【文章內(nèi)容簡介】 用，降低油品在爐管內(nèi)的結(jié)焦風(fēng)險(xiǎn)。 　　(4)減壓爐負(fù)荷：部分老裝置的減壓爐爐管表面熱強(qiáng)度已超過設(shè)計(jì)值，無法進(jìn)一步提溫深拔，若要大幅提高減壓爐出口溫度，需對減壓爐進(jìn)行擴(kuò)能改造。 三、汽化段的真空度較低造成油品氣化率不足【9】　　部分裝置減壓進(jìn)料段的真空度較低，直接影響了常壓渣油的汽化率和減壓系統(tǒng)的拔出深度。汽化段的真空度主要受以下兩方面的限制。 　　(1)塔頂真空度：塔頂真空度越高，在一定的填料(或塔盤)壓降下，進(jìn)料段真空度越高。 　　(2)塔內(nèi)件壓降：提高進(jìn)料段真空度的關(guān)鍵是減少塔頂至進(jìn)料段之間的壓降。塔內(nèi)件壓降大的原因主要為塔板與填料混用、填料段數(shù)多、填料高度大及減壓塔塔徑小、汽相負(fù)荷大等。 四、無急冷油流程而無法控制提溫后塔底的結(jié)焦風(fēng)險(xiǎn)　　老裝置由于設(shè)計(jì)時(shí)未考慮減壓深拔操作，一般沒有顧及提高進(jìn)料段溫度后會造成塔底溫度升高，易造成管線、換熱器、控制閥、塔底結(jié)焦、減壓塔塔底泵抽空等影響，很多減壓裝置未設(shè)置急冷油流程，無法控制提溫后塔底的結(jié)焦風(fēng)險(xiǎn)和塔底裂解氣的產(chǎn)生，對裝置的長周期運(yùn)行和塔頂真空度的控制有著不利影響；部分裝置雖沒有設(shè)置專門的急冷油流程，但設(shè)有經(jīng)過一次換熱后的減壓渣油作為燃料油再返回減壓塔底的流程，同樣可以起到降低塔底溫度的作用。【10】 五、機(jī)泵封油的性質(zhì)和流量對減壓渣油500℃餾出有影響　　通常，減壓塔塔底泵采用減壓側(cè)線油作為封油，但仍有部分裝置使用直餾柴油作封油。直餾柴油或封油(蠟油)量較大會提高減壓渣油中500℃餾出量，還可能造成減壓塔塔底泵抽空。 六、減壓塔底汽提蒸汽過小或未投影響了塔底的提餾效果　部分裝置減壓塔的負(fù)荷已經(jīng)較大，為避免降低塔頂真空度而未投減壓塔底吹汽或吹汽量較小。另外，少量裝置本來按濕式操作設(shè)計(jì)，在生產(chǎn)中為了降低裝置能耗而停止吹汽。 　　提高常減壓蒸餾裝置減壓系統(tǒng)的拔出深度是一項(xiàng)綜合工程，首先要從完善減壓塔的設(shè)計(jì)及塔內(nèi)件的選擇人手，其次要根據(jù)原油性質(zhì)變化及時(shí)調(diào)整操作參數(shù)，在確保安全和不影響裝置運(yùn)行周期的情況下，提高減壓系統(tǒng)的操作苛刻度。 轉(zhuǎn)貼于 中國論文下載中心 　一、提高蒸餾裝置減壓系統(tǒng)的設(shè)計(jì)水平　　(1)減壓爐和轉(zhuǎn)油線的設(shè)計(jì)對汽化段的壓力有較大影響。采用爐管擴(kuò)徑，注汽等可提高汽化段溫度，提高爐出口汽化率；轉(zhuǎn)油線溫降小可有效降低爐溫，從而較少裂解和保證高拔出率所需溫度?！　?2)采用低壓降、高分餾效率、大通量的塔盤和填料，不但可以提高餾分油的收率和切割精度，還可以大幅提高分餾塔的處理能力。采用填料的減壓塔一般全塔壓降小于20rnrnHg，而板式減壓塔壓降明顯大，是填料塔的一倍以上。 　　(3)改進(jìn)抽真空系統(tǒng)的設(shè)備水平，提高塔頂真空度。目前蒸汽+機(jī)械抽真空和液力抽真空的應(yīng)用效果都較好。 　　(4)改進(jìn)減壓進(jìn)料分布器的結(jié)構(gòu)，適當(dāng)增加進(jìn)料口上方的自由空間高度，可減少霧沫夾帶量。 　　(5)為避免減壓塔底結(jié)焦和減少裂解氣體生成，減壓塔底部應(yīng)設(shè)置急冷油流程，控制塔底溫度不超過370℃。 　　(6)常壓塔的設(shè)計(jì)要著力考慮降低塔底重油中350℃以前餾分的含量，防止過量的應(yīng)在常壓塔拔出的柴油組分進(jìn)入減壓塔，致使減壓塔頂部負(fù)荷偏大，頂溫高，真空度低，影響總拔出率?！?2】 二、提高常壓系統(tǒng)的拔出率　　常壓系統(tǒng)的拔出率對減壓深拔的影響很大，應(yīng)根據(jù)加工原油性質(zhì)的變化盡可能地提高常壓塔的拔出率，降低常壓渣油中350oC含量到4％以下。主要措施有控制合理的過汽化率，提高常壓爐出口溫度、降低常壓塔頂壓力、調(diào)整常壓塔底吹汽量和側(cè)線汽提蒸汽量、提高常壓側(cè)線的拔出量(尤其是常壓最下側(cè)線)。 三、提高減壓爐出口溫度和減壓塔進(jìn)料溫度　　在擁有相關(guān)工具軟件的情況下，應(yīng)根據(jù)加熱爐的設(shè)計(jì)參數(shù)和進(jìn)料性質(zhì)進(jìn)行模擬計(jì)算，繪制加熱爐的結(jié)焦曲線，以模擬結(jié)果為指導(dǎo)逐步提高爐溫；即使沒有爐管結(jié)焦曲線的模擬軟件，也可小幅提高爐溫并增大爐管注汽，觀察減壓塔操作工況確定合適的爐溫并維持操作，首先要達(dá)到設(shè)計(jì)溫度，在此基礎(chǔ)上再增加爐管注汽，繼續(xù)提溫。 四、提高減壓塔頂真空度　　優(yōu)化減壓塔頂抽空器和抽空冷卻器的運(yùn)行，減少抽空系統(tǒng)泄露，保證塔頂真空度。 五、合理分配爐管注汽和塔底吹起　　合理分配爐管注汽和塔底吹汽的流量，控制減壓系統(tǒng)總注汽量，減少對真空度的影響。 六、優(yōu)化洗滌段的操作　　要確保洗滌段底部填料保持潤濕，即合理的噴淋密度能夠保證總拔出率和減壓餾分油的質(zhì)量，洗滌段操作效果好，可以降低過汽化率，在同樣的烴分壓和蠟油質(zhì)量的前提條件下可以提高拔出率。 七、優(yōu)化減壓塔取熱分配　　為提高裝置總拔出率，減壓塔的取熱可作適當(dāng)調(diào)整，降低減壓塔下部中段回流取熱量，以增加減壓塔上部氣相負(fù)荷。 八、控制合理的減壓塔底溫度　　投用減壓塔底急冷油流程，控制塔底溫度不超過370oC即可，過多的急冷油量會影響塔底的換熱效率。 九、提高減壓系統(tǒng)拔出率應(yīng)注意的事項(xiàng)　　(1)應(yīng)根據(jù)減壓渣油的加工流向確定是否適合深拔操作，減壓渣油作延遲焦化原料和減壓渣油雖作催化裂化原料，但由于催化消化不完還有減壓渣油作燃料油或外售的蒸餾裝置。 　　(2)原油實(shí)沸點(diǎn)切割達(dá)到565oC時(shí)，減壓塔最下側(cè)線的干點(diǎn)必然在580oC以上，若有攜帶現(xiàn)象還將導(dǎo)致蠟油中的瀝青質(zhì)和重金屬含量上升，可能會給加氫裂化裝置帶來操作問題，建議實(shí)施深拔后重新考慮重蠟油的流程走向，由現(xiàn)在的進(jìn)加氫裂化改進(jìn)蠟油加氫處理或催化裂化裝置等。 　　(3)減壓拔出深度的提高需要高的爐出口溫度、高的進(jìn)料段真空度，還需要增加注汽量和增設(shè)急冷油流程等，蒸餾裝置的能耗相應(yīng)會有所上升，但從全煉廠角度，減壓深拔操作能實(shí)現(xiàn)節(jié)能和增效的雙重收益。第二章 設(shè)計(jì)說明書 我國主要原油性質(zhì)一、大慶原油大慶油田各構(gòu)造的原油性質(zhì)基本接近，～3,特性因數(shù)K=～，硫含量低（～％）是低硫石蠟基原油。實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)表明，200℃～％（重），300℃～％（重），400℃～％（重），500℃前總拔出率約為原油的56％（重）。大慶原油的直餾汽油或重整原料的量較少，汽油辛烷值較低但感鉛性較好。由于原油含砷多，重整原料砷含量也較高。航空煤油的密度較小，結(jié)晶點(diǎn)較高，只適宜生產(chǎn)2號噴氣燃料。180～300℃餾分芳香烴含量較低，無煙火焰高度大，含硫較少，經(jīng)適當(dāng)精制可得高質(zhì)量的燈用煤油。柴油餾分的柴油指數(shù)一般高于70，但含蠟多，受凝點(diǎn)指標(biāo)的限制影響柴油收率。煤油—柴油寬餾分含烷烴較多，是制取乙烯的良好裂解原料。320～500℃餾分含烷烴量高，稠環(huán)芳香烴含量低，硫、氮、重金屬含量和殘?zhí)恐刀己艿?，是良好的裂化原料?00℃以前的餾分潤滑油潛含量約占原油的15％，其粘度指數(shù)可達(dá)99～120，因此350～500℃餾分是生產(chǎn)潤滑油的良好原料，而且脫蠟油的精制不必太深。沸點(diǎn)高于535℃的渣油約占原油的32％，％，所以渣油經(jīng)脫瀝青和脫蠟后需深度精致。從潤滑油餾分所得蠟膏脫油后，蠟熔點(diǎn)符合42～47℃的 商品石蠟要求，產(chǎn)率約為原有的2％.減壓渣油中膠質(zhì)、瀝青質(zhì)含量低，不能直接生產(chǎn)瀝青。二、勝利混合原油勝利油區(qū)油田多，地質(zhì)情況復(fù)雜，油田或單井之間的原有性質(zhì)差別很大?！?～％，膠質(zhì)含量高，各餾分的酸度都比較高。在相同的餾分條件下，勝利原油的汽油餾分辛烷值比大慶油高?？缮a(chǎn)1號噴氣燃料。柴油的十六烷值約為58～66，但凝點(diǎn)高，若切去適當(dāng)餾分經(jīng)堿洗，可生產(chǎn)—10號、0號和10號輕柴油。裂化原料餾分中烷烴約比大慶相同餾分油低5～10％。潤滑油餾分的脫蠟油收率較高，但粘度指數(shù)隨餾分變重而下降很大，若經(jīng)脫蠟及較深度精制，可生產(chǎn)一般用潤滑油。蠟膏脫油精制后可得46～53℃石蠟。勝利原油的常壓重油及減壓渣油殘?zhí)恐岛徒饘俸慷歼h(yuǎn)高于大慶油，減壓渣油的延度低，不能直接做道路瀝青。三、遼河混合原油遼河油區(qū)及構(gòu)造斷層較多，各油田所產(chǎn)原油性質(zhì)差異較大，其中主要油田的原油屬于低硫中間基或低硫中間—石蠟基。遼河混合原油的密度介于大慶原油與勝利原油之間，窄餾分的酸度比大慶油高，特性因數(shù)接近于勝利原油。初餾點(diǎn)～180℃餾分的空白辛烷值為50，高于大慶油。如適當(dāng)調(diào)整餾分范圍，從遼河原油中可以生產(chǎn)1號或2號噴氣燃料。柴油餾分的柴油指數(shù)雖低于大慶油，但仍能符合—10號和0號輕柴油的指標(biāo)。遼河混合原油的潤滑油餾分脫蠟后，粘度指數(shù)很低。從前面的分析可以看到，與二元系或多元系精餾塔相比，石油精餾塔具有一些自己的工藝特點(diǎn)：處理量大；回流比是由精餾塔的熱平衡確定而不是由分餾精確度確定；塔內(nèi)氣、液相負(fù)荷沿塔高是變化的，甚至有較大的變化幅度；沿塔高的溫差比較大等。由于這些特點(diǎn)石油精餾塔的回流方式除了采用慣常所用的塔頂冷回流和塔頂熱回流以外，還常常采用其它的回流方式。下面著重討論石油精餾塔的一些特殊回流方式。1. 塔頂油氣二級冷凝冷卻原油常壓蒸餾塔德年處理量經(jīng)常以數(shù)百萬噸計(jì)。塔頂冷凝冷卻面積如此巨大的原因，一則是負(fù)荷很大，二則是傳熱溫差比較小。2. 塔頂循環(huán)回流循環(huán)回流從塔內(nèi)抽出經(jīng)冷卻至某個(gè)溫度再送回塔中，物流在整個(gè)過程都處于液相，而且在塔內(nèi)流動(dòng)時(shí)一般也不發(fā)生相變化，它只是在塔里塔外循環(huán)流動(dòng)，借助于換熱器取走回流熱。循環(huán)回流如果設(shè)在精餾塔的中部，就稱為中段循環(huán)回流。石油精餾塔采用中段循環(huán)回流主要是出于以下兩點(diǎn)考慮：① 在前面關(guān)于石油精餾塔的氣、液負(fù)荷分布規(guī)律的討論中，我們以得出結(jié)論：塔內(nèi)的氣、液相負(fù)荷沿塔高分布是不均勻的，當(dāng)只有塔頂冷回流時(shí)，氣、液相負(fù)荷在塔頂?shù)谝?、二板之間達(dá)到最高峰。在設(shè)計(jì)精餾塔時(shí)，總是根據(jù)最大氣、液負(fù)荷來確定塔徑的，也就是根據(jù)第一、二板間的氣、液負(fù)荷來確定塔徑。② 石油精餾塔德回流熱數(shù)量大，如何合理回收利用是一個(gè)節(jié)約能量的重要問題。石油精餾塔沿塔高的溫度梯度較大，從塔的中部取走的回流熱的溫位顯然要比從塔頂取走的回流熱的溫位高出許多，因而是價(jià)值更高的可利用熱源。設(shè)置中段循環(huán)回流時(shí)，還須考慮以下幾個(gè)具體問題：① 中段循環(huán)回流的數(shù)目。理論上講，數(shù)目愈多，塔內(nèi)氣、液相負(fù)荷愈均勻，但工藝流程則愈復(fù)雜，設(shè)備投資也高。一般來說，對有三、四個(gè)側(cè)線的精餾塔，推薦用兩個(gè)中段回流；對只有一、二個(gè)側(cè)線的塔，以采用一個(gè)中段回流為宜。采用第三個(gè)中段回流的價(jià)值不大。在塔頂和一線之間，一般不設(shè)中段回流，因?yàn)檫@對使負(fù)荷均勻化的作用不太大，而且取出的熱量溫位也較低。② 中段循環(huán)回流的進(jìn)口的溫差。溫差愈大在塔內(nèi)需要增設(shè)的換熱塔板數(shù)愈多，而且溫位降低過多的熱量也不好利用。國外采用的溫差在60～80攝氏度上下，國內(nèi)則多用80~120攝氏度。③ 中段循環(huán)回流的進(jìn)出口位置。中段回流的進(jìn)塔口一般設(shè)在抽出的上部。在兩個(gè)側(cè)線之間。抽出口太靠近下一個(gè)側(cè)線不好，因?yàn)樯戏降乃迳系幕亓鞔鬁p，上面幾層塔板的分餾效果降低很多。進(jìn)塔口緊挨著上一側(cè)線的抽出口也不太好，因?yàn)榭赡軙胁糠盅h(huán)回流混入該側(cè)線，使其干點(diǎn)升高。在確定了物料平衡和選定了塔板數(shù)之后，就可以著手確定石油精餾塔的操作條件；壓力、溫度和回流量等。下面主要討論石油精餾塔各點(diǎn)的溫度和壓力，至于回流方案的選擇和回流量的計(jì)算方法在前面已討論過。確定石油精餾塔的溫度、壓力條件的原則與二元精餾塔是相同的，只是在具體方法上有所區(qū)別。確定操作溫度和壓力的主要手段是熱平衡和相平衡計(jì)算，在計(jì)算時(shí)可以采用假多元系法，也可以采用經(jīng)驗(yàn)圖表算法。1. 操作壓力原油常壓精餾塔的最低操作壓力最終是受制于塔頂產(chǎn)品接受罐的溫度下的塔頂產(chǎn)品的泡點(diǎn)壓力。常壓塔頂產(chǎn)品通常是汽油餾分或重整原料，當(dāng)用水作為冷卻介質(zhì)時(shí)，塔頂產(chǎn)品冷至40攝氏度左右，～，塔頂產(chǎn)品能基本上全部冷凝，不冷凝氣很少。為了克服塔頂餾出物流經(jīng)管線和設(shè)備的流動(dòng)阻力，常壓塔頂?shù)膲毫?yīng)稍高于產(chǎn)品接受罐的壓力，或者說稍高于常壓。常壓塔的名稱蓋出于此。2. 操作溫度確定精餾塔的各部位的操作壓力后，就可以求頂各點(diǎn)的操作溫度。從理論上說，在穩(wěn)定操作的情況下，可以將精餾塔內(nèi)離開任一塊塔板或汽化段的氣、液兩相都看成處于相平衡狀態(tài)。因此，氣相溫度是該處油氣分壓下的露點(diǎn)溫度，而液相溫度則是其泡點(diǎn)溫度。雖然在實(shí)際上由于塔板上的氣、液兩相常常未能完全達(dá)到相平衡狀態(tài)，而使其實(shí)際的氣相氣溫稍偏高或液相的溫度稍偏低，但是在設(shè)計(jì)計(jì)算中都是按上述理論假設(shè)來計(jì)算各點(diǎn)的溫度。 下面分別討論求各點(diǎn)溫度的方法。⑴汽化段溫度汽化段溫度就是進(jìn)料的絕熱閃蒸溫度。已知汽化段和爐口的操作壓力，而且產(chǎn)品的總收率或常壓塔拔出率和過汽化度、汽提蒸汽量等氣量等也已確定，就可以算出汽化段的油氣分壓。進(jìn)而可以作出進(jìn)料（在常壓塔的情況下即為原油）在常壓下的、在汽化段油氣分壓下的以及爐出口壓力下的三條平衡汽化曲線。⑵塔底溫度進(jìn)料在汽化段閃蒸形成的液相部分，匯同精餾段流下的液相回流向下流至汽提段。塔底通入過熱水蒸汽逆流而上與油料接觸，不斷的將油料中的輕餾分汽提出去。輕餾分汽化需要的熱量一部分由過熱水蒸氣供給，一部分由液相油料本身的顯熱提供。由于過熱水蒸氣提供的熱量有限，加之又有散熱損失，因此油料的溫度由上而下逐板下降，塔底溫度比汽化段溫度降低不少。⑶側(cè)線溫度嚴(yán)格地說，側(cè)線抽出溫度應(yīng)該是未經(jīng)汽提的側(cè)線產(chǎn)品在該處的油氣分壓下的泡點(diǎn)溫度。它比汽提后的產(chǎn)品在同樣條件下的泡點(diǎn)略低一點(diǎn)。然而往往能夠得到的是經(jīng)汽提后的側(cè)線產(chǎn)品的平衡汽化數(shù)據(jù)?？紤]到在同樣條件下汽提前后的側(cè)線產(chǎn)品的泡點(diǎn)溫度相差不多，為簡化起見，通常都是按經(jīng)汽提后的側(cè)線產(chǎn)品在該處油氣分壓下的泡點(diǎn)溫度來計(jì)算。① 計(jì)算側(cè)線溫度時(shí)，最好從最低的側(cè)線開始，這樣計(jì)算比較方便。因?yàn)檫M(jìn)料和塔底溫度可以先行確定，則自下而上作隔離體和熱平衡時(shí)，每次只有一個(gè)側(cè)線溫度是未知數(shù)。② 為了計(jì)算油氣分壓，須分析一下側(cè)線抽出板上的氣相得組成情況。該氣相是由下列物質(zhì)構(gòu)成的：通過該層塔板上升的塔頂產(chǎn)品和該側(cè)線上方所有側(cè)線產(chǎn)品的蒸汽，還有在該層抽出板上汽化的內(nèi)回流蒸汽及汽提水蒸氣?？梢哉J(rèn)為內(nèi)回流的組成與該塔板抽出的側(cè)線產(chǎn)品組成基本相同，因此，所謂的側(cè)線產(chǎn)品的油氣分壓既是指該處內(nèi)回流蒸汽的分壓。⑷塔頂溫度塔頂溫度是塔頂產(chǎn)品在其本身油氣分壓下的露點(diǎn)溫度。塔頂六處物包括塔頂產(chǎn)品、塔頂回流蒸汽、不凝氣、和水蒸氣。塔頂回流量須通過假設(shè)塔頂溫度作全塔熱平衡才能求定。算出油氣分壓后，求出塔頂產(chǎn)品在此油氣分壓下的露點(diǎn)溫度，以此校核所假設(shè)的