毕业设计（论文）-280万吨年原油常压蒸馏塔工艺设计.doc(3)

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）减少软化水的用量。常减压蒸馏装置软化水的消耗主要用于塔顶注水、机泵冷却水、电脱盐罐注水及配剂用水等。因此采用了回收两塔顶油水分离罐的排水，注入电脱盐罐内，可节约软化水3t/h。另外，对机泵冷却用的软化水量做适宜调整。建议机泵冷却水尽可能回收至系统，做到零排放。2降低电耗（1）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的4 台风机采用变频技术，以适应不同工况条件。（2）风机调角。根据油品的冷后温度及时调整风机扇叶角度或停用风机。（3）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%。3降低蒸汽用量常减压蒸馏装置所用蒸汽压力分别为1.0MPa和0.35MPa。通过细心调整操作可提高它们的自产量。1.0MPa 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。

其工作原理为：燃料通过燃烧器在炉膛内燃烧产生热量，热量通过炉管以对流和辐射的形式传热给导热油，导热油在循环泵的驱动下通过加热炉出口进入换热器管程内将走壳程的原油加。(1)优化装置的换热系统管式加热炉的热负荷大小,随装置换热流程的不同而变化,在处理能力不变的情况下,减少管式加热炉的热负荷,可减少其加热炉的燃料用量。从终冷洗苯工段送来的富油进入富油槽，用富油泵抽出送经粗苯冷凝冷却器，与粗苯汽换热后，进贫富油换热器，与脱苯后的贫油换热，再经管式炉加热至185℃后进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行汽提和蒸馏。

（3）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1%~1.5%。（4）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/t。既降低大量的燃料油量又平衡全公司干气系统。（5）高效燃烧器。高效燃烧器可以在很低的过剩空气系数下充分的完全燃烧，能够保证良好的燃烧状态。定期清洗更换加热炉火嘴，可以提高其燃烧效率。（6）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，改造成功后回收热量折合燃料全年可节约170 余万元。（7）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（1）机泵采用集中油雾润滑。对热油泵房机泵采用集中油雾润滑技术，每年可节约40%润滑油、软化水10000t，油雾润滑使轴承的故障率降低90%。

机泵因轴承原因检修的频次明显减少，每年可节省机泵检修费、备件损耗费近20 万元。（2）塔顶瓦斯回收利用。将瓦斯引至罐内，进行脱水后引入加热炉作为燃料。塔顶瓦斯含量0.24%，每年可回收近2400t，可节约成本近300 万元。（3）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，每年可节约近5 万元。（4）常减压装置塔顶热源回收。常减压装置塔顶有2t 蒸汽、5t 油气相变热，在冬季可利用其采暖，并可节电和循环水用量，每年可节约30～40 万元。包括原油预处理、常压蒸馏和减压蒸馏三部分。原油预处理 应用电化学分离或加热沉降方法脱除原油所含水、盐和固体杂质的过程。主要目的是防止盐类（钠、钙、镁的氯化物）离解产生氯化氢而腐蚀设备和盐垢在管式炉炉管内沉积。采用电化学分离时,在原油中要加入几到几十ppm破乳剂（离子型破乳剂或非离子型聚醚类破乳剂）和软化水，然后通过高压电场(电场强度1.2～1.5kV/cm),使含盐的水滴聚集沉降，从而除去原油中的盐、水和其他杂质。电化学脱盐常以两组设备串联使用（二级脱盐,图1）以提高脱盐效果。

4、由于二、三蒸馏被加热介质现场采样孔堵死，无法采样进行实沸点或恩氏蒸馏分析。包括石油炼厂、石油炼制的研究和设计机构等，石油炼厂中的主要生产装置通常有：原油蒸馏（常、减压蒸馏）、热裂化、催化裂化、加氢裂化、石油焦化、催化重整以及炼厂气加工、石油产品精制等，主要生产汽油、喷气燃料、煤油、柴油、燃料油、润滑油、石油蜡、石油沥青、石油焦和各种石油化工原料。石油炼厂中的主要生产装置通常有：原油蒸馏（常、减压蒸馏）、热裂化、催化裂化、加氢裂化、石油焦化、催化重整以及炼厂气加工、石油产品精制等，主要生产汽油、喷气燃料、煤油、柴油、燃料油、润滑油、石油蜡、石油沥青、石油焦和各种石油化工原料。

与原油的实沸点蒸馏曲线比较相似。实沸点蒸馏实验 实沸点蒸馏实验装置主体实图 一、实验方法简介 实沸点蒸馏装置是一套釜式的常减压蒸馏装置，精馏柱理论板数15~17层，回流比为5:1或4:1。以石油化工为特色开设了具有自己鲜明特色的理论课程(如石油炼制工艺学、石油化工工艺学、化工机械基础、化工动设备基础、油气储运基础、石油产品应用技术)、实践课程(如馏程、密度、闪点、粘度、凝点、原油实沸点蒸馏、工程实训、生产实习、课程设计、化工仿真实习)，形成自己独特的专业核心课程群。

则：汽油和煤油之间的切割点＝（230.7+169.7）/2 ＝200.2℃在图2.1 原油实沸点蒸馏曲线上200.2℃处作一水平线交曲线一点，以此点作垂线交横轴体积分数，此点值为41.6% ，按同样方法可找出石脑油和汽油切割点对应的横坐标值为28.2% ，由此可确定汽油的体积收率为：41.3% －28.2% ＝13.1% 同样方法在图2.2 上确定汽油的质量收率为：36.8% －24.2% ＝12.6% 同理可确定各产品的切割点和收率，结果表如下： 表2.16 原油常压切割方案及产品性质2、物料衡算 表2.17 物料衡算表（开工天数330d/年） 产率%处理量/产量体积质量/104t/a/t/d/kg/h/kmol/h原油1861862808182.89340956石脑油40.9219.429.188268355408汽油24.3712.618.957344416.8165煤油16.749.313.9542332791.8110轻柴油21.3911.417.151840157.4110重柴油21.5812.218.355543021.892重油49.6730.345.451378106801.2 3、初馏塔说明 由于混合原油的轻组分含量较高，要采用初馏塔拔出轻组分，所以本设计采用初馏塔拔出石脑油，常压塔中塔顶出喷气燃料油，最终喷气燃料油和石脑油调和生产汽油产品。

原油经初馏塔进入常压塔中的进料量为340956kg/h 。原油进入常压塔部分的物料组成为：汽油：18.2% ，煤油：12.5%，轻柴油：16% ，重柴油：16.2% ，重油：37.1%（各组分均为体积分数）。由此可做出初馏塔的原油实沸点蒸馏曲线（见图2—3）。图2—3 常压塔实沸点蒸馏曲线由此图，可求出原油平衡汽化数据，做出常压下平衡汽化蒸馏曲线2。2.3.4 确定塔板数和汽提蒸汽用量 1、塔板数参考值 表2.18 《石油炼制工程》表7.7 常压塔塔板数国外文献推荐值表2.19 《石油炼制工程》中表7.8 国内某些炼厂常压塔塔板数2、选取塔板型式和塔板数 塔板采用浮阀塔板，参考《石油炼制工程》[2]表7.7 和表7.8 选定塔板数如下： 表2.20 塔板数考虑到采用两个中段回流，每个用3 层换热塔板，共6 层。全塔塔板数总数为34层。 3、汽提蒸汽用量 侧线产品及塔底重油都采用过热水蒸气汽提，使用的是温度为420℃、压力位0.3MPa的过热水蒸气，参考《石油炼制工程》[2]图7.52和汽提水蒸气用量取汽提水蒸气如下表： 表2.21 汽提水蒸气用量精馏塔计算草图：2—4 常压塔计算草图2.3.5 操作压力图取塔顶产品罐压力为0.13MPa。

塔顶采用两级冷凝冷却流程。取塔顶空冷凝器压力降为0.01MPa ，使用一个管壳式后冷器，壳层压力降取0.017MPa。故塔顶压力：P 顶＝0.13 +0.01 +0.017＝0.157MPa（绝压） 取每层浮阀塔板压力降为0.5kPa （4mmHg），则推算得常压塔各关键部位的压力如下（单位为MPa）：塔顶压力位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0.035MPa，则加热炉出口压力＝0.172+0.035＝0.207MPa 2.3.6 汽化段温度 1、汽化段中进料的汽化率与过汽化度 取过汽化度为进料的2%（质量分数）或2.03%（体积分数），即过汽化量为2873kg/h。要求进料在汽化段中的汽化率eF，由于采用了初馏塔，所以常压塔中的各馏分的体积分数为： 汽油：18.2% 煤油：12.5% 轻柴油：16% 重柴油：16.2% eF（体积分数）＝18.2%+12.5%+16%+16.2%+2.03%＝64.93% 2、汽化段油气分压 汽化段中各物料的流量如下： 表2.22 汽化段各物料的流量其中过汽化油的相对分子量取368，还有水蒸气 128Kmol/h（塔底汽提）。

由此可计算得汽化段的油气分压为：0.172×475/（128+475）＝0.135（MPa） 3、汽化段温度的初步确定 汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.135MPa下的汽化64.93%（体积分数）的温度，为此需要作出0.135MPa下原油的平衡汽化曲线。 在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法作出原油的p—T—e 相图的情况下，曲线4 可以用以下简化方法求定：由图2.3 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299℃。利用《石油炼制工程》[2]中烃类与石油窄馏分的蒸汽压图，将此交点温度299℃换算为0.135MPa下的温度，为303℃。将此交点作垂直于横坐标轴的直线A，在 A 上找得303℃点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4，即为原油在0.135MPa下的平衡汽化曲线。 由曲线4 可以查得eF 为64.93%（体积分数）对应的温度为360℃，此即为欲求的汽化段进料温度tF。此tF是由相平衡关系求得，还需对它校核。 4、tF 的校核 校核的主要目的是看由tF要求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的温度。 当汽化率tF（体积分数）＝64.93%，tF＝360℃时，进料在汽化段的焓hF 计算下表。

表中各物料的焓值由《石油炼制工程》[2]中介绍的方法和《石油化工工艺计算图表》[2]求得。 表2.23 进料带入的汽化段热量QF （p＝0.172MPa，t＝360℃）所以，hF＝153.82×106/340956＝451.2（kJ/kg） 再求出原油在加热炉出口条件下的焓h0 。按前述方法作出原油在炉出口压力0.207MPa 下的平衡汽化曲线（图中的曲线3）。此处忽略了原油中所含的水分，若原油含水则要作炉出口处的油气分压下的平衡汽化曲线。限定炉出口处温度不超过365℃，由曲线3可读出365℃时的汽化率e0 为56% （体积分数）。显然e0 ＜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h0 ，见表2.24 。 表2.24 进料在炉出口处携带的热量（p＝0.207MPa，t＝365℃）所以，h0 ＝156.56×106/340956＝468.2（kJ/kg） 校核结果表明h0 略高于hF，所以在设计的汽化段温度360℃下，既能保证所需的拔出率（体积分数为64.93%），炉出口的温度也不至于超过允许的限度。 2.3.7 塔底温度 取塔底温度比汽化段温度低7℃，即为360－7＝353（℃） 2.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配 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166oC煤油抽出版（第9层）温度193 oC清柴油抽出版（第18层）温度246 oC重柴油抽出版（第27层）温度310 oC2、全塔热回流 按上述假设的温度条件做全塔热平衡（见表2.25 ），由此求出全塔回流热。