【文章內容簡介】 工方案并嚴格執(zhí)行，嚴格控制污染。③無組織排放廢氣一般情況下含硫廢水中硫化氫及氨的氣味較大，輸送這種含硫廢水必須密閉，如有泄漏則毒害嚴重。含硫化氫廢氣經常泄漏的部位是在“三頂”回流罐脫水部位。減少措施是控制好塔頂注氨。輸送輕質油品管線、堿渣管線及閥門的泄漏會造成大氣污染，本裝置設計常壓塔頂減壓閥為緊急放空所用，放空氣體進入緊急放空罐。管線閥門的泄漏率應小于2％。另外，蒸餾裝置通常設“三頂”瓦斯回收系統(tǒng)，將初頂、常減頂不凝氣引入加熱爐作為燃料燒掉或回收，這樣對節(jié)能、安全、環(huán)保均有利。①電脫鹽排水制電脫鹽過程所排的廢水，來自原油進裝置時自身攜帶水和溶解原油中無機鹽所注入的水。此外，加入破乳劑使原油在電場的作用下將其中的油和含鹽廢水分離。由于這部分水與油品直接接觸，溶人的污染物較多，特別是電脫鹽罐油水分離效率不高時，這部分排水中石油類和COD均較高。排水量與注水量有關，一般注入量為原油的5％～8％。篩選好的破乳劑、確定合適用量、提高電脫鹽效率都對提高油水分離效果有利；用含硫污水汽提后的凈化水回注電脫鹽可減少新鮮水用量，同時減少凈化水排放的揮發(fā)酚含量；增加油水鑭離時間，嚴格控制油水界面(必要時設二次收油設施)可減少油含量。②塔頂油水分離器排水常減壓蒸餾裝置其初餾塔頂、常壓塔頂、減壓塔頂產物經冷后均分別進入各自的油水分離器，進行油水分離并排水。這部水是由原油加工過程中的加熱爐注水，常壓塔和減壓塔底注汽產品汽提塔所用蒸汽冷凝水，大氣抽空器冷凝水，塔頂注水，緩蝕劑所含水分等組成。由于這部分水與油品直接接觸，所以污染物質較多，排水中硫化物、氨、COD均較高。排水中帶隋況與油水分離器中油水分離時間、界面控制是否穩(wěn)定有關。正常生產情況下，嚴格控制塔頂油水分離器油水界面是防止排重帶油的關鍵。③機泵冷卻水機泵冷卻水由兩部分構成，一部分是冷卻泵體用水，全部使用循環(huán)冷卻后進循環(huán)水回水管網(wǎng)循環(huán)使用。另一部分是泵端面密封冷卻水，隨用隨排入含油廢水系統(tǒng)。一般熱油泵需冷卻水較多，如端面漏油較多．則冷卻水帶油嚴重。如將泵端面密封改為波紋管式密封，可以減少漏油污染。④裝置其他排水 a．油品采樣。該裝置有汽油、煤油、柴油等油品采樣口用于采集樣品進行質量檢測。一般在油品采樣前，都要放掉部分油品，以便將采樣滯留在管線中的油置換掉。這部分油品會污染排水。b．設備如拆卸油泵、換熱器等，需將設備內的存油放掉進入系統(tǒng)。如果能在拆卸設備處，設專線將油抽至污油回收系統(tǒng)(或罐)，可以減少污染。 c．地面沖洗原油泵、熱油泵、控制閥等部位所在地面最易遭受污染。一般不允許用水沖洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉紗插去油污。，要設置計量井，并制定排水定額。對控制排放廢水的污染較為有效。在生產裝置，噪聲的主要來源是：①流體振動所產生的噪聲。如流體被節(jié)流后發(fā)出的噪聲(尤其是調節(jié)閥節(jié)流造成的)、火焰燃燒所造成的氣體振動等。②機械噪聲。指各種運轉設備所產生的噪聲。③電磁噪聲。指由電機、脫鹽變壓器等因磁場作用引起振動所產生的噪聲。加熱爐噪聲的防治一般有下列幾種方法，可根據(jù)不同情況選用。(1)采用低噪聲噴嘴。(2)噴嘴及風門等進風口處采用消聲罩。(3)結合預熱空氣系統(tǒng)，采用強制進風消聲罩。(4)爐底設隔聲圍墻。電機噪聲的防治一般有：(1)安裝消聲罩。一般應選用低噪聲電機，若噪聲不符合要求時，可加設隔聲罩(安裝全部隔聲罩或局部隔聲罩。)(2)改善冷卻風扇結構、角度。(3)大電機可拆除風扇，用主風機設置旁路引風冷卻電機?？绽淦髟肼暤姆乐我话憧蛇x用以下幾種方法：(1)設隔聲墻，以減少對受聲方向的輻射。(2)加吸聲屏，可設立式和橫式吸聲屏。(3)加隔聲罩。(4)用新型低噪聲風機。第三章 常壓蒸餾塔工藝設計 工藝參數(shù)設計處理量為710萬噸/年阿曼原油的常減壓分餾塔, 產品產率及性質數(shù)據(jù)及平衡汽化數(shù)據(jù)表31及表32所示。表31 產品產率及其性質產 品沸點范圍產 率相對密度恩 氏 蒸 餾 數(shù) 據(jù), ℃名 稱℃%(重)初10%30%50%70%90%終初頂油627487104117132常頂油初~1303080108115127138147航空煤油130~230147167183200219244264輕 柴 油230~320228260278292306330349重 柴 油320~350244297333345356381402常四線350~420295313366398408434497重 油420表32 原油平衡蒸發(fā)數(shù)據(jù)累計餾出, ％(體)初餾點10203040506070平衡蒸發(fā)溫度, ℃ 計算時，所用到的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)未作裂化校正，工程上允許這樣做。 油品的性質參數(shù)以下的轉換計算均以初頂油為例，其它產品僅寫出計算結果，見表34。（1）體積平均沸點，t(體)： （2）恩氏蒸餾90%～10%斜率: （3）質量平均沸點，t(重)查《石油煉制工藝學》P29，可得質量平均沸點校正值，故：初頂油, 校正值= （4）實分子平均沸點，t(實)由P29可查得體積平均沸點校正值，故：初頂油, 校正值= （5）立方平均沸點,t(立)由P29可查得體積平均沸點校正值，故：初頂油, 校正值= （6）中平均沸點, t(中):由P29可查得中平均沸點校正值，故： 初頂油, 校正值=4 （7）特性因數(shù) K:查《石油煉制工藝學》P30，可得油品相對密度校正值，故：初頂油 由P35查得： K=（8）比重指數(shù)：由P35查得：初頂油 （9）相對分子質量 M：由P39查得：初頂油 M=98 （10）平衡蒸發(fā)溫度： 恩氏蒸餾70～10%斜率=由P145可查得：表33 初頂油平衡蒸發(fā)溫度恩氏蒸餾（體）%0%10%30%50%70%90%100%恩氏蒸餾 ℃627487104117132恩氏蒸餾溫差℃1213171315平衡蒸發(fā)溫差℃685平衡蒸發(fā)50%點溫度 ℃77平衡蒸發(fā)溫度℃778590所以，平衡蒸發(fā)100%℃。（11）臨界溫度：查《石油煉制工藝學》P51知：初頂油 真臨界溫度=262℃ , 假臨界溫度=256℃（12）臨界壓力：由《石油煉制工藝學》P53查得：初頂油 真臨界壓力= , 假臨界壓力=（13）焦點溫度： 由P151查得：初頂油 =312℃（14）焦點壓力：由P152查得：初頂油：=表34 油品的有關性質參數(shù)計算匯總油品名稱密度/比重指數(shù)oAPI特性因數(shù)K相對分子質量M平衡蒸發(fā)溫度/℃臨界參數(shù)焦點參數(shù)0%100%溫度/℃壓力/MPa溫度/℃壓力/MPa初頂油98262 312常頂油105285333航空煤油160383423輕柴油241269468490重柴油290510530常四線340544566重油 產品收率及物料平衡處理量為250+4610=710萬噸/年物料平衡可參考同一原油、同一產品方案的生產數(shù)據(jù)確定。確定后列出物料平衡表。如不能取得實標生產數(shù)據(jù), 可根據(jù)實沸點數(shù)據(jù)來確定。如表21所示, 相鄰兩個產品是互相重疊的, 即實沸點蒸餾(tHtL)是負值。通常相鄰兩個產品的實沸點就在這一重疊值的一半處, 因此可取tH和tL之間的中點溫度作為這兩個餾分的切割溫度。決定年開工天數(shù)后, 即可作出常壓塔的物料平衡表, 如表35所示。表35中沒有考慮到損失, 在實標生產中通常取(氣體+損失)％。注: tH為相鄰兩餾分重餾分實沸點的0％點溫度。 tL為相鄰兩餾分輕餾分實沸點的100％點溫度。表35物料平衡表(按每年開工8000小時計)油 品產 率%處 理 量 或 產 量體積質量104t/Ykg/hkmol/h原 油100100710887500產品初頂油11..9186620常頂油航空煤油輕柴油重柴油常四線重 油 汽提蒸汽用量側線產品及塔底重油都用過熱水蒸汽汽提, 使用的是溫度370℃, 。汽提水蒸汽用量與需要汽提出來的輕組分含量有關。 表37 汽提水蒸汽用量 油品t/hKg/hKmol/h一線煤油二線輕柴油三線重柴油常四線塔底重油合計 塔板型式和塔板數(shù)分餾塔分餾塔塔板數(shù)50層常頂—常一線12層常一線—常二線14層常二線—常三線8層常三線—常四線6層常四線—汽化段6層塔底—氣提段4層其中常頂循環(huán)回流3塊，常一線中段循環(huán)回流3塊，常二線中段循環(huán)回流3塊，全塔塔板總數(shù)為50層。 操作壓力 (4mmHg)則推算常壓塔各關鍵部位的壓力如下: (單位為MPa)塔頂壓力 一線抽出板(第38層)上壓力 二線抽出板(第24層)上壓力 三線抽出板(第16層)上壓力 四線抽出板(第10層)上壓力 汽化段壓力(第5層下) =+= 分餾塔計算草圖①汽化段中進料的汽化率與過汽化率(原油相對密度)取過汽化率為進料的2％(質)％(體)則過汽化油量為887500*=17750kg/h, 要求進料在汽化段的汽化率為:eF=(＋＋＋++)％=％(體)② 汽化段油氣分壓汽化段中各物料的流量如下:汽油 煤油 輕柴油 重柴油 常四線 過汽化油 17750/300=油氣量合計 水蒸汽 (塔底汽提)。由此計算得過汽化段的油氣分壓為:(+)=③汽化段溫度的初步求定分別根據(jù)表21和表22的數(shù)據(jù)作出原油的實沸點蒸餾曲線和平衡汽化曲線，如圖32所示。％(體)。在不具備原油的臨界參數(shù)與焦點參數(shù)而無法作出原油的PTe相圖的情況下曲線4可用簡化法求定: 由圖1可得到原油在常壓下的實沸點曲線與平衡汽化曲線的交點為310℃?！妗＃?體)時的溫度為400℃此即欲求的汽化段溫度tF。此tF是由相平衡關系求得還需對它進行校核。由于汽化段溫度汽化段溫度所對應需要的加熱爐出口溫度已超出允許的爐出口最高溫度(最高爐溫往往是不大于365℃)。在最高爐溫下365，如果汽化段溫度還不能滿足氣化率的要求，則汽化段溫度的調節(jié)，或者說要保證氣化率，就只能靠調節(jié)汽化段油氣分壓來實現(xiàn)。?tF的校核校核的目的是看tF要求下的加熱爐出口溫度是否合理校核的方法是作絕熱閃蒸過程的熱平衡計算以求得爐出口溫度。當汽化率eF=％(體)tF=365℃, 進料在汽化段中的焓hF計算如表10所示。進料帶入汽化段的熱量QF(P= tF=365℃)見表310表310 進料帶入汽化段的熱量Q物料焓Kj/kg熱量kJ/h汽相液相汽油*107