580万年原油常减压蒸馏装置工艺设计

580万/年原油常减压蒸馏装置工艺设计

(年处理量250+33*10=580万吨/年) 一．总论

1.1概述

石油加工是国民经济的主要产业以及国民经济的支柱产业之一，在国民经济中有着重要的地位。石油产品应用在国民经济中的各行各业，涉及到民用以及军用。石油已是一个国家懒以生存产品，是一个国家能否兴旺发达的有力支柱。

目前，国际原油供不应求，价格高居不下，原油供应紧张，并由原油所引发起不少主要产油地区的不稳定。我国是一个人口大国，石油的需求在近年来尤其紧张，并随着经济的发展，市场需求越来越大，石油产品利润很高。

本设计是以大港原油为加工原油，采用常减压蒸馏装置蒸馏加工（580万吨/年）原油，而分离出以汽油，煤油，轻柴油，重柴油以及重油为主要产品的各种油产品。本方法简单实用，处理量大，技术成熟，是目前国内外处理原油最主要的方法。

1.2文献综述

本设计是以课程设计、化工设计为基础，以课程中指导老师给出的数据为依据，参考《化工原理》、《化工设计》、《石油练制工艺学》、《石油化工工艺计算图表》《工程制图》等资料。采用原油常减压蒸馏装置工艺设计以生产重整原油，煤油，轻柴油，重柴油，重油等产品。所采用的方法是目前国内外最实用，最普遍，最成熟的原油加工方法。适用国内大中小企业等使用。

1.3设计任务依据

所设计任务是以指导老师给出的原油数据为依据。

所设计的设备参数是以一些权威书籍为参考。

1.4主要原材料

本设计主要的原材料主要有大港原油、水、电

1.5其它

本设计应设计应用在一些交通运输方便，市场需求大的附近。同时，生产过程中应与环境相给合，注重“三废”的处理，坚持国家可持续发展的战略，坚持和谐发展的道路，与时俱进。同时应注意到，废品只是一种放在待定时间与空间中的原材料，在另一些场所，它们又是一种原材料，因而，在生产过程中，应把“三废”综合利用。

2、1 工艺参数计算

2、1、1 原料及产品的有关参数的计算

以下的转换计算均以重整原料为例，其它产品仅写出计算结果。

（1）根据提供的原油实沸点蒸馏数据，常压下的平衡蒸发数据作出实沸点曲线和常压下的原油平衡蒸发曲线，见图2-1

（2）体积平均沸点，t v

重整原料：

879399106118

100.6

5

v

t

++++

==

（3）恩氏蒸馏90%-10% 斜率

重整原料：

11887

0.3875

9010

k

-

==

-

（4）立方平均沸点t c

由《工艺计算图表》图2—1查得体积平均沸点校正值为：-1.8℃

重整原料t c=100.6-1.8=98.8℃

（5）中平均沸点, t(中):

由图表集图2-1-1查得体积平均沸点校正值为-2.2℃, 故:

汽油, t(中)=t(体)-2.2℃=98.8-2.2=98.4℃

（6）特性因数K:

由图表集图2-1-2查得: 汽油K=11.58。

（7）分子量M:

由图表集图2-1-2查得: 汽油M=96.

（8）平衡蒸发温度

由图表集图2-2-3及图2-2-4计算出汽油平衡蒸发100％温度为109℃。（9）临界温度, t kp:

由图表集图2-3-7和图2-3-8查得: 汽油t kp=275℃。

（10）临界压力, P kp:

由图表集图2-3-9查得: 汽油P kp=3.26MPa。

（11）焦点温度, t F

由图表集图2-2-19查得, 汽焦点温度为307℃。

（12）焦点压力, P F

由图表集图2-2-18查得, 汽焦点压力为4.52MPa。

表2 油品的有关性质参数计算汇总

2、1、2产品收率及物料平衡

物料平衡可参考同一原油丶同一产品方案的生产数据确定。确定后列出物料平衡表。如不能取得实标生产数据, 可根据实沸点数据来确定。

如表1所示, 相邻两个产品是互相重叠的, 即实沸点蒸馏(tH-tL)是负值。通常相邻两个产品的实沸点就在这一重叠值的一半处, 因此可取tH和tL之间的中点温度作为这两个馏分的切割温度, 按切割温度, 可以从原油的实沸点曲线得出各产品的收率。决定年开工天数后, 即可作出常压塔的物料平衡表, 如表3所示。表3中没有考虑到损失, 在实标生产中通常取(气体+损失)约占原油的0.5％。

注: tH为相邻两馏分重馏分实沸点的0％点温度;

tL为相邻两馏分轻馏分实沸点的100％点温度。

表3 物料平衡表(按每年开工330天计)

2、1、3.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。在设计中可参考经验数据选择汽提蒸汽用量。

表4 汽提水蒸气用量

2、2 操作条件的确定

2、2、1 决定塔板数、塔顶压力和塔板压力降

（1）根据《塔的工艺计算》表1-3决定塔板数如下：

汽油──煤油段9层(考虑一线生产航煤)

煤油──轻柴油段6层

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。（2）分馏塔计算草图

（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

（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2.06％(体), 则过汽化油量为7000kg/h, 要求进料在汽化段的汽化率为:

e F=(5.0+10.4+14+5.9+2.06)％=37.29％(体)

②汽化段油气分压

汽化段中各物料的流量如下:

汽油153kmol/h

煤油20832kmol/h

轻柴油215.8kmol/h

重柴油65.4kmol/h

过汽化油23.3kmol/h

油气量合计665.5kmol/h

其中过汽化油的分子量取300, 水蒸汽261kmol/h(塔底汽提)。由此计算得过汽化段的油气分压为:

0.172×665.5/(665.5+261)=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37.29％(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315℃。过该交点作垂直于横座标的直线A, 在A线上找到315℃之点, 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0.124MPa下的平衡汽化曲线。

由曲线4可查得当e F为37.29％(体)时的温度为350℃, 此即欲求的汽化段温度t F。此t F是由相平衡关系求得, 还需对它进行校核。

④t F的校核

校核的目的是看t F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e F=37.29％(体), t F=350℃, 进料在汽化段中的焓h F计算如表8所示。

F

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℃, 由曲线3可读出在360℃时的汽化率e o为31％(体)。显然eo

表9 进料在炉出口处携带的热量(P=0.207MPa, t=360℃)

o

h o=344.68×106/350000=984.786kJ/kg

核算结果表明h o略高于h F, 所以在设计的汽化段温度350℃之下, 能保证所需的拔出率(37.29％体)。炉出口温度也不致超过充许限度。

（5）塔底温度

取塔底温度比汽化段低7℃, 即: 350-7=343℃

（6）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℃

煤油抽出板(第9层) 170℃

轻柴油抽出板(第18层) 240℃

重柴油抽出板(第27层) 315℃

则列出全塔热平衡如表10所示。

表10 全塔热平衡

全塔回流热Q=(343.74-292.93)×106 =76.24×106 kJ/h

③回流方式及回流热分配

塔顶采用二级冷凝冷却流程, 塔顶回流温度为60℃。采用两个中段循环回流, 一中在煤油侧线与轻柴油侧线之间(第11~13层), 二中位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间(第20~22层)。

回流热分配％热量, kJ/h

塔顶50 38.12×106

一中20 10.48×106

二中30 15.70×106

（7）侧线及塔顶温度的校核

校核应自下而上进行。

①重柴油抽出板(第27层)

按图3中的隔离体系Ⅰ作第27层以下塔段的热平衡如图4及表11所示。

图4 重柴油抽出板以下塔段的热平衡

表11 第27层以下塔段的热平衡

所以, 内回流L=117413.58kg/h 或117413.58/282=416.36kmol/h

重柴油抽出板上方汽相总量为:

153+282+215.8+261+416.36=1328.16kmol/h

重柴油蒸汽(即内回流)分压为:

0.170×416.36/1328.36=0.0533MPa

由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.05333MPa压力下平衡汽化0％点温度为314℃, 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

表12 第18层以下塔段的热平衡

所以, 内回流L=121093.3kg/h 或1210193.3/208=582.18kmol/h

轻柴油抽出板上方汽相总量为:

153+208+582.18+292.37=1235.55kmol/h

轻柴油蒸汽(即内回流)分压为:

0.170×582.18/1235.55=0.0782MPa

由轻柴油常压恩氏蒸馏数据换算在0.0782MPa压力下平衡汽化0％点温度为239℃, 与原假设240℃很接近, 可以认为原假设是正确的。

表13 第9层以下塔段的热平衡

所以, 内回流L=121026.8kg/h

或121026.8/145=834.67kmol/h

煤油抽出板上方汽相总量为:

153+371+834.67=1358.78kmol/h

煤油蒸汽(即内回流)分压为:

0.170×834.67/1358.78=0.1MPa

由煤油常压恩氏蒸馏数据换算在0.1MPa压力下平衡汽化0％点温度为168℃, 与原假设170很接近, 可以认为原假设是正确的。

③塔顶温度

塔顶冷回流温度t o=60℃h o=163.3kJ/kg

塔顶温度t1=107℃h1=611kJ/kg

故塔顶冷回流量L o为:

L o=Q/(h t1-h to)=38.12×106/(611-163.3)=85143kg/h

塔顶油气量(汽油+内回流蒸汽)为

(85143+14700)/96=1040kmol/h

塔顶水蒸汽流量为

1667/18=426kmol/h

塔顶油气分压为

0.157×1040/(1040+426)=0.1114MPa

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104.4℃。已知其焦点温度和压力依次为307℃和4.52MPa。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0.1114MPa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:

110×0.97=106.8℃

与假设的107℃很接近, 故原假设温度正确。

验证在塔顶温度下水蒸汽是否会冷凝。

塔顶水蒸汽分压为0.157-0.1114=0.0456MPa, 在此压力下饱和水蒸汽温度为83℃, 故水汽不会冷凝。

（8）全塔汽丶液负荷分布图

选择塔内几个有代表性的部位(如塔顶丶第一层板下方丶各侧线抽出板上下方丶中段回流进出口处丶汽化段及塔底汽提段等), 求出该各处的汽丶液负荷, 就可以作出全塔汽丶液相负荷分布图。

所以, 内回流L=111938.5kg/h

或111938.5/98=1142.23kmol/h

汽相总量为:153+1142.23+425.9=1721.2kmol/h

汽相负荷：V s=nRT V s=(1721.2×8.314×(115+273))/157=35364.4m3/h 液相负荷：L/n=111938.5/651=171.9 m3/h

10层塔段以下的热平衡

所以, 内回流L=84262.1kg/h

或84262.1/155=543.6kmol/h

汽相总量为:153+208+543.6+371=1275.9kmol/h

汽相负荷：V s=nRT V s=(1275.9×8.314×(178+273))/162=29532.5m3/h 液相负荷：L/n=84262.1/665=126.7 m3/h

13层塔段以下的热平衡

所以, 内回流L=157172.4kg/h

或157172.4/172=913.8kmol/h

汽相总量为:153+913.8+208.2+371.1=1646.6kmol/h

汽相负荷：V s=nRT V s=(1646.6×8.314×(200+273))/163=39684.5m3/h 液相负荷：L/n=157172.4/651=241.4m3/h

所以, 内回流L=70274.1kg/h 或70274.1/206=341.3kmol/h

汽相总量为:153+341.3+208+215.8+292.3=1210.5kmol/h

汽相负荷：V s=nRT V s=(1210.5×8.314×(248+273))/166=31552.4m3/h 液相负荷：L/n=70274.1/675=104.1 m3/h

由热平衡得: 361.19×106+657L =324.75×106+913L

所以, 内回流L=142352.4kg/h

或142352.4/134=608.3kmol/h

汽相总量为:153+608.3+208.2+215.8+292.4=1491.7kmol/h

汽相负荷：V s=nRT V s=(1491.7×8.314×(272+273))/168=40303.2m3/h

液相负荷：L/n=142352.4/651=218.7 m3/h

所以, 内回流L=61687.8kg/h 或61687.8/300=205.6kmol/h

汽相总量为:153+205.6+208.2+65.4+215.8+261.3=1109.4kmol/h

汽相负荷：V s=nRT V s=(1109.4×8.314×(336+273))/172=32696.4m3/h

液相负荷：L/n=6168.7/635=97.15 m3/h

图6就是通过计算2、9、10、13、18、19、22、27、30、31、34各层及塔底汽提段的汽丶液负荷绘制而成。

2、2、2.塔的直径的计算

（1）塔径的初算

○

1从图可看出，为了提高热回收率，加大第二中段回流取热比，使二中回流抽出板处负荷最大，应从此处汽液负荷为基准计算塔径。

s m gH W V

V

L V

V t

V

L V

L

/26.102.602

.667502

.6675

062.02.11216.081.955.02155.0max =-??

?+??=-+=

ρρρρρ

式中 g ─重力加速度, 9.81m/s

W max ─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; H t ─塔板间距, m;

V L ─液体体积流率, m3; V v ─气体体积流率, m3; 塔板间距Ht 按塔径选定。

表12 浮阀塔板间距Ht 与塔径D 的关系

max W a =K ·K s ·W max =0.97×0.82×1.26=1.0m/s

式中 W a ─塔板上气相空间截面上的适宜气速, m/s;

K ─安全系数, 塔径>0.9m 、H t >0.5m 时的常压和加压操作的塔, K=0.82;

对于直径<0.9m 或H t ≤0.5m, 以及真空操作的塔, K=0.55~0.65m(H t 大时K 取大值)。

K s ─系统因数, 可取0.95~1.0。

③计算气相空间截面积 F a =V v /W a =11.2/1=11.2m 2

Fa ─计算的塔的空间截面积, m 2; ④降液管内流体流速, V d

V d =0.17K ·K s =0.17×0.82×0.97=0.14m/s 当Ht ≤0.75m 时

()s m H K K V V L t S d /13.06026756.097.082.01098.7(1098.733=-???=-??=--ρρ 按以上两式计算后, 选用较小值。

式中 V d ─降液管内液体流速, m/s 。 ⑤计算降液管面积

F ’d =V L /V d =11.2/0.13=0.49m 2 F ’d =0.11F a =0.11×0.49=1.23 m 2 按以上两式计算取较大值。 ⑥塔横截面积F t 的计算 F t =F a +F ’d =11.2+1.23=12.4m 2

m D t F C 98.3785.04

.12785

.0==

=

式中 Ft ──计算的塔横截面积, m 2;

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, 按以下两式计算采用的塔截面积及空塔气速。

F=0.785D 2=0.785×3.982=12.56 W=V v /F=11.2/12.56=0.891

式中 F ──采用的塔横截面积, m 2; D ──采用的塔直径, m;

W ──采用的空塔气速, m/s 。 塔径园整后其降液管面积按下式计算 F d =(F/F t )×F ’d =(12.56/12.4)×1.23=1.24 式中 F d ──采用的降液管面积, m 2。

采用的降液管面积占采用的塔截面积的百分数 F d /F=9.9

2、2、3塔高的计算

H=H d +(n-2)H t +H b +H f =1.5+2+1.5+0.6×(34-2)=24.2 式中 H ──塔高(截线到切线), m;

H d ──塔顶空间高(不包括头盖), m; H b ──塔底空间高(不包括头盖), m;

H t ──塔板间距, m; H f ──进料段高, m; n ──实际塔板数, 块。

H d 一般取1.2～1.5, Hf 与Hb 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。

2、2、4塔板布置, 浮阀丶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：W h =5.34

（4） 开孔率: 0.8750.16

5.34h W W ψ=== 4

阀孔面积:12.560.164 2.06n F F ψ==?=

浮阀数：2

0.785 2.060.7850.0371916(n n N F d ==?=个）

（5）溢流堰与降液管的决定

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 、降液管 : 采用弓形降液管

c 、溢流堰: F

d /F=9.9% 查得L/D=0.71 L=0.71×4=2.8m ,W d /D=0.14 ，W d =0.14×4=0.56m

堰上液层高度h ow ,由于本分馏系统是液膜控制的，为了保证有较高的塔板传质效率，同时考虑到塔板压力降及泄漏情况。取堰高为35mm. 由塔的工艺计算图5-5查得堰上液层高度为h ow =0.0065m 则塔板上清液层高度为：h 1=h w +h ow =0.035+0.0065=0.0415m 。

（6）进口受液盘: 在浮阀塔盘CJB1206-73中，从800-4200mm 的塔板均为凹受液盘

（7）进口堰hw : 采用凹槽受液盘的塔板不设进口堰 h w =45mm （8）降液管停留时间t ： t= F d ×H t /V f ＝1.24×0.6/0.032=12.09>5s

降液管流速V d ： V d =V l /F d =0.062/1.24=0.05

（9）降液管底缘距塔板的高度h b 取降液管出口处流速为0.3m/s 计算h b 得 h b =V l /L ×W b =0.062/(2.8×0.3)=0.074m

2、2、5 塔的水力学计算

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。 （1）塔板总压力降

包括干板压力降丶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。

a 、干板压力降△P d

对26~32克V-1型浮阀塔板:

阀全开前按:

0.1750.175

0.70.024 5.340.70.05

2.1675V h d h L G W P F ρ??

?=?=

=?

式中 G v ──一个浮阀的重量, 公斤;

W h ──阀孔气速, m/s;

F h ──一个阀孔的面积, m 2; g ──重力加速度(9.81m/s 2); △P d ──干板压力降, m 液柱。

b 、气体克服鼓泡表面张力的压力降△P o 值很小, 可忽略不计。

c 、气体通过塔板上液层的压力降△PL

()

()

2.3

2.3

33L w L P 0.4h 2.35103600V /L 0.40.045 2.351036000.062/2.80.057

--=+?=?+??= 式中 h w ──出口堰高度, m;

L ──溢流堰长度, m;

△P L ──气体通过塔板上液层的压力降, m 液柱。 d 、气体通过一块塔板的总压力降△P t (m 液柱) △P t ≌△P d +△P VL =0.053+0.057=0.11 （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:

3.69 3.693

20.952

(0.052 1.72)0.159(0.0520.0415 1.72)0.8910.9461010%0.60.167

L n t A h e W H --??-=

==?

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; m ──参数, 按下式计算

m=5.63×10-5(σL/ρv)0.295[(ρL-ρv)/μv]0.425 μv ──气体粘度, 公斤·秒/m2; A 丶n ──系数;

当H t ──<350毫m 时, A=9.48×10-7, n=4.36; H t ≥350毫m 时, A=0.159, n=0.95 σL ──液体表面张力, 10-5N/mm; H t ──塔板间距, mm;

h L ──塔板上液层高度, mm 。 （3）泄漏

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13.06

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F l 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 ·ρv1.2)-5.95(L ·ρL /3600)1.43 h w =30mm 时,

N w ×104=1.26(W ·ρv1.2)-5.95(L ·ρL /3600)1.43 式中 h w ──出口堰高度, 毫m;

N w ──泄漏量, ％;

L ──堰上液流强度, m 3/m ·h(堰长)。

（4）淹塔

当降液管中清液高度超过一定高度后, 就可能因液体所携带的泡沫完全充满整个降液管而产生淹塔现象, 使操作破坏。所以应使降液管内的清液维持在一定高度下。降液管内清液高度取决于液相流过塔板的压力降。这个压力降为气相通过该板的压力降丶塔板上液层高度产生的压力降以及液体流经降液管所产生的压力降之和。可按下式计算。

△P L =△P t +h L +△P dk =0.11+0.05+0.153×0.32=0.16

式中△P L ──液相流过一层塔板所需克服的压力降, m 液柱;

h L ──塔板上液层高度, m 液柱;

△P dk ──不设进口堰时液相通过降液管的压力降, m 液柱; △P'dk ──设进口堰时液相通过降液管的压力降, m 液柱。 △P dk =0.153(Wb)2 △P ’dk =0.2(Wb)2

△P t ──气体通过一块塔板的总压力降, m 液柱; W b ──降液管底缘出口处流速, m/s 。 为防止淹塔, 必须满足下式要求:

△P L ≤(0.4~0.6)(H t +h w )≤0.5×(0.045+0.6)=0.3 式中系数一般取0.5。发泡严重时取小值。 （5）降液管超负荷

当液体在降液管内流速太快时, 则从上层塔板携带到降液管内的气体将来不及在降液管中与液体分离而随液体进入下层塔板, 降低了分离效率。液体在降液管的最大流速由A 式和B 式(或C 式)计算, 选两式计算结果中的较小值。

V d =0.17Ks=0.17×0.95=0.162(m/s) 当Ht ≤0.75m 时

337.98107.98100.950.15(/)

d s V K m s --=??=?? 式中 Vd ──降液管内液体流速,m/s 。 （6）适宜操作区和操作线

a 、雾末夹带线

取e=10% 为雾末夹带的上限，即

() 3.69

0.9220.1590.052 1.720.16000.6l h W

-=

?

整理上式，可得出：

设液体负荷 Vl=200m3/h ,则

2

3

2.84l ow V h E l ??= ?

??，l=2.8m ,E 近视取1，从《塔的工艺计算》图5-5 得出ow h =0.047m ,则：354782t w ow h h h mm =+=+=

解得：W=2.37m/s

同理设出另外几个点，绘出1线 b 、 淹塔界线

()()0.50.50.60.0450.32t w H h m

?+=?+=

23

32

0.3275236005.370.4 2.35100.153()2t v d R h v l w ow w b l P h P W V h h h W g l γγ-=?++??? =?

++?+++ ???

V L =F ×h, F h =2.73m3, W h =V L /2.73,h b =V L /(l ·W B ) h b =0.07m

W b =V l /(l ×0.03),

把已知数据代入，计算淹塔界线，整理得出：

24

223

3.705100.04304 2.7650.2685

v

ow l

l V h V V -?+++=

假设V l =200m/h 则47ow h mm = 推出Vv=23.60m 3/s 若塔截面积F=12.56m2 ,W=23.60/12.56=1.88m/s 降液管允许最大流速为：0.155m/s

V L ＝0.155×F d ＝0.155×1.24＝0.1922m 3/s ＝692m 3/h c 、泄露线 下限F0＝5，即

5/ 2.04(/)

h W m s ==

0.167 2.040.341m /s c W W ?=?=?=

由W ＝0.456m/s 做出泄漏界限4（图4-3），

d 、在图7中连接坐标原点0及设计点A （VL ＝12.59m 3/h ），相应的W ＝0.9m/s,VL ＝1.23m/s,VL=205.2m 3/h),可得出操作线，塔板弹性是2.7

3.69

98.66

0.0520.206l h W =-

图7 适宜操作区示意图

A──设计点。此点对应于塔板设计时的气液负荷; OA──操作线。座标原点O与设计点A的连线OA为在已知条件下设计出来的该塔板的操作线。在此线上各点的气液比是恒定的; B──负荷上限, 图7中负荷上限为淹塔控制; C──负荷下限, B与C之比为操作弹性, 此值越大, 弹性越好。

常减压蒸馏装置开工方案

常减压蒸馏装置开工方案 装置开工程序包括：物质、技术准备、蒸汽贯通试压，开工水联运、烘炉和引油开工等几部份，蒸汽贯通试压已完成，装置本次检修为小修，水联运、烘炉可以省略，本次开工以开工前的准备，设备检查，改流程，蒸汽暖线，装置引油等几项内容为主。 一、开工前的准备 1、所有操作工熟悉工作流程，经过工艺、设备、仪表以及安全操作等方面知识的培训. 2、所有操作工已经过DCS控制系统的培训，能够熟练操作DCS。 3、编制开工方案和工艺卡片，认真向操作工贯彻，确保开车按规定程序进行。 4、准备好开工过程所需物资。 二、设备检查 设备检查内容包括塔尖、加热炉、冷换设备、机泵、容器、仪表、控制系统、工艺管线的检查，内容如下： （一）塔尖 1、检查人孔螺栓是否把好，法兰、阀门是否把好，垫片是否符合安装要求。 2、检查安全阀、压力表、热电偶、液面计、浮球等仪表是否齐全好用。 3、检查各层框架和平台的检修杂物是否清除干净。 （二）机泵：

1、检查机泵附件、压力表、对轮防护罩是否齐全好用。 2、检查地脚螺栓，进出口阀门、法兰、螺栓是否把紧。 3、盘车是否灵活、电机旋转方向是否正确，电机接地是否良好。 4、机泵冷却水是否畅通无阻。 5、检查润滑油是否按规定加好（油标1/2处）。 6、机泵卫生是否清洁良好。 （三）冷换设备 1、出入口管线上的连接阀门、法兰是否把紧。 2、温度计、压力表、丝堵、低点放空，地脚螺栓是否齐全把紧。 3、冷却水箱是否加满水。 （四）容器（汽油回流罐、水封罐、真空缓冲罐、真空罐、真空放空罐） 1、检查人孔螺栓是否把紧，连接阀门、法兰是否把紧。 2、压力表、液面计、安全阀是否齐全好用。 （五）加热炉 1、检查火嘴、压力表、消防蒸汽、烟道挡板，一、二次风门、看火门、防爆门、热电偶是否齐全好用。 2、检查炉管、吊架、炉墙、火盆是否牢固、完好，炉膛、烟道是否有杂物。 3、用蒸汽贯通火嘴，是否畅通无阻，有无渗漏。 （六）工艺管线 1、工艺管线支架、保温、伴热等是否齐全。

原油常减压蒸馏装置炼油工艺过程预案评价

1998年6月 PETROL EUM PRO CESS IN G AND PETRO CH EM ICAL S 常减压蒸馏装置加工国外轻 质原油的工艺路线选择 范晓梅 (镇海炼油化工股份有限公司工程设计公司, 宁波 315207) 第29卷第6期

1 前言 摘要结合镇海炼油化工股份有限公司3套常减压蒸馏装置的改造, 对加工伊朗原油、沙特原 油等国外轻质原油中所采纳的闪蒸流程、轻油回收、减压深拔等工艺路线进行了探讨。 主题词: 原油常减压蒸馏装置炼油工艺过程方案评价 国外轻质原油的改造, 装置从加工2. 5 M t?a胜利原 镇海炼油化工股份有限公司 (下称镇海公司) 自 1989年开始加工国外原油以来, 国外原油的比例逐 年上升。依照总体规划, 1999年原油加工能力将为12 M t?a, 到2003年原油加工能力将扩大至16 M t?a, 其 中约70% 为沙特轻质原油 (下称沙特轻油) 和伊朗轻 质原油 (下称伊朗轻油)。 本文结合镇海公司在3套常减压蒸 馏装置改造中, 对有关加工国外轻质原油的工艺路线选择作一 探讨。 2 装置概况及原油性质 21 装置概况 镇海公司目前共有3套常减压蒸馏装 置。其中, 第é套常减压蒸馏装置原设计能力为2. 5 M t?a (以 胜利原油为设计依据) , 后经1986年及1987年两次扩 能改造, 处理能力达到3 M t?a (以管输油为设计依

月进行了单炼据)。为使装置能适应日益增加的中东 含硫轻质原油 的需要, 1995年对该装置进行了4 M t?a ( 以伊朗轻 油+ 沙特轻油为设计依据) 的技术改 造, 改造的重点 在常压部分和换热系统。常压部分由 原来的初馏塔 流程改为目前国内尚属首次使用的二 段闪蒸流程, 换热系统由原来的二路换热流程改为 多路换热流 程。依照总体规划, 为使装置处理能 力达到5 M t?a, 因此, é套常减压蒸馏装置在1997年 5月大修期间, 对装置的瓶颈部位——电脱盐、常压 炉及减压塔等 进行了改造。该装置大修后, 投料试 车一次成功。 ê套常减压蒸馏装置原设计能 力为2. 5 M t a (以胜利原油为设计依据)。于1990年1

年处理量500万吨原油常压蒸馏工段工艺设计毕业论文

年处理量500万吨原油常压蒸馏工段工艺设 计毕业论文 目录 摘要................................................................... I Abstact................................................................ II 第一章文献综述 (1) 1.1 前言 (1) 1.1.1 石油概述 (1) 1.1.2 石油工业的发展趋势 (1) 1.2原油评价 (2) 1.2.1原油的一般性质 (2) 1.2.2石油的用途 (2) 1.3 原油蒸馏及发展趋势 (3) 1.3.1 原油蒸馏概述 (3) 1.3.2 原油蒸馏的特点及发展趋势 (4) 1.4 预处理及蒸馏工序 (4) 1.4.1 新型电脱盐脱水技术 (5) 1.4.2 常压蒸馏 (7) 1.5 换热系统 (7) 1.5.1 换热的意义 (8)

1.5.2换热流程 (8) 1.6常压装置节能技术 (11) 1.6.1节能降耗的措施 (12) 第二章常压塔工艺设计 (14) 2.1原料及产品有关参数的计算 (14) 2.1.1 基础数据 (14) 2.1.2原油的实沸点及窄馏分数据 (14) 2.1.3原油实沸点蒸馏曲线的绘制 (17) 2.2原油平衡汽化曲线的绘制 (18) 2.3常压塔工艺设计 (21) 2.3.1各产品的恩氏蒸馏数据和实沸点数据的换算 (21) 2.3.2产品的有关数据计算 (23) 2.3.3物料衡算 (25) 2.3.4确定塔板数和汽提蒸馏用量 (26) 2.3.5操作压力 (27) 2.3.6汽化段温度 (27) 2.3.7塔底温度 (28) 2.3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配 (28) 2.3.9 塔顶及侧线温度的假设与回流热的分配 (29) 2.4侧线温度及塔顶温度的校核 (31) 2.4.1柴油抽出板（第22层）温度 (31) 2.4.2煤油抽出板（第10层）温度 (32)

580万年原油常减压蒸馏装置工艺设计

580万/年原油常减压蒸馏装置工艺设计 (年处理量250+33*10=580万吨/年) 一．总论 1.1概述 石油加工是国民经济的主要产业以及国民经济的支柱产业之一，在国民经济中有着重要的地位。石油产品应用在国民经济中的各行各业，涉及到民用以及军用。石油已是一个国家懒以生存产品，是一个国家能否兴旺发达的有力支柱。 目前，国际原油供不应求，价格高居不下，原油供应紧张，并由原油所引发起不少主要产油地区的不稳定。我国是一个人口大国，石油的需求在近年来尤其紧张，并随着经济的发展，市场需求越来越大，石油产品利润很高。 本设计是以大港原油为加工原油，采用常减压蒸馏装置蒸馏加工（580万吨/年）原油，而分离出以汽油，煤油，轻柴油，重柴油以及重油为主要产品的各种油产品。本方法简单实用，处理量大，技术成熟，是目前国内外处理原油最主要的方法。 1.2文献综述 本设计是以课程设计、化工设计为基础，以课程中指导老师给出的数据为依据，参考《化工原理》、《化工设计》、《石油练制工艺学》、《石油化工工艺计算图表》《工程制图》等资料。采用原油常减压蒸馏装置工艺设计以生产重整原油，煤油，轻柴油，重柴油，重油等产品。所采用的方法是目前国内外最实用，最普遍，最成熟的原油加工方法。适用国内大中小企业等使用。 1.3设计任务依据 所设计任务是以指导老师给出的原油数据为依据。 所设计的设备参数是以一些权威书籍为参考。 1.4主要原材料 本设计主要的原材料主要有大港原油、水、电 1.5其它 本设计应设计应用在一些交通运输方便，市场需求大的附近。同时，生产过程中应与环境相给合，注重“三废”的处理，坚持国家可持续发展的战略，坚持和谐发展的道路，与时俱进。同时应注意到，废品只是一种放在待定时间与空间中的原材料，在另一些场所，它们又是一种原材料，因而，在生产过程中，应把“三废”综合利用。

常压原油课程设计分解

大连大学 课程设计 题目：常压原油处理工艺专业班级：过控122 学生姓名：曹桂彬 学号：12414027 2015年10月22日

目录 一总论 (3) 1.1概述 (3) 1.2世界原油现状 (4) 1.3原油常压蒸馏及其特点 (5) 二常压原油处理工艺 (5) 2.1 常压原油处理流程 (5) 2.2原油的预处理 (7) 2.3原油的常压加热炉 (8) 2.3.1影响加热炉效率的因素 (8) 2.3.2提高加热炉的效率途径 (10) 2.3.3加热炉优化控制技术 (10) 2.4腐蚀的监测和防护方法 (11) 三车间布置设计 (12) 3.1车间平面布置方案 (12) 3.2车间平面布置图图纸说明 (13) 3.2.1设备布置满足工艺流程和工艺条件要求 (13) 3.2.2设备集中布置 (14) 3.2.3安全性 (14) 1

3.2.4经济性 (14) 3.2.5安装与维修 (15) 3.2.6外观 (15) 参考文献 (15) 2

一总论 1.1概述 石油是一个国家经济发展国家稳定的命脉。在石油、化工生产中，塔设备是非常重要的设备之一，塔设备的性能，对于整个化工和炼油装置的产品质量及其生产能力和消耗额等均有较大影响。据相光关资料报道，塔设备的投资和金属用量，在整个工艺装置中均占较大比例，因此塔设备的设计和研究，始终受到很大的重视。 塔设备广泛应用于蒸馏、吸收、介吸、萃取、气体的洗涤、增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。近些年来，国内外对它的研究也比较多，但主要是集中在常压塔的结构和性能方面，例如：如何提高塔的稳定性、如何利用理论曲线解决常压塔在性能方面存在的问题等。在原油的一次加工过程中，常压蒸馏装置是每个正规炼厂都必须具备的，而其核心设备——常压塔的性能状况将直接影响炼厂的经济效益，由于在原油加工的第一步中，它可以将原油分割成相应的直馏汽油，煤油，轻柴油或重柴油馏分及各种润滑油馏分等。同时，也为原油的二次加工提供各种原料.在进一步提高轻质油的产率或改善产品的质量方面，都有着举足轻重的地位.考虑到常压塔在实际应用方面的价值和意义，如何实现这样一种最经济、最容易的分离手段，是本次毕业设计选题的重要依据。 3

800万吨年大庆原油常减压蒸馏装置的工艺设计—方案设计与流程模拟

辽宁石油化工大学毕业设计（论文）Graduation Project (Thesis) for Undergraduate of LSHU 题目800万吨/年大庆原油常减压蒸馏装置的工艺设计—方案设计与流程模拟 TITLE Process Design of 8 Million t/a Atmospheric and Vacuum Distillation Unit for Daqing Crude Oil—Scheme Design and Process Simulation 学院化学化工与环境学部 School Liaoning Shihua University 专业班级加工1301班（化工1304班）Major&Class Chemical Engineering and Technology 1304 姓名武志涛 Name Zhitao Wu 指导教师刘洁/李文深Supervisor Jie Liu/Wenshen Li 2017年 6 月 3 日

论文独创性声明 本人所呈交的论文，是在指导教师指导下，独立进行研究和开发工作所取得的成果。除文中已特别加以注明引用的内容外，论文中不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写过的研究成果。对本设计的工作做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明并致谢。本声明的法律结果由本人承担。 特此声明。 论文作者（签名）： 年月日

摘要 本次设计主要是对处理量为800万吨/年的大庆原油常减压蒸馏装置的工艺流程设计。运用化工模拟软件Aspen Plus对大庆原油蒸馏装置进行模拟优化，并运用软件Aspen Energy Analyzer 对常减压蒸馏装置的工艺流程进行全面的热集成分析。首先通过查阅文献得到原油的TBP曲线、API重度以及轻端组成等原油性质数据，在模拟计算过程中通过这些数据来生成油品的虚拟组分，从而对原油蒸馏装置进行准确的模拟，包括原油初馏、常压蒸馏、减压蒸馏三个重要过程。软件会得到原油蒸馏过程的运行数据，包括整个设备的物料平衡数据，初馏塔和常压塔的温度分布，压力对比和气液分布等。其次对常减压蒸馏工艺的全流程进行了热集成分析，采用夹点分析对冷、热流股进行匹配，生成初始换热网络，并对其进行改进优化。 本次设计模拟结果表明，原油蒸馏装置过程模拟的操作条件能反映常减压蒸馏装置操作的真实状况，设计所建立的工艺流程模拟数据可为实际生产的常减压操作提供理论依据。采用夹点技术通过热集成分析，通过改善夹点附近的流股匹配，减少穿越夹点的热流量，可以减少整个系统的公用工程消耗量，最终可获得最优的换热网络。 关键词：常减压蒸馏；流程模拟；夹点技术；换热网络；热集成

常减压蒸馏装置的操作

常减压蒸馏装置的操作 主讲人：王立芬 一、操作原则 ●根据原料性质，选择适宜操作条件，实现最优化操作。 ●严格遵守操作规程，认真执行工艺卡片，搞好平稳操作。 ●严格控制各塔、罐液面、界面30～70％。 ●严格控制塔顶及各部温度、压力，平稳操作 ●根据原油种类、进料量、进料温度调整各段回流比，在提高产品质量的同时提高轻质油 收率和热量回收率。 二、岗位分工 ●负责原油进料、电脱盐罐、初馏塔液面、常顶回流罐、初顶回流罐液面界面、常一线、 常二线、常三线汽提塔液面以及常一中、常二中蒸发器液面调节，和本岗位计量仪表的数据计量工作。 ●调节各回流量及各部温度、流量，保证产品合格。 ●负责空冷风机的开停操作。 ●负责低压瓦斯罐及低压瓦斯去减压炉操作。 ●负责本岗位塔、容器、换热器、冷却器及所属工艺管线、阀门、仪表等设备的正确操作、 维护保养、事故处理。 ●负责与中心化验室的联系工作，及时记录各种分析数据。 ●负责本岗位消防设施管理。 ●负责本岗安全生产工作，生产设备出现问题要及时向班长汇报，并迅速处理。 ●.负责本岗位所属工艺管线、阀门等防凝防冻工作。 ●如果班长不在，常压一操执行班长的生产指挥职能或由车间指派。 ●负责仪表封油、循环水、风、９公斤蒸汽等系统的调节。 1 正常操作法 初馏塔底液面调节 控制目标：50% 控制范围：±20% 控制方式：正常操作时，初馏塔底液面LIC－105与原油控制阀FIC－102进行 串级控制，当LIC－105低于设定时，FIC－102开大，当LIC－105 高于设定时，FIC－102关小，从而实现初馏塔底液面的控制。

2 初馏塔塔顶压力调节 控制目标：≤0.08MPa 控制方式：正常操作时，初馏塔塔压通过塔顶风机运转数量调节，压力升高， 增加风机的运转数量，压力下降，减少风机运转的数量，从而实现 初馏塔塔压的控制。 异常处理 3 初馏塔塔顶温度调节 控制目标：≤125℃ 控制范围：视加工原油情况和产品质量控制调节，上下波动不超过10% 控制方式：正常操作时，初馏塔塔顶温度TIC－107与塔顶回流控制阀FIC－ 103进行串级控制，当TIC－107低于设定时，FIC－103开大，当 TIC－107高于设定时，FIC－103关小，从而实现初馏塔塔顶温度 的控制。

大庆原油常减压蒸馏工艺设计

1000万吨/年大庆原油常减压工艺设计 摘要 本文对近年来常减压蒸馏工艺的研究现状及发展趋势进行了综述，介绍了石油蒸馏过程的基本原理及重要性、国内外现状及发展趋势，简要分析了能源利用与环境保护问题。从常减压蒸馏工艺流程出发对换热流程进行了优化、对比各种方案的优劣制定了加工方案、从目前的能量系统综合与优化技术、低温余热回收技术及清洁能源的开发和利用等方面介绍了国内外节能技术改造措施，通过技术的更新和设备的改造达到了扩大生产、节约能源、提高产品质量与拔出率、稳定生产、提高经济效益的目的，从而使常减压技术达到或接近当代世界先进水平，满足了当代社会的需求。本设计以大庆原油为原料，从原油的物理性质估算数据出发确定工艺流程加工方案，以物料平衡和热平衡为基础进行常减压蒸馏装置设计，其中包括初馏塔、常减压塔及加热炉的设计,并进行了塔板的设计与水力学计算。其特点是处理量大、操作弹性好、生产灵活，在工业生产中具有较大可行性，对国内炼厂企业有一定的指导意义。 关键词：蒸馏；常减压蒸馏装置；节能；设计；

Technical design of atmosphoric and vacuum distillation of DaQing crude oil ten million tons annually Abstract Atmosphoric and vacuum distillation processes and the future research trend are reviewed in this paper. It introduces the basic priciple and the importance of the distillation. It also describes the demetic state as well as international and the future research trend is pointed out. Problems between energy utilization and environment protection are analysized concisely in the paper. Thinking of the technical process of atmosphoric and vacuum distillation, the heat exchange process is optimized. Contrasting the superiority and inferiority of all kings of projects, the processing programme is established. It also introduces the conservation measures from the angular of optimization tecnology of energy systerm, tecnology of energy, tecnology of heat recovery and the development and utilization of clean energy. Though technical and equipment renovation, increasing capacity, saving energy, rasing product quality and extraction, stability production and rasing economic benefit are realized.So the atmosphoric and vacuum distillation technical receive or approach the world leading revel and meet the socal requirment..The paper is designed for processing light Da Qing crude oil, on the basis of extination of physical properties data, material balance and thermal balance, the primaary disitillation tower, atmosphoric and vacuum tower and heater are designed. It has great flexibilities both in operation and produce slates and all products in with in specifications.It alsohasgreat value for demetic refinery.

原油蒸馏的工艺流程精编WORD版

原油蒸馏的工艺流程精 编W O R D版 IBM system office room 【A0816H-A0912AAAHH-GX8Q8-GNTHHJ8】

原油蒸馏的工艺流程 第一节石油及其产品的组成和性质 一、石油的一般性状、元素组成、馏分组成 （一）石油的一般性状 石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。世界各国所产石油的性质、外观都有不同程度的差异。大部分石油是暗色的，通常呈黑色、褐色或浅黄色。石油在常温下多为流动或半流动的粘稠液体。相对密度在0.8～0.98g/cm3之间，个别的如伊朗某石油密度达到1.016，美国加利福尼亚州的石油密度低到0.707。 （二）石油的元素组成 石油的组成虽然及其复杂，不同地区甚至不同油层不同油井所产石油，在组成和性质上也可能有很大的差别。但分析其元素，基本上是由碳、氢、硫、氧、氮五种元素所组成。其中碳、氢两中元素占96%～99%，碳占到83%～87%，氢占11%～14%。其余的硫、氧、氮和微量元素含量不超过1%～4%。石油中的微量元素包括氯、碘、磷、砷、硅等非金属元素和铁、钒、镍、铜、铅、钠、镁、钛、钴、锌等微量金属元素。 （三）石油的馏分组成 石油的沸点范围一般从常温一直到500℃以上，蒸馏也就是根据各组分的沸点差别，将石油切割成不同的馏分。一般把原油从常压蒸馏开始镏出的温度（初馏点）到180℃的轻馏分成为称为汽油馏分，180℃～350℃的中间馏分称为煤柴油馏分，大于350℃的馏分称为常压渣油馏分。 二、石油及石油馏分的烃类组成

石油中的烃类包括烷烃、环烷烃、芳烃。石油中一般不含烯烃和炔烃，二次加工产物中常含有一定数量的烯烃。各种烃类根据不同的沸点范围存在与对应的馏分中。 三、石油中的非烃化合物 石油的主要组成使烃类，但石油中还含有相当数量的非烃化合物，尤其在重质馏分油中含量更高。石油中的硫、氧、氮等杂元素总量一般占1%～4%，但石油中的硫、氧、氮不是以元素形态存在而是以化合物的形态存在，这些化合物称为非烃化合物，他们在石油中的含量非常可观，高达10%～20%。 （一）含硫化合物（石油中的含硫量一般低于0.5%） 含硫化合物在石油馏分中的分布一般是随着石油馏分的沸点升高而增加，其种类和复杂性也随着馏分沸点升高而增加。石油中的含硫化合物给石油加工过程和石油产品质量带来许多危害。 1、腐蚀设备 在石油炼制过程中，含硫化合物受热分解产生H 2 S、硫醇、元素硫等活性硫化物，对 金属设备造成严重的腐蚀。石油中通常还含有MgCl 2、CaCl 2 等盐类，含硫含盐化合物相互 作用，对金属设备造成的腐蚀将更为严重。石油产品中含有硫化物，在储存和使用过程中 同样腐蚀设备。含硫燃料燃烧产生的SO 2、SO 3 遇水后生成H 2 SO 3 、H 2 SO 4 会强烈的腐蚀金属 机件。 2、影响产品质量 硫化物的存在严重的影响油品的储存安定性，是储存和使用中的油品容易氧化变质，生成胶质，影响发动机的正常工作。

500万吨年炼油减压蒸馏装置设计书

500万吨/年炼油减压蒸馏装置设计书 第一章文献综述 1.1石油工业简介 石油又称原油，是从地下深处开采的棕黑色可燃粘稠液体。由碳和氢化合形成的烃类构成石油的主要组成部分，约占95%～99%，含硫、氧、氮的化合物对石油产品有害，在石油加工中应尽量除去。不同产地的石油中，各种烃类的结构和所占比例相差很大，但主要属于烷烃、环烷烃、芳香烃三类。通常以烷烃为主的石油称为石蜡基石油；以环烷烃、芳香烃为主的称环烃基石油；介于二者之间的称中间基石油。我国主要原油的特点是含蜡较多，凝固点高，硫含量低，镍、氮含量中等，钒含量极少。除个别油田外，原油中汽油馏分较少，渣油占1/3。组成不同类的石油，加工方法有差别，产品的性能也不同，应当物尽其用。 石油炼制工业是国民经济最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40％依赖于石油产品，汽车，飞机，轮船等交通运输器械使用的燃料几乎全部是石油产品，有机化工原料主要也是来源于石油炼制工业，世界石油总产量的10%用于生产有机化工原料。 石油是十分复杂的烃类非烃类化合物的混合物。石油产品种类繁多，市场上各种牌号的石油产品达1000种以上，大体上可分为以下几类： ⑴燃料：如各种牌号的汽油、航空煤油、柴油、重质燃料油等； ⑵润滑油：如各种牌号的燃机油、机械油等； ⑶有机化工原料：如生产乙烯的裂解原料、各种芳烃和烯烃等； ⑷工艺用油：如变压器油、电缆油、液压油等； ⑸沥青：如各种牌号的铺路沥青、建筑沥青、防腐沥青、特殊用途沥青等； ⑹蜡：如各种食用、药用化妆品用，包装用的石蜡和地蜡； ⑺石油焦炭：如电极用焦、冶炼用焦、燃料焦等。 从上述石油产品品种之多和用途之广也可以看到石油炼制工业在国民经济和国防中的重要地位。 石油作为一种能流密度高，便于储存、运输、使用的清洁能源已广泛应用于国民经济的方方面面。按2001年中国各行业石油消费构成看，交通运输业占30%以上，是消费石油最多的行业。 在交通运输业中，汽车是最大的石油消费用户。在石油产品中，汽油的85%～90%和柴油的30%被汽车所消耗。面对中国目前汽车的飞速发展，保有量的迅猛增长，不能不未雨绸缪，以防石油短缺制约汽车工业的正常发展。从世界围看，汽车的出现把石油工业推向了快速发展的轨道，加快了石油产品的消费和需求。

原油蒸馏工艺流程

原油蒸馏工艺流程 原油是一种多种烃的混合物，是粘稠的、深褐色的液体。直接使用原油非常浪费，所以就需要把原油中各组分分离出来，通常是使用精馏的方法，即精确控制温度，使特定沸点的组分挥发出来。工艺过程包括原油预处理、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。 常压蒸馏: 预处理后的原油经加热后送入常压蒸馏装置（图2）的初馏塔，蒸馏出大部分轻汽油。初馏塔底原油经加热至360～370℃，进入常压蒸馏塔（塔板数36～48），该塔的塔顶产物为汽油馏分（又称石脑油），与初馏塔顶的轻汽油一起可作为催化重整原料，或作为石油化工原料，或作为汽油调合组分。常压塔侧线出料进入汽提塔，用水蒸气或再沸器加热，蒸发出轻组分，以控制轻组分含量（用产品闪点表示）。通常，侧一线为喷气燃料（即航空煤油）或煤油馏分，侧二线为轻柴油馏分，侧三线为重柴油或变压器油馏分（属润滑油馏分），塔底产物即常压渣油（即重油）。 减压蒸馏: 也称真空蒸馏。原油中重馏分沸点约370～535℃， 在常压下要蒸馏出这些馏分，需要加热到420℃以上，而在此温度下，重馏分会发生一定程度的裂化。因此，通常在常压蒸馏后再进行减压蒸馏。在约2～8kPa的绝对压力下，使在不发生明显裂化反应的温度下蒸馏出重组分。常压渣油经减压加热炉加热到约380～400℃送入减压蒸馏塔。减压蒸馏可分为润滑油

第三节 原油蒸馏工艺流程原

第三节原油蒸馏工艺流程 一、原油蒸馏工艺流程的类型 原油蒸馏工艺流程，就是用于原油蒸馏生产的炉、塔、泵、换热设备、工艺管线及控制仪表等按原料生产的流向和加工技术要求的内在联系而形成的有机组合。将此种内在的联系用简单的示意图表达出来，即成为原油蒸馏的流程图。 现以目前燃料一润滑油型炼油厂应用最为广泛的初馏一常压一减压三段汽化式为例，对原油蒸馏的工艺流程加以说明，装置的工艺原则流程如图2.3.1所示。 图2.3.1 三段汽化的常减压蒸馏原理工艺流程图 经过严格脱盐脱水的原油换热到230－240℃，进入初馏塔，从初馏塔塔顶分出轻汽油或催化重整原料油，其中一部分返回塔顶作顶回流。初馏塔侧线不出产品，但可抽出组成与重汽油馏分相似的馏分，经换热后，一部分打入常压塔中段回流入口处（常压塔侧一线、侧二线之间），这样，可以减轻常压炉和常压塔的负荷；另一部分则送回初馏塔作循环回流。初馏塔底油称作拔头原油（初底油）经一系列换热后，再经常压炉加热到360－370℃进入常压塔，它是原油的主分馏塔，在塔顶冷回流和中段循环回流作用下，从汽化段至塔顶温度逐渐降低，组分越来越轻，塔顶蒸出汽油。常压塔通常开3－5根侧线，煤油（喷汽燃料与灯煤）、轻柴油、重柴油和变压器原料油等组分则呈液相按轻重依次馏出，这些侧线馏分经汽提塔汽提出轻组分后，经泵抽出，与原油换热，回收一部分热量后经冷却到一定温度才送出装置。 常压塔底重油又称常压渣油，用泵抽出送至减压炉，加热至400℃左右进入减压塔。塔顶分出不凝气和水蒸气，进入冷凝器。经冷凝冷却后，用二至三级蒸气抽空器抽出不凝气，维持塔内残压 0.027－0.1MPa，以利于馏分油充分蒸出。减压塔一般设有 4－5根侧线和对应的汽提塔。经汽提后与原油换热并冷却到适当温度送出装置。减压塔底油又称减压渣油，经泵升压后送出与原油换热回收热量，再经适当冷却后送出装置。 润滑油型减压塔在塔底吹入过热蒸汽汽提，对侧线馏出油也设置汽提塔，因为塔内有水蒸气而称为湿式操作。对塔底不吹过热蒸汽、侧线油也不设汽提塔的燃料型减压塔，因塔内无水蒸气而称为干式操作。它的优点是降低能耗和减少含油污水量，它的缺点是失去了水蒸气汽提降低油气分压的作用，对减少减压渣油＜500℃馏分含量和提高拔出率不利，对这一点

660万吨原油常压蒸馏课程设计方案

660万吨原油常压蒸馏课程设计方案

摘要 常压塔是石油加工中重要的流程之一，这次的设计主要就是对660万吨/年处理量的原油常压塔进行设计，其中包括塔板的设计。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，计算产品的相关物性数据从而确定切割方案、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，再假设各主要部位的操作温度及操作压力，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、第二中段回流取热的比依次为5:2:3。经过校核各主要部位温度都在允许的误差范围内。塔板型式选用F1型重阀浮阀塔板，依据常压塔内最大气、液相负荷算得塔板外径为 5.0m，板间距为0.6m。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。本次设计的结果表明，参数的校核结果与假设值间的误差在允许范围内，其余均在经验值范围内，因此可以确定，该蒸馏塔的设计是符合要求的。 关键词：常压蒸馏；物料衡算；热量衡算

目录 1.设计背景 (1) 1.1 选题背景 (1) 1.2 设计技术参数 (2) 2.设计方案 (3) 2.1 设计要求 (3) 2.2 设计计划 (4) 2.3 原油的实沸点切割及产品性质计算 (5) 2.4产品收率和物料平衡 (13) 2.5汽提水蒸汽用量 (15) 2.6塔板型式和塔板数 (16) 2.7常压塔计算草图 (17) 2.8 操作压力 (17) 2.9汽化段温度 (18) 3 塔底温度 (20) 4 塔顶及侧线温度的假设与回流分配 (21) 4.1全塔回流热 (21) 4.2侧线及塔顶温度核算 (22) 4.3全塔汽、液相负荷 (27) 4.4全塔汽液相负荷分布 (36) 5 塔的工艺计算 (36)

原油蒸馏的原理

原油蒸馏的基本原理及特点 1、蒸馏与精馏蒸馏是液体混合物加热，其中轻组分汽化，将其导出进行冷凝，使其轻重组分得到分离。蒸馏依据原理是混合物中各组分沸点(挥发度)的不同。 蒸馏有多种形式，可归纳为闪蒸(平衡汽化或一次汽化)，简单蒸馏(渐次汽化)和精馏三种。其中简单蒸馏常用于实验室或小型装置上，它属于间歇式蒸馏过程，分离程度不高。 闪蒸过程是将液体混合物进料加热至部分汽化，经过减压阀，在一个容器(闪蒸罐、蒸发塔)的空间内，于一定温度压力下，使汽液两相迅速分离，得到相应的汽相和液相产物。精馏是分离液体混合物的很有效的手段，它是在精馏塔内进行的。 2、原油常压蒸馏特点原油的常压蒸馏就是原油在常压(或稍高于常压)下进行的蒸馏，所用的蒸馏设备叫做原油常压精馏塔，它具有以下工艺特点： （1）常压塔是一个复合塔原油通过常压蒸馏要切割成汽油、煤油、轻柴油、重柴油和重油等四、五种产品馏分。按照一般的多元精馏办法，需要有n-1个精馏塔才能把原料分割成n个馏分。而原油常压精馏塔却是在塔的侧部开若于侧线以得到如上所述的多个产品馏分，就像n个塔叠在一起一样，故称为复合塔。 （2）常压塔的原料和产品都是组成复杂的混合物原油经过常压蒸馏可得到沸点范围不同的馏分，如汽油、煤油、柴油等轻质馏分油和常压重油，这些产品仍然是复杂的混合物(其质量是靠一些质量标准来控制的。如汽油馏程的干点不能高于205℃)。35℃~150℃是石脑油（naphtha）或重整原料，130℃~250℃是煤油馏分，250 ℃~300℃是柴油馏分，300℃~350℃是重柴油馏分，可作催化裂化原料。>350℃是常压重油。 （3）汽提段和汽提塔对石油精馏塔，提馏段的底部常常不设再沸器，因为塔底温度较高，一般在350℃左右，在这样的高温下，很难找到合适的再沸器热源，因此，通常向底部吹入少量过热水蒸汽，以降低塔内的油汽分压，使混入塔底重油中的轻组分汽化，这种方法称为汽提。汽提所用的水蒸汽通常是400℃~450℃，约为3M PA的过热水蒸汽。 在复合塔内，汽油、煤油、柴油等产品之间只有精馏段而没有提馏段，这样侧线产品中会含有相当数量的轻馏分，这样不仅影响本侧线产品的质量，而且降低了较轻馏分的收率。所以通常在常压塔的旁边设置若干个侧线汽提塔，这些汽提塔重叠起来，但相互之间是隔开的，侧线产品从常压塔中部抽出，送入汽提塔上部，从该塔下注入水蒸汽进行汽提，汽提出的低沸点组分同水蒸汽一道从汽提塔顶部引出返回主塔，侧线产品由汽提塔底部抽出送出装置。

最新年处理量00万吨卡宾达原油常压蒸馏塔设计本科

年处理量00万吨卡宾达原油常压蒸馏塔 设计本科

沈阳化工大学 本科毕业论文 题目：年处理量100万吨卡宾达原油常压蒸馏塔设计

毕业设计论文任务书 院(系):化学工程学院专业：化学工程与工艺班级：化工0707 姓名:刘宽

内容摘要 本次设计主要是针对年处理量100万吨卡宾达原油的常压设计。 原油常压蒸馏作为原油的一次加工工艺，在原油加工总流程中占有重要作用，在炼厂具有举足轻重的地位，其运行的好坏直接影响到后续的加工过程。其中重要的分离设备—常压塔的设计，是能否获得高收率、高质量油的关键。近年来常减压蒸馏技术和管理经验不断创新，装置节能消耗显著，产品质量提高。但与国外先进水平相比，仍存在较大的差距。 为了更好地提高原油的生产能力，本着投资少，能耗低，效益高的思想对卡宾达原油进行常压蒸馏设计。设计的基本方案是：初馏塔拔出重整料，常压塔采取三侧线，常压塔塔顶生产汽油，三个侧线分别生产煤油，轻柴油，重柴油。设计了一个初馏塔、一个常压塔、一段汽化蒸馏装置，此装置由一台管式加热炉、一个初馏塔，一个常压塔以及若干台换热器（完善的换热流程应达到要求：充分利用各种余热；换热器的换热强度较大；原油流动压力降较小）、冷凝冷却器、机泵等组成，在常压塔外侧为侧线产品设汽提塔。流程简单，投资和操作费用较少。原油在这样的蒸馏装置下，可以得到350-360℃以前的几个馏分，可以用作重整料、汽油、煤油、轻柴油、重柴油产品，也可分别作为重整化工（如轻油裂解）等装置的原料。蒸余的塔底重油可作钢铁或其它工业的燃料。在某些特定的情况下也可以作催化裂化或加氢裂化装置的原料。本次设计共用34块浮阀塔板，塔距0.8m，塔径2.6m，塔高28.22m。换热流程一共通过20次换热达到工艺要求，换热效率是88.31%。 关键词：原油；常压蒸馏；物料衡算；热量衡算；塔；换热

(完整版)22原油减压蒸馏装置设计_毕业设计论文

毕业设计（论文）题目： 22原油减压蒸馏装置设计

原油减压蒸馏控制系统设计 摘要 石油在加热条件下容易受热分解而使油品颜色变深、胶质增加。在常压蒸馏时，为保证产品质量，炉口温度一般不高于370℃，通过常压蒸馏，可以把原油中350℃以前的汽油、煤油、轻柴油等直流产品分离出来。350℃以上的高沸点馏分则难以蒸出，而这部分馏分油是生产润滑油和催化裂化原料油的主要原料，但是由于这部分油在高温下会发生分解反应，只能通过降低系统压力从而降低其沸点的方法来获得，所以一般情况下，炼油厂都会在常压蒸馏之后设置减压蒸馏过程，用以获取更大的经济效益。 根据生产任务的不同减压塔可以分为润滑油型和燃料油型两种。本次设计参考大庆原油的基本性质，其属于低硫石蜡基原油，其特点是高含蜡，高凝点，沥青质含量低，350~500℃减压馏分的润滑油含量约占原油的15%，而粘度指数可达90~120，是生产润滑油的良好原料，加工大庆原油时可以根据市场对产品的需求、经济效益等方面的因素，采用润滑油型加工方案。 本次设计根据任务书的要求，参照大庆原油的常减压蒸馏的部分操作数据，设计一座年处理量为300万吨的减压蒸馏装置，设计的主要内容包括：工艺流程的确定；抽真空系统相关参数的计算；加热炉负荷计算。 关键词：减压塔计算抽真空系统加热负荷

ABSTRACT Oil under color, increases in glial, in the atmospheric distillation, in order to ensure product quality, the mouth temperature is not 370 ℃,by atmospheric distillation, gasoline, kerosene, light diesel oil that lower than 350 ℃of DC products are separated. The 350 ℃distillation fraction is difficult to isolate, but this part o the distillate is the main raw material of producing lubricants and fluid catalytic cracking feedstock. As this part of the oil at , therefore, under normal circumstances, refinery will set the vacuum distillation process after distillation at normal pressure to obtain greater economic benefits. According to different production tasks, vacuum tower can be divided into two kinds of lubricant type and fuel type, the design references the basic nature of Daqing crude oil. It belongs to low sulfur paraffinic crude oil, characterized by of lubricating oil. Daqing crude oil can be processed in accordance with market demand on the production level, economic and other factors, using lubricant type processing program. According to the task requirements, refers to the operation data of Daqing crude oil vacuum distillation ,to design an annual unit. The main design elements include: vacuum tower of the industrial design calculations; vacuum system related calculations; Key words: vacuum tower calculations；vacuum systems；）和故障容错（Fault Tolerance）。提高计算机控制系统硬件可靠性的措施：冗余结构设计；提高元器件和部件的可靠性；合理设计系统结构；采用抗干扰技术。 本系统的上位机选用IPC-619研华工控机，深度仅为429 mm的紧凑型，4U

原油蒸馏的工艺流程

原油蒸馏的工艺流程 第一节石油及其产品的组成和性质 一、石油的一般性状、元素组成、馏分组成 （一）石油的一般性状 石油是一种主要由碳氢化合物组成的复杂混合物。世界各国所产石油的性质、外观都有不同程度的差异。大部分石油是暗色的，通常呈黑色、褐色或浅黄色。石油在常温下多为流动或半流动的粘稠液体。相对密度在?0.98g/cm 3之间，个别的如伊朗某石油密度达到，美国加利福尼亚州的石油密度低到。 （二）石油的元素组成石油的组成虽然及其复杂，不同地区甚至不同油层不同油井所产石油， 在组成和性质上也可能有很大的差别。但分析其元素，基本上是由碳、氢、硫、氧、氮五种元素所组成。其中碳、氢两中元素占96%?99%，碳占到83%?87%，氢占11%?14%。其余的硫、氧、氮和微量元素含量不超过1%?4%。石油中的微量元素包括氯、碘、磷、砷、硅等非金属元素和铁、钒、镍、铜、铅、钠、镁、钛、钴、锌等微量金属元素。 （三）石油的馏分组成 石油的沸点范围一般从常温一直到500C以上，蒸馏也就是根据各组分的沸点差别，将石油切割成不同的馏分。一般把原油从常压蒸馏开始镏出的温度（初馏点）到180C的轻馏分成为称为汽油馏分，180C?350C的中间馏分称为煤柴油馏分，大于350C的馏分称为常压渣油馏分。 二、石油及石油馏分的烃类组成 石油中的烃类包括烷烃、环烷烃、芳烃。石油中一般不含烯烃和炔烃，二次加

工产物中常含有一定数量的烯烃。各种烃类根据不同的沸点范围存在与对应的馏分中。 三、石油中的非烃化合物石油的主要组成使烃类，但石油中还含有相当数量的非烃化合物，尤其在重质馏分油中含量更高。石油中的硫、氧、氮等杂元素总量一般占1%- 4% 但石油中的硫、氧、氮不是以元素形态存在而是以化合物的形态存在，这些化合物称为非烃化合物，他们在石油中的含量非常可观，高达10%-20%。 （一）含硫化合物（石油中的含硫量一般低于%）含硫化合物在石油馏分中的分布一般是随着石油馏分的沸点升高而增 加，其种类和复杂性也随着馏分沸点升高而增加。石油中的含硫化合物给石油加工过程和石油产品质量带来许多危害。 1 、腐蚀设备 在石油炼制过程中，含硫化合物受热分解产生HS、硫醇、元素硫等活 性硫化物，对金属设备造成严重的腐蚀。石油中通常还含有MgC2、CaCb等 盐类，含硫含盐化合物相互作用，对金属设备造成的腐蚀将更为严重。石油产品中含有硫化物，在储存和使用过程中同样腐蚀设备。含硫燃料燃烧产生的SO、SO遇水后生成H2SO、H2SQ会强烈的腐蚀金属机件。 2、影响产品质量 硫化物的存在严重的影响油品的储存安定性，是储存和使用中的油品容易氧化变质，生成胶质，影响发动机的正常工作。 3、污染环境 含硫石油在加工过程中产生的H2S 及低分子硫醇等有恶臭的毒性气体， 会污染环境影响人体健康，甚至造成中毒，含硫燃料油燃烧后生成的SO2、