1400萬噸年大慶原油常壓蒸餾裝置工藝設(shè)計(jì)-預(yù)覽頁
【正文】 分壓下的泡點(diǎn)溫度來計(jì)算。原油常壓塔塔頂不凝氣量很少，可以忽略不計(jì)，忽略不凝氣量以后求得的塔頂溫度較實(shí)際塔頂溫度約高出3%。1949年全國解放時(shí)，我國僅延長(zhǎng)、玉門等地有小型煉油廠，加工當(dāng)?shù)禺a(chǎn)的天然石油。進(jìn)入21世紀(jì)，特別是我國成為世界貿(mào)易組織的正式成員后，按照市場(chǎng)準(zhǔn)入、關(guān)稅減讓的相關(guān)壁壘協(xié)議，國內(nèi)成品油市場(chǎng)將逐漸融入國際市場(chǎng)，不可避免的要參與世界貿(mào)易大環(huán)境下的競(jìng)爭(zhēng)，基本依靠自有技術(shù)發(fā)展起來的我國煉油工業(yè)面臨著嚴(yán)峻挑戰(zhàn)。目前，我國將石油產(chǎn)品分為燃料、潤(rùn)滑劑、石油瀝青、石油蠟、石油焦、溶劑和化工原料六大類［2］。其中重要的分離設(shè)備—常壓塔的設(shè)計(jì)，是能否獲得高收率、高質(zhì)量油的關(guān)鍵。常減壓蒸餾過程經(jīng)過一百多年的發(fā)展，已成為一個(gè)比較完整成熟的工藝。與國際先進(jìn)水平相比，我國常減壓蒸餾裝置仍然存在較大的差距，主要是裝置規(guī)模小，運(yùn)行負(fù)荷低，運(yùn)行周期短，關(guān)鍵工藝技術(shù)落后，能耗依然偏高等。設(shè)計(jì)的基本方案：原油—換熱系統(tǒng)—電脫鹽系統(tǒng)—加熱爐系統(tǒng)—常壓系統(tǒng)—儀表控制系統(tǒng)，經(jīng)常壓蒸餾得到汽油、煤油、柴油等燃料出裝置及常壓重油去催化裂化車間［4］。煉廠根據(jù)所加工原油的性質(zhì)、市場(chǎng)需求、加工技術(shù)的先進(jìn)性和可靠性以及經(jīng)濟(jì)效益等方面的綜合考慮，進(jìn)行全面的分析、研究對(duì)比，才能制定出合理的加工方案。在這種缺氧的還原環(huán)境下，有機(jī)淤泥中的有機(jī)物質(zhì)隨著沉積物的成巖過程，通過細(xì)菌、壓力、溫度、催化劑和放射元素等的協(xié)同作用，發(fā)生復(fù)雜的物理化學(xué)變化，逐漸變成石油。世界經(jīng)濟(jì)強(qiáng)國無不是煉油和石化工業(yè)強(qiáng)國。由于硫含量很低，輕質(zhì)燃料油不需精制。大慶原油噴氣燃料餾分的密度較小，結(jié)晶點(diǎn)高。飽和烴加輕芳烴的粘度指數(shù)大于100，加入中芳烴后，粘度指數(shù)仍然在100左右。經(jīng)過嚴(yán)格脫鹽脫水的原油換熱到230—240℃，進(jìn)入初餾塔，從初餾塔塔頂分出輕汽油或催化重整原料油，其中一部分返回塔頂作頂回流。常壓塔底重油用泵抽出送至減壓爐，加熱至400℃進(jìn)入減壓塔。潤(rùn)滑油型減壓塔在塔底吹入過熱蒸汽汽提對(duì)側(cè)線餾出油也設(shè)置汽提塔。由此得平衡汽化各點(diǎn)的△T： 10%點(diǎn)△T =0=0(℃) 30%點(diǎn)△T ==(℃) 50%點(diǎn)△T ==(℃) 70%點(diǎn)△T =0=0(℃) 平衡汽化曲線各點(diǎn)溫度等于它的參考線各點(diǎn)溫度加上相應(yīng)的△T值，得平衡汽化溫度： 10%點(diǎn)=+0=(℃) 30%點(diǎn)=+=(℃) 50%點(diǎn)=+=(℃) 70%點(diǎn)=+0=(℃)根據(jù)原油的實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線及實(shí)沸點(diǎn)切割點(diǎn)得出各產(chǎn)品的體積收率，進(jìn)而算出重量收率。 精餾塔計(jì)算圖表 表39 精餾塔計(jì)算數(shù)值項(xiàng)目數(shù)值第一中斷回流取熱106 KJ/h第二中斷回流取熱106 KJ/h進(jìn)料17677352kg/h過汽化油常頂70700 kg/h常頂蒸氣回流 KJ/h塔頂冷回流 kg/h塔頂冷回流取熱189 KJ/h常一線汽提蒸氣492．8 kg/h常一線16335 kg/h常二線汽提蒸汽 kg/h常二線108735 kg/h常三線提蒸汽 kg/h常三線93565 kg/h塔底汽提蒸汽 kg/h常底重油1592495kg/h 操作壓力。%℃，此即為汽化段的溫度tF. 塔底溫度取塔底溫度比汽化段溫度低7℃，即 =（℃） 塔頂及側(cè)線溫度的假設(shè)與回流熱分配參考同類裝置的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，假設(shè)塔頂及各側(cè)線溫度如表所示：表310 塔頂及各側(cè)線假設(shè)溫度表產(chǎn)品出口溫度數(shù)值常 頂 溫 度116℃常一線抽出板（第9層）溫度150℃常二線抽出板（第21層）溫度239℃常三線抽出板（第30層）溫度295℃ 按上述假設(shè)的溫度條件作全塔熱平衡（見表311），由此求出全塔回流熱。（1）進(jìn)入塔板的氣體 Vs=205150m3/h=57 m3/s 重量流率w= 密度ρv=（2） 進(jìn)入塔板的液體 Ls= 密度ρL=由經(jīng)驗(yàn)式，可知： σ= dyn/cm= N/m 塔板設(shè)計(jì)計(jì)算部分 塔板間距參考同類型的裝置，從以下因素確定：1）霧沫夾帶；2）物料的起泡性；3）操作彈性；4）安裝和檢修要求［16］。 浮閥數(shù)及開孔率的計(jì)算閥孔的速度 取F=56 u0=F/=56/= m/s每層塔板的浮閥數(shù) N=VS/（） =（）=1843（個(gè)） 塔板開孔率 Φ=（u/u0）100%=（）100%=% 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔心距t=75mm，則排心距t1=Aa/（N t）=（1843）=浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表41：表41 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目單位數(shù)值備注塔徑，Dm板間距, HTm塔板型式雙溢流弓形降液管分塊塔板空塔氣速,um/s兩邊堰長(zhǎng),lwm浮閥個(gè)數(shù),N1843閥孔氣速,uom/s閥孔動(dòng)能因數(shù),Fo56孔心距，tm單板壓降, △PPa524范點(diǎn)率,%氣相負(fù)荷上限m3/s霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限m3/s漏液控制參考文獻(xiàn)［1］，2006［2］Mccabe W L,Smith J C,Unit Operations of Chemical Engineering, York: McGraw Hill Inc, 2003［3］，1985［4］Distillation breakthrough reduces tower Processing, 2002, 81(10):29［5］,2000,24,(5):6～8［6］朱有庭，曲文海，：化學(xué)工業(yè)出版社，2005［7］：化學(xué)工業(yè)出版社，2006［8］：石油化工出版社,1995［9］, RefiningTechnology and Economics, Dekker Inc,1994［10］路秀林，：化學(xué)工業(yè)出版社，2004［11］譚天恩，竇梅，：化學(xué)工業(yè)出版社，2006［12］：遼寧石油化工大學(xué)，2003［13］：化學(xué)工業(yè)出版社，2004［14］：天津科學(xué)技術(shù)出版社，1989［15］：石油化工科學(xué)研究院，1982［16］：石油工業(yè)出版社，2005［17］，2003［18］撫順石油學(xué)院 ，1990［19］,2003,10(2):9～15 28
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