1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计(裂解料方案)

Tianjin Engineering Technical Institut0065

毕业大作业

题 目：1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

班 级：姓 名： 指导老师： 完成日期： 2013年3月26日

1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

摘要

设计一套年处理量为1.5Mt/a大港原油加工装置，由于原料中轻组分不多，所以原油蒸馏装置采用二段汽化，设计常压塔，减压塔。设计中采用水蒸气汽提方式, 并确定汽提水蒸汽用量; 由于浮阀塔操作弹性大，本设计采用浮阀塔。

原油蒸馏在炼油厂是原油首先要通过的加工装置。一般包括预处理系统（原油电脱盐）、常压分馏系统、减压分馏系统、注剂系统、轻烃回收系统（加工轻质原油且达到经济规模时一般设置轻烃回收系统）等。常压蒸馏就是在常压下对原油进行加热、气化、分馏和冷凝。如此得到各种不同沸点范围的石油馏分。常减压蒸馏是指在常压和减压条件下，根据原油中各组分的沸点不同，把原油“切割”成不同馏分的工艺过程。 关键词：原油常压蒸馏，大港原油加工装置，原油“切割”

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目 录

前言 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„1

第一章 常减压蒸馏

1.1 常减压蒸馏技术现状„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„2 1.2 节能措施„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„3

第二章 工艺流程设计

2.1 原料油性质及产品性质„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4

2.1.1 原料油性质„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 2.1.2 产品性质„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„5 2.2 工艺流程„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„5 2.3 塔器结构„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 2.4 环保措施„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6

2.4.1 污染源分析„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 2.4.2 废气处理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 2.4.3 废水处理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 2.4.4 噪声防护„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8

第三章 工艺计算

3.1 原料及产品的有关参数的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 10 3.2 工艺流程的确定根据与流程的叙述„„„„„„„„„„„„„„„„ 11

3.2.1 切割方案及性质„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 11 3.2.2 汽提蒸汽用量„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 12 3.2.3 操作压力„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 14 3.2.4 汽化段温度„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 14 3.3 蒸馏塔各点温度核算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 16

3.3.1 塔底温度„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 16 3.3.2 塔顶及各侧线温度的假设与回流热分配„„„„„„„„„„„„ 16 3.3.3 侧线及塔顶温度的校核„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 17

第四章 常压蒸馏塔尺寸计算

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

4.1 塔径的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 20

4.1.1 塔径的初算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 20 4.1.2计算出Wmax 后再计算适宜的气速Wa „„„„„„„„„„„„„ 20 4.1.3 计算气相空间截面积„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 21 4.1.4 降液管内流体流速Vd „„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 21 4.1.5 计算降液管面积„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 21 4.1.6 塔横截面积Ft 的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 21 4.1.7 采用的塔径D 及空塔气速W „„„„„„„„„„„„„„„„„ 22 4.2 塔高的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 22

第五章 水力学衡算

5.1 塔板布置，浮阀、溢流堰及降液管的计算„„„„„„„„„„„„„„ 23 5.2 塔的水力学计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 24

5.2.1 塔板总压力降„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 25 5.2.2 雾沫夹带„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 25 5.2.3 泄漏„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 26 5.2.4 淹塔„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 27 5.2.5 降液管超负荷„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 27 5.2.6 适宜操作区和操作线„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 27

结论 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 29 参考文献„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 30 致谢 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 31

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前 言

石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。石油中的烃类和非烃类化合物，相对分子质量从几十到几千，相应的沸点从常温到500度以上，分子结构也是多种多样。不同油区所产的原由在性质上差别较大，不同组成的原油表现出的物理性质不同，而不同的化学组成及物理性质对原油的使用价值、经济效益都有影响。

石油不能直接作汽车、飞机、轮船等交通运输工具发动机的燃料，必须经过各种加工过程，才能获得符合质量要求的各种石油产品。人们根据对所加工原油的性质、市场对产品的需求、加工技术的先进性和可靠性，以及经济效益等诸方面的分析、制订合理的加工方案。原油常减压蒸馏是常用基本的加工方案。

石油炼制工业生产汽油、煤油、柴油等燃料和化学工业原料，是国民经济最重要的支柱产业之一，关系国家的经济命脉和能源安全，在国民经济、国防和社会发展中具有极其重要的地位和作用

石油炼制加工方案，主要根据其特性、市场需要、经济效益、投资力度等因素决定。石油炼制加工方案大体可以分为三种类型：

（1）燃料型 主要产品是用燃料的石油产品。除了生产部分重油燃料油外，减压馏分油和减压渣油通过各种轻质化过程转化为各种轻质燃料。

（2）燃料－润滑油型 除了生产燃料的石油产品外，部分或大部分减压馏分油和减压渣油还用于生产各种润滑油产品。

（3）燃料－化工型 除了生产燃料产品外，还生产化工原料和化工产品。原油经过常压蒸馏可分馏出汽油、煤油、柴油馏分。因原油性质不同，这些馏分有的可直接作为产品，有的需要进行精制或加工。将常压塔底油进行减压蒸馏，等到的馏分视其原油性质或加工方案不同，可以作裂化（热裂化、催化裂化、加氢裂化等）原料或润滑油原料油原料，也可以作为乙烯裂解原料。减压塔底油可作为燃料油、沥青、焦化或其它渣油加工（溶剂脱沥青、渣油催化裂化、渣油加氢裂化等）的原料。

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第一章 常减压蒸馏技

§1.1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SuperFRAC I.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ASTM D86(5%-95%)13℃；煤油和轻柴油的脱空度ASTM D86(5%-95%)-20℃；轻蜡油与重蜡油的脱空度ASTM D1160(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。

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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。

§1.2节能措施

炼油厂加工所消耗的能量占原油加工量的4%-8%，而常减压蒸馏装置又是耗能量大的生产装置。2001年中石化常减压蒸馏装置平均能耗为0.496GJ/t(不包括不开减压装置) ，最低0.438 GJ/t，最高0.686 GJ/t，与国外常减压蒸馏装置相比，我国常减压蒸馏装置的能耗显然偏高，具有较大的节能潜力。常减压蒸馏装置能耗主要是工艺过程必须消耗的燃料、水蒸汽、电力、水等所产生的能量消耗。其中燃料能耗比例最大，达60%-85%；其次是电和蒸汽，均占总能耗的10%-15%；水的能耗的占总能耗的4%左右。因此，应从降低燃料消耗着手，节约能源。常减压蒸馏装置主要从五个方面着手：改进工艺流程、提高设备效率、优化操作、采用先进的自动控制流程、加强维修管理。降低燃料消耗，就是在保证产品收率和质量的条件下，减少加热炉有效热负荷和提高加热炉效率。加热炉负荷通常包括加热常压塔和减压塔进料及蒸汽所需热负荷。减少加热炉有效负荷的主要措施有：提高常压炉进料温度、降低加热炉出口温度、减少加热炉进料量（包括蒸汽）；提高加热炉热效率的主要措施有：回收烟气余热，降低排烟温度、提高燃烧器燃烧效率、优化及自动控制加热炉各操作参数（如烟气含氧量、炉膛负压，排烟温度等）、应用新型隔热材料，减少加热炉热损失。同时，节能措施的采用，不仅在技术上可行，而且必须经济合理。节能与投资的关系实质上是操作费用与投资的关系在节能领域的体现。

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第二章 工艺流程设计

§2.1原料油性质及产品性质

2.1.1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。

K=12`表2-1 大港原油一般性质

表2-2 原油实沸点蒸馏数据

表2-3 原油平衡蒸发数据

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2.1.2产品性质

表2-4大港原油常压分馏产品性质

§2.2. 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：

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图2-1常减压蒸馏装置工艺原则流程图

§2.3 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2-5 各种塔板比较

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。 §2.4 环保措施

2.4.1污染源分析

常压加热炉烟气 减压加热炉烟气

图2-2 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

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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。

2.4.2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。

2.4.3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

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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。

2.4.4噪声防护

在生产装置，噪声的主要来源是：①流体振动所产生的噪声。如流体被节流后发出的噪声(尤其是调节阀节流造成的) 、火焰燃烧所造成的气体振动等。②机械噪声。指各种运转设备所产生的噪声。③电磁噪声。指由电机、脱盐变压器等因磁场作用引起振动所产生的噪声。

加热炉噪声的防治一般有下列几种方法，可根据不同情况选用。 (1)采用低噪声喷嘴。(2)喷嘴及风门等进风口处采用消声罩。 (3)结合预热空气系统，采用强制进风消声罩。(4)炉底设隔声围墙。 电机噪声的防治一般有：

(1)安装消声罩。一般应选用低噪声电机，若噪声不符合要求时，可加设隔声罩(安装全部隔声罩或局部隔声罩。)(2)改善冷却风扇结构、角度。(3)大电机可拆除风扇，

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用主风机设置旁路引风冷却电机。

空冷器噪声的防治一般可选用以下几种方法：

(1)设隔声墙，以减少对受声方向的辐射。(2)加吸声屏，可设立式和横式吸声屏。 (3)加隔声罩。(4)用新型低噪声风机。

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第三章 工艺计算

§3.1 原料及产品的有关参数的计算

表3-1 产品实沸点蒸馏数据表

表3-2 产品性质表

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t 体 t 体=

87+93+99+106+118

=100. 6︒C

5

（2）恩氏蒸馏90%~10%斜率 90%~10%斜率=

118-87

=0. 3875(︒C /%) 80

（3）立方平均沸点 由图查得校正值为-0. 6︒C

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t 立=100. 6-0. 6=100︒C (4)中平均沸点

由图查得校正值为-1︒C

t 中=100. 6-1=99. 6︒C （5）比重指数︒API

由汽油密度查表得：︒API =61 （6）特性因数K 由图查得：K =11. 9 （7）相对分子质量： 根据经验汽油取M =94. 87 （8）平衡汽化温度

由图求得平衡汽化100%温度为105︒C 因恩氏蒸馏10%~70%斜率=

106-87

70-10

=0. 317

由图查得：平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=-7°C 平衡汽化50%点的温度/︒C 99-7=92°C

平衡汽化温度/︒C 71 84 88 92 96 101 105 （9）临界温度

由图查得：临界温度=208.6°C （10）临界压力 由图查得：临界压力=2. 16MPa

(11)焦点压力 由图查得：焦点压力=3. 47MPa （12）焦点温度

由图查得：焦点温度=328°C

§3.2 工艺流程的确定根据与流程的叙述 3.2.1 切割方案及性质

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表3-3 原油常压切割方案及性质表

3.2.2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。在设计中可参考表3-4所列的经验数据选择汽提蒸汽用量。

表3-4 汽提蒸汽用量(经验值)

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表3-5 汽提水蒸汽用量

表3-4为表3-5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3-6、3-7是常压塔塔板数的参考值。

表3-6 常压塔塔板数国外文献推荐值表

3-7 国内某些炼油厂常压塔塔板数

参照表3-7与表3-8选定的塔板数如下:

汽油──煤油段 9层(考虑一线生产航煤) 煤油──轻柴油段 6层

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轻柴油──重柴油段 6层 重柴油──汽化段 3层 塔底汽提段 4层

全塔用两个中段回流每个用3层换热塔板共6层全塔塔板总数为34层。

3.2.3 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=0.2071Mpa

3.2.4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) ① 汽化段油气分压 汽化段中各物料的流量如下: 汽油 199kmol/h 煤油 279kmol/h 轻柴油 278kmol/h 重柴油 89kmol/h 过汽化油 30kmol/h 油气量合计 875kmol/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

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的油气分压为:

0.172×875/(875+336)=0.124Mpa ③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3-8

表3-8 进料带入汽化段的热量Q

hF=446.8×106/187500=kJ/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︒C ，转化为常压下温度为325︒C 时汽化率eo 为31.5％，显然eo

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

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=233.2×106/187500=253.26kJ/kg

核算结果表明ho 略高于h F 所以在设计的汽化段温度350︒C 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︒C ) 见表3-9

表3-9 进料在炉出口处携带的热量

§3.3蒸馏塔各点温度核算

3.3.1塔底温度

取塔底温度比汽化段低7︒C 即: 350-7=346.5︒C

3.3.2塔顶及各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下: 塔顶温度 107︒C 煤油抽出板(第9层) 180︒C 轻柴油抽出板(第18层) 256︒C 重柴油抽出板(第27层) 315︒C

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天津工程职业技术学院毕业大作业

表3-10 全塔热平衡表

②全塔回流热

全塔回流热Q=(450-366.33)×106 =83.67×106 kJ/h ③回流方式及回流热分配

回流热分配 ％ 热量, kJ/h 塔顶 50 41.83×106 一中 20 16.73×106 二中 30 25.10×106

3.3.3侧线及塔顶温度的校核 ①重柴油抽出板(第27层)

第27层以下塔段的热平衡见表3-11

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

表3-11 第27层以下塔段的热平衡

由热平衡得:466.86×106+794L=420.26×106+1026L 所以内回流 L=200862kg/h 或 200862/282=712kmol/h 重柴油抽出板上方汽相总量为: 199+279+278+712+336=1804kmol/h 重柴油蒸汽(即内回流) 分压为: 0.170×712/1804=0.0671MPa

由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.0671MPa 压力下平衡汽化0％点温度为316℃与原假设315℃很接近可以认为原假设是正确的。

②轻柴油抽出板和煤油抽出板温度

校核的方法与重柴油的方法相同 故计算从略。计算结果与假设值相符故认为假设是正确的。即:

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天津工程职业技术学院毕业大作业

轻柴油抽出板温度256℃煤油抽出板温度 181℃ ③塔顶温度

塔顶冷回流温度to=60℃ ho=163.3kJ/kg 塔顶温度 t1=107℃ h1=611kJ/kg 故塔顶冷回流量 Lo为:

Lo=Q/(ht1-h to )=41.83×106/(611-163.3)=93433kg/h 塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽) 为 (93433+18900)/95=1182kmol/h 塔顶水蒸汽流量为 9250.2/18=513.9kmol/h 塔顶油气分压为

0.157×1182/(1182+513.9)=0.1094MPa

塔顶温度应该是汽油在其油气分压下的露点温度由恩氏蒸馏数据换算得汽油常压露点温度为109℃。已知其焦点温度和压力依次为328℃和5.86MPa 。在平衡汽化座标纸上作出汽油平衡汽化100％点的p-t 线如图5所示得出在0.1094MPa 压力下露点温度为110℃。考虑到不凝气的存在该温度乘以系数0.97则塔顶温度为:

111×0.97=107.7℃, 与假设的107℃很接近故原假设温度正确。

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

第四章 常压蒸馏塔尺寸计算

§4.1塔径的计算

4.1.1 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

W max =

0. gH t

V L

1+2V

ρL V

L -V

ρV

g=9.81m/s

式中：

g ─重力加速度, 9.81m/s

Wmax ─允许的最大气体速度, m/s; ρV ─气相密度, kg/m3; ρL ─液相密度, kg/m3; Ht ─塔板间距, m;

ρV=M/V=5.97kg/m3 ρL=842.11kg/m3

Ht= 0.6 m

VL ─液体体积流率, m3; Vv ─气体体积流率, m3;

VL=0.04702m3 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4-1：

表4-1：浮阀塔板间距Ht 与塔径D 的关系

计算得 Wmax= 1.45m/s

4.1.2 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= 0.97

Ks ─系统因数

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Wa =1.153338181m/s

4.1.3 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=10.91m2 Vd=0.135

4.1.4 降液管内流体流速Vd

Vd=0.17K•Ks

Vd =0.135218 当Ht ≤0.75m 时

V d =6. 97⨯10-3K ∙K s H t (ρL -ρv )

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

V d =6. 97⨯10-3K ∙K s L -v

Vd =0.160309191

式中Vd ─降液管内液体流速m/s。 4.1.5 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

4.1.6 塔横截面积Ft 的计算

Ft=Fa+F’d

D c =

F t

0. 785

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

Ft=12.1 Dc= 3.927

式中 Ft──计算的塔横截面积m2； 4.1.7 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=1.24 m2

Fd ──采用的降液管面积m2。

§4.2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 Ht =0.6m Hf =2.5m

m

所以：H=24.7

H d 一般取1.2～1.5，H f 与H b 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。

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第五章 水力学衡算

§5.1

塔板布置, 浮阀、溢流堰及降液管的计算

参照《塔的工艺计算》P131~137 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

1420. 531420. 53(W h ) c =() =() =5. 36m /s

ρv 5. 97

④开孔率：

Φ=

W 1. 0⨯100%=⨯100%=18.65% W h 5. 36

⑤阀孔总面积：

F h =F ⨯Φ%=12. 48⨯27. 04%=2.33m 2

⑥浮阀数：

对十字架型浮阀（文丘里口）

d h = 0.037 m

N =

F h 2.33

==2165个 22

0. 785⨯(d h ) 0. 785⨯(0. 037)

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：

l =(0. 5~0. 7) D , 米取l =0. 6*4=2. 4米

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

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=0.04m ⅲ堰上液层高度h ow

h ow =2. 84E (

V l

) l

2/3

E ——液流收缩系数。对弓形降液管一般情况下取E=1

h ow ——堰上液层高度mm

3m V l ——液体体积流率

h ow =2. 84*1*(

0. 047) ==0.065m 2. 4

c 降液管：选用弓形降液管 ⅰ

降液管停留时间

T = Fd*Ht/Vl = 15.77s

ⅱ 降液管内流体流速Vd

Vd = Vl/Fd = 0.038m/s

ⅲ 降液管底缘距塔板的高度

Hb = Vl/(L*Wb)

其中：Wb = 0.3 m/s

Hb = 0.065m

⑧ 塔板上液层高度

hl = hw + how = 0.105 m

⑨ 进口受液盘

在浮阀塔盘（JB1206-73）中塔径从800~4200mm的塔板均为凹槽受液盘

⑩ 进口堰：

采用凹槽受液盘的塔板不设进口堰

§5.2塔的水力学计算

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天津工程职业技术学院毕业大作业

浮阀塔板的水力学计算主要包括塔板压力降丶雾沫夹带丶泄漏丶降液管超负荷及淹塔等部分。

5.2.1 塔板总压力降

包括干板压力降、气体克服鼓泡层表面张力的压力降及气体通过塔板上液层的压力降。

① 干板压力降△Pd

对22~32克十字架型浮阀:

△Pd = 4.07*(Wh*Wh/2g)*(ρv/ρl) = 0.04米液柱

② 气体克服鼓泡表面张力的压力降△Po 值很小可忽略不计。 ③ 气体通过塔板上液层的压力降△Pvl

V l 33600△Pvl = 0.4h w +2. 35⨯10-（

hw ──出口堰高度m ；

) =0.056m液柱

式中

l──溢流堰长度m ；

△Pvl ──气体通过塔板上液层的压力降m 液柱。

气体通过一块塔板的总压力降△Pt(m液柱)

△Pt = △Pd+△Pvl = 0.096米液柱

5.2.2 雾沫夹带

过量的雾沫夹带会使塔板效率降低很多, 所以应限制塔板的雾沫夹带，一般情况下, 雾沫夹带可限制在每公斤上升气体所夹带的液体小于或等于0.1公斤。

可按下式近似地计算雾沫夹带量:

A (0.052h L -1.72) 3.690.159⨯(0.052⨯0.0415-1.72) 3.69-3

e =W =0.891=0.946⨯10

0.6⋅0.167 H t ⋅Φ

式中 e──雾沫夹带量, kg(l)/kg(g)；

ε──除去降液管面积后的塔板面积与塔横截面积之比, ε=(F-2Fd)/F

φ──系数, 取0.6~0.8; 当W=0.5Wmax 时取小值; 当W=Wmax 时取大值;

W ──采用的空塔气速, m/s;

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

m ──参数, 按下式计算

5

m=5.63⨯10-（

σl 0. 295ρl -ρv 0. 425

) ()

ρv μv

μv ──气体粘度, 公斤·秒/m2;

A、n ──系数；

当Ht ──

Ht ≥350毫m 时A=0.159n=0.95

因为 所以

Ht = 600 mm A = 0.159 N = 0.95

Ht ──塔板间距mm ；Ht = 600 mm hl ──塔板上液层高度mm 。 hl = 105mm

e=0.00391

因为物理性质与水相近，所以e 可以简化

5.2.3 泄漏

Fo = W h ρv =5. 36*5. 97=13. 09

浮阀塔板上的泄漏量一般是随阀重和阀孔速度的增加而减少, 随塔板上液层高度的增加而增加。在气体达到阀孔临界速度以前, 塔板上的泄漏量是较大的。在一定空塔速度下, 阀孔速度可用塔板开孔率来调节, 使塔板上全部浮阀在刚全开时操作, 阀重则成为塔板泄漏影响的主要因素。取泄漏时阀孔动能因数为Fo=5小于设计的阀孔动能因素13.09

泄漏影响塔板效率, 泄漏量控制在该塔板液体负荷的10％以下。对30~33克的Fl 型浮阀, 塔板开孔率在9~11％时, 可按下式计算泄漏量。

h w =50mm时, N w ×104=2.09(W·ρh w =30mm时, N w ×104=1.26(W·ρ

v1.2v1.2

)-5.95(L·ρL /3600)1.43

)-5.95(L·ρL /3600)1.43

式中 hw──出口堰高度, 毫m; Nw ──泄漏量, ％;

L ──堰上液流强度, m3/m·h(堰长) 。

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5.2.4 淹塔

△Pl = △Pt+hl+△Pdk 本塔不设内堰所以： △Pdk =

0.153*Wb*Wb = 0.014

△Pl = 0.215

为防止淹塔必须满足下式要求： △Pl ≤

0.5*(Ht+hw)

△Pl = 0.215 ≤ 0.5*（Ht+hw) = 0.32 符合要求 5.2.5 降液管超负荷

Vd = 0.17Ks = 0.17*0.97=0.165 因为 Ht≤0.75m

-3

⨯10 V d = 7.98⨯

K s =7.98⨯10-3⨯0.95=0.15(m /s )

Vd = 7.98×103×Ks•Ht(ρL-

ρv) = 0.173 选两式计算结果中的较小值。 所以 Vd = 0.165

5.2.6 适宜操作区和操作线

a 雾沫夹带量线

取e=10％为雾沫夹带量的上限

0. 1=

A (0. 052h L -0. 206) 3. 69

W n 2

H t ⋅Φ

3. 69

转换得： W

0. 1*H t n ⋅Φ2

=

A (0. 052h L -0. 206)

2

V

h ow =2. 84E (l ) 3

l

l =2. 4m E=1.0

b 淹塔界线 按下面两式做出 △P=△Pt+hl+△Pdk △PL ≤0.5*(Ht+hw)

使0.5*(Ht+hw)=△Pt+hl+△Pdk

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

=△Pd+△Pvl+hw+how+0.153*Wb*Wb

=4.07*(Wh*Wh/2g)*(ρv/ρl)+0.4*hw+2.35×0.001*(3600Vl/l)2/3+hw+how+0.153*Wb*Wb又因Vv=Wh*Fhhb=Vl/(l*Wb)

即Wh=Vv/Fh Wb=Vl/(l*hb) 所以：

0.5*(Ht+hw)=4.07*(Vv*Vv/Fh/Fh/2g)*(ρl -ρv )+0.4*hw+2.35*0.001*(3600Vl/l)2/3+hw+how+0.153*Vl*Vl/(l*hb*l*hb)

整理得：

Vv*Vv=(0.5*(Ht+hw)-(0.4*hw+2.35*0.001*(3600Vl/l)2/3+hw+how+0.153*Vl*Vl/(l*hb*l*hb)))*Fh*Fh*2g*ρl/(4.07*ρv)

c 降液管超负荷界线

降液管允许的最大流速为：Vb = 0.165 m/s

降液管允许的最大流量为：Vl = Vb*Fd =0.204 m3/s 降液管超负荷界线为Vl = 737m3/h d 泄漏界线 取Fo=13.09 而Wh=Fo/Vl1/2=5.34 W=φ*Wh=3.74 e 液相负荷下限线

Fow=2.84/1000*E*(3600Vlmin/l)2/3 其中Fow=0.065m E ＝1 l=2.4m

所以:Vlmin=(Fow*1000/2.84/E)3/2*l/3600 =0.07299637m3/s =262.7869332

m3/h

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结 论

由于装置规模较小，在保证安全平衡生产的前提下，尽量简化工艺流程和自动控制系统，以节省工程投资。

反应部分采用冷高压分离流程。

分馏部分设置两台分馏塔，其中第二分馏塔为减压操作，两台分馏塔产品侧线抽出及塔底均设重沸器，塔内装填高效规整填料，确保分馏精度。

设置热载体回执系统，热载体作为塔底重沸器热源。

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1.5油田原油常压蒸馏装置工艺设计

参考文献

1 唐孟海等．常减压蒸馏装置技术问答．北京：中国石化出版社2004 2 程丽华等．石油炼制工艺学．北京：中国石化出版社2006 3 北京石油设计院编．石油化工工艺计算图表．烃加工出版社1985 4 丁官果编．化工容器及设备设计．浙江大学出版社1996 5 韩冬冰编．化工工艺学．中国石化出版社2003 6 张映鹏编．炼油工艺学．石油工业出版社1982 7 陶刚编．化工工艺及安全．化学出版社2004 8 侯荚生编．石油炼制与化工．中国石化出版社,1995

9 韩冬冰李叙凤王文华编．化工工程设计．北京：学苑出版杜,1997 10 葛婉华等．化工计算．北京：化学工业出版社1995 11 彭秉璞．化工系统分析与模拟．北京：化学工业出版杜1990 12 李叔培编．石油加工工艺学(上、中、下册) ．中国石化出版社2003

13石油化学工业部石油化工规划设计院编．塔的工艺计算．石油工业出版社1979

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天津工程职业技术学院毕业大作业

致 谢

此次课程设计是我们毕业前为做毕业论文与设计的初练，更是我们所学的知识的一次大总结。

本次设计得到老师的各方面指导，通过我自己的认真制作，终于得以完成，由于本人知识能力有限，设计水平还有待进一步的提高!

石油化工工业作为一个传统工业，它的工业工艺技术水平的提高需要各个国家大力合作、相关部门相互协作、政府机关有力支持等等! 同时，作为当代大学生，特别是学习石油化工工艺专业的我们，更加有责任为我国石油化工工业总体水平的提高贡献一份力量，因而我们要不断地学习，不停得去探索! 我作为一名化学工程与工艺专业的学生，有信心也有能力去争取深造，也想把自己塑造成一名高素质高文化具备较高设计水平的工程技术人员

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