐蚀生成 FeSO, Fe2 (SO) 3、FeSO的腐蚀循环，大大加快了腐蚀的进程，据报道，用普通碳钢制成的设备，国内腐蚀穿孔的最短时间 为12天。1.2.2腐蚀的危害对于高酸原油而言，环烷酸腐蚀在常减压腐蚀中

18、最广泛，也是最严重的腐蚀 因素7。在石油炼制过程中，环烷酸的腐蚀性极强，酸值在 0.5以上就会产生强烈腐蚀，崭新的碳钢管道一周就漏，一线操作人员形容环烷酸遇到钢铁就像吃豆腐一样，而目前有的油田原油中酸值已达6 10。在原油加工中，有时酸、硫、盐 3种腐蚀都存在，但并不是腐蚀性物质越多,腐蚀就越严重。如原油中含酸和硫，就比单含酸腐蚀程度小，这是因为硫与金属 表面反应生成硫化铁，相当于形成一层保护膜，可以阻止环烷酸的进一步腐蚀。而硫与氯盐的混合则使腐蚀更为严重，这是因为硫化氢与盐酸交互作用，使腐蚀 速度呈指数倍增加。原油加工中腐蚀的多样性从中也可见一斑。123腐蚀对应措施研究原料及产品的腐蚀性能，

19、提高认识通过与多家防腐研究中心合作进行防腐专题研究，了解和掌握原油在炼制加 工过程的腐蚀原因和特性，不断吸收和应用新的防腐研究成果，使常减压装置的 防腐工作从设计之初就贯彻到了各专业的设计中，将防腐工作作为常减压装置设 计、采办、施工的重点工作之一，提高认识，为装置的安全运行和长周期生产打F 了良好的基础。针对原油特点，作好设备选材常压塔顶的低温油气部位及冷凝冷却系统中处于 HCI H0 fS腐蚀环境下。原油脱盐前NaCI含量高达228 mg/L,根据防腐要求脱盐后NaCI含量应降到3mg/L,虽然常减压采用了先进的三级电脱盐系统，但由于国内尚无此类油品的实际脱盐 经验，脱盐效果不够理想，常压

20、塔顶的 HCI 0 HS腐蚀环境势必更加恶化。在此环境下，碳钢会产生严重的均匀腐蚀， OCrl3表现为点腐蚀，奥氏体不锈钢则应力腐蚀破裂。为此常减压的常顶换热器选用钛管换热器，以提高其耐低温腐蚀的 能力。根据各个部位的介质温度、酸值不同，常减压装置应充分考虑各种腐蚀因素 的影响，在合理地提高设备、管线材质的基础上，还保留了足够的腐蚀余量，确 保装置的经济性和长周期运行的安全性。做好工艺防腐辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 原油的脱盐、脱水是控制高酸原油腐蚀的关键一步，充分脱除水解后产生HC1 的盐类是防腐蚀的治本办

21、法8。通过有效的脱盐，实现原油脱后含盐3mg/L以下, 即可对低温部位腐蚀进行有效的控制。此外，脱除钠阳离子，可防止后续加工装 置催化剂中毒；脱除水分，可保证操作正常并节约能耗。为使常减压塔顶冷凝冷却系统的腐蚀得以控制和降低，采取了在常减压塔顶 设备注缓蚀剂、中和剂和水的工艺防腐系统，可有效控制常顶冷凝冷却系统的腐 蚀和冷凝水中的pH值，稀释腐蚀介质的浓度；尽可能避免出现强酸环境的露点腐 蚀以及水相结垢；控制露点的产生部位等。由于烟气在露点以上基本不存在硫酸露点腐蚀的问题，因此，在准确测定烟气露点的基础上可以通过提高排烟温度达到防腐蚀的目的匚役通过合理设计常减压装置的加热炉空气预热器的取热负荷

22、，控制预热器烟气出口温度，从而有效地控 制了露点腐蚀问题。国内外报导的脱酸方法有电场溶剂萃取法、碱洗萃取法、络合法等。碱洗萃 取法是使用碱性无机物或碱性有机物，使碱性物质和环烷酸发生中和或酸胺化反 应，将环烷酸转化为环烷酸盐或酞胺类化合物，进而将反应所得化合物从原油中 分离出来，这是一种被认为可以选择的方案。1.3我国常减压蒸馏装置存在问题 1.3.1综合能耗高综合能耗是常减压蒸馏装置的重要技术经济指标。根据索罗门公司的绩效评 估认为我国炼厂在能耗方面的主要问题：加热炉效率低、装置规模偏小、装置负荷率低、大型传动设备低负荷运转、低效率的机泵马达、用于在线检测能源损耗 的操作控制流程及系统十分有

23、限等 匚勺“。以中国石化为例，2002年中国石化平均炼油综合能耗为78千克标油/吨，而中东地区炼厂平均达到 50.91千克标油/吨，亚太炼厂平均为61.3千克标油/吨，日本平均为64.2千克标油/吨。就常减压装置 而言，我国多数炼油装置的能耗比国外先进水平高。1995年的装置规模小近些年各国炼油厂平均规模明显增长，世界炼油厂平均规模已由523.73万吨/年提高到2002年底的567.02万吨/年，提高8.27%。其中，提高幅度最大的韩国由974.92万吨/年至2133.50万吨/年，提高了 118.84%；美国由 442.73万吨/年提高至624.94万吨/年，提高41.16%;印度由452.

24、67万吨/年提高至627.82万吨/年，提高了 38.69%等。而我国2002年各类炼油企业约135家,平均规模约为210万吨/年。中国石化炼油企业平均规模为 432万吨/年，500万吨 /年以下的炼油厂有20座，占62.5%;；小于100万吨/年的炼油厂有6座，占19%中国石油炼油企业平均规模为 352万吨/年，500万吨/年以下的炼油厂有20 座, 占59%小于250万吨/年的炼油厂有11座，占32%小于100万吨/年的炼油厂 有5座，占15%相比之下，企业平均规模远低于世界平均水平，与韩国、印度等 相比差距更大。世界上这种建立超大型炼油厂的趋势仍在不断继续，例如，1995年以前能力超过2

25、000万吨/年的炼油厂有11座，1998年达到15座，目前已达到17座。随着 炼油厂的大型化，装置规模也越来越大，以显示规模经济的效益。加工负荷率偏低2002年，我国炼油装置加工负荷率为 76.7%，而同期中东地区炼厂一次加工装置的开工负荷率达到 91%亚太炼厂平均为 81.3%，其中大型炼厂一般平均为 87.3%，先进炼厂平均开工负荷率为87.66%。相比之下，我国炼油装置的开工负荷率仍偏低，特别是大型炼厂的加工负荷率不高。这表明国内的资源配置还不够合 理。加热炉燃料消耗大A.原油换热终温低我国好多炼厂都存在原油换热终温低的现象。中国石化股份公司常减压装置 的换热终温平均284r，310C以

26、上的仅有1套，300310C的有8套，最低的仅245r，290r以上的装置仅占35%换热终温低的主要原因是：换热网络未使用窄点技术进行全面优化；实际加工的原油与设计原油的性质相差较大，换热网络在 设计时虽然经过优化，但对实际加工油种不适应；开工后期，高温换热器，特别 是渣油换热器结垢严重，影响传热效率；分馏塔的取热分配不合理；换热器本身 效率低。B.加热炉效率低从2001年中国石化炼油事业部对常减压装置 54台加热炉的调研结果看，设计平均热效率88.1%，实际平均热效率85.2%，相差3%炉效率最高89.4%，最低仅69.2%。造成热效率偏低的主要原因如下：1)烟气氧含量高。对54台加热炉的调

27、研结果：氧含量平均为7.2%，有68.5%的加热炉氧含量在5%上，氧含量最高值竟然达到14.8%。导致氧含量偏高的原因很多，除了氧化锆失效无法监测氧含量外,反映出装置设备陈旧之外，管理也是一个不容忽视的因素。2)积灰和腐蚀严重使排烟温度升高。有些装置的加热炉无烟气余热回收设施，排烟温度在280C以上,最高的排烟温度421C，平均排烟温度210C，加热炉积灰、结垢、腐蚀是造成排 烟温度高的原因。3)吹灰效果差。旋转式蒸汽吹灰器故障率高，在线维修困难, 一般投用半年后就不能转动，只能按固定吹灰器使用，有效吹灰区域变小，吹灰 效果变差。电、蒸汽和水消耗高电耗占常减压装置的 5流右，电耗高的主要因素是

28、泵的效率和电机效率低,装置负荷率和原油品种变化后调整不及时等。常减压装置机泵数量多、流量大、 扬程较高，耗电量大。常减压装置的水消耗占能耗的10%左右，包括循环水、新鲜水、软化水和除盐 水，循环水占水消耗的85%上。循环水消耗高的原因：一是原油性质和加工量变 化后，冷却器调整不及时；二是开工后期冷却器结垢，冷却效果变差。蒸汽的消 耗很小，一般5%以下。1.3.2分馏精度和减压拔出深度低分馏精度常压塔的分馏精度目前尚未引起足够的重视。对常压塔的侧线分离，重点要重 视常顶与常一、常二与常三、常压拔出率三个分馏精度。A.提高常顶与常一线有较高的分馏精度。因为重整进料有过多重组分，会造成重整催化剂积炭

29、增加，活性下降，对半再生固定床重整，其运行周期缩短。B.常二线可直接作为成品柴油调合组分或柴油加氢原料。当常三线作为加氢裂化、催化裂化二次加工装置原料时，较高的常二线与常三线分馏精度，无论是 从增产柴油，还是降低加工费用都是有利的。目前多数装置常二与常三恩氏蒸馏 馏程重叠在15C以上，实沸点重叠则超过 25C。C提高常压拔出率对提高减压塔真空度和减压拔出深度有利。常底重油350r馏出是衡量常压拔出率的重要指标。从2001年中国石化45套常减压蒸馏装置统计数据看，平均为6.4%，最高为14%最低为3%最高与最低相差近5倍。11。减压拔出深度常减压蒸馏减压拔出深度偏低，这是常减压蒸馏与国外的主要差

30、距之一607.2国内炼油厂二次加工以催化裂化为主，减压深拔可以增加催化裂化原料。国外加 工较轻的原油，如布伦特油或高硫阿拉伯轻质原油，切割点可以达到635r ;加工重质原油或沥青质含量高的原油，切割点可以达到565.5593.3 r。2001年中国石化运行的47套常减压蒸馏，减压恩氏蒸馏切割点平均水平为 545C,最高是加工胜利原油的齐鲁1#常减压蒸馏为564r。减压渣油500C馏出平均为 7.5%，数据说明减渣带有较多侧线组分，所以在减压拔出深度上与国外尚有较大差距。脱盐运行工况不理想2002年，中国石化企业原油电脱盐运行情况表明有44%勺电脱盐脱后含盐高于3mg/L;有17%勺电脱盐脱后含

31、盐高于5mg/L。1.4常减压装置应对的举措1.4.1节能降耗近年来，中国石油常减压装置先后实施了几十项节能改进措施，如优化换热网 络、优化中段回流取热、降低过汽化率、增加顶循环汇流取热、常压塔汽提段改 造、干式减压技术、减压炉管扩径及转油线改造，抽真空系统改进、加热炉烟气 余热回收等匚12打调整炼厂布局和装置结构，淘汰一部分落后、无效的炼油装置或 能力，提高炼厂竞争力。1.4.1.1降低燃料消耗常减压装置燃料消耗占总能耗的70%-85%降低燃料油的消耗，也就意味着大大降低了常减压装置的能耗。燃料油消耗的主要因素：换热终温低、分馏塔未 进行优化设计与操作、加热炉效率低。因此降低燃料消耗应从提高

32、加热炉效率、 提高原油换热终温着手。提高加热炉效率提高加热炉效率，可有效降低炉用燃料消耗。针对目前加热炉运行存在的主要 问题，可采取以下措施:A.改善加热炉设备状况，提高运行设备完好率。在停工检修和日常维修中,要重视对加热炉及辅助设备的检修和维护。B.提高加热炉运行操作水平。根据有关制度标准，制订比较先进的运行控制指标，诸如排烟温度、烟气含量，以及切实可行的运行操作方法，通过DCS控制提高加热炉运行操作水平。提高换热终温先进的工艺设计和高效的换热设备，辅以优化的操作控制，可有效提高原油换 热终温，降低常压炉燃料消耗。A.利用窄点技术优化换热网络利用窄点技术对常减压装置的换热流程进行调整、优化，

33、避免冷热公用工程的 双份损失，充分回收高温位热源的能量，加强低温位热源的利用，降低冷热公用 工程消耗。B.采用高效换热器，提高换热效率在换热网络不作大调整的情况下，强化传热技术是一很好途径。采用高效换热 器，是投入少、见效快的提高原油换热终温措施。C优化常压塔和减压塔的操作，优化回流取热在保证各侧线馏分质量的前提下，尽可能增加高温位的中段回流取热比例, 既可以减少低温位的冷却排放能，又可有效提高原油换热终温。通过增加常压塔 塔盘数，取消冷回流，用顶循环回流代替冷回流，顶循回流温位较高，有利于热 回收，减轻了冷凝冷却的负荷。塔顶回流还可以采用热回流，减少过冷量，将塔 顶油气用来与原油进行取热，对

34、冷热公用工程都有利。降低装置电耗常减压蒸馏装置的耗电设备主要是机泵耗电， 提高泵和电机的效率，使机泵在 咼效运行区运行是降低电耗的关键。提咼负荷率提高负荷率一是在装置设计阶段，根据炼厂规模定位，合理确定装置负荷, 匹配相应负荷等级机泵。二是优化资源配置和加工方案。推广使用变频调速技术离心泵变频调速技术是通过改变电机转速， 来改变泵的转速和扬程来实现流量 调节的，从而达到节电效果匚13。设计合理的变频调速系统，不仅可以有效节电, 还有利于设备的维护保养；有利于提高自动控制水平；有利于降低噪声、保护环 境。141.3降低蒸汽单耗常减压蒸馏的蒸汽消耗主要在减压抽真空、炉塔吹气和汽提、加热炉燃料雾化三

35、个方面。降低蒸汽消耗的一个重要环节，就是要合理匹配使用蒸汽等级。减 压抽真空用汽，要根据设计要求匹配合适温度、压力等级的蒸汽。1.4.2装置大型化，提高加工负荷率中国石油要想赶超世界先进水平，在装置大型化上一定要紧跟世界潮流，提 高经济效益。这是因为装置规模越大，物耗越低，操作费用也越低。在扩大生产 规模的同时，提高加工负荷率也是必不可少的1.4.3提高分馏精度和减压拔出深度提高分馏精度从提高常压塔理论塔板数、保持合理的常压塔过汽化率、提高汽 提段和侧线汽提塔的汽提效果以及应用先进控制技术。提高常减压塔理论塔板数。对新建或改扩建的常压塔，通过增加塔盘数,提高理论塔板数，来提高常压塔的分馏精度是

36、经济有效的手段。对运行的装置, 通过更换高效塔盘，也可以提高理论塔板数，改善常压塔的分馏精度。保持合理的常压塔过汽化率。在炉出口温度和能耗允许的情况下，可根据最低侧线和常底重油的重叠情况，适当提高过汽化率。提高汽提段和侧线汽提塔的汽提效果。常压塔汽提段汽提效果直接影响到常底重油的350r前馏分含量；侧线产品汽提塔的汽提效果，则直接影响到该侧 线产品的轻组分携带量，要及时根据原油品种和产品方案变化，调整优化汽提蒸 汽用量，提高汽提效果。应用先进控制技术。应用以多变量预估控制技术为主要内容的 APC技术,可有效提高操作水平。提高减压拔出深度从提高减压塔顶真空度、降低汽化段压力、提高汽化段温度、 采

37、用强化蒸馏技术、应用减压塔分段抽真空技术以及排除封油和冲洗油的影响方 向进行。减压拔出深度提高，常减压蒸馏能耗也增加，所以应根据减压渣油的加工流 向，合理确定减压拔出深度14：0减压渣油和最低侧线产品全部进催化裂化加工, 深拔在经济上不合理；减压生产润滑油料时，深拔受侧线产品质量限制；减压渣 油生产沥青，特别是高等级道路沥青时，拔出深度要考虑沥青质量的要求；当减 压渣油进入燃料型沥青装置、延迟焦化装置、渣油加氢处理装置加工或直接调炉 用燃料油时，提高减压拔出深度无论在加工方案优化上，还是在经济上，都有重 大影响。1.4.4优化电脱盐运行工况目前国内电脱盐主体技术水平与国外差距并不很大， 造成电

38、脱盐运行工况不理 想的主要原因是在操作和管理上有差距，所以要着力从以下三个方面优化操作条 件，提咼运行水平。优选破乳剂、优化注入量。目前生产破乳剂的厂家多，品种也多，可分为水溶性和油溶性两大类，但到目前尚无能适应各种原油品种的“广谱性破乳剂”， 所以要根据加工原油品质的变化，优选破乳剂。因此破乳剂的注入点和注入量需 要结合装置允许特点进行优化。优化洗涤水注入量和注入点。洗涤水注入点需要优化。国内注水量一般控制在5%- 8%优化工艺条件，加强运行管理。脱盐温度和混合器压降是电脱盐的两个重要工艺条件。因此要严格控制好这两项指标。1.4.5推广使用阻垢技术常减压蒸馏的运行周期不断延长，引起原油换热器

39、结垢增加、传热效率下降,解决办法之一，就是在开工初期换热器结垢形成之前加注阻垢剂。1.5我国蒸馏技术的主要发展方向(1)装置联合化，流程简单化，馏分优质化。简化蒸馏装置、实现炼厂装置大联合是发展趋势。为了充分发挥装置大联合的经济优势，蒸馏装置将日趋简化。在高效率下按照总体规划要求的流程简化，在优化方案方面反而将变得更加复杂, 要将过去蒸馏装置自成一体，改变炼厂一体化生产装置中的一个组成部分。(2)保证长周期运行。常减压装置的运行周期对炼厂的成本具有重要的影响。随着炼厂规模化经营，对炼厂的影响更为显著。要求从工艺、设备、管线、操作 各个方面系统考虑，形成长周期运行的条件。国外世界级炼厂蒸馏装置运

40、行周期 已达3953个月。含硫重质原油还在大量增加，因此，加工含硫或含硫重质原油将是今后几年我国蒸馏装置的重要课题。预计含硫原油加工今后将有较大幅度增加，中国 石油应尽早投入研究。一个先进炼油厂的常减压蒸馏装置应该具备加工重质、含 硫原油的能力。减少加工损失是提高常减压水平的主要方面；采用新技术综合优化将是进一步提高常减压装置水平的重要途径。主要要优化工艺流程、优化脱盐脱水技 术、优选塔内件和在炼厂约束条件下综合利用装置的能量。开发进一步降低加工 能耗和提高拔出率的新技术。为催化裂化、加氢裂化、重油加工和化工生产提供优质原料。蒸馏装置要在炼厂优化的总约束条件下进行全面的技术经济分析，选择最经济

41、合理的工艺方案、技术水平、技术指标，从而为工厂获得最大的眼前和长 远的经济效益。随着市场经济的发展，工艺装置技术经济指标是衡量装置水平的 根本，这已成为炼油工作者的共识。1.5结语发展规模经济、提高装置加工负荷率，是中国石油发展的重中之重。对于中 国石油，应从贴近资源、贴近市场和与国内外公司竞争等角度出发，从满足成品辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 油市场，特别是满足化工原料的需求出发，把企业“做大”、“做强”，扬长避短, 发挥优势，争取将大连、兰州、抚顺等有条件发展的炼油厂，建成具有较强国际 竞争力的大型炼油基地

42、，实现炼油装置的大型化，加强区域优势。2设计说明书本次设计以大庆原油为进料设计常压塔、常压炉及塔板，下面对设计过程中的一些参数的确定加以说明。2.1原油性质及产品性质按照关键馏分特性分类方法，大庆原油是低硫石蜡基原油，其主要特点是含蜡量高、凝点高、沥青质含量低、重金属含量低、硫含量低。直馏汽油的辛烷值低，仅有 37。直馏航空煤油的密度较小，结晶点高，只能符合2号航空煤油的规格标准。直馏柴油的十六烷值高、有良好的燃烧性能，但其收率受凝点的限制。(5)煤、柴油馏分含烷烃多，是制取乙烯的良好裂解原料。2.2常压塔设计的参数确定 221操作压力的确定确定操作温度和压力条件的主要手段是热平衡和相平衡计算

43、。原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制约于塔顶产品接受罐的温度下塔顶产品的泡点压力。常压塔顶产品接受罐在1.02.5MPa的压力操作时，常压塔顶的压力应稍高于产品接收罐的压力。在确定塔顶产品接收罐或回流罐的操作压力后， 加上塔顶馏出物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操作压力。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程的压力降一般约为 0.2MPa使用空冷器时的压力降可能稍低些。塔顶操作压力确定后，塔的各部位的操作压力也随之可以计算得， 塔的各部位 的操作压力与油汽流经塔盘时所造成的压降有关。本次设计选用浮阀塔板，其压 力降在0.40.65kPa。由加热炉出口经转油线到精馏塔汽化段的压

44、力降通常为0.034MPa,因此，由汽化段的压力可推出炉出口压力。2.2.2操作温度的确定确定精馏塔的各部位的操作压力后，就可以确定各点的操作温度。气相温度是 该处油汽分压下的露点温度，而液相温度则是其泡点温度。设计中按塔板上的汽、 液两相处于相平衡状态计算。汽化段温度汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度 16。已知汽化段和炉出口的操作压力,而且产品总收率或常压塔拔出率和过汽化度、汽提蒸汽量等也已确定，就可以算 出汽化段油汽分压，于是可以作出进料在常压、在汽化段油汽分压下以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线，根据预定的汽化段中总汽化率eF,查得汽化段温度塔底温度根据经验原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及

45、减压塔的塔底温度一般比汽化段 温度低510C。侧线温度严格地说，侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油汽分压下的 泡点温度17然而往往手头所有的是经汽提后的侧线产品的平衡汽化数据，为 简化起见，通常都是按经汽提后的侧线产品在该处油汽分压下的泡点温度来计算。侧线温度的计算要用猜测法。先假设侧线温度 tm，作适当的隔离体和热平衡,求出回流量，认为假设正确，否则，重新假设，直到达到至要求精度为止。塔顶温度塔顶温度是塔顶产品在其本身油汽分压下的露点温度18。原油常压塔塔顶不凝气量很少，可以忽略不计，忽略不凝气量以后求得的塔顶温度较实际塔顶温 度约高出3%可将计算结果成乘以0.97作为采用的塔顶

46、温度。侧线汽提塔塔底温度当用水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低810C .2.2.3设计中的一些经验数据.(1)汽提蒸汽用量(对常压塔)汽提水蒸气用量参照表1表1汽提水蒸气用量推荐值产品质量分数(对油)，%常一线 常二线 常三线从节能角度来看，在可能的条件下，倾向于减少汽提蒸汽用量。常压塔塔顶操作压力在0.130.16MPa之间，通过冷凝器或换热器壳程压降约为0.2MPa,加热炉出口到精馏塔汽化段的压力降通常为0.034MPa.生产航煤时，原油的最高加热温度为360365C .3常压塔设计计算3.1基础数据大庆原油密度：d420=0.8615(2)各产品性质数据如表3:表3大庆原油

47、产品性质数据项目相对密度(d420)0%恩氏蒸馏/C100%10%30%50%70%90%常顶0.703547586.798.5108.2118136.5常一0.7782139.2159.2177181205.2218.5225常二0.8151238.3242.5249.2258267.2276.5282.3常三0.8280289305320334345350353常底0.9237340-大庆原油实沸点蒸馏数据如表 4:表4大庆原油实沸点蒸馏数据馏分号沸点范 围，C相对密度，(d420)占原油重量/%占原油体积/%每馏分总收率每馏分总收率1HO 1120.71082.982.983.633.6

48、321121560.74613.156.133.667.2931561950.76993.229.353.6210.9141952250.79583.2512.63.5214.4552252570. 80923.40163.6218.0962572890.81613.4619.463.6521.7672893130.81733.4422.93.6325.4183133350.82513.3726.273.5228.9593353550.83483.4529.723.5632.54103553740.83633.4333.153.5336.0811374 3940.83963.3536.53.4

49、439.54123944150.84793.5540.053.614385363.3943.443.4246.67144254560.86863.8847.323.8550.48154564750. 87324.0551.374.0054.50164755000.87864.5255.894.4358.95175005250.88324.1560.044.0563.02185250.935739.9610036.79100由公式:馏分体积=留分的重量X原油相对密度d420/馏分油相对密度d420计算每馏分占原油体积%结果归总于上表4。3.2工艺设计计算过程 3.2.1

50、原油的实沸点蒸馏曲线将原油实沸点蒸馏数据与算出的总体积收率数据绘成常压下实沸点蒸馏曲 线，如图1所示。3.2.2原油的常压平衡汽化曲线由原油的实沸点蒸馏曲线查得汽化体积分数及其相应的汽化温度，如下表所示:表5大庆原油常压实沸点蒸馏数据汽化(体积分数)，%10305070温度，C185342.54555703.2.2.1实沸点蒸馏曲线的参考线斜率及其各点温度:按定义实沸点蒸馏曲线参考线的斜率=(570-185) / (70-10) =6.42C /%)由此计算参考线的各点温度:30%点=185+6.42 X( 30-10) =313.4 ( C)10%点=185+6.42 X( 50-10) =

51、441.8 ( C)322.2平衡汽化参考线斜率及其各点温度:由实沸点蒸馏曲线10%g 70%斗率(6.42 C /%)查石油炼制工程P208图7-17上图，得平衡汽化参考线的斜率为4.6 C /%;查石油炼制工程P208图7-17中图,故 平衡汽化参考线50%点二实沸点蒸馏参考线50%点- F =441.8-22=419.8 C)由平衡汽化参考线50%点和斜率可计算得其他各点温度:10%点=419.8-4.6 X( 50-10) =235.8 (30%点=419.8-4.6 X( 50-30) =327.8 (70%点 = 419.8+4.6 X( 70-50) =511.8 (3.2.2.

52、3实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差Fi%： f1o%f185-185=0(C) f3o%=342.5-313.4=19.1( C ) f5o%=455-441.8=13.2( C ) f70%=570-570=0( C )3.2.2.4平衡汽化曲线各点温度:由石油炼制工程P208图7-17下图查得各馏出百分数时的温差比值，得：0 比值=0.25 ; 10%：匕值=0.4 ;其余各点比值都是0.33。平衡汽化曲线各点与其参考线相应各点的温差 T等于实沸点蒸馏曲线与其参考线相应各点的温差Fi%乘以对应的比值。由此得平衡汽化各点的T：辽宁石油化工大学毕业设计（论文）用纸 辽宁石油化工大学毕业设计(

53、论文)用纸 10%点 T =0 X 0.4=0( C)30%点 T =29.1 X 0.33=9.6( C)50%点 T =31.2 X 0.33=4.4( C)70%点 T =0 X 0.33=0( r)平衡汽化曲线各点温度等于它的参考线各点温度加上相应的T值，得平衡汽化温度:10%点=235.8+0=235.8( C)30%点=327.8+9.6=337.4( C)50%点=419.8+4.4=424.2( C)70%点=511.8+0=511.8( r)依上数据在图中画出原油的常压平衡汽化曲线，如线2。3.2.3油品的性质参数3.2.3.1恩氏蒸馏数据换算成实沸点蒸馏数据（1）凡恩氏蒸馏

54、温度高出246r者，考虑到裂化的影响，须用下式进行温度校正：IgD = 0.00852t- 1.691常二线、常三线50%点温度校正值D分别为3.2 r、14.3 r。故 常二线 50%点温度=258+3.2=261.2 r常三线 50%点温度=334+14.3=349.3 r（2）用石油炼制工程P201图7-12确定实沸点蒸馏50%点，由图查得常顶实沸点蒸馏50%S与恩氏蒸馏50%点之差为-4 r。故 常顶实沸点蒸馏50%点 =恩氏蒸馏50%点4=98.5-4=94.5 C。同理，查得常一、常二、常三的实沸点蒸馏50%点与恩氏蒸馏50%点之差分别为-4、-0.5、2.8和9.5 C。(3)用

55、石油炼制工程P202图7-13查得常顶实沸点蒸馏曲线各段温差。常一线、常二线、常三线计算方法与常顶计算方法相同，计算结果汇总于下表6:表6实沸点蒸馏数据与恩氏蒸馏数据转换表常顶常常常常顶常常常0%-10%21204.216373593010%- 30%11.717.86.7152230131830%- 50%11.848.814198142450%- 70%9.724.29.2111532141370%- 90%9.813.39.35131712790%-100%18.56.55.8320763恩氏蒸馏温差C实沸点温差C(4)常一线实沸点 50%点=181-0.5=180.5 C常二线实沸点

56、50%点 =261.2+2.8=264 C常二线实沸点 50%点 =348.3+9.5=357.8 C(5)常顶实沸点 100%点 =94.5+15+13+20=142.5常一线实沸点 0%点=180.5-8-30-35=107.5 C100%点=180.5+32+18+7=237.5 C常二线 实沸点 0%点=264-14-13-9=228 C100%点=264+14+12+6=2963常二线 实沸点 0%点=357.8-24-18-30=285.8 3100%点=357.8+13+7+3=380.83实沸点切割点常顶实沸点切割点=（常顶实沸点100%点 +常一线实沸点0%点)/2常一线实沸

57、点切割点(142.5+107.5 )/2=125 3=（常一实沸点100%点 +常二实沸点0%点)/2(237.5+228)/2=232.8 3常二线实沸点切割点=（常二实沸点100%点 +常三实沸点0%点)/2查石油炼制工程常三线实沸点切割点(296+285.8)P239 图 7-41 得:/2=191 3HLt o =294 3 , t 100 =350 3=(t oH + t 100)/2=(294+350)/2=322 3由3.2.3.2得出的数据列于表7:表7原油常压切割方案实沸点切割实沸点密度产品点，3沸程，3(P 20)g/ cm3常顶125142.50.703常一线232.81

58、07.5 237.50.7782辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 辽宁石油化工大学毕业设计(论文)用纸 常二线2912282960.8151常三线322285.8 380.80.8280常底-0.9237323.3中平均沸点(1)体积平均沸点由公式 t v=(t io+t 3o+t 5o+t 7o+t 9O)/5 得:常顶v=(75+86.7+98.5+108.2+118)/5=97 C常一t v=(159.2+177+181+205.2)/5=188 C常二t v=(242.5+249.2+258+267.2+276.5)/5=259 C常三v=(305+320+334+345+350)

59、/5=331 C(2)恩氏蒸馏曲线斜率由公式 S =(t90- t 10) / (90-10)得:常顶(118-75) / (90-10) =0.54 C /%常一(218.5-159.2 ) / (90-10) =0.741 C /%常二(276.5-242.5/(90-10) =0.425 C /%常三(350-305) / (90-10) =0.563 C /%(3)中平均沸点由公式 t mFtv- me得：In mF-1.53181-0.0128 t0.6667 c c , c-Tc 0.3333v +3.64678s常顶 me=3.21 ; tme=97.3-3.21=94 C常一

60、me=3.61 ; Tme=188.18-3.61=184 C常二 me= 2.00 ; Tme=258.68-2.00=257 C常三 m尸2.38 ; TmF330.8-2.38=308 C323.4 比重指数。API、相对分子质量、特性因数A.用石油化学P48表n -1-1，可查得d420相应的 do用公式dl5.615.6 = d 420 + d，可计算出对应的dl5.615.6用公式 比重指数。AP 1=141.5/ d 15.615.6-131.5可计算出对应的。API oD.由比重指数和中平均沸点，查石油炼制工程R6图3-6，可查得相应的相对分子质量和特性因数。原油产品有关性质参