常减压蒸馏工艺计算汇总
本科毕业设计工艺计算
题目年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间初步设计院（系环化学院
班级：化工12-2 姓名：柴昶
学号： 2012020836 指导教师：张劲勇
教师职称：教授
2016年3月
第4章工艺计算
4.1设备选择要点
4.1.1 圆筒管式炉
（1）合理确定一段（对流段）和二段（辐射段）加热面积比例，应满足正常条件下，二段焦油出口温度400～410℃时，一段焦油出口温度在120～130℃之间的要求。
（2）蒸汽过热管可设置预一段或二段，要合理确定加热面积。当蒸气量为焦油量的4%时，应满足加热至400～450℃的要求。
（3）辐射管热强度实际生产波动在18000～26000千卡/米2·时，设计宜采用18000～22000千卡/米2·时，对小型加热炉，还可取低些。当选用光管时，对流段热强度一般采用6000～10000千卡/米2·时。
（4）保护层厚度宜大于200毫米，是散热损失控制在3%以内。
（5）火嘴能力应大于管式炉能力的 1.25～1.3倍。火嘴与炉管净距宜大于900毫米，以免火焰添烧炉管。
（6）辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢（如Cr5Mo等）。
4.1.2馏分塔
（1）根据不同塔径确定塔板间距，见表4-1。
表4-1 塔板间距
塔径
（mm)
800 900 1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400
板距（mm) 350 350
350 350 400 400 450 450 450 450
400 400 450 450 500 500 500 500
（2）进料层的闪蒸空间宜采用板距的2倍。
（3）降液管截面宜按停留时间不低于5秒考虑。
（4）塔板层数应结合流程种类、产品方案、切取制度及其他技术经济指标综合确定。
4.2物料衡算
原始数据：
年处理量24万t/a
原料煤焦油所含水分4%
年工作日330日，
半年维修一次
每小时处理能力w＝30303.03kg
可按30303 kg计算
表4-2 煤焦油馏分产率 %
馏分轻油酚油萘油洗油一蒽
油
二蒽
油
苊油沥青
产率0.5 1.5 12 5 17 5 3 56 4.2.1整个流程的物料衡算
表4-3 整个流程的物料衡算
输入(kg/h) 输出(kg/h)
共计煤焦油水分：
1212.1
无水煤焦油：
29090.9
30303
轻油：29090.9×0.5%＝151.5
酚油：29090.9×1.5%＝454.5
苊油：29090.9×3%＝909.1
萘油：29090.9×12%＝3636.4
洗油：29090.9×5%＝1515.3
一蒽油：29090.9×17%＝5151.6
二蒽油：29090.9×5%＝1515.3
沥青：29090.9×56%＝16969.7
从脱水塔蒸出的煤焦油的水分：
30303×4%＝1212.1
30303
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算的要求。
4.2.2主要设备的物料衡算
1.一段蒸发器
输入物料量：
无水煤焦油30303×(1－4%)＝29090.9 kg/h 输出物料量：
轻油29090.9×0.25%＝72.7kg/h
焦油29090.9×99.75%＝29018.2kg/h 共计72.7+29018.2＝29090.9 kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
2.二段蒸发器
输入物料量：
从一段蒸发器来的焦油量29018.2 kg/h
输出物料量：
轻油29090.9×0.25%＝72.7kg/h
馏分29090.9×(1－0.25%－0.25%)＝28945.4kg/h
共计72.7+28945.4＝29018.2 kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
3.酚油塔
输入物料量：
来自二段蒸发器顶部的馏分28945.4 kg/h
输出物料量：
酚油29090.9×1.5%＝436.4kg/h
萘油29090.9×12%＝3490.9kg/h
馏分蒸汽29090.9×(1－0.5%－12%－1.5%)＝25018.2kg/h
共计436.4+25018.2+3490.9＝28945.4kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
4.馏分塔
输入物料量：
来自蒽塔的馏分蒸汽25018.2 kg/h
输出物料量：
一蒽油29090.9×17%＝4945.5kg/h 二蒽油29090.9×5%＝1454.5kg/h
沥青29090.9×56%=16290.9kg/h 洗油29090.9×5%＝1454.5kg/h
苊油29090.9×3%＝872.7 kg/h
共计4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.7＝25018.2kg/h
输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
4.3主要设备计算
4.3.1管式炉
已知条件：
焦油温度
一段入口85℃
一段出口125℃
二段入口110℃
二段出口405℃
过热蒸汽出口450℃焦油含水量
一段，按焦油量的3%计30303×3%＝909.1kg/h
二段，按焦油量的0.3%计30303×0.3%＝91kg/h
过热蒸汽量，按焦油量的4%计30303×4%＝1212.1 kg/h
经管式炉一段后轻油蒸发量，按无水煤焦油的0.25%计72.8 kg/h ⑴一段焦油加热
加热焦油耗热量：
Q1＝30303?96%?(i125－i85)＝29090.9?(197.4－121.8)
＝2199272kJ/h
式中
197.4—原料煤焦油125℃时的热焓，kJ/kg ； 121.8—原料煤焦油85℃时的热焓，kJ/kg 。
加热及蒸发一段焦油水分耗热量（按二段焦油含水量为零计）：
Q 2＝909.1?(q 125－q 85)＝909.1?(2722.02－357)＝2150039.7kJ/h
式中
2722.02—水蒸气125℃时的热焓，kJ/kg ； 357—水85℃时的热焓，kJ/kg 。
蒸发轻油耗热量：
Q 3＝72.8?396.9＝28894.3kJ/h
式中
57.6—轻油蒸发量，kg/h 396.9—轻油汽化热，kJ/kg 一段焦油加热总耗热量：
Q 1＋Q 2 ＋Q 3＝2199272+2150039+28894.3=4378205.3kJ/h
⑵过热蒸汽加热量
加热蒸汽耗热量：
Q 4＝1212.1 ?(3385.6－2771.6)＝744229.4 kJ/h 式中
3385.6—6kg/cm 2（表压）饱和水蒸气过热至450℃时热焓：kJ/kg ； 2771.6—6kg/cm 2（表压）饱和水蒸气热焓：kJ/kg 。 ⑶二段洗油加热 加热焦油耗热量：
Q 5＝(29090.0－72.8)?(966－168)＝23156443.8kJ/h 式中 966—焦油380℃（即一次蒸发温度）时热焓，kJ/kg ； 168—焦油110℃，kJ/kg 。
加热二段焦油中水分耗热量：
Q 6＝91?()68.4633285-＝256740.1kJ/h
式中 3285—405℃水蒸气热焓，kJ/kg ； 463.68—110℃水蒸气热焓，kJ/kg 。
二段焦油总耗热量：
Q 5 ＋Q 6＝23413183.9kJ/h
⑷管式炉有效热负荷
Q ＝Q 1＋Q 2＋Q 3＋Q 4＋Q 5＋Q 6＝28535619.6kJ/h
加热焦油单位耗热量：
30303
6
.28535618＝941.7 kJ/kg
热负荷比例： 一段热负荷
Q
Q Q Q 3
21++ ＝15.3%
过热蒸汽热负荷
Q
Q 4
＝2.6% 二段热负荷
Q
Q Q 6
5+＝82% ⑸耗煤气量
设管式炉热效率为75%，则耗煤气量为：
75
.017640?Q
=2156.9Nm 3/h
式中
17640—煤气热值，kJ/ m 3 每吨焦油耗煤气量为：
3
10
303039
.2156-?=71.2 Nm 3
选用有效负荷为6270MJ/h(350万千卡/时)的标准圆筒式管式炉两台。 350万千卡时的管式炉规格性能见表4-4
4.3.2一段蒸发器
已知条件：
塔顶温度 105℃ 塔顶压力（绝对压力） 1.01kg/cm 3 塔顶出来的物料
轻油 72.7kg/h 水分 909.1-91= 818.1kg/h 汽相负荷：
3936.0360001.1273105273181.818105
7.724.22=??+?
???
??+?=V m 3/s 设空塔气速为0.2 m/s ，则蒸发器直径为：
58.12
.0785.03936.02.0785.0=?=?=
V D m
故选用D g 1600mm 的一段蒸发器一台。
表4-4 350万千卡/时焦油蒸馏圆筒管式炉规格性能
项 目 公称能力
项 目 公称能力
热负荷分布，万千卡/
时
热强度，千卡/米2时
辐射段 280.3 辐射段 18200 对流段 59.7 对流段 8270 过热蒸汽段 12.2 过热蒸汽段 8820 加热面积，米2
设备重量，吨
辐射段 154.3 金属 49 对流段 72 保温材料
40 过热蒸汽段
14
4.3.3二段蒸发器
已知条件：
直接汽量，按焦油量的1%计算 303.03 kg/h 焦油含水量，按焦油量的0.3%计算 91kg/h 小计 394.03kg/h 塔顶压力（绝对压力） 1.35 kg/cm 3 塔顶温度 370℃ 气相负荷
()3600
35.127313702731803.394209
3.1515189
6.5151170
1.909133
3.1515
4.3636120
5.454105
7.724.22???+?
??? ??
+++++++?=V = 1.14m 3
/s 式中
72.7、454.5、3636.4、1515.3、909.1、5151.6、1515.3、394.03—分别是轻
油、酚油、萘油、苊油、一蒽油、二蒽油等馏分产量及水气量，kg/h ；
105、120、133、170、189、209、18—分别是轻油、酚油馏分、萘油混合
馏分、苊油馏分、一蒽油馏分、二蒽油馏分及水气的分子量。
采用空塔气速为0.2 m/s ，则蒸发器直径为：
D=
2
.0785.014
.12.0785.0?=
?V =2.69m 故选用Dg2800mm 的二段蒸发器一台。
4.3.4酚油塔
酚油塔采用酚油进行回流。
已知条件：
从二段蒸发器来的直接蒸汽量 377.2kg/h 塔顶压力（绝对压力） 1.25 kg/cm 3
塔顶温度 257℃ 回流量 3030315.0?=4545.5kg/h 回流温度 85℃ 酚油馏分汽化热 321.3 kJ/kg 酚油馏分平均比热
0~85℃ 1.512 kJ/kg ·℃ 0~257℃ 1.932 kJ/kg ·℃
蒸发回流所需要的热量：
Q =4545.5×()[]512.185932.12579.393?-?+=3463234.63 kJ/h
内回流量：
3
.32163
.34632343.321=
Q =10778.8kg/h 塔顶汽相负荷：
4.222013.15151896.5151182.3771708.107781.9091333.15154.3636
120
454.5???? ??+++++++=s V
3600
125.11
273257273??
??? ??+? =1.62m 3/s=5834.9m 3/h
汽相重度：
9
.58343
.15156.51512.3778.107781.9093.15154.36365.4547.72++++++++=
V γ
=4.18kg/m 3
液相重度：
()=--=202570008
.008.1L γ0.89=890 kg/m 3 式中
0.00008—计算系数；
1.08—苊油馏分20℃时的比重。 液相负荷：
3600
1
89010778?
=s L =0.00336m 3/s 空塔气速：
V
V L o
C W γγγ-=max =18
.418
.489005
.0-=0.728m/s
式中
C O —系数，根据不同板间距求得（当板间距是400mm 时，求得
C O =0.05[21]）。
适宜空塔气速按0.7Wmax
509.0728.07.0=?=空W m/s
计算塔径：
D=空W V S ?785.0=509
.0785.062
.1?=2.01m
表4-5 g D 2200 ㎜酚油塔的规格与技术特性
项 目 规 格 项 目 规 格 高度，㎜ 重量，t 塔板层数 精馏段 提馏段 泡罩形式 泡罩个数
泡罩齿缝高度，㎜ 每层塔板齿缝面积 降液管截面积，3
m
16000 42.336 24 19 5 条形 10 25 0.275 0.022
板距，毫米
馏分侧线的踏板编号（由下往上） 萘油 酚油
操作重量，t
450 16、18
塔顶 58
4.3.5馏分塔
已知条件：
直接蒸汽量
从二段蒸发器来的 377.2kg/h 进入馏分塔的，按焦油量的1.7%计 494.5kg/h 小计 871.7 kg/h 塔顶压力（绝对压力） <26.6KPa 塔顶温度 105℃ 冷回流量 30303=?%4012121.2kg/h 回流温度 30℃ 洗油馏分汽化热 395.2 kJ/kg
洗油馏分平均比热
0~110℃ 1.882kJ/kg ·℃ 0~30℃ 1.673kJ/kg ·℃ 蒸发回流所需要的热量：
()kJ/h 54.6577205673.130882.11052.3952.12121=?-?+?=Q 内回流量：
h
g /k 73.166422.39554
.6577205=
塔顶汽相负荷：
h
m s m V /22.6313/75.1360002.1273105273187.8712013.15151896.51511453.1515
170
1.9094.2233s ==??+?
??? ??++++?= 汽相重度：
79.23
.63127.87173.166427.72=++=V γkg/m3
液相重度：
()=--=201050008
.088.0L γ0.812=812 kg/m3 式中
0.00008—计算系数；
0.88—轻油馏分20℃时的比重。 液相负荷：
3600
1
81273.16642?
=s L =0.00569m3/s 空塔气速：
V
V
L o
C W γγγ-=max =79
.279
.281205
.0-=0.852m/s
式中
0C —系数，根据不同板间距求得（当板间距是450mm 时，求得 0C =0.05）。
适宜空塔气速按0.7Wmax
596
.0852.07.0=?=空W m/s
计算塔径：
D=空
W V S
?785.0=
596
.0785.075
.1?=2.12m=2120mm
按设备系列，故选用Dg=2200mm 的馏分塔，
表4-6 D g 2200毫米馏分塔规格
项目 规格 项目 高度，毫米 29000 板距，毫米 450 重量，吨 49.065 二蒽油 34 塔板层数 47 苊油 7 精馏段
42
洗油
塔顶
4.3.6一段轻油冷凝冷却器
已知条件：
物料量
轻油 72.7kg/h 水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计） 909.1kg/h 物料温度
入口 105℃ 出口 30℃ 轻油平均比热 1.974kJ/kg ·℃ 冷凝阶段放出的热量：
91.207465636.22501.9099.3967.72=?+?=a Q kJ/h 式中
2250.36—水蒸气汽化热； 396.9—轻油汽化热。 冷却阶段放出的热量：
()301052.41.909)30105(974.17.72-??+-??=b Q =297129.73kJ/h 热量小计：
Q=Qa+Qb=2371786.64kJ/h
冷却水（入口25℃，出口40℃）用量
()6.371000
25402.464
.2371786=?-?t/h
冷却段水温升高至：
88.2637600
2.47
3.29712925=?+℃
对数平均温度差t ?： 油汽， ℃ 10530105→→ 冷却水，℃ 4026.882
←← 65 78.12 5 冷凝段：
178.126571.478.122.3lg
65
t -?==℃
冷却段：
278.12526.678.122.3lg
5
t -?==℃
提馏段 5 一蒽油 25
需要换热面积F ：K 1=150kcal/m 2·h ·℃，即630kJ/m 2·h ℃；K 2= 100 kcal/m 2· h ·℃，即420 kJ/m 2·h ·℃ 冷凝段：
12.464.7163091.20746561=?=F m 2
冷却段：
59.266
.2642073.2971292=?=F m 2
=+=21F F F 72.71m 2
故选用的1×75m 2冷凝冷却器
4.3.7二段轻油冷凝冷却器
已知条件：
物料量
轻油 72.7+11632=11704.7kg/h 水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计） 909.1kg/h 物料温度
入口 105℃ 出口 30℃ 轻油平均比热 30~110℃ 1.974kJ/kg ·℃ 冷凝阶段放出的热量：
71.669139736.22501.9099.3967.11704=?+?=a Q kJ/h 式中
2250.36—水蒸气汽化热； 396.9—轻油汽化热。 冷却阶段放出的热量：
()()34.2019247301052.41.90930105974.17.11704=-??+-??=b Q kJ/h 热量小计：
Q=Qa+Qb=8710645.05 kJ/h
冷却水（入口25℃，出口40℃）用量
()26.1381000
25402.405
.8710645?-?t/h
冷却段水温升高至：
5.282
.413826034.201924725=?+℃
对数平均温度差t ?： 油汽， ℃ 10530105→→ 冷却水，℃ 255.2840←← 65 76.5 5
冷凝段：
8.7065
5.76lg
3.265
5.761=-=
?t ℃ 冷却段：
2.265
5.76lg
3.25
5.762=-=
?t ℃ 需要换热面积F ：K1=150kcal/m2· h ·℃，即630kJ/ m2·h ·℃；K2=100 kcal/m2·h ·℃，即420 kJ/ m2·h ·℃ 冷凝段：
1.1508.706307.66913971=?=F m2
冷却段：
5.1832
.2642034.20192472=?=F m2
=+=21F F F 150.1+183.5=333.6 m2
4.3.8萘油冷凝冷却器
已知条件：
物料量 3636.4kg/h 物料温度
入口 185℃ 出口 70℃ 物料比热 2.1kJ/kg ·℃ 物料放出热量
3636.4×2.1×(185-70)=878190.6kg/h 对数平均温度差 t ?=78.3℃
换热面积（取K=420 kJ/ m2·h ·℃）
71.263.784206.878190=?=F m2
冷却水（入口32℃，出口45℃）用量
()08.161000
32452.46
.878190=?-?t/h
选用换热面积为2301m ?冷却器一台。
4.3.9洗油冷凝冷却器
已知条件：
物料量 1515.3kg/h 物料温度
入口 185℃ 出口 70℃ 物料比热 2.1kJ/kg ·℃ 物料放出热量
1515.3×2.1×(185-70)=365944.95kg/h 对数平均温度差 t ?=78.3℃
换热面积（取K=420 kJ/ m2·h ·℃）
13.113.7842095
.365944=?=F m2
冷却水（入口32℃，出口45℃）用量
()71.61000
32452.495
.365944=?-?t/h
选用换热面积为 2151m ? 浸没式冷却器一台。
第5章 主要设备的计算及选型
5.1塔板数的计算
将全塔分为三段，每段取三个组分HK ，MK ，LK 为计算方便，同时考虑到萘在焦油中的特殊地位，馏分塔的三段分配组成及平均相对分子质量分别如下表：
表5-1 馏分塔三段分配组成
LK
MK HK
段分布 组分
相对分子质量 组分 相对分子质量 组分 相对分子质量 上段 洗油馏分 135 苊油馏分 170 蒽油 192 苊油馏分侧线以
上部分 中段 洗油+苊
油馏分 146
蒽油
192
甲基苯的同分异构体 201
两侧线之间
下段 洗+蒽+苊
油馏分
177 蒽油 192 沥青
212
蒽油馏分侧线至加料板之间
表5-2 质量流量
流入/（kg/h)
流出
萘含量占无水焦油
百分数
组分
质量流量/（kg/h)
25018.2
洗油馏分 1454.5 5.5%×5% 苊油馏分 872.7 3%×11% 蒽油馏分 6400 22%×20% 沥青馏分
16290.9
5.5%×5%
表5-3 摩尔流量
组分 相对分子质量
kmol/L 摩尔分数/% 洗油馏分 135 1454.5/135=10.82 8.58 苊油馏分 170 872.7/170=5.13 4.07 蒽油馏分 192 6400/192=33.33 26.43 沥青馏分 212 16290.9/212=76.84
60.92 总计
126.12
100
洗油馏分+苊油
2.14613
.582.1013
.517013.582.1082.10135=+?++?=M
轻油+酚油+萘油馏分 1
.17733
.3313.582.1033
.3319233.3313.582.1013.517033.3313.582.1082.10135=++?+++?+++?
=M
5.1.1 下段的计算
表5-4 下段物料衡算
流入
流出
质量流率（kg/h) 25018.2 塔顶
8727.3 塔底 16290.9 摩尔流率（kmol/h)
126.12
塔顶 49.28 塔底
76.84
沥青中，萘的含量取为沥青质量10%，萘为轻组分（LK ），记为组分A 。根据沥青的主要成分，取苊为重组分（HK ），记为组分B ，含量为洗油量的10%。进料中萘的含量取为进料的23%，苊的含量取为无水焦油的3%。则质量守恒： 萘：25018.2×23%=10%×16290.9+x L D ,×8727.3 解得x L D ,=47.2%
苊：3%×29090.9=16290.9×10%+x H D ,×8727.3 解得x H D ,=8.66%
表5-5 关键组分
萘（LK ） A M=128 苊 （HK ） B M=154 进料
kg/h kmol/h w% mol% kg/h kmol/h w% mol% 4119.28
32.18 23% 27.89% 806.4 5.24 3% 6.88% 出料 塔顶 3463.68 27.06 55.23% 54.40% 120.96 0.78 3.25% 2.64% 塔底 655.36 5.12
10%
11.34%
685.44
4.46
10%
9.43%
进料板温度220℃，塔顶温度199℃，塔底温度230℃ 根据饱和蒸汽压计算
萘： lgP=t +-53.21204
.18281268.7
苊： lgP=)
(99
.2834033.8K T -
完全理想体系 p
p s B
s A AB =α
3321αααα
AB AB AB AB
=
计算结果如下
表5-6 相对挥发度
萘
p
s A
苊
p
s B
α
AB
α
AB
塔顶 483.89 106.33 4.55 4.22 进料板 795.06 191.65 4.15 塔底
990.64 249.37 3.97
97.122.4lg )0943.00264.0()1134.05444.0(lg lg lg )()(=??????
????=???????????
?????=αAB
B A T
w d w d N
由于假设误差太大则理论板数取为3块，塔板效率取0.3，则实际板数为
3.133.041==N P 进料板位置的确定
=??
?
????
??????????? ??=
αα2
1,,,,lg )(lg AB AB H F H D L F L D x x x x N
精馏段
1.11 1011.1=+x x 解得x=5.2取为6 故进料板为从下向上数第6块板
5.1.2 中段的计算
相当于在塔底进料，只有精馏段
表5-7 中段物料衡算
流入
流出
质量流率（kg/h)
8727.3 塔顶 2327.3
塔底 6400 摩尔流率（kmol/h)
49.27
塔顶 15.94 塔底
33.33
选取甲酚为LK 记为C ，萘为HK 记为D 。
进料中：甲酚的含量为无水焦油的0.6%，萘的含量为进料的25% 出料中：塔顶甲酚的含量占出料的20%，塔底萘的含量占出料的7% 质量守恒：
甲酚：64003.2327%209.29090%6.0,?+?=?l w x
解得x L w ,=4.54%
萘：3.23276400%73.8727%25,?+?=?H D x 解得x H D ,=2.37%
表5-8 关键组分
甲酚（LK) C M=108 萘 （HK ） M=128 进料 kg/h kmol/h w% mol% kg/h kmol/h w% mol% 645.12 5.97 4.33% 5.11% 1954.51 15.27 52.5% 51.73% 出料 塔顶 505.21 4.67 20% 21.83% 7.01 0.054 1.11% 1.01% 塔底
139.91
1.3
1.13%
1.34%
1947.5
15.22
63%
62.98%
塔顶温度165℃，塔底温度200℃，假设进料板190℃
间位甲酚： lgP=7.15904－646.172811
.1603+t
萘： lgP=t
+-53.21204
.18281268.7
计算结果如下：
表5-9 相对挥发度
甲酚
p
s
C
萘
p
s D
α
CD
α
CD
塔顶 256.5 192.6 1.33 1.40
进料板 545.1 374.6 1.42 塔底
716.5
496
1.44
所以58.2040.1lg )6298.00101.0()0134.02183.0(lg lg lg )()(=??????
????=???????????
?????=αCD
D C T
w d w d N
圆整为21块，塔板效率取为0.3，则实际塔板数为703
.021
= 假设的进料处
=??
?
????
??????????? ??=αα2
1,,,,lg )(lg CD CD H
F H D L F L D x x x x N
精馏段
8.15
取理论板数9，实际板数为8/0.3=26，取为26（包括下一段的第一块塔板）
由于中段无提留段，所以实际中段的塔板为26块 即262=N P
5.1.3 上段的计算
表5-10 上段物料
流入
流出
质量流率（kg/h) 2327.3 塔顶 1454.5 塔底 872.8 摩尔流率（kmol/h)
15.94
塔顶 10.77 塔底
5.17
选取苯为LK ，记为E ，甲酚为HK ，记为F
进料中：苯的含量占无水焦油的0.15%；甲酚的含量为进料的20% 出料中：塔顶甲酚的含量＜5%，取为2%；塔底苯的含量占出料的2% 质量守恒：
苯:8.8725.1454%29.29090%15.0,?+?=?L D x 解得x L D ,=41.7%
甲酚：20%×2327.3=2%×1454.5+x H w ,×872.8 解得x H w ,=23.15%
表5-11 关键组分
苯（LK) E M=98 甲酚（HK ） F M=108 进料 kg/h kmol/h w% mol% kg/h kmol/h w% mol% 43.63 0.45 6.38% 7.66% 1163.6 10.77 20% 21.76% 出料 塔顶
31.98 0.32 31.36% 33.71% 17.9 0.17 2% 2.01% 塔底
11.65
0.13
2%
2.46%
1145.7
10.6
23.15%
25.71%
塔顶温度105℃，塔底温度165℃，假设进料板140℃ 苯的饱和蒸汽压数据可以直接查取
间位甲酚： lgP=7.15904－646
.172811
.1603+t
计算结果如下：
表5-12 相对挥发度
苯
p
s E
甲酚
p
s F
α
EF
α
EF
塔顶 207.1 23.8 8.7 5.0
进料板 474.3 107.0 4.43 塔底
782
256.5
3.05
所以
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。
常减压蒸馏
常减压蒸馏 一、蒸馏的形式 蒸馏有多种形式，可归纳为闪蒸（平衡气化或一次气化）、简单蒸馏（渐次气化）和精馏三种方式。 简单蒸馏常用于实验室或小型装置上，如恩氏蒸馏。而闪蒸和精馏是在工业上常用的两种蒸馏方式，前者如闪蒸塔、蒸发塔或精馏塔的气化段等，精馏过程通常是在精馏塔中进行的。 1、闪蒸 闪蒸（flash distillation）：加热某一物料至部分气化，经减压设施，在容器（如闪蒸罐、闪蒸塔、蒸馏塔的气化段等）的空间内，于一定温度和压力下，气、液两相分离，得到相应的气相和液相产物，叫做闪蒸。 闪蒸只经过一次平衡，其分离能力有限，常用于只需粗略分离的物料。如石油炼制和石油裂解过程中的粗分。 2、简单蒸馏
简单蒸馏（simple distillation)：作为原料的液体混合物被放置在蒸馏釜中加热。在一定的压力下，当被加热到某一温度时，液体开始气化，生成了微量的蒸气，即开始形成第一个汽泡。此时的温度，即为该液相的泡点温度，液体温合物到达了泡点状态。生成的气体当即被引出，随即冷凝，如此不断升温，不断冷凝，直到所需要的程度为止。这种蒸馏方式称为简单蒸馏。 在整个简单蒸馏过程中，所产生的一系列微量蒸气的组成是不断变化的。从本质上看，简单蒸馏过程是由无数次平衡汽化所组成的，是渐次气化过程。简单蒸馏是一种间歇过程，基本上无精馏效果，分离程度也还不高，一般只是在实验室中使用。 3、精馏 精馏（rectification)是分离液相混合物的有效手段，它是在多次部分气化和多次部分冷凝过程的基础上发展起来的一种蒸馏方式。 炼油厂中大部分的石油精馏塔，如原油精馏塔、催化裂化和焦化产品的分馏塔、催化重整原料的预分馏塔以及一些工艺过程中的溶剂回收塔等，都是通过精馏这种蒸馏方式进行操作的。
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。
常减压蒸馏工艺计算
本科毕业设计工艺计算 题目年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间初步设计院（系环化学院 班级：化工12-2 姓名：柴昶 学号： 2012020836 指导教师：张劲勇 教师职称：教授 2016年3月
第4章工艺计算 4.1设备选择要点 4.1.1 圆筒管式炉 （1）合理确定一段（对流段）和二段（辐射段）加热面积比例，应满足正常条件下，二段焦油出口温度400～410℃时，一段焦油出口温度在120～130℃之间的要求。 （2）蒸汽过热管可设置预一段或二段，要合理确定加热面积。当蒸气量为焦油量的4%时，应满足加热至400～450℃的要求。 （3）辐射管热强度实际生产波动在18000～26000千卡/米2·时，设计宜采用18000～22000千卡/米2·时，对小型加热炉，还可取低些。当选用光管时，对流段热强度一般采用6000～10000千卡/米2·时。 （4）保护层厚度宜大于200毫米，是散热损失控制在3%以内。 （5）火嘴能力应大于管式炉能力的 1.25～1.3倍。火嘴与炉管净距宜大于900毫米，以免火焰添烧炉管。 （6）辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢（如Cr5Mo等）。 4.1.2馏分塔 （1）根据不同塔径确定塔板间距，见表4-1。 表4-1 塔板间距 塔径 （mm) 800 900 1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400 板距（mm) 350 350 350 350 400 400 450 450 450 450 400 400 450 450 500 500 500 500 （2）进料层的闪蒸空间宜采用板距的2倍。 （3）降液管截面宜按停留时间不低于5秒考虑。 （4）塔板层数应结合流程种类、产品方案、切取制度及其他技术经济指标综合确定。 4.2物料衡算 原始数据： 年处理量24万t/a 原料煤焦油所含水分4% 年工作日330日， 半年维修一次 每小时处理能力w＝30303.03kg 可按30303 kg计算
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。
常减压蒸馏原理
常减压蒸馏原理 摘要：常压蒸馏是石油加工的“龙头装置”，后续二次加工装置的原料，及产品都是由常减压蒸馏装置提供。常减压蒸馏主要是通过精馏过程，在常压和减压的条件下，根据各组分相对挥发度的不同，在塔盘上汽液两相进行逆向接触、传质传热，经过多次汽化和多次冷凝，将原油中的汽、煤、柴馏分切割出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及蜡油及渣油等。（1）由此掌握常减压蒸馏原理对于从事相关工作的人员来说显得尤其重要。本文先从蒸馏的基本概念和原理说起，然后分别对常压蒸馏、减压蒸馏的原理做一个简要介绍。 关键词：蒸馏、基本概念和原理、常压蒸馏、减压蒸馏 一、蒸馏的基本概念和原理 1、基本概念 1.1饱和蒸汽压 任何物质（气态、液态和固态）的分子都在不停的运动，都具有向周围挥发逃逸的本领，液体表面的分子由于挥发，由液态变为气态的现象，我们称之为蒸发。挥发到周围空间的气相分子由于分子间的作用力以及分子与容器壁之间的作用，使一部分气体分子又返回到液体中，这种现象称之为冷凝。在某一温度下，当液体的挥发量与它的蒸气冷凝量在同一时间内相等时，那么液体与它液面上的蒸气就建立了一种动态平衡，这种动态平衡称为气液相平衡。当气液相达到平衡时，液面上的蒸气称为饱和蒸汽，而由此蒸气所产生的压力称为饱和蒸汽压，简称为蒸汽压。蒸气压的高低表明了液体中的分子离开液面气化或蒸发的能力，蒸气压越高，就说明液体越容易气化。 在炼油工艺中，根据油品的蒸气压数据，可以用来计算平衡状态下烃类气相和液相组成，也可以根据蒸气压进行烃类及其混合物在不同压力下的沸点换算、计算烃类液化条件等。 1.2气液相平衡 处于密闭容器中的液体，在一定温度和压力下，当从液面挥发到空间的分子数目与同一时间内从空间返回液体的分子数目相等时，就与液面上的蒸气建立了一种动态平衡，称为气液平衡。气液平衡是两相传质的极限状态。气液两相不平衡到平衡的原理，是气化和冷凝、吸收和解吸过程的基础。例如，蒸馏的最基本过程，就是气液两相充分接触，通过两相组分浓度差和温度差进行传质传热，使系统趋近于动平衡，这样，经过塔板多级接触，就能达到混合物组分的最大限度分离。 2、蒸馏方式 在炼油厂生产过程中，有多种形式蒸馏操作，但基本类型归纳起来主要有三种，即闪蒸、简单蒸馏和精馏 2.1闪蒸（平衡汽化） 加热液体混合物，达到一定的温度和压力，在一个容器的空间内，使之气化，气
常减压蒸馏
常减压蒸馏 一、原料 原油：从地下开采的未经加工处理的石油原料。 1、表面性状：石油通常是一种流动或半流动的粘稠液体。世界各地所产的石油在外观性质上油不同程度的差别。从颜色看，大部分石油是黑色，也有暗绿或暗褐色，少数显赤褐、浅黄色，甚至无色。相对密度一般都小于1，绝大多数石油的相对密度在0.80—0.98之间，但也有个别的高达1.02和低到0.71。我国主要油田的原油相对密度都在0.85以上。不同石油的流动性质差别也很大，有的石油其50℃运动粘度为1.46mm2/s,有的却高达20000mm2/s。 许多石油都有程度不同的臭味，这是因为含有硫化物的缘故。 2、元素组成：石油主要由C和H两种元素组成，其中C含量为83%-87%，H含量为11%-14%，两者合计为95%-99%。由C和H两种元素组成的碳氢化合物称为烃，在石油炼制过程中它们是加工和利用的主要对象。 石油中除含有C、H、S、O、N五种主要元素外，还含有许多微量的金属元素和其他非金属元素，如Ni、V、Fe、Cu、Ga、S、Cl、P、Si等，他们的含量非常少。 3、化合物组成：石油中的烃类主要是由烷烃、环烷烃和芳香烃这三种烃类组成。天然的石油中一般不含有烯烃、炔烃等不饱和烃，只有在石油的二次加工产物中含有不同数量的烯烃。 烃类：烷烃，环烷烃，笨。 非烃类：含硫化合物：硫化氢，硫醚，硫醇，二硫化物 含氮化合物： 含氧化合物：环烷酸空气氧化后变色
盐类：NaCl，FeCl3 4、馏分组成： C5-C10：汽油成分 C10-C20：柴油（煤油）成分 C20-C35：蜡油（润滑油）成分 C35以上：渣油（沥青）成分 二、常减压蒸馏 名词解释： 一次加工：指原油的常压蒸馏和减压蒸馏过程，所得的产品叫直馏产品，一次加工的能力代表原油的加工能力以及炼厂的规模。 蒸馏：通过加热汽化、分馏、冷凝等过程将液体混合物分离成一定纯度的组分的方法。按液体混合物的沸点和饱和蒸汽压的不同而实现分离的一种加工手段。 精馏：原料经过多次部分汽化，部分冷凝使气液两相进行充分的热量和质量交换，使沸点不同的组分得以充分分离。 工艺原理： 常减压原理：利用精馏原理，使原油进行分离，得到产品的装置。 原油蒸馏是原油加工的第一道工序，通过蒸馏将原油分成汽油、煤油、柴油等各种油品和后续加工过程的原料，因此又叫原油的初馏。原油蒸馏装置在炼化企业中占有重要的地位，被称为炼化企业的“龙头”。 原油的预处理 由于原油中含有水分、盐类和泥沙等杂质，在蒸馏前需要进行原有的预处理。
常减压蒸馏装置减压深拔技术初探
近些年来, 国内许多炼厂采用加工重质/劣质原油来降低原油加工成本。但是，原油重质化使催化和加氢裂化的原料减少，使焦化原料增多，而焦化等重油处理装置的加工能力和加工负荷使得原油重质化采购的经济效益并没有完全发挥[1]。所以各炼厂重点关注的课题是采用新的技术来提高常减压装置总拔出率。本篇文章主要是结合金陵分公司三套常减压与KBC 的 常减压蒸馏装置减压深拔技术初探 吴莉莉1 顾海成2 １．南京化工职业技术学院化工系 ２１０００９ ； ２．南京炼油厂 深拔项目方案做的减压深拔技术探讨。 减压深拔技术就是在现有的重质馏分油切割温度的基础上，将温度进一步提高，来增加馏分油的拔出率。其核心是对减压炉管内介质流速、汽化点、油膜温度、炉管管壁温度、注汽量（包括炉管注汽和塔底吹汽）等的计算和选取，以防止炉管内结焦。 一、减压深拔发展现状 近年来，国内对于常减压蒸馏深拔技术积极探索，并取得一些成效，如：常压切割较深，一般达360℃，较少的常压渣油降低了减压蒸馏强度，降低了减压塔压降；将导致油品大量裂解的温度设定为加热炉出口温度的上限；减压塔汽化率较低，最低在1.5%左右；低压降和低温降的转油线；湿式或微湿式的操作；高真空的真空产生系统；低压降的填内构件(填料)；强化了分馏要领的洗涤段设计和操作；新型、高效的进料气液分布器；提高汽提效果，降低渣油裂解的高效渣油汽提段；开发减压深拔的过程模拟工具[1]。 但国内还没有真正掌握减压深拔的成套技术，少数几套装置虽然从国外SHELL 和KBC 公司引入了减压深拔工艺包，如荷兰Shell 公司采用深度闪蒸高真空装置技术，使全塔压降只有0.4 kPa ，实沸点切割温度达到585℃。英国KBC 公司的原油深度切割技术使减压蒸馏切割点达到607～621℃，但国内对该项技术的吸收和掌握需要一定的时间[2,3]。大庆石化应用KBC 技术，一套常减压渣油收率由38.5%降到36.5%以下，相应的切割点为535℃。二套常减压渣油收率由34.3%降到33.8%，减一线至减四线收率与深拔前比较提高了3.7 wt%[4] 。 二、影响减压深拔的因素分析[3,4] 有统计表明，目前国内多数早期建成的常减压蒸馏装置实沸点切割一般为520～540℃左右,国外的减压深拔技术是指减压炉分支温度达到420℃以上，原油的实沸点切割点达到565～621℃。可见国内减压蒸馏技术与国际先进水平相比, 还有相当大的差距。目前影响减压深拔的主要因素有： 油气分压和温度，雾沫夹带量，减压深拔工艺流程不完善，减压炉出口温度和汽化段的真空度等。 2.1 油气分压和温度对减压深拔的影响影响减压装置拔出率的主要因素是减压塔进料段的油气分压和温度。进料温度越高或烃分压越低, 则进料段的汽化率越大, 总拔出率越高。但是减压炉出口温度过高，会造成油品分解，在塔内产生结焦的问题。 2.2 雾沫夹带量对减压深拔的影响进料段的雾沫夹带量会影响减压塔蜡油的产品质量。另外, 被夹带上去的油滴还会使闪蒸段以上部分的塔内件严重结焦。 2.3 工艺流程不完善对减压深拔的影响较早的蒸馏装置设计拔出温度按照530℃以下考虑，设计时没有考虑减压深拔的操作方案，减压塔没有减底急冷油流程，减底温度没有很好的控制手段，塔底温度上升后，容易造成减压塔底结焦，塔底泵抽空等现象，对塔顶真空度的控制和装置的长周期运行有着不利影响。 2.4 减压炉出口温度较低对减压深拔的影响 由于没有针对具体的原油品种和加热炉结构进行严格的计算，如果只是依靠经验进一步提高加热炉出口温度，势必担心减压炉炉管结焦。装置为了减少炉管结焦的风险，减少渣油发生热裂化反应，减压炉分支温度多在400℃以下，减压塔汽化段温度多在385℃以下，常压渣油在此温度下的汽化程度不足。提高减压炉出口温度主要受炉管的材质、炉管吊架材质、注汽流程、减压炉负荷等因素的制约。 2.5 汽化段的真空度较低对减压深拔的影响 装置减压进料段的真空度较低，直接影响了常压渣油的汽化率和减压系统的拔出深度。汽化段的真空度主要受以下两方面的限制： 1). 塔顶真空度。塔顶真空度越高，在一定的填料(或塔盘)压降下，进料段真空度
常减压蒸馏装置减压系统异常分析
工艺与设备 2018·04 128 Chenmical Intermediate 当代化工研究 常减压蒸馏装置减压系统异常分析 ＊沙学璞 何刚 （中国石油大连石化分公司 辽宁 116031） 摘要：本文介绍了常减压蒸馏装置减压系统异常的分析及处理过程，通过与该装置曾出现的减压系统泄漏现象异同进行深入对比分析， 查找并处理漏点，对于同类型异常的处理有着指导意义。关键词：过汽化油；减顶气；氧含量；氮含量 中图分类号：T 文献标识码：A Abnormal Analysis of Decompression System in Atmospheric and Vacuum Distillation Unit Sha Xuepu, He Gang （Petrochina Dalian Petrochemical Company, Liaoning, 116031） Abstract ：This paper introduces the analysis and treatment process of the abnormal for the decompression system in atmospheric and vacuum distillation unit. Through the in-depth comparison and analysis with the leakage phenomenon of the decompression system in the unit, finds out and treats the leakage point, which has guiding significance for the treatment of the same type of abnormal decompression system. Key words ：superheated oil ；roof-reducing gas ；oxygen content ；nitrogen content 某石化公司常减压蒸馏装置采用初馏塔、常压塔、减压塔和附属汽提塔的三塔流程，在该石化公司加工流程中有着重要作用。 1.减压塔底部流程简介 减压系统采用减压过汽化油炉前循环技术，为了保证最低侧线抽出口以下有一定的回流量，减压塔通常有1%～2%的过汽化度。这部分过汽化油的绝大部分是催化裂化或加氢裂化的好原料，采用减压过汽化油炉前循环加以回收，可以提高减压塔拔出率。 过汽化油350℃抽出急冷到325℃送入过汽化油急冷罐，泵抽出后分为两路，一路（约35t/h）作为急冷油与初底油换热后返回过汽化油急冷罐。目的是降低过汽化油罐温度防止发生裂化反应，另一路（约100t/h）送回减压炉回收其夹带的减压蜡油组分提高蜡油收率。 2.事件经过 2015年11月24日，过汽化油罐两个浮球液面计同时 60%～90%异常波动，操作员立即将该罐液位控制阀改为手动并通知相关人员进行确认。经多方分析怀疑可能原因为： (1)过汽化油罐气相平衡线由323℃上升至354℃，怀疑过汽化油急冷换热器内漏，初底油漏入过汽化油中在过汽化油罐内遇热急剧汽化，造成过汽化油罐液位异常波动，同时汽化的轻组分由气相平衡线返回减压塔导致气相平衡线温度上升。 (2)排查过程中对减顶气加样发现减顶气氧气含量、氮气含量持续高于正常值。因此怀疑减压塔负压系统高温部位存在泄漏，空气进入负压系统造成过汽化油罐液位波动。 3.同类事件回顾 2014年8月14日，该装置减顶气氧含量表由0.5%突升至2.7%，装置采取应对措施，仪表校验同时采样化验核对。期间氧表数值稳定在0.9～1.3%，同期样品氧含量为5.5%，此时减压塔真空度正常。怀疑装置减压系统存在漏点，组织对减压系统进行排查。减压抽真空系统间冷器、安全阀、塔及罐的人孔、排空等静密封面进行全覆盖检查和紧固未发现漏 点。直至9月5日减压一级抽空器保温拆除时发现减顶一级抽真空系统管线开裂导致空气进入减压系统，车间迅速组织抢修。 4.处理过程 针对汽化油罐液位波动装置通过降低减压系统进料量及过汽化油急冷量的措施加以控制。由于急冷量小于设计值，为防止过汽化油罐温度过高发生裂化反应。一方面装置通过调整冲洗油冷热料比例，降低冲洗油返塔温度来降低过汽化油罐温度，另一方面通过降低减压炉出口温度，避免因急冷量不足导致过汽化油罐温度过高发生结焦和裂化反应。 装置组织将急冷换热器打开检查后未发现明显内漏情况，因此换热器内漏可能性被排除。装置增加减顶气化验频率，通过比照2014年8月减顶气氧气含量异常进行进一步分析。 时间2015年 2014年 样品氧含量氮含量氧含量氮含量1 1.5717.65 6.2424.022 1.6318.46 5.9423.063 2.519.82 5.4821.114 1.5517.46 5.2920.45 1.6518.62 5.2920.46 1.6618.3613.5249.57 1.6618.6913.5249.58 1.618.558.1630.969 1.5117.58.230.8410 2.5321.528.8833.6111 1.6918.679.0134.5212 2.5921.598.7233.113 1.5317.517.5729.0114 2.1319.259.835.4915 1.4917.458.6431.4516 1.6218.598.3130.2417 1.63 19.09 8.25 30.31
常减压蒸馏能耗分析
常减压蒸馏能耗分析 常减压车间马清邦 根据常减压蒸馏装置的生产特点，通过对装置在生产过程中能量消耗及构成的分析，找出关键耗能过程，通过优化，提供合理的工艺流程和过程控制，降低系统能耗是常减压蒸馏的提高经济效益的重要手段。 一、常减压蒸馏装置用能分析 常减压装置的加工过程是加热——蒸馏——换热——冷却，即原油通过换热流程或加热炉被加热到较高的温度然后进入精馏塔，利用精馏原理把原油分离为汽油、煤油、柴油等馏分产品，这些产品再经过换热冷却，完成整个生产过程。 常减压蒸馏装置主要用能形式是热、蒸汽、流动能。其中热、功、蒸汽是由电和燃料转化过来的（加热炉、机泵等）。能量经转换设备进入分馏塔后，连同能量回收系统（中段回流）完成工艺过程，一部分进入产品，大部分进入能量回收系统，反映在工艺指标上既常压炉实际提供能量是270～360℃这一段。能量在一系列的转换和传输过程中，主要是温度、压力等不断下降，最终通过冷却、散热等渠道排放到环境中，连同转换过程中的损失一起构成了装置能耗。 从能量利用过程中，蒸馏装置用能是将一次、二次能源转化为工艺过程能够直接利用的能量、通过能量传输进行精馏。在转换和回收中表现出损失。所以常减压节能需要做到优化操作，改进工艺，提高能量回收。
二、分析优化，节能降耗 1.优化操作，降低工艺总用能 精馏是蒸馏装置工艺用能的核心，其用能的多少取决于原油内需总共拨出馏分的比例及产品质量的要求。而影响总拔出率和影响产品质量的关键因素为过气化率和中段取热 1.1过汽化率 过汽化率问题从常规的节能观点看，过汽化率越低越节能；从生产操作角度看普遍认为：过汽化率越高；轻油收率越高；产品质量也越好。实践表明常压塔合理的过汽化率经验值为2%～4%。 1.2产品质生产中对产品质量的控制是不能忽视的；要求太高，既降低产品收率，又浪费了较高温的热量回收，尤其对于蒸馏常二、常三线来说，产品的分布既要考虑收率最大化，又要考虑节能。因此优化操作，进行“卡边”操作，提高收率，成为一种可接受，又降低成本的合理操作手段。做到这一点，需要精心操作和对炉温的严格把控。 1.3中段回流 中段回流在取热量一定的前提下可调因素有两个，流量和返塔温度。习惯的做法是流量小温差大，这样的优点是易控制，但从节能的角度上，大流量小温差其优点是明显的：大流量有助于提高传热系数，小温差有助于提高取热温位。因此在操作上如何做到，需要不断尝试。 2.优化取热、换热，提高能量回收效率
高温煤焦油常减压蒸馏工艺的模拟及优化初探
2018·01 综述与专论17 Chenmical Intermediate 当代化工研究 SMP-II+乳化沥青+FT-1A+HV-PAC+LV-PAC+机油型润滑剂+石墨粉。 维护与处理：①开钻前用离心机清除有害固相，并置换约50m3井浆，以胶液方式补足各种处理剂。②所有处理剂以胶液形式维护处理。③用HV-PAC、XC调整流型，控制6转读数≥10、3转读数≥7。④使用机油型润滑剂，配合“石墨粉段塞”提高钻井液润滑性。⑤完钻前提高钻井液粘度至设计上限，按钻进排量充分循环洗井，进行短起钻、再适当提高排量、配和低粘切清扫液有效清除井筒内钻屑，再进行短起下循环洗井，确保完井电测和其它施工顺利进行。 4.施工概况 DH5井于2017年4月10日开钻，7月26日完钻，施工过程安全顺利，无事故及复杂发生。该井的成功钻探为雷家探明储量上报提供了充分依据，同时对下步该区低品位储量的有效开发起到重要的示范作用。 5.结论与认识 (1)雷家地区水平井施工主要存在井眼净化、井壁稳定和摩阻扭矩控制等难题。 (2)雷家地区水平井水平段采用KCl聚合醇钻井液体系能够有效保证水平段安全顺利施工。 (3)采用水平井开发雷家地区致密油，具有良好的开发效果。 ?【参考文献】 [1]王德承.应用于大眼井大环空间隙的钻井液技术[J].钻采工艺,2000(02)． [2]杨决算,侯杰等.泥页岩微裂缝模拟新方法及封堵评价实验[J].钻井液与完井液,2017(01)． [3]胡文瑞.我国非常规天然气资源、现状、问题及解决方案[J].石油科技论坛,2012(06)． [4]梁文利.塔河油田S53-1井快速钻井液技术[J].江汉石油职工大学学报,2014(05). ?【作者简介】 杜新军（1983-），男，中油辽河油田公司；研究方向：钻井工程设计与钻井监督工作。 高温煤焦油常减压蒸馏工艺的模拟及优化初探 ＊刘建新 （中海石油中捷石化有限公司 河北 061100） 摘要：在炼焦工艺实施过程中，会产生大量的高温煤焦油，该种产物的组成主要以芳香烃为主，其中还涉及到大量的塑料和合成纤维。本文根据以往工作经验，对高温煤焦油常减压蒸馏工艺的模拟方式进行总结，并从脱水环节的优化、常减压操作的优化、对整体工艺的精细化处理三方面，论述了高温煤焦油常减压蒸馏工艺的优化措施，希望对相关工作可以起到一定的帮助作用。 关键词：高温煤焦油；常减压蒸馏工艺；模拟优化 中图分类号：T 文献标识码：A Simulation and Optimization of Atmospheric and Vacuum Distillation Process for High Temperature Coal Tar Liu Jianxin (CNOOC ZOJE Petrochemical CO., LTD., Hebei, 061100) Abstract：During the implementation of coking process, a lot of high temperature coal tar will be produced. The main components of the products are aromatic hydrocarbons, and a large number of plastics and synthetic fibers are also involved. Based on previous work experience, this paper summarized the simulation mode of high temperature coal tar distillation process, and discussed the optimization measures of high temperature coal tar distillation process, from the three aspects: optimization of dehydration process, optimization of constant decompression operation, fine treatment of the whole process, hoping to play a certain role to the related work. Key words：high temperature coal tar；atmospheric and vacuum distillation process；simulation optimization 前言 高温焦油的产量占整个炼焦干煤的4%左右，在焦油加工过程中，焦油蒸馏占据主导地位。传统焦油蒸馏工艺在使用过程中，很难满足大型化和节能减排要求。为此，相关企业和工作人员需要对已经投入生产的焦油蒸馏工艺设备进行深入研究，并对工艺流程中的优缺点进行合理总结，确保新的焦油蒸馏工艺在工作中发挥出更大作用。 1.高温煤焦油常减压蒸馏工艺的模拟 (1)常减压蒸馏工艺的优点 在焦油蒸馏过程中，主要包括脱水、常压蒸馏和减压蒸馏三部分。一般来说，脱水流程会在常压状态下来进行，而馏分则需要根据沸点和产量等因素对蒸馏方式进行合理选 上接第16页 下转第18页
常减压蒸馏装置
常减压蒸馏装置 1. 培训的目的 2. 原油 3. 炼油厂 4. 常减压蒸馏装置 4.1装置的类型和生产目的 4.2装置的组成 4.3原油电脱盐技术 4.4原油常压蒸馏 4.5减压蒸馏 4.6蒸馏装置的轻烃回收 4.7换热网络优化及能量回收技术 4.8高效传质元件 4.9高效传热元件 5. 专业之间的相互关系
1.培训的目的 了解相关专业知识，提高对炼油厂、石油化工厂及其生产装置的认识。 2.原油 天然石油通常是淡黄色到黑色的、流动或半流动的粘稠液体，也有暗绿色、赤褐色的，通常都比水轻，比重在0.8~0.98之间，但个别也有比水重的，比重达到1.02。 科普文章里都讲过，原油是由埋藏在地底下几千万年的海洋生物、动植物躯体经过地壳的变迁发生了复杂的化学变化形成的，所以石油主要由碳氢化合物组成，石油中的碳和氢占了95~99%。 石油中除了碳和氢两种元素外还含有硫、氮、氧非金属元素以及铁、镍、钒、铜、钠、钙、镁、锌、钴等金属元素，有的原油还含有砷、硅等。这些元素，特别是硫、铁、镍、钒、钠、钙、砷等对石油的加工极为不利，有的形成化合物会严重的腐蚀设备、工艺管道并且对产品质量造成影响，有的会对加工过程的催化剂降低活性，甚至造成永久性失活。因此必须予以去除。 3.炼油厂（总流程图） 炼油厂，这个大家都知道，就是把石油炼成各种产品的工厂，根据
所要生产的产品不同，由各种各样的生产装置所组成，最简单的炼油厂是燃料型炼油厂，主要生产汽油、煤油、柴油、和燃料，可以由两套生成装置所组成：常压或常减压装置、催化裂化装置。当然适应市场的要求，提高企业的生存能力，只有这两套装置的炼油厂，是远远不够的，目前国内已经没有这样只有两套装置的炼油厂了。为了合理利用有限的石油资源，还会设有其它生产装置。例如：催化重整装置、加氢精制装置、加氢裂化装置、制氢装置、气体分馏装置、润滑油加氢精制装置、酮苯、糠荃、白土精制装置、临氢降凝装置、溶剂脱沥青装置、减粘装置、焦化装置、氧化沥青装置等等。 4. 常减压蒸馏装置 4.1装置的类型和生产目的 常减压蒸馏是石油加工的第一个程序，第一套生产装置。根据 原油的品质情况和生产的目的不同，常减压蒸馏装置分两种类 型，一种是燃料型，主要生产：石脑油、煤油、柴油、催化裂 化原料或者加氢裂化原料，减粘原料、焦化原料、氧化沥青原 料或者直接生产道路沥青；另一种是燃料润滑油型，除生产燃 料之外，还在减压塔生产润滑油基础油原料。 4.2装置的组成及加工流程
常减压蒸馏考试资料
常减压蒸馏考试资料 常减压蒸馏装置概述 ?根据不同的原油和不同的产品，考虑不同的加工方案和工艺流程，常减压蒸馏装置可分为燃料型、燃料－润滑油型和燃料－化工型三种类型。这三者在工艺过程上并无本质区别，只是在侧线数目和分馏精度上有些差异。燃料－润滑油型常减压蒸馏装置因侧线数目多且产品都需要汽提，流程比较复杂；而燃料型、燃料－化工型则较简单。 燃料型常减压蒸馏装置 ?常压塔顶出重整原料或乙烯料。 ?常压塔设3～4条侧线，出溶剂油（或航煤）、轻柴油、重柴油（或催化裂化原料）。 ?常压各侧线都设有汽提塔，以保证产品的闪点和馏分轻端符合指标要求。 ?减压塔设3～4条侧线，出催化裂化原料或加氢裂化原料，分馏精度要求不高，主要是从热回收和主塔汽液负荷均匀的角度设置侧线。?减压各侧线一般不需要汽提塔。 ?为尽量降低最重侧线的残炭和重金属携带量，需在最重侧线与进料段之间设1～2个洗涤段。 燃料型常减压蒸馏装置 ?减压塔操作有传统的湿式和新工艺“干式”之分。“湿式”减压蒸馏在加热炉管内注入蒸汽以增加炉管内油品流速和塔底注入蒸汽以降低塔内油品分压，减压塔一般采用填料舌型塔盘组合和采用两级蒸汽喷射抽真空，塔的真空度较低，压力降大，加工能耗高，减压拔出率也相对较低。“干式”减压蒸馏则改变了减压塔传统操作方式及塔的内部结构，即在炉管和塔内不注入蒸汽，采用三级抽真空、减压炉管扩径和低速转油线，塔内部结构采用处理能力高、压降小、传质传热效率高的新型金属填料及相应的液体分布器等，使装置的处理能力提高，加工能耗降低，拔出率提高，经济效益明显。
燃料－化工型常减压蒸馏 ?常压塔设2～3个侧线，产品去做裂解原料，分馏精度要求不高，塔盘数目也比较少。 ?各侧线不设汽提塔。 ?减压系统与燃料型基本相同。 燃料-润滑油型常减压蒸馏装置 ?常压塔与燃料型基本相同。 ?减压塔一般设4～5条侧线，每条侧线对粘度、馏分、馏程、宽度、油品颜色和残炭都有指标要求。 ?减压各侧线一般都有汽提塔以保证产品的闪点和馏分轻端符合指标要求。 ?减压加热炉出口最高温度控制在4000C，并且炉管逐级扩径尽量减少油品受热分解，以免润滑油料品质下降。 ?为使最重润滑油侧线的残炭和颜色尽可能改善，在最重润滑油侧线与进料之间需设置1～2个洗涤段，以加强洗涤效果。 ?燃料－润滑油型减压塔，国内外当前仍以湿法操作为主，塔顶二级抽真空。 ?另外还有“拔头型”，主要生产重整原料、汽油组分、煤油、柴油、燃料油或重油催化裂化原料，不生产润滑油组分和加氢裂化原料。?由于常减压装置的目的是将原油分割成为各种不同沸点范围的组分，以适应产品和下游工艺装置对原料的要求，因而不同原油和产品要求就有不同的加工方案和工艺流程，其典型流程可分为常减压蒸馏和常压蒸馏两种。 常减压蒸馏装置面临的新问题 ?作为炼油企业的“龙头”，常减压蒸馏装置运行水平的高低，不仅关系到原油的有效利用，而且对全厂的产品质量、产品收率、经济效益产生很大的影响。这就要求我们积极应用先进适用的技术，不断推进常减压蒸馏技术的进步。但长期以来，特别是近几年来，常减压蒸馏工业运行中所暴露出的问题已引起重视（同时新的实用技术和高效设备 也不断被开发和应用），主要体现在以下四个方面：
常减压蒸馏工艺计算汇总
本科毕业设计工艺计算 题 目 院 （系- 班 级： 姓 名： 学 号： 指导教师： 教师职称：_ 年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间初步设计 环化学院 化工12-2 柴昶 2012020836 张劲勇 教授 2016年3月
第4章工艺计算 4.1设备选择要点 4.1.1圆筒管式炉 (1) 合理确定一段(对流段)和二段(辐射段)加热面积比例，应满足正 常条件下，二段焦油出口温度 400?410C 时，一段焦油出口温度在120?130C 之间的要求。 (2) 蒸汽过热管可设置预一段或二段，要合理确定加热面积。当蒸气量为 焦油量的4%时，应满足加热至400?450E 的要求。 (3) 辐射管热强度实际生产波动在 18000?26000千卡咪2 时，设计宜采 用 18000?22000千卡咪2 时，对小型加热炉，还可取低些。当选用光管时，对 流段热强度 一般采用6000?10000千卡咪2 时。 (4) 保护层厚度宜大于200毫米，是散热损失控制在3%以内。 (5) 火嘴能力应大于管式炉能力的 1.25?1.3倍。火嘴与炉管净距宜大于 900毫米，以免火焰添烧炉管。 (6) 辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢(如 C^Mo 等)。 4.1.2馏分塔 (1) 根据不同塔径确定塔板间距，见表 4-1 表4-1塔板间距 塔径 (mm) 800 900 1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400 板距 350 350 400 400 450 450 450 450 (mm) 350 350 400 400 450 450 500 500 500 500 (2) 进料层的闪蒸空间宜采用板距的 2倍。 (3) 降液管截面宜按停留时间不低于 5秒考虑。 (4) 塔板层数应结合流程种类、产品方案、切取制度及其他技术经济指标 综合确定。 4.2物料衡算 原始数据： 年处理量 原料煤焦油所含水分 年工作日 半年维修一次 每小时处理能力 w = 30303.03kg 可按30303 kg 计算 330 日， 24 万 t/a
十四、常减压蒸馏技术的现状和发展
常减压蒸馏技术的现状和发展 张立新 洛阳石化工程公司（河南省洛阳市471003） 1炼油厂和常减压蒸馏装置的规模 表1 一些国家和地区炼厂能力变化情况百万吨/年 近二十年来，美国、日本、加拿大和西欧等发达国家及地区，在环境保护和激烈竞争的压力下，关闭了许多炼油厂。美国在1980年有303座炼油厂，加工能力为9.23亿吨/年。从1980年到1983年三年间，关闭了83座炼厂，加工能力减少了约8000万吨/年。1983年到1995年，进一步关闭了51座炼厂，减少了加工能力7540万吨/年，1995年到2001年，美国又关闭了26座炼油厂，但加工能力反而增加了6050万吨/年，表明在关闭了一部分中小型炼厂的同时，对一些竞争力较好的大型炼油厂进行了扩建。这种趋势在日本、加拿大和西欧各国有相同的表现。他们的炼油加工能力都在90年代中期降到了最低点，此后又逐渐上升，但炼厂的数目一直呈减少趋势，炼厂平均规模不断增加。美国炼厂的平均规模由1983年383万吨/年，增加至2001年579万吨/年。日本炼厂的平均规模由1983年558万吨/年，增加至2001年684万吨/年。其他西欧各国也都保持了相同的趋势。 和美、日、欧等发达国家的情况有所不同，亚洲国家和地区的炼油能力近二十年
来有了迅速的增加，其中尤以韩国最为突出。1964年4月韩国才在蔚山建成第一座炼油厂，当时的规模仅为175万吨/年，此后即快速发展。目前，韩国的炼油能力已达1.28亿吨/年。其6个炼油厂中，除1个规模较小的润滑油厂外，其余5个炼油厂的平均规模为2550万吨/年，居世界第一位。在全世界最大的10个炼油厂中，韩国占了3个，分别为SK公司的蔚山炼厂（4085万吨/年）、LG—Caltex公司的丽水炼厂（3168万吨/年），和双龙公司的汶山炼厂（2600万吨/年）。1997年开始的亚洲金融危机给亚洲一些国家和地区的炼油工业带来了重大打击，韩国的炼油能力在1997年后即基本保持不变，未再继续增长。但印度、沙特、科威特、伊朗、越南等亚洲国家的炼油能力仍保持继续增长的态势，这些都使亚洲地区油品市场的竞争日益激烈。 由表1数据可以看出，到2001年底，亚洲不少国家和地区的炼厂平均规模在600万吨/年以上，有的甚至在1000万吨/年以上。大型化是提高炼厂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2001年底的统计，全世界共有732座炼油厂，总加工能力40.58亿吨/年。其中加工能力在1000万吨/年以上的炼厂126座，分散在34个国家和地区，其中美国30座，西欧33座，前苏联18座，亚洲地区32座。加工能力在2000万吨/年以上的炼厂共有15座。 长期以来，我国炼油工作者一直致力于炼油厂和常减压装置及其他炼油工艺装置的大型化，但和国外相比，仍有一定差距。2001年底，我国有95座炼油厂，原油蒸馏能力 2.26亿吨/年，炼油厂平均规模为238万吨/年，只有镇海和茂名两个炼厂加工能力在1000万吨/年以上。我国共有单系列加工能力500万吨/年及以上规模的常减压装置8套，其中最大的为镇海三蒸馏，加工能力目前已经达到1000万吨/年。另外，正在准备新建和扩建一批单套加工能力在500~1000万吨/年的常减压蒸馏装置。 表2 世界加工能力2000万吨/年以上规模炼厂