370万吨大庆原油常压蒸馏工艺设计

摘要

常减压蒸储装置是炼油厂的“龙头”装置，它的拔出率、产物质量、

分离精度、能耗等对整个炼厂的后继加工过程影响很大。本次设计是年处

理量为370万吨原油的常压蒸储塔，其次为塔板的设计及水利学核算。

利用大学期间学习过的石油炼制工程、化工原理及炼油类参考书籍

顺利的完成了本次设计。

常压塔的设计主要是依据原油和产品的恩氏蒸储数据，计算产品的各

物性数据并确定切割方案、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，再确定各主要部位操作压力及假设操作温度，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

是否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4.0m,板间距取0.8m。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：常压塔，节能，浮阀塔板，流体力学

Abstract

Refinery'scrudedistillationunitisthe"leading"device,itpulledoutrate,

productquality,segmentationaccuracy,andenergyconsumptionoftheentire

refinerygreatinfluencesubsequentprocessing.Thedesigniswithcapacityof

3.7milliontonsofcrudeoilatmosphericdistillationtower,followedbyplate

designandhydrologicaccounting.

availuniversityperiodstudyultrapetroleumrefiningengineeringand

chemicalengineeringtheoryandreferenceoilrefiningchemicalengineering

communicationgradehalfclothpropitiousfinishthesedegreedesignoffof.

AtmospherictowerdesignismainlyproductsEnglerdistillationdatato

calculatetheproductofthephysicalpropertydatatodeterminethecutting

programtocalculatetheyieldoftheproduct.Referencetosimilardevicesto

determinetheplatenumber,locationoffeedingandlaterallineout,andthen

determinethemajorpartsoftheoperatingpressureandassumedoperating

temperature,full-towerheatbalancecalculations,totaketwocondensing

coolingtowerandtwomid-back.Towerforheat:thefirstheattotakebackthe

middle:mid-backtotakethesecondheat5:2:3,thelastcheckofallthemajor

partsofthetemperaturewithintheallowableerrorrange.

Plateintheformselectedvalvetrays,accordingtothelargesttowervapor

pressure,liquidloadatthetowerdiameterisconsidered4.0m,taketheplate

spacing0.8m.Thispartismostimportantisaccountingtrayhydrodynamics

andoperationalperformance,maketheplateintheappropriateoperating

ranges.

Keywords:atmospherictower,energy,valvetrays,fluidmechanics

目录

370万吨/年大庆原油常压蒸储工艺设计...........................1

1文献综述...................................................1

L1前言..................................................1

1.2世界原油现状.........................................2

1.3原油常压蒸馈及其特点.................................2

1.4常减压蒸储的现状与发展趋势...........................3

1.5原油预处理的新技术...................................4

L5.1新型电脱盐技术...................................4

1.6原油的常压蒸储.......................................5

1.7常压加热炉...........................................6

1.7.1影响加热炉热效率的因素..........................6

1.7.2提高加热炉的效率途径............................7

1.8加热炉优化控制技术...................................8

1.9常压装置节能技术.....................................9

1.9.1节能降耗的措施.................................10

1.10减压深拔发展前景...................................12

1.11腐蚀的监测和防护方法...............................13

2设计任务说明书............................................18

2.1大庆原油评价........................................18

2.1.1原油和各侧线油的性质...........................18

2.2生产方案的确定：....................................20

2.2.1.各产品数据...................................20

2.2.2装置流程要求：.................................20

3初镭塔的工艺设计.........................................25

3.1塔板数确定：........................................25

3.1.1操作条件确定：.................................25

3.2塔的物料平衡：......................................25

3.2.1塔的工艺计算：..................................26

3.2.2操作条件：....................................26

3.2.3物料平衡：.....................................26

4常压塔计算...............................................28

4.1基础数据............................................28

4.2工艺设计计算过程及结果..............................30

4.2.1体积平均沸点...................................30

4.2.2恩氏蒸储曲线斜率S..............................30

4.2.3立方平均沸点tcu................................30

4.2.4中平均沸点t*...................................31

4.2.5特性因数K......................................32

4.2.6油品的API.....................................33

4.2.7平衡汽化温度....................................33

4.2.8临界温度........................................38

4.2.9临界压力........................................39

4.2.10焦点温度.......................................40

4.2.11焦点压力......................................40

4.2.12实沸点切割范围.................................41

4.2.13相对分子质量...................................46

4.2.14实沸点切割温度.................................47

4.3产品收率和物料平衡...................................50

4.4汽提水蒸汽用量.......................................52

4.5塔板型式和塔板数.....................................53

4.6精偏塔计算草图.......................................53

4.7操作压力.............................................54

4.8汽化段温度...........................................55

4.8.1汽化段中进料的汽化率与过汽化度..................55

4.8.2汽化段油气分压..................................56

4.8.3汽化段温度的初步求定............................56

4.8.4tF的校核.......................................57

4.9塔底温度.............................................59

4.10塔顶及侧线温度的假设与回流分配......................59

4.10.1假设塔顶及各侧线温度...........................59

4.10.2全塔回流热.....................................60

4.10.3回流方式及回流热分配...........................62

4.11侧线及塔顶温度核算..................................62

4.11.1重柴油抽出板（第27层）温度校核................62

4.11.2轻柴抽出板（第18层）温度校核..................65

4.11.3煤油抽出板（第9层）温度的校核.................67

4.11.4塔顶温度校核...................................70

4.12全塔汽，液相负荷....................................71

4.12.1第28层塔板上气液相负荷........................71

4.12.2第27层板上汽液相负荷..........................74

4.12.3第23层板上汽液负荷...........................74

4.12.4第22层板上汽液相负荷.........................76

4.12.5第21块板上汽液相负荷.........................78

4.12.6第19层板上汽液相负荷.........................80

4.12.7第18层板上汽液相负荷.........................82

4.12.8第17层板上汽液相负荷.........................82

4.12.9第14层板上汽液相负荷.........................84

4.12.10第13层板上汽液相负荷........................86

4.12.11第10层板上汽液相负荷........................88

4.12.12第9层板上汽液相负荷.........................90

4.12.13第3层板上汽液相负荷.........................90

4.12.14第2层板上汽液相负荷.........................92

4.12.15第一层板上汽液相负荷.........................94

4.13全塔汽液相负荷分布..............................96

5塔的工艺计算.............................................97

5.1塔径计算............................................97

5.1.1塔径...........................................97

5.1.2溢流装置.......................................98

5.1.3塔板布置及浮阀数目与排列......................100

5.2塔板流体力学验算...................................101

5.2.1气相通过阀塔板的压强降........................101

5.2.2淹塔..........................................102

5.2.3雾沫夹带......................................103

5.2.4塔板负荷性能图................................104

5.3车间装置分布........................................109

5.3.1车间平面分布图................................109

5.3.2车间工艺流程图................................110

5.3.3车间工艺设备表................................110

致谢..................................................119

参考文献...................................................121

370万吨/年大庆原油常压蒸储工艺设计

1文献综述

1.1前言

石油及石油化学工业是我国迈向工业化社会，追求经济发展的基础产

业。石油工业不但提供了我们社会中最主要的动源，同时，也因为我国石

油工业的发展，提供了石化产业为数众多中下游业者稳定的石化基本原料

（甲烷，乙烷，乙烯，丙烯，丁二烯，苯，甲苯，二甲苯等）之供应。进而

使我国的合成纤维、塑胶、橡胶及其他化学品等高附加值的产业能快速成

长。石油是重要的能源之一，在各个国家石油的重要程度不亚于黄金的储

备。随着我国社会经济情况的变化，科学技术水平以及工业生产水平的大

幅度提高，对石油产品质量指标的要求不断严格。

石油是一种极其复杂的混合物，而蒸储是分离液体混合物的典型操

作。通过对原油的提炼，可以得到多种多样的燃料油、润滑油和其他产品，

基本途径是：将原油分割为不同沸程的储分，然后按照原油的要求，除去

这些谯分中的非理想组分。蒸储正是一种合适的手段，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二分离为轻重不同的各种储分。正

因为如此，几乎在所有的炼油厂中，第一加工装置就是蒸储装置。因此，

原油的蒸储装置在炼化企业中占有重要的地位，又被称为炼化企业的“龙

头”。

1.2世界原油现状

根据BP公司2011年6月9日在伦敦发布了《BP世界能源统计2011》。

2010年全球能源消费强劲增长，呈现了自1973年以来最大的增长量，

2010年，全球石油产量为8209.5万桶/日（约39.1亿吨），同比增长了

2.2临即181.7万桶/日,欧佩克国家石油产量增长了96万桶/日（2.5%）,

至3432.4万桶/日，非欧佩克国家的石油产量增长了1.9%即86万桶/

So由于海上石油产量增加，中国实现了27.1万桶/日的石油产量增长，

也成为非欧佩克国家中增产石油最多的国家；其次是美国和俄罗斯，分别

增加了24.2万桶/日和23.6万桶/日。俄罗斯保持了最大石油生产国的地

位，美国本土陆上和墨西哥湾海上石油产量都有所增加。BP年度统计报

告称2009年全球探明石油储量为1.33万亿（兆）桶，去年全球石油日消费

量减减少120万桶，为1982年以来最大降幅，2009年全球石油日产量减

少200万桶，亦为1982年以来最大降幅。按照目前的生产速度，全球拥

有的石油储量足够开采40年。

1.3原油常压蒸播及其特点

所谓原油的常压蒸储，即为原油在常压（或稍高于常压）在复合塔下

进行的蒸储小。在塔的侧部开若干侧线以得到如汽、煤、柴等轻质储分和

常压重油等多个产品。常在常压塔的旁边设置若干个侧线汽提塔，侧线产

品从常压塔中部抽出送入汽提塔上部，从汽提塔和复合塔下部注入水蒸气

进行汽提。以降低油气分压使更多的轻组分从塔底蒸出。

原油是不同沸点的复杂组分组成的混合物，我们所说的常减压蒸镭就

是指在常压状态下和真空状态下，根据原油中各组分的沸点不同，将原油

切割成不同储出物的过程。不同沸点范围的储出物称之为“微分”，在一

定温度下蒸储出来的储分也是混合物。

1.4常减压蒸播的现状与发展趋势

我国蒸储装置规模较小大部分装置处理能力为2.5Mt/a,仅有几套加

工能力超过4.5Mt/a.我国蒸储装置的总体技术水平与国外水平相比在处

理能力产品质量和拔出率方面存在较大差距。新建较大炼油厂镇海、高桥

8Mt/a及大连西太平洋10Mt/a等大型化的蒸储装置,其中高桥为润滑油型

大型蒸储装置，拟建的大型蒸储装置也基本为燃料型。

我国蒸储装置侧线产品分离精度差别较大,如中石化有些炼厂的常顶

和常一线能够脱空,但尚有40%的装置的常顶与常一线恩氏蒸僧储程重叠

超过10C,最多重叠度达到86C,多数装置常二线与常三线恩氏蒸储储

程重叠在15℃以上，实沸点重叠则超出25°C.润滑油储分切割也同国外

先进水平存在一定差距,主要表现在轻质润滑油储分的挥发度及重质润滑

油储分的残炭和安定性等方面存在差距较大。

由于原油进入炼油厂后必须首先进入常减压装置进行一次加工，因此

炼油厂的加工能力一般用原油常压蒸储装置的加工能力来表示，因此世界

原油加工的能力基本上就是世界常压蒸储装置的加工能力。

1.5原油预处理的新技术

在油田脱过水后的原油，仍然含有一定量的盐和水，所含盐类除有一

小部分以结晶状态悬浮于油中外,绝大部分溶于水中，并以微粒状态分散

在油中，形成较稳定的油包水型乳化液。

原油含盐和水对后续的加工工序带来不利影响。在进入炼油装置前,

要将原油中的盐含量脱除至小于3mg/L,水含量小于0.2%o由于原油形成

的是一种比较稳定的乳化液，炼油厂广泛采用的是加破乳剂和高压电场联

合作用的脱盐方法⑵，在电脱盐罐内，在破乳剂和高压电场(强电场梯度

500-1000v/cm,弱电场梯度为150〜300v/cm)的共同作用下，乳化液被

破坏，小水滴聚生成大水滴,通过沉降分离,排出污水，即所谓电脱盐脱水。

1.5.1新型电脱盐技术

传统的原油电脱盐采用添加化学破乳剂一电脱盐组合技术方式，技术

原理是注水后的原油，利用添加化学破乳剂的表面化学作用方式，降低油

水界面张力，破坏油水乳化结构，增强油水在电场与重力的作用下的分离

能力。具有生产成本高、适应性差、对后续加工过程不利等缺陷。为了降

低装置生产运行费用、增强电脱盐操作随原油性质变化的适应性、减轻添

加化学剂对后续加工的不利影响，可采用新型超声波一一电脱盐组合技术

方式咒工艺特点：

(1)对装置现有流程不进行改动，仅在原油进脱盐罐之前、混合器

与混合阀之后的管路上增加一条同径付线，将超声波作用区域安装在付线

上。

(2)注水原油流经超声波作用区，受到超声波换能器发射的顺一逆

流超声波的联合作用，通过超声波的机械式振动波的作用，强化了破乳与

脱盐的效果。

(3)注水原油在电脱盐罐中继续受到超声波动效应作用，强化了油

水的重力沉降作用效果，尤其有利于强化重质原油的油水分离效果。

(4)DCS程序控制设计随原油性质变化自动调节超声波参数，适应

灵活多变的原油加工方案。另外，超声波系统控制还配有现场手操、控制

室远程手操两种手动操作模式。

在加工含硫原油时,还需向经脱水和脱盐的原油中加入适量的碱性中

和剂和缓蚀剂，以减轻硫化物对炼油设备的腐蚀。

1.6原油的常压蒸储

原油的常压蒸储流程是原油经预热至230〜240C后，入初偏塔，轻汽

油和水蒸气由塔顶蒸此冷却到常温后,入分离器分离掉水和未凝气体，得

轻汽油(国外称“石脑油”)。未凝气体称为“原油拔顶气”，占原油重量

的0.15%〜0.4%,其中乙烷2%~4%,丙烷约30%,丁烷约50%,其余为及C5

以上组分,可用作燃料或生产烯煌的裂解原料口，初储塔底油料,经加热炉

加热至360〜370℃,进入常压塔,塔顶出汽油，第一侧线出煤油，第二侧线

出柴油。为了与油品二次加工所得汽油、煤油和柴油区分开来，在它们前

面冠以“直储”两字，以表示它们是由原油直接蒸储得到的⑸。将常压塔

塔底重油在加热炉中加热至380〜400℃,进入减压蒸储塔。采用减压操作

是为了避免在高温下重组分的分解（裂解）。减压塔侧线油和常压塔三、四

线油，总称“常减压储分油”，用作炼油厂的催化裂化等装置的原料。

1.7常压加热炉

加热炉是炼厂生产中的主要能耗设备，其提供了炼油工艺过程中所需

的大部分能量i⑶。其能耗占全装置能耗70%-80%左右。在正常生产条件

下影响加热炉热效率的因素主要有过剩空气系数和排烟温度。

1.7.1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

⑹。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,

使辐射室炉管热强度下降，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。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。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。

1.7.2提高加热炉的效率途径

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。我们应

从以下几方面提高加热炉热效率。

(1)降低排烟温度

(2)降低加热炉过剩空气系数

(3)减少炉壁散热损失

(4)设置和改进控制系统

1.8加热炉优化控制技术

加热炉又是一个较为复杂的系统，其运行热效率受到诸多因素的

影响。比如加热炉设计、设备状况、燃烧调整、工艺操作、运行负荷等。

加强管理提高现场操作技能，是提高热效率重要途径，但最后仍需要立足

于新装备、新技术、新工艺的应用，才能进一步长周期、比较稳定的提高

效率、实现节能降耗的目标⑷。加热炉的操作，很大程度上依赖于现场管

理和现场操作，比如燃烧器的调风门、雾化蒸汽调节、吹灰器的控制、自

动点火的控制等。能够远程控制的，应当包括介质出口温度的控制、氧含

量的控制、负压的控制。而目前真正能实现自动控制的，只有出口温度与

燃料油阀位的闭环控制。这种依赖于个人操作技能的操作方式，决定了加

热炉的运行水平必然是参差不齐的，这样的技术现状与当前提倡的节能降

耗、建设节约型社会的要求是有差距的。近年来，人们加强对现代控制理

论的研究与应用，国内外出现了自校正系统、自适应控制、模糊控制、智

能控制等新型控制系统，国内高校、研究院和企业逐步开展加热炉的数学

模型与仿真研究，开展模糊控制算法及智能控制系统的研究，取得了一些

成果并获得很好的应用，石化生产装置多采用集散控制系统，但真正实现

加热炉自动控制的并不多，只用作数据采集、出口温度的单回路调节，模

仿代替仪表PID调节，无法达到最优的节能操作状态。加热炉节能技术,

除了在工艺装备上进行改进外，通过对加热炉燃烧过程的自动优化控制,

实现节能的技术就应运而生了。实例证明，本技术在冶金行业加热炉应用

可节约燃料5%〜10%,减少氧化烧损20%以上；在石化行业加热炉应用可

节约燃料2%以上。由于燃烧控制的优化，除具有节能降耗、提高产品质

量和产量等直接经济效益外，还能减少C0及烟尘排放，同时具有清洁生

产的环保效益。

1.9常压装置节能技术

原油蒸储过程是一个消耗巨大能量的复杂工艺生产过程，其能耗占炼

厂总能耗的2096以上，因而节能问题一直是原油蒸储过程优化控制的一个

主要问题。

常减压装置的能耗问题是除工艺技术之外的又一重要问题，也是直接

影响反应成本的重要因素。随着原油成本不断上升，炼油企业所面临的压

力越来越大，降低成本提高企业竞争能力是企业生存发展的必然途径。能

源消耗费用在炼油生产过程中占有较大比例，如何优化用能结构，降低系

统能耗是企业发展和提高经济效益的重要环节。由于常减压蒸储是石油加

工中应用最为广泛的分离过程之一。蒸储装置节能的三个阶段，即：一是

生产管理上的优化操作阶段。如加强加热炉操作管理的“三门一板”等；

二是投资较少的单体设备提高效率，如塔板的改造等；三是投资较大的以

换热流程为主体的装置。

1.9.1节能降耗的措施

(1)降低水耗，减少循环水用量。常减压蒸储装置循环水主要用于

水冷器冷却油品，为进一步降低循环水单耗，使单位加工费用降低到最小,

经仔细研究，采取的措施为：夏季用空冷器代替水冷器，冬季利用装置的

侧线余热加热采暖水输出热量。在调节侧线油品离开装置温度时，采取将

侧线油品尽量与原油换热的方式，使其达到离开装置时的温度，可节约大

量循环水。另外对水冷器进行定期化学清洗，提高其冷却效果，减少了循

环水用量。

(2)降低电耗，机泵、风机采用变频器。对机泵电机采用变频技术,

以满足当原油性质变化时，侧线及回流油量变化情况下的节能。对常压塔

顶油气空冷器风机采用变频技术，以适应不同工况条件。

电脱盐系统。本次改造，对电脱盐采用了交直流电脱盐技术，该技术

的主要特点是在电脱盐罐内产生了直流强电场和交流弱电场，具有交流电

脱盐和直流电脱盐的优点，同时克服了各自的不足。在达到同等脱盐、脱

水水平的条件下，可节电约30虬

(3)降低蒸汽用量，常减压蒸储装置所用蒸汽压力分别为LOMPa和

0.30MPao通过细心调整操作可提高它们的自产量。l.OMPa蒸汽的消耗主

要在减压抽真空系统、加热炉雾化蒸汽及冬季伴热系统等。投用机械抽真

空泵，可节约蒸汽0.6t/h；加热炉可采用高效火嘴，调整其合适的雾化蒸

汽量;对蒸汽伴热系统及蒸汽放空尾部安装疏水阀，减少“小白龙”现象。

建议对汽包排污水也可作为水伴热热源，可减少蒸汽用量。0.30MPa蒸汽

的消耗主要在侧线汽提及塔底吹汽，合理调整其侧线汽提蒸汽用量及常减

压塔底吹汽量。

(4)降低燃料油的用量，提高换热终温。换热终温是衡量常减压装

置原油换热回收情况的重要标志(换热终温每提高3℃,可降低炉子燃料

0.lkg/t)o尽管在改造设计时采用了窄点技术对换热网络进行优化，但

运行中，由于换热器本身泥沙沉积、积垢较严重，大大影响了传热效率，

使换热终温大幅下降‘⑻。管理好燃烧系统,火嘴燃烧不好就会影响加热炉

热效率。严格工艺纪律，控制好燃料油的压力及温度，加热炉参数不作大

幅度调整，保证加热炉的燃烧状态良好，作到火苗齐、火焰短、炉膛明亮、

火焰不直扑炉管。

采用保温材料降低炉壁热损失。对炉壁表面采用优质隔热材料，并对

炉衬表面喷涂反辐射涂料，减少炉壁散热损失，可提高加热炉效率

5%o

多烧系统干气。由于催化干气量较大，不能得到很好平衡而白白烧掉,

浪费大量的能源，加热炉采用多烧系统干气的措施，可节约燃料油0.7t/h,

使燃料油单耗降至0.6kg/to既降低大量的燃料油量又平衡全公司干气系

统。

烟气回收系统，加热炉排烟温度高，损失大量热量，正压严重影响装

置操作，计划对余热回收系统进行改造。

吹灰器，装置改造时采用的是声波吹灰器，由于车间一直用原油作为

燃料油，原油中的盐类物质及泥沙较多，炉管和空气预热器积垢较严重，

其吹灰效果不太理想。计划在加热炉改造时上一套激波吹灰器，提高吹灰

效果。

(5)其他节能降耗措施如污油回收系统改造，为更好地降低装置炼油

损失，利用原有设备进行改造将隔油池中的污油定期回收至罐内，再用机

泵打入电脱盐罐内，进行炼制。

1.10减压深拔发展前景

减压蒸储装置虽然工艺较为成熟，但作为炼油行业的关键工序，其

重要性不言而喻I⑸。目前在工艺加工流程、设备结构及优化操作等方面有

了较大的技术进步。对目前减压塔的深拔，以下几个方法有待进一步深

入研究。

(1)强化原油蒸储法，此方法是通过往原油或常压重油中加活性添

加剂，改变系统状态，调节石油分散体系中分子间的相互作用，使馆分

油的相对挥发度增加,提高拔出率「⑼。国内一些科研单位也正在对这项新

技术进行研究开发，如华东理工大学对添加剂强化蒸僧进行研究,并将其

应用胜利油田的减压蒸储。结果表明，减压储分油收率提高了2.2%,具

有技术经济可行性:闻。

(2)采用蒸汽+机械抽真空系统，此方法不仅能节约蒸汽，降低加

工成本，也能减少环保压力，避免含硫污水的产生，同时不受蒸汽压力的

影响，而影响真空度。

(3)采用先进的流程模拟软件，采用先进的流程模拟软件，如Pr。

II、AspenPlus等计算机模拟软件对生产进行优化，对出装置的不足，

达到深拔的目的。

1.11腐蚀的监测和防护方法

(1)监测方法，对于塔顶低温腐蚀，一般是分析塔顶脱水的PH值来

判断腐蚀状况。指标是：PH值在7到9之内。近两年新推出一种新的塔

顶腐蚀在线监测方法一电阻探针在线腐蚀监测系统口—它的原理就是利用

探针上的电阻片受到腐蚀而减薄产生的电阻变化来在线监测探针安装点

处的腐蚀速度。

正常生产时，可进行定期定点测厚。在各种低温油气管线、含硫管

线、高温管线的直管段、重点是弯头部位做出活动式的保温以方便测厚。

如果加工含硫较高的原油可以每进行一次定点测厚，并作好记录以进行对

比。这种方法有一个缺点，就是高温部位的测厚数据有时候不太准确，经

常会比原始厚度还厚，可能与测厚仪器或测厚手法有关系。最好是利用停

工检修时进行大面积测厚。

(2)防护措施，防护措施可分为两种：工艺防腐和设备防腐。

①塔顶低温腐蚀的设备防护。在塔顶腐蚀环境下，碳钢会产生严重

的均匀腐蚀，表现为露点腐蚀，奥氏体不锈钢则会发生应力腐蚀破裂⑺。

所以，我们必须在材质方面采取一定措施。现在加工高硫原油的常压塔，

常一中以上塔体一般都采用内部衬不锈钢初储塔、常压塔顶空冷设备部

位，冲蚀和露点腐蚀严重。为了避免氯离子造成的不锈钢材质应力开裂，

可以使用管束材质为钛合金或双相不锈钢的空冷，也可以在空冷入口处用

钛板做衬板。

在塔顶水冷器的管束上可采用新型涂料进行内外防腐⑻。需要注意的

是有一些防腐涂料的耐热温度很低，在停工吹扫、蒸汽冲洗塔时，要避免

长时间超过200℃,否则会出现起皮、脱落现象，进而结垢严重，需要进

行高压清洗，但高压清洗同样会冲坏其涂层。为节约成本，各装置基本未

对油气管线的材质进行升级，仍然还是采用碳钢管，只是增加了在线测厚

的频次。机泵密封的材质也要进行选择，以抵抗腐蚀。

②高温腐蚀的设备防护。针对高温腐蚀的特点，处于腐蚀严重的高

温部位，减压塔整个塔体，减压转油线均应采用360L内衬钢扳。常压炉、

减压炉的辐射室，介质温度高于250℃的工艺管道。弯头、三通、热电偶

套管插入处、倒淋，这些地方的环烷酸腐蚀特别严重，也需要对这些区域

进行定期定点测厚。高温换热器的材质也应提高档次，以减少腐蚀。

重油的阀门丝杠会被腐蚀变细或腐蚀出凹坑，出现压盖处泄漏、阀门

关不严的问题，因此重油、高温阀门应保持全开、全关，避免阀杆遭受腐

蚀。生产中开关重油阀门时要注意安全，以免烫伤或发生火灾。对装置所

有的重油管线及其管件要进行材质的确认，尤其是新安装的管线。国内已

有多起材质用错，造成泄漏着火，甚至伤及生命的事故发生。

(3)工艺防腐，设备防腐是在装置初建或检修中进行的例。日常生

产中，为了控制蒸储装置的塔顶低温电化学腐蚀，最有效的手段就是工艺

防腐，一般都采用“一脱三注”一原油深度电脱盐，塔顶挥发线注入氨、

注缓蚀剂、注水。

①油电脱盐。原油电脱盐是控制腐蚀的关键一步，充分脱除水解后

产生氯化氢的盐类是防止腐蚀的治本办法，通过有效的脱盐，实现脱后原

油含盐3毫克每升以下，即可对低温部位腐蚀进行有效的控制。但是要注

意，完全脱盐会加重高温部位的硫腐蚀，因为氯化物对高温硫腐蚀有抑制

作用，因此脱后含盐控制在5毫克每升，是比较合理的。

②挥发线注入氨。为使常减压塔顶冷凝冷却系统的腐蚀进一步降低,

需在塔顶挥发线系统中注中和剂以中和氯化氢，因氨水价格低廉来源充

足，多数炼厂都使用氨作为中和剂。氨水除了中和作用还可以起调节PH

值的作用。

从上面可以看出，在弱酸、弱碱的环境下，腐蚀速度最小。因此有不

少人认为可以保持弱酸环境不要注氨，以控制腐蚀速度。理由还有减少化

工原材料的用量，而且长期注氨，生成的氯化镂盐会在冷却器中沉积，造

成塔顶各水冷器结垢严重，严重影响传热效果。但由于缓蚀剂的适宜工作

环境是弱碱性，所以需要在注缓蚀剂前先注氨，将PH值调到碱性，发挥

缓蚀剂的作用。氨水的来源是污水汽提装置的产物或将液氨与软化水配成

氨水。如果用液氨配置溶液，要小心液氨对呼吸道的刺激。氨水的浓度可

大可小，日常生产中要勤检查塔顶脱水的值在7~9之间。

③塔顶挥发线注入缓蚀剂皿1。缓蚀剂是一种表面活性剂，其分子内

部有硫、氮、氧等强极性因子及妙类的结构因子。缓蚀剂可以以单分子状

态吸附在金属表面，形成一层致密的膜，其极性因子吸附在金属设备表面,

另一端煌类因子则在设备与介质之间组成一道屏障，隔断了腐蚀介质和金

属的接触，因此具有保护作用’⑺。

一般常用的缓蚀剂是中和缓蚀剂，即其中含有大量的起中和作用的有

机胺。缓蚀剂的配制和破乳剂相同闻。效果好的缓蚀剂的注入量仅是塔顶

储出物的10毫克每升。现场一般控制一个定量，根据塔顶腐蚀数据来调

节。

缓蚀剂分油溶性和水溶性两大类，其中油溶性缓蚀剂经过塔顶回流可

循环使用，所以损失较小，而水溶性缓蚀剂随冷凝水排掉，因此使用油溶

性缓蚀剂较经济。在开工初期，要尽快将缓蚀剂注入到塔顶，而且量要大。

目的是使缓蚀剂尽快成膜，发挥保护作用。一般需要两个星期，然后可以

根据腐蚀速度调节注入量。

④挥发线注水。在挥发线上注水，可使冷凝冷却器的露点部位转移

以保护冷凝设备。同时，注入氨后塔顶储出系统会出现氯化镂沉积，即影

响冷凝冷却器传热效果，又引起设备的垢下腐蚀，故需用注水洗涤加以解

决。注水量不要长时间固定一个量，每隔一段时间调整一次。注水量要尽

量大些，提高露点处的PH值。一般，三注按流程走向的顺序是注入氨、

注缓蚀剂、注水。

⑤高温腐蚀的工艺防腐。根据高温腐蚀机理分析，目前控制高温腐

蚀环境的对策有如下几种：

a.混炼：原油的酸值易于通过稀释加以降低，对许多炼油厂而言混炼

不失为一种较好的防止高温腐蚀的方法，即不需要额外支出或投资，只需

在计划和运行上作些额外的努力。

b.注高温缓蚀剂：使用油溶性缓蚀剂；原油脱酸等方法属于新技术，

国内尚处于研究阶段，我们应密切注意，了解专业前沿内容，以便尽快服

务于生产。

2设计任务说明书

2.1大庆原油评价

大庆原油是我国的主要油区原油之一，许多炼厂均采用大庆原油炼

制各种产品，在我国处于重要地位。首先我们必须了解大庆原油的性质。

与国外原油相比，大庆原油的凝点和蜡含量较高，庚烷沥青质含量较低相

对密度大约在0.85-0.95g/cm3之间。

大庆原油性质：密度(20℃)0.8990g/cn?运动粘度(5(fC),凝点(30℃)蜡

含量(26.2%),残炭(2.9%),硫含量(0.10%),氮含量(0.16%)。

2.1.1原油和各侧线油的性质

表2-1原油蒸储数据

占原油（每微分）密度（20℃）占原油（每储

假程C

m%g/cm3分）V%

<1503.40.72504.2

150—1802.10.77602.4

180—2001.50.77801.7

200—2302.50.78802.9

235—2502.10.79502.4

250—2752.60.80102.9

275_3003.50.80703.9

300—3507.60.83208.2

350—3959.00.85409.5

395—4256.50.87606.7

425—50018.70.892018.8

>50039.30.902039.1

由以上大庆原油的性质确定生产方案。

2.2生产方案的确定:

2.2.1.各产品数据：

表2-2侧线产品数据

项目密度储程℃

(20℃)HK1030%50%70%90%KK

g/cm3%

常顶0.73018010120135149168200

0

常一线0.775217019206215224238259

6

常二线0.797225626275278285294305

7

常三线0.811930931322326331338345

9

常底0.9120340

常顶出产品-汽油。常一线出产品煤油。常二线出产品轻质柴油。常三线

产品重质柴油。常压塔底产品重油。

2.2.2装置流程要求：

1压力：

常压塔顶压力是塔顶回流罐或产品罐的压力加上塔顶换热

系统的阻力。由于在一定的产品收率条件下，增加塔的操作压

力则需相应地提高常压炉油品的出口温度，不但增加了炉子的

热负荷，且受油品裂解温度的制约，因此常压塔的操作压力采

用较低压力值是比较经济合理的，由经验知，产品罐的压力为

1.30MPa,冷凝冷却系统的压力降为0.27MPa,于是塔顶压力可

定为1.57MPa。

2.温度：

常压塔顶温度可选用塔顶回流或塔顶循环回流控制，是在

塔顶油气分压下产品的露点温度。即产品平衡蒸发100%的温度。

又塔顶储出物包括塔顶产品，塔顶回流蒸汽，不凝气和水蒸汽。

由于塔顶不凝气量很少可忽略不计。将计算所得的塔顶温度采

取系数为0.97作为采用塔顶温度。

侧线油品抽出温度可由回流或抽出量来控制，是在该抽出

层油气分压下未经汽提的油品的泡点温度。考虑到同样条件下

汽提前后的侧线产品的温度都差不多，通常按汽提后侧线产品

在该处油气分压下的泡点温度来计算。

汽化段温度即是进料的绝热闪蒸温度，可由汽化段和炉出

口操作压力、产品总收率、汽提蒸汽用量来定。塔底温度一般

采用经验数据，此温度比汽化段温度低5〜10℃上面各温度见

后面计算。

3.侧线汽提及塔底汽提

对于侧线汽提，由于油品分储塔要求分离精度较低，侧线

抽出的产品必然还有比该侧线还轻的低沸点物质。而使用汽提

就是除去这些轻储分从而提高产品的闪点、初储点及10%点温

度。

塔底汽提则可以分储出塔底重油中轻储分含量，从而提高

储分油的收率，总的来说，汽提的目的，就是降低油气分压，

以便轻僧分更多地留出来。本次设计，使用0.3MPa,420℃的

过热水蒸汽。

4.过汽化率

常压塔进料的汽化率至少应等于塔项产品和各侧线产品之

和，否则不能保证要求的拔出率或轻质油收率为了使常塔精偏

段最低一个侧线以下的几层塔板上有一定的液相回流以保证最

低侧线产品的质量，原油进塔后的汽化率，应要比塔上部各种

产品收率高一些，要有一定的过汽化率。

过汽化率越大，相应进料温度也要提高。全塔取出的回流

热也将增加，也就相应增加加热炉的热负荷和塔顶冷凝热负荷，

要在保证侧线质量的前提下尽量减少过汽化率，为设计取过汽

化率为2%（重量）。

5.回流方式及取热比

汽液相负荷高温下进入塔内，而产品在较低温度下抽出，

即进入塔内的热量比离开塔的热量多，所以回流的目的首先是

取之塔内多余的热量，使分储塔达到热量平衡。在提取回流的

同时，使各塔板上的汽液相充分接触，达到了传热，传质目的。

同时，打入液相回流也可达到汽液相平衡塔的蒸汽负荷的目的。

本设计常压塔塔顶冷回流：一中循环回流：二中循环

回流，回流取热比为5：3：2；中段回流进口温度为80℃。

虽然热回流设计已为日益发展的蒸储工艺的采纳，它

不仅回收了常顶油汽的低温位热量，减少了冷却负荷，且

能降低塔顶压力，进而降低常压炉出口温度，但它的流程

较冷回流复杂的多。设计不当使系统压力降过大，引起常

压塔顶压力上升。所以，本设计仍采用塔顶冷回流。

6.塔板型式和塔板间距

本设计采用浮阀塔板。塔板的根本作用就是在塔板上使

汽、液相均匀鼓泡，充分良好接触在加大气体负荷时，不

会出现雾沫夹带；而加大液体负荷时不要出现液泛现象。

浮阀塔板设有能上下浮动的阀片，能在较宽范围内保持高

的分储效率，操作弹性较大，又在不同的气体负荷下，浮

阀可以在一定开度范围内自行调节，随着气体负荷的变化

相应地变化浮阀的流通面积，可在宽广的操作范围内使得

气、液接触较好，塔板效率较高，应用较为广泛。

3初福塔的工艺设计

3.1塔板数确定：

根据同类装置以及相关经验数值，选定塔板数，进料段以上（不包括

进料板）取16层塔板，进料段以下（包括进料板）取4层塔板。

3.1.1操作条件确定：

（1）塔的操作温度：

根据相关装置的实际操作参数，设定初储塔进料温度为225℃,塔顶

温度为105C,由于未用水蒸气汽提，所以塔底近似温度为225℃。

（2）塔的操作压力：

压力的选择主要以塔内的最小压力应使偏出产品能克服冷换设备及管

线、管件的压力降，顺利的流到回流罐或抽出泵入口为原则。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，回流罐压力取1.1

MPa此时塔顶压力为1.49MPa。

3.2塔的物料平衡：

本装置设计初顶产品为＜130℃的重整原料，由其实沸点100%点温度

查实沸点蒸储曲线得收率6.2%（体积），实际取5.0旅质量），对全塔作

物料平衡计算得到塔顶和塔底产品质量流率。以全塔为隔离体系作热平衡

计算得到全塔回流热，本设计中，初,离塔不开侧线，采用塔顶冷回流，因

此根据回流热可以得到塔顶回流量。

3.2.1塔的工艺计算:

由于初储塔分离精度、操作条件要求不高因此初储塔采用传统的F1

型重阀，根据浮阀塔的计算过程计算塔径以及塔高。

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

3.2.2操作条件：

（1）确定进料段温度：

设t=225℃,由实沸点蒸储曲线Cf=12.8%

（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0.1MPa（表）左右，塔顶压力为0.5MPa（表）

则P5）=0.5X9.807X10'+l.013X1（）5=150.36kpa=l.49MPa

（3）塔顶温度确定：

根据同类装置，设t顶=105℃

（4）塔底温度：

因未用水蒸气汽提，所以与气化段温度相同，为225℃

3.2.3物料平衡：

根据塔顶产品的实沸点100%点为130C。由其实沸点蒸储曲线得收

率6.2%(v),而实际不可能这么大，取5.0%(m),处理量按年开工330

天计，对全塔作物料平衡，得：

F=D+WD=5.0%F

F=370X10ft/a=11212t/d=467850kg/h

D=0.05X467850=23392kg/h

所以W=444458kg/h

D,t1=105°C

4常压塔计算

4.1基础数据

1.原油实沸点：原油密度：（20C）0.8990g/cm3

表4-1基础数据

占原油（每馈分）密度(20℃)占原油（每微

储程/℃