石油炼制工程.pptx

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1、第一章绪论一、一、中国炼油工业发展现状中国炼油工业发展现状 1 1、中国炼油工业发展简史、中国炼油工业发展简史 中国炼油工业是从建国以后开始建立的；在此之前仅有几个很小的炼油厂，而且工艺技术落后，设备简陋，大部分石油产品依靠进口。19581958年，在兰州建成了中国第一座现代化炼油厂；19601960年，大庆油田的开发，为我国炼油工业的发展奠定了基础；19631963年，实现了石油产品基本自给；19601960年代初，开始我国能自行设计，先后建成常减压蒸馏、催化裂化、催化重整等炼油生产装置，基本掌握了当时世界上的一些主要的炼油工艺技术。19781978年后，由于先进技术的引进，使我国的炼油工艺

2、技术基本或接近世界炼油技术水平。第1页/共359页 2 2、中国炼油工业现状、中国炼油工业现状 1 1）原油产量 19591959年建成第一个石油基地大庆油田，年产量140140万吨，占当时产量50%50%；19631963年生产原油439439万吨，占当时石油产量68%68%；19741974年大庆生产原油50005000万吨；19781978年我国原油产量突破1 1亿吨，成为世界产油大国；现在，全国共在陆地、海上建油气田2525个；19981998年生产原油1 1.6亿吨，天然气217亿立方米；近年来，减小开采量，逐步增加进口量。发现全国第二大油田，大北油气田。50年来，累计产原油35亿吨

3、，4000亿立方米天然气；按当前价则算约合人民币40000亿元；累计出口原油4.61亿吨，成品油1.22亿吨，创汇851亿美元；目前已探明原油储量197亿吨，天然气2万亿立方米；第2页/共359页2）原油加工能力我国第一座炼油厂在兰州；到1998年全国有大小炼油厂194座，年原油加工能力2.7亿吨，生产成品油1亿多万吨，主要油品基本满足需要。其中，处理能力大于250万吨/年，占近90%；2001年，原油加工量近2.1亿吨，汽油产量4124万吨，柴油产量7404万吨，煤油产量789万吨，液化气产量1065万吨，天然气产量303亿立方米。炼油规模逐渐加大，节省能源、人力、设备资金和占地面积。国外最

4、大的炼油厂规模高达4085万吨/年，平均规模540万吨/年，我国最大的炼油厂规模高达1600万吨/年，平均规模378万吨/年。第3页/共359页国内外主要原油的性质 特点和加工方案1、我国主要原油的性质和特点2、主要进口原油的性质和特点3、几种类型原油加工特点4、原油加工方案第4页/共359页1、我国主要原油的性质和特点我国产量较大的原油可分为三种类型：1）石蜡基原油2)中间基与石蜡中间基原油3)环烷和环烷中间基原油第5页/共359页1）石蜡基原油油田：大庆、吉林、中原、青海等。特点：含硫低，镍和钒含量不高，残炭低，沥青质低，含蜡高，凝固点高。第6页/共359页2)中间基与石蜡中间基原油油田：

5、胜利、辽河、大港等。特点：蜡含量低，镍含量高第7页/共359页3)环烷和环烷中间基原油油田：孤岛、单家寺、羊三木、高升等。特点：密度大，含蜡低，凝点低，胶质、残炭、酸值、镍含量高。第8页/共359页2、主要进口原油的性质和特点1）中东原油：轻质油收率高，氮含量低，硫含量高，蜡含量低，凝点低，金属含量高，钒高镍低，胶质含量低，残炭和沥青质高。基本属于：含硫和高硫中间基原油。适于多产柴油和沥青。2）亚太地区原油：轻质油收率高，硫含量低。3）西非原油：一般属于低硫石蜡基原油，轻质油收率高，硫含量低。4）独联体原油：轻质油收率高，凝点低。第9页/共359页3、几种类型原油加工特点1）低硫石蜡基原油以大

6、庆原油为代表，其加工特点：（1）由于原油含硫少，氮含量不高，轻质直馏产品基本不需要精制。（2）减压馏分油是催化裂化的好原料，是生产润滑油好原料。（3）由于含蜡高，是生产石蜡的好原料。（4）由于轻馏分油饱和烃含量高，作为裂解原料，乙烯收率高。（5）由于减压渣油的残炭低，杂质少，可以作为催化裂化原料。第10页/共359页2）中间基原油以胜利、辽河等原油代表，其加工特点：（1）直馏汽油芳烃潜含量较高，适于作为催化重整原料。其直馏产品酸度高，一般需要精制。（2）减压馏分油中，烷烃含量低，作为催化裂化原料，生焦量大，柴油十六烷值低，需要改质，各馏分的芳烃含量都较高，不适合作裂解原料。（3）渣油可以生产沥

7、青。第11页/共359页3）含硫和高硫原油 以中东原油为代表，其加工特点：（1）产品含硫高，需要精制脱硫。（2）柴油收率高，凝点低，十六烷指数高，适合于生产低凝优质柴油。（3）减压渣油蜡含量低，饱和烃含量少，是生产高等级沥青的优质原料。第12页/共359页炼油厂的构成和工艺流程一、炼油生产装置原油分离装置重质油轻质化装置油品改质及油品精致装置油品调和装置气体加工装置制氢装置化工产品生产装置第13页/共359页二、辅助设施供电系统供水系统供水蒸气系统供气系统原油和产品储运系统三废处理系统第14页/共359页催化裂化：以较重原油为原料，用硅酸铝或在硅酸铝上加入分子筛为催化剂来生产汽油、柴油和液化气

8、等轻质产品。一般用减压馏分油、脱沥青油、焦化蜡油为原料。催化重整：以石脑油为原料，在催化剂和氢气作用下进行的重整过程，用于生产芳烃或高辛烷值的汽油。第15页/共359页加氢精制：各种直馏的或二次加工的油，靠加氢方法来脱除硫、氮、氧、金属等杂质，统称为加氢精制。加氢裂化：在一定温度和氢压下，靠催化剂的作用，使重质原料油发生裂化、加氢、异构化等反应，生产各种轻质油品或润滑油料的二次加工方法。第16页/共359页加工能力原油加工能力：常压蒸馏重质油轻质化能力：催化裂化加氢裂化焦化过程的处理能力与原油加工能力之比生产汽油的能力：催化裂化（数量）催化重整烷基化异构（质量）加工含硫原油的能力：加氢能力第1

9、7页/共359页第七章石油蒸馏过程蒸馏是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馏分，或者是分离为近似纯的产物。在炼厂中，可以遇到多种形式的蒸馏操作，但可以把它们归纳为三种基本类型。第18页/共359页1、闪蒸平衡汽化进料以某种方式被加热至部分汽化，经过减压设施，在一个容器（如：闪蒸罐、蒸发塔、蒸馏塔的汽化段等）的空间内，在一定的温度、压力下，气液两相迅即分离，得到相应的气相和液相产物，此过程即为闪蒸。上述过程中，如果气、液两相有足够的时间密切接触，达到平衡状态，则这种汽化方式称为平衡汽化。平衡汽化的逆过程称为平衡冷凝。第19页/共359页2.简单蒸馏渐次汽化简单蒸馏

10、是实验室或小型装置上常用于浓缩物料或粗略分割油料的一种蒸馏方法。液体混合物在蒸馏釜中被加热，在一定压力下，当温度达到混合物的泡点温度时，液体即开始汽化，生成微量蒸气。生成的蒸气当即被引出并经冷凝冷却后收集起来，同时液体继续加热，继续生成蒸气并被引出。这种蒸馏方式称为简单蒸馏或微分蒸馏。在简单蒸馏中，每个瞬间形成的蒸气都与残存液相处于平衡状态，在整个蒸馏过程中，所产生的一系列微量蒸气的组成是不断变化的。第20页/共359页3.精馏精馏有连续式和间歇式两种，现代石油加工装置中都采用连续式精馏；沿着精馏塔高度建立了两个梯度：温度梯度，即自塔底至塔顶温度逐级下降。浓度梯度，即气、液相物流的轻组分浓度自

11、塔底至塔顶逐级增大。借助于精馏过程，可以得到一定沸程的馏分，也可以得到纯度很高的产品。对于石油精馏，一般只要求其产品是有规定沸程的馏分，在炼油厂中，常常有些精馏塔在精馏段抽出一个或几个侧线产品，也有一些精馏塔只有精馏段或提馏段。第21页/共359页第一节石油及其馏分的气一液平衡一、气一液相平衡及相平衡常数当体系中气、液两相呈平衡时，整个相平衡体系的温度和压力都是均匀的。按热力学第二定律有：式中 气相和液相中组分i的化学位。对于非理想溶液，则组分的逸度应当代以活度来处理相平衡关系，在气液传质过程中，气液平衡时某组分在气相中的浓度与其在液相中浓度的比值称为相平衡常数。第22页/共359页1PTK列

12、线图法图75是轻质烃的PTK列线图，反映了相平衡常数与压力和温度的关系。此法求得的相平衡常数值只是温度和压力的函数，而与混合物的组成无关。显然，此法只适用于气相和液相都是理想溶液的体系。此法的精确度虽然不是很高，但是对一般工程计算是适用的，而且方法简捷。第23页/共359页2会聚压法对于非理想溶液，混合物的组成对相平衡常数有影响。对于这个影响，在用热力学参数计算的方法中是借助于活度系数来进行“校正”的。此外，还有另一种解决办法，就是引进一个新的参数会聚压。第24页/共359页 为便于说明什么是体系的会聚压，以一个由组分A(低沸组分)和B(高沸组分)组成的二元混合物为例。将A和B在恒温下的相平衡

13、常数K随压力P的变化予以标绘，得到如图76所示的logKlogP关系曲线。如果是理想溶液，则A和B是两条互不相关的直线(如虚线所示)，它们不会交汇。然而在高压条件下，实际混合物必然是非理想溶液，表现出与理想溶液有明显的差别：A、B两条曲线互相趋近，最后于K=1.0处会聚于一点。对应于这个会聚点的压力就称为混合物的会聚压或收敛压Pcv，如果所选的温度条件正好是混合物的临界温度Tc，则此时的会聚压就等于体系的临界压力PC。只要温度不高于混合物中最重组分的临界温度，就会出现会聚现象，只是温度不同时，体系的会聚压数值也不相同。第25页/共359页3.K值的内插和外延在缺乏所需相平衡常数资料的情况下，可

14、以考虑根据已有的数据进行内插和外延，但应注意限度。同样分子特征的化合物，如同系物，在温度和压力一定时，它们的logK与相对分子质量M的关系是一条直线。因此，已知几个同系物的K值，可以用内插法或在不大的范围内外延的办法来求取其他同类化合物的K值。在恒温下，将logK对总压作图，也可得一直线，在对比压力Pr0.4的范围内，可以延长直线以估定其他压力下的K值。在恒压下，将logK对温度作图所得的曲线，可外延到对比温度Tr=0.5处，从而得到其他温度下的K值。第26页/共359页二、石油及石油馏分的蒸馏曲线1.恩氏蒸馏曲线恩氏蒸馏是一种简单蒸馏，它是以规格化的仪器和在规定的实验条件下进行的，故是一种提

15、条件性的试验方法。将馏出温度（气相温度）对馏出量（体积百分率）作图，得到恩氏蒸馏曲线。恩氏蒸馏的本质是渐次汽化，基本上没有精馏作用，因而不能显示油品中各组分的实际沸点，但能反映油品在一定条件下的汽化性能，简单易行，所以，广泛用作反映油品汽化性能的一种规格试验。第27页/共359页2.实沸点蒸馏曲线实沸点蒸馏是一种实验室间歇蒸馏。油品的实沸点蒸馏曲线大体上反映各组分沸点变迁情况的连续曲线。第28页/共359页3.平衡汽化曲线在实验室平衡汽化设备中，将油品加热汽化，使气液两相在恒定的压力和温度下密切接触一段足够长的时间迅即分离，即可得到油品在该条件下的平衡汽化率。在恒压下选择几个合适的温度（至少五

16、个）进行试验，就可得到恒压下平衡汽化率与温度的关系。以汽化温度对汽化率作图，即可得油品的平衡汽化曲线。根据平衡汽化曲线，可以确定油品在不同汽化率时的温度（如精馏塔进料段的温度），泡点温度（如精馏塔侧线温度和塔底温度），露点温度（精馏塔顶温度）等。第29页/共359页4.三种蒸馏曲线的比较同一种油品的三种蒸馏曲线，就曲线的斜率而言，平衡汽化曲线最平缓，恩氏蒸馏曲线比较陡，而实沸点蒸馏曲线的斜率最大。这种差别正是这三种蒸馏方式分离效率的差别的反映，即实沸点蒸馏的分离精确度最高，恩氏蒸馏次之，而平衡汽化最差。这是由三种蒸馏的本质所决定。第30页/共359页5.蒸馏曲线的相互换算1）常压蒸馏曲线的互相

17、换算a）常压恩氏蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的互换互换时，可利用实沸点蒸馏50%馏出温度与恩氏蒸馏50%馏出温度的关系图和实沸点蒸馏曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系图。这两张图适用于特性因素=11.8，沸点低于427的油品。计算馏出温度与实验相差约5.5，偏离规定条件时可能产生重大误差。b）常压恩氏蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互换互换时，可利用常压恩氏蒸馏50%点与平衡汽化50%点的换算图和平衡汽化曲线各段温差与恩氏蒸馏曲线各段温差的关系图。这两张图适用于特性因素=11.8，沸点低于427的油品，计算馏出温度与实验偏差在8.3以内。第31页/共359页c）常压实沸点蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互换

18、互换时，可利用经验图表常压实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的换算。该图引进了参考线的概念，所谓参考线是指通过实沸点蒸馏或平衡汽化曲线的10%点与70%点的直线。第32页/共359页2）减压1.33kPa（残压10mmHg）蒸馏曲线的互换残压1.33kPa（10mmHg）的各种蒸馏曲线的互相换算可以采用经验图表：3）减压1.33kPa（残压10mmHg）蒸馏曲线换算为常压蒸馏曲线4）常压平衡汽化曲线换算为压力下平衡汽化曲线5）常压与减压平衡汽化曲线的换算第33页/共359页三、复杂体系汽液平衡的“假多元组分”处理方法假多元系法：把石油或石油馏分按沸程分为一系列窄馏分，每个窄馏分都被看作一个组分，称为

19、假组分或虚拟组分，同时以窄组分的平均沸点、密度、平均相对分子质量等表征各假组分的性质。这样，石油馏分这一复杂混合物就可以看成是由一定数量假组分构成的假多元系混合物，然后按多元系气液平衡的处理方法进行计算。这种处理方法称为假组分法或假多元系法。第34页/共359页四、油一水不互溶体系的气一液平衡水在油中的溶解度很微小，一般情况下都把水和油的混合物看作是不互溶体系。至于气相，则任何气体都能均匀混合。因此，所谓不互溶只是指液相而言。在石油蒸馏塔中，常常吹入一定量的过热水蒸气以降低油气分压而帮助它汽化；塔顶的气相馏出物往往在水蒸气的存在下冷凝冷却等等。这些情况司以归纳成三种类型，即：过热水蒸气存在下油

20、的汽化；饱和水蒸气存在下油的汽化；油气水蒸气混合物的冷凝。第35页/共359页1.过热水蒸气存在下油的汽化在这种情况下，水蒸气始终处于过热状态，即没有液相水的存在。在气相中(7-50)式中P体系总压；PAA蒸气的分压；PS水蒸气的分压。由于只有A一个液相，而且与汽相呈平衡，故式中为纯A的饱和蒸气压。第36页/共359页当体系总压一定时，而且没有水蒸气存在，则液体A要在时才能沸腾。可是在水蒸气存在时，只要，A就能沸腾。或者说，过热水蒸气的存在使A的沸点下降了。下面再分析一下过热水蒸气的数量的影响。根据分压定律，在气相中，式中，NS和NA分别为水蒸气和A蒸气的摩尔数。第37页/共359页当P一定、

21、要求A的汽化量NA一定，则NS增大时，PA0可降低，换言之，增加NS可以在更低的温度下得到相同数量的NA。当P和T都一定时，方程式的右方为一常数，则增大NS时，NA会按比例增大。如果体系中的物料不是纯物质A而是石油馏分O，上述的基本原理仍然适用，但是由于石油馏分不是纯物质而是一种混合物，在具体计算中会带来一些重要的差别。第38页/共359页2.饱和水蒸气存在下油的汽化对于这种情况，在气相中是水蒸气和油气组成的均匀相，在液相中则有不互溶的两相水相和油相。在平衡时，第39页/共359页 3油气一水蒸气混合物的冷凝油气一水蒸气混合物的冷凝实际上就是前边两种情况的逆过程。在实际过程中，油气一水汽混合物

22、是在流动中被冷凝冷却，在流动中会有流动压降，因此，混合物的冷凝过程也不是一个恒压过程。但是，此过程的基本原理仍然是一样的，只是问题变得稍为复杂一些罢了。在系统压降不太大时，为方便起见，常可把它当作恒压过程来对待。第40页/共359页第二节原油精馏塔一、常减压蒸馏流程一个生产装置的设备、机泵、工艺管线和控制仪表按生产的内在联系而形成的有机组合称为工艺流程。在图中只列出主要设备、机泵和主要的工艺管线，称为原理流程图。图733是典型的原油常减压蒸馏原理流程图。它是以精馏塔和加热炉为主体而组成蒸馏装置。第41页/共359页原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水，脱盐后原油换热到230240进初馏塔（又称

23、预汽化塔），塔顶出轻汽油馏分或重整原料。塔底为拔头原油经常压炉加热至360370进入常压分馏塔，塔项出汽油。侧线自上而下分别采出煤油、柴油以及其它油料，常压塔底油经减压炉加热到405410送入减压塔，为了减少管路压力降和提高减压塔顶真空度，减压塔项一般不出产品而直接与抽空设备联接，并采用塔顶循环回流方武。减压塔开有34个侧线，根据炼油厂的加工类型（燃料型或润滑油型）不同可生产催化裂化原料或润滑油料。从原油的处理过程来看，上述常减压蒸馏装置分为原油初馏（预汽化）、常压蒸馏和减压蒸馏三部分，油料在每一部分都经历了一次加热汽化冷凝过程，故称之为“三段汽化”第42页/共359页采用初馏塔的好处是：（l

24、）可显著减小换热系统压力降，避免原油泵出口压力过高，减少动力消耗和设备泄漏的可能性。（2）可避兔或减小当原油脱盐脱水不好时引起的流动阻力增大及系统操作不稳。（3）减轻主塔（常压塔）塔项系统腐蚀，初馏塔可得到含砷量低的重整原料。此外，设置初馏塔有利于装置处理能力的提高。一段汽化：指的是原油经过一次的加热一汽化一冷凝完成了将原油分割为符合一定要求馏出物的加工过程。二段汽化：常压蒸馏减压蒸馏三段汽化：预汽化常压蒸馏减压蒸馏第43页/共359页一脱四注一、一脱原油中含有盐类，与水发生水解反应生成盐酸，有腐蚀性。炼油厂采用电脱盐的方法，盐类溶解在水中，脱盐和脱水是同时进行的。第44页/共359页二、四注

25、注氨：中和盐酸和硫化氢，增强缓蚀剂的作用。注缓蚀剂：使金属不被腐蚀。注水：增加水滴的密度使使水滴更易聚结，溶解溶解悬浮在油中的盐。注碱：把油中的盐转化为不易水解的氯化钠。第45页/共359页二、原油常压精馏塔的工艺特征1.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。在石油精馏中，各产品本身是一种复杂混合物，产品的分离精度并不要求很高，若采用多塔串联，太不经济。实际上把几个简单精馏塔重叠起来，它的精馏段相当于原来四个简单塔的四个精馏段的组合，而其下段则相当于第一个塔的提馏段，这样的塔称为复合塔或复杂塔。第46页/共359页2.汽提塔和汽提段在复合塔内，在汽油、煤油

26、、柴油等产品之间只有精馏段而没有提馏段，侧线产品中必然含有相当数量的轻馏分，这样不仅影响侧线产品的质量（如轻柴油的闪点等），而且降低了较轻馏分的产率。为此，在常压塔的外侧，为侧线产品设汽提塔，在汽提塔低部吹入少量过热水蒸气以降低侧线产品的油气分压，使混入产品中的较轻馏分汽化而返回常压塔。这种汽提塔和精馏塔的提馏段在本质上是不同的。第47页/共359页有些情况侧线的汽提塔不采用水蒸气，而使用再沸器，原因是：产品中会溶解微量水分，对有些要求低凝点或低冰点的产品，有影响。水的用量增加了塔内的气相负荷。水蒸气的冷凝潜热很大，采用再沸器的能降低塔顶冷凝器的负荷。有助于减少装置的含油污水量。第48页/共3

27、59页3.全塔热平衡常压塔塔底不设再沸器，热量来源几乎完全靠原油本身带入，全塔热平衡引出的结果如下：（1）常压塔进料应有适当的过汽化率（2）常压塔的回流比是由全塔热平衡决定的，变化的余地不大。多元系精馏与原油精馏不同：多元系精馏的回流比是由分离精确度要求决定，全塔热平衡是通过调节再沸器负荷来达到。常压塔产品要求的分离精确度不高，只要塔板数选择适当，在一般情况下，由全塔热平衡所确定的回流比已完全能满足精馏的要求；操作中，如回流比过大，则必然会引起塔的各点温度下降，馏出产品变轻，拔出率降低。第49页/共359页4.恒分子流的假定完全不适用石油是复杂的混合物，各组分之间的性质有很大差别，它们的摩尔汽

28、化潜热相差很远，沸点之间的差别甚至可相差几百度，如常压塔塔顶和塔底之间温差可达250左右。显然，以精馏塔上下温差不大、塔内各组分的摩尔汽化潜热相近为基础所作出的恒摩尔流假设对常压塔完全不适用。第50页/共359页三、分馏精确度1.分馏精确度的表示方法对于石油精馏塔中相邻两个馏分之间的分馏精确度，则通常用该两个馏分的馏分组成或蒸馏曲线(一般是恩氏蒸馏曲线)的相互关系来表示恩氏蒸馏（0100）间隙=t0Ht100L在实际应用中，恩氏蒸馏的t0%和t100%不易得到准确数值，通常是用较重馏分的5点t5H与较轻馏分的95点t95L之间的差值来表示分馏精确度，即，恩氏蒸馏（595）间隙=t5Ht95L上

29、式结果为负值时表示重叠。第51页/共359页2.分馏精确度与回流比、塔板数的关系影响分馏精确度的主要因素是物系中组分之间分离的难易程度、回流比和塔板数。对二元和多元物系，分离的难易程度可以组分之间的相对挥发度来表示；对于石油馏分则可以用两馏分的恩氏蒸馏50点温度之差t50来表示。石油精馏塔的塔板数主要靠经验选用，表77、表78是常压塔板数的参考值。第52页/共359页3实沸点切割点和产品收率在实际工作中，已知各产品所要求的恩氏蒸馏数据，要求确定实沸点切割点和产品收率。此时可以用下述的方法。将产品的恩氏蒸馏初馏点和终馏点换算为实沸点蒸馏初馏点和终馏点。这个换算可以采用本章第一节介绍的方法，也可以

30、用图741作近似换算。取为实沸点切割温度第53页/共359页四、石油精馏塔的气、液相负荷分布规律精馏塔中的气、液相负荷是设计塔径和塔板水力学计算的依据。我们所用的分析工具就是热平衡。为了分析石油精馏塔内气、液相负荷沿塔高的分布规律，可以选择几个有代表性的截面，作适当的隔离体系，然后分别作热平衡计算，求出它们的气、液负荷，从而了解它们的沿塔高的分布规律。下面我们以常压精馏塔为例进行分析。第54页/共359页1塔顶气、液相负荷对常压精馏塔作热平衡。为简化计，侧线汽提蒸汽量暂不计入。先不考虑塔顶回流，则进入该隔离体系的热量，离开隔离体系的热量，=第55页/共359页Q是为了达到全塔热平衡必须由塔顶回

31、流取走的热量，亦即全塔回流热。所以，塔顶回流量，塔顶气相负荷 (kmolh)=Lo+D+S第56页/共359页2汽化段气、液相负荷如果将过汽化度忽略，则汽化段液相负荷(亦即从精馏段最低一层塔板n流下的液相回流量)为 实际计算中应将过汽化量计入，此时不等于零。气相负荷(亦即从汽化段进入精馏段的气相流量)为，第57页/共359页3最低侧线抽出板下方的气、液相负荷 作隔离体系I，并对隔离体系I作热平衡。暂不计液相回流在n板上汽化时焓的变化，则进出隔离体系I的热量，在精馏过程中，沿塔高自下而上有一个温度梯度，故，因此，第58页/共359页可见，即使在汽化段处没有液相回流的情况下，汽化段上方的塔板上已有

32、回流出现，就是第n-1板下的液相负荷。第n板上的气相负荷，Vn(kmolh)=D+M+G+S+第59页/共359页 现在考察柴油抽出板(第m1板)下的，在图744作隔离体系，并作体系的热平衡。进出隔离体系的热量如下令m板上的回流热为 从第m1板流至第m板的液相回流量为第60页/共359页前面提到：即自汽化段以上，沿塔高上行，须由塔板上取走的回流热逐板增大。由此可得出结论：沿着石油精馏塔自下而上，各层塔板上的油料愈来愈轻，平均相对分子质量愈来愈小，其摩尔汽化潜热也不断减小，但是每层板上的回流热却愈来愈大。由此可以判断：以摩尔表示的液相回流量沿塔高自下而上是逐渐增大的即第61页/共359页现再分析

33、气相负荷，自第n板上升的气相负荷应为，(kmolh)=D+M+G+S+自第m板上升的汽相负荷应为，(kmolh)=D+M+G+S+既然Vn第62页/共359页4经过侧线抽出板时气、液相负荷的变化 以柴油侧线抽出板m1板为例。仍用图744对隔离体系作热平衡。先不计回流则：第m1板上的回流热，故由第m2板流至第m1板的液相回流量为，第63页/共359页由此又可得一结论：沿塔高自下而上，每经过一个侧线抽出塔板，液相回流量除由于塔板温降所造成的少量增加外，另有一个突然的增加。这个突增量可以认为等于侧线抽出量。至于侧线抽出板上的气相负荷，则情况与液相负荷有所不同。柴油抽出板上的气相负荷为相比较，中减少了

34、G，但是比却除了因塔板温降而引的少量增加外，还增加了一个突增量，这个突增量正好相当于式(766)中的G。因此，在经过侧线抽出板时，虽然液相负荷有一个突然的增量，而气相负荷却仍然只是平缓地增大。第64页/共359页 5塔顶第一、二层塔板之间的汽、液相负荷前面讨论的从汽化段往上的液相回流分布情况所涉及的回流都是热回流。到了塔顶第一板上，情况发生了变化，进入塔顶第一板上的液相回流不是热回流而是冷回流，即是温度低于泡点的液体。因此，在第一板上的回流量的变化不同于其下面各板上回流变化的规律。下面我们分析一下回流量在一、二层板之间的变化情况。令为第2板上的回流热，为第1板上的回流热。在不设循环回流时，也就

35、是全塔回流热。从第一板流至第二板的回流量为，第65页/共359页塔顶冷回流量为由于相邻两板的温差不大，为方便比较，可近似地认为，又因相邻两板上液体的组成和性质，相近，因而又可以简化地认为即，沿塔高自下而上，液相回流逐板增大，至第二板上达到最大，而到第一板上则有一明显的突降。第66页/共359页精馏塔内的气、液相负荷分布规律可归纳如下(不考虑汽提水蒸气)：原油进入汽化段后，其气相部分进入精馏段。自下而上，由于温度逐板下降引起液相回流量(kmolh)逐渐增大，因而气相负荷(kmolh)也不断增大。到塔顶第一、二层塔板之间，气相负荷达到最大值。经过第一板后，气相负荷显著减小。从塔顶送入的冷回流，经第

36、一板后变成了热回流(即处于饱和状态)，液相回流量有较大幅度的增加，达到最大值。在这以后自上而下，液相回流量逐板减小。每经过一层侧线抽出板，液相负荷均有突然的下降，其减少的量相当于侧线抽出量。到了汽化段，如果进料没有过汽化量，则从精馏段末层塔板流向汽化段的液相回流量等于零。通常原油入精馏塔时都有一定的过汽化度，则在汽化段会有少量液相回流，其数量与过汽化量相等。进料的液相部分向下流入汽提段。如果进料有过汽化度，则相当于过汽化量的液相回流也一齐流入汽提段。由塔底吹入水蒸气，自下而上地与下流的液相接触，通过降低油汽分压的作用，使液相中所携带的轻质油料汽化。因此，在汽提段，由上而下，液相和气相负荷愈来愈

37、小，其变化大小视流入的液相携带的轻组分的多寡而定。轻质油料汽化所需的潜热主要靠液相本身来提供，因此液体向下流动时温度逐板有所下降。第67页/共359页2塔顶循环回流塔顶循环回流从塔内抽出经冷却至某个温度再送回塔中，物流在整个过程中都是处于液相，而且在塔内流动时一般也不发生相变化，它只是在塔里塔外循环流动，借助于换热器取走回流热。循环回流的量可由下式计算：为了保证塔内精馏过程的正常进行，在采用循环回流时必须在循环回流的出入口之间增设23块换热塔板，以保证其在流入下一层塔板时能达到要求的相应的温度。第68页/共359页塔顶循环回流主要是用在以下几种情况：塔顶回流热较大，考虑回收这部分热量以降低装置

38、能耗。塔顶馏出物中含有较多的不凝气(例如催化裂化主分馏塔)要求尽量降低塔顶馏出线及冷凝冷却系统的流动压降，以保证塔顶压力不致过高(如催化裂化主分馏塔)，或保证塔内有尽可能高的真空度(例如减压精馏塔)。第69页/共359页 3中段循环回流循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。石油精馏塔采用中段循环回流主要是出于以下两点考虑：在塔的中部取走一部分回流热，从而使全塔沿塔高的气、液相负荷分布比较均匀。石油精馏塔的回流热数量很大，合理回收利用.对常压塔，中段回流取热量一般以占全塔回流热的4060为宜。第70页/共359页设置中段循环回流时，还须考虑以下几个具体问题：中段循环回流的数目：对有三

39、、四个侧线的精馏塔，用两个中段回流；对只有一、二个侧线的塔，以采用一个中段回流为宜。塔顶和一线之间，一般不设中段回流。中段循环回流进出口的温差：国外采用的温差常在6080上下，国内则多用80120。中段循环回流的进出口位置。中段回流的进塔口一般设在抽出口的上部。在两个侧线之间。第71页/共359页六、操作条件的确定操作压力原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制于塔顶产品接受罐的温度下的塔顶产品的泡点压力。为了克服塔顶流出物流经管线和设备的流动阻力，常压塔顶的压力应稍高于产品接受罐的压力。在确定塔顶产品接受罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶流出物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操

40、作压力。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程包括连接管线在内的压降一般约为0.02MPa，使用空冷器时的压降可能稍低些国内多数常压塔得塔顶操作压力大约在0.130.16MPa之间。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的。塔的各部位的操作压力与油气流经塔板时所造成的压降有关。油气由上而下流动，故塔内压力又下而上逐渐降低。由加热炉出口经转油线到精馏塔汽化段的压力降通常为0.034MPa，因此，由汽化段的压力即可推算出炉出口压力。第72页/共359页操作温度先假设某处温度为t，做热平衡以求得该处的回流量和油气分压，再利用相平衡关系平衡汽化曲线，求得相应的温度(泡点、露点或一定气化率的温

41、度)。与t的误差应小于1%，否则须另设温度t，重新计算直至达到要求的精度为止。假设温度的初值：在塔内有水蒸气存在的情况下，常压塔顶汽油蒸气的温度可以大致定为该油品的恩氏蒸馏60%点温度。当全塔汽提水蒸气用量不超过进料量的12%时，侧线抽出板温度大致相当于该油品的恩氏蒸馏5%点温度。第73页/共359页各部位操作温度汽化段温度汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。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、汽提蒸气量等也已确定，就可以算出汽化段的油气分压。进而可以作出进料（在常压塔的情况下即为原油）在常压下的、在汽化段油气分压下的以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线，如图71

42、5。根据预定的汽化段中的总汽化率，由该图查得汽化段温度，由和可算出汽化段内进料的焓值。在汽化段内发生的是绝热闪蒸过程。如果忽略转油线的热损失，则加热炉出口处进料的焓应等于汽化段内进料的焓。加热炉出口温度必定高于汽化段温度，而炉出口处汽化率则必然低于汽化段的汽化率。第74页/共359页塔底温度一般均采用经验数据。原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段温度低510侧线温度侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油气分压下的泡点温度。侧线温度的计算要用猜算法。先假设侧线温度，作适当的隔离体和热平衡，求出回流量，算得油气分压，再求得该油气分压下的泡点温度。应与假设的相符，否则重

43、新假设，直至达到要求的精度为止。这里要说明两点：计算侧线温度时，最好从最低的侧线开始，这样计算比较方便。为了计算油气分压，所谓的侧线产品的油气分压即是指该处内回流蒸气的分压。第75页/共359页塔顶温度塔顶温度是塔顶产品在其本身油气分压下的露点温度。算出油气分压后，求出塔顶产品在此油气分压下的露点温度，以此校核所假设的塔顶温度。原油初馏塔、常压塔的塔顶不凝气量很少，可忽略不计。忽略不凝气以后求得的塔顶温度较实际塔顶温度约高出3，可将计算所得的塔顶温度乘以系数0.97作为采用的塔顶温度。在确定塔顶温度时，应同时校核水蒸气在塔顶是否会冷凝。若水蒸气的分压高于塔顶温度下水的饱和蒸气压，则水蒸气就会冷

44、凝。第76页/共359页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，有的也可能低得更多些。当需要严格计算时，可以根据汽提出的轻组分的量通过热平衡计算求取。当用再沸提馏时，其温度为该处压力下侧线产品的泡点温度，此温度有时可高出该侧线抽出板温度十几度。第77页/共359页3汽提水蒸气用量石油精馏塔的汽提蒸汽一般都是用温度为400450的过热水蒸气(压力约为03MPa)，用过热蒸气的主要原因是防止冷凝水带入塔内。侧线产品汽提的目的主要是驱除其中的低沸组分，从而提高产品的闪点和改善分馏精确度；常压塔底汽提主要是为了降低塔底重油中350以前馏分的含量以提高直馏轻质油品的

45、收率，同时也减轻了减压塔的负荷，减压塔底汽提的目的则主要是降低汽化段的油气分压，从而在所能达到的最高温度和真空度之下尽量提高减压塔的拔出率。第78页/共359页第四章减压蒸馏塔根据生产任务的不同，减压塔可分为润滑油性和燃料型两种。在一般情况下，无论是哪种类型的减压塔，都要求有尽可能高的拔出率。减压蒸馏的核心设备是减压精馏塔和它的抽真空系统。第79页/共359页一、减压精馏塔的工艺特征减压精馏塔的一般工艺特征对减压塔的基本要求是在尽量避免油料发生分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分油。做到这一点的关键在于提高汽化段的真空度，为了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔顶抽真空系统外，一般还采

46、取以下几种措施：第80页/共359页降低从汽化段到塔顶的流动压降。这一点主要依靠减少塔板数和降低气相通过每层塔板的压降。降低塔顶油气流出管线的流动压降。现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气之用，采用塔顶循环回流而不采用塔顶冷回流。一般的减压塔塔底汽提蒸汽用量比常压塔大，其主要目的是降低汽化段中的油气分压。当汽化段的真空度比较低时，要求塔底汽提蒸汽量较大。近年来，少用或不用汽提蒸汽的干式减压蒸馏技术有较大的发展。第81页/共359页减压塔汽化段温度并不是常压重油在减压蒸馏系统中所经受的最高温度，此最高温度的部位是在减压炉出口。为了避免油品分解，对减压炉出口温度要加以限制，在

47、生产润滑油是不得超过395，在生产裂化原料是不超过400420，同时在高温炉管内采用较高的油气流速以减少停留时间。缩短渣油在减压塔内的停留时间。塔底减压渣油是最重的物料，如果在高温下停留时间过长，则其分解、缩合等反应会进行的比较显著。其结果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度下降；另一方面会造成塔内结焦。因此，减压塔底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的停留时间。第82页/共359页除了上述为满足“避免分解、提高拔出率”这一基本要求而引出的工艺特征外，减压塔还由于其中的油、气的物性特点而反映出另一些特征。在减压下，油气、水蒸气、不凝气的比容大，比常压塔中油气的比容要高出十余倍。尽管减压蒸馏时

48、允许采用比常压塔高的多（通常约两倍）的空塔线速，减压塔的直径还是很大。为此，减压塔一般采用多个中段循环回流，常常是在每两个侧线之间都设中段循环回流。这样做也有利于回收利用回流热。第83页/共359页减压塔处理的油料比较重、粘度比较高，而且还可能含有一些表面活性物质。加之塔内的蒸气速度又相当高，因此蒸气穿过塔板上的液层时形成泡沫的倾向比较严重。为了减少携带泡沫，减压塔内的板间距比常压塔大。加大板间距同时也是为了减少塔板数。此外，在塔的进料段和塔顶都涉及了很大的气相破沫空间，并设有破沫网等设施。由于上述各项工艺特征，从外形来看，减压塔比常压塔显得粗而短。此外，减压塔的底座较高，塔底液面与塔底油抽出

49、泵入口之间的高差在10m左右，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。第84页/共359页润滑油型减压塔的工艺特征润滑油型减压塔为后续的加工过程提供润滑油料，对润滑油型减压塔的分馏精确度的要求与原油常压分馏塔差不多，故它的设计计算也与常压塔大致相同。由于减压下馏分之间的相对挥发度较大，而且减压塔内采用较大的板间距，故两个侧线馏分之间的塔板数比常压塔少，一般35块塔板即能满足要求。有的减压塔的侧线抽出板采用升气管式（或称烟囱形）抽出板。这种抽出板形式对于集油和抽油操作比较好，但是它没有精馏作用，其压降约为0.130.26kPa。第85页/共359页中段回流可以采用图758的形式，也可以采用图759

50、的形式，后者是把中段回流抽出与侧线抽出结合在一起，这样可使塔板效率受循环回流的影响小些，以减少由于中段回流而加设的塔板的数目，有利于降低精馏段的总压降。对减压塔的温度条件常按如下经验来求定：侧线温度：取抽出板上总压的3050%作为油气分压计算侧线油品的泡点：塔顶温度：一般比塔顶循环回流进塔温度高出2840；塔底温度通常比汽化段温度低510，也有多达摄氏十几度者。第86页/共359页燃料型减压塔的工艺特征燃料型减压塔的主要任务是为催化裂化和加氢裂化提供原料。对燃料型减压塔的基本要求是在控制馏出油中的胶质、沥青质和重金属含量的前提下尽可能提高馏出油的拔出率。为达到这个基本要求，燃料型减压塔具有以下