【正文】 和實(shí)際情況，采用板式塔。 環(huán)保措施 10 污染源分析 常壓加熱爐煙氣 減壓加熱爐煙氣 圖 22 常減壓蒸餾裝置的工藝流程及污染源分布 1－ 電脫鹽罐； 2 一初餾塔； 3 常壓爐； 4 常壓塔； 5 汽提塔； 6穩(wěn)定 塔； 7 分餾塔； 8－ 減壓加熱爐 ； 9－ 減壓塔 由圖 22可知，常減壓蒸餾裝置污染源有電脫鹽排水、初頂排水、機(jī)泵冷卻水、常頂排水、減頂排水、常壓加熱爐煙氣、減壓加熱爐煙氣，所以環(huán)保工作應(yīng)圍繞這些污染源采取相應(yīng)措施。的排放量。 ② 停工排放廢氣 裝置在停工時，需對塔、容器、管線進(jìn)行蒸汽吹掃，大部分 存油 隨蒸汽冷凝水排出，還有部分未被冷凝的油氣隨塔頂蒸汽放空進(jìn) 入大 氣；檢修時，需將塔、容器等設(shè)備 的人孔打開，將殘存的油氣排入大氣 ；要制定停工方案并嚴(yán)格執(zhí)行，嚴(yán)格控制污染。含硫化氫廢氣經(jīng)常泄漏的部 位是 在 “ 三頂 ” 回流罐脫水部位。輸送 輕質(zhì) 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(shè)計 常 壓塔頂減壓閥為緊急放空所用，放空氣體進(jìn)入緊急放空罐。 另外，蒸餾裝置通常設(shè) “ 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。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。排水量與注水量有關(guān)，一般注入量為原油 的 5％～ 8％。 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(chǎn)物經(jīng)冷后均分別進(jìn)入各自的油水分離器，進(jìn)行油水分離并排水。由于這部分水與油品直接接觸，所以 AN 染物質(zhì)較多，排水中硫化物、氨、COD 均較高。正常生產(chǎn)情況下，嚴(yán)格控制塔頂油水分離器油水界面是防止排 ‘ 重帶油的關(guān)鍵。另一部分是泵端面密封冷卻 K，隨用隨排入含油廢水系統(tǒng)。如將泵端面密封改為波紋管式端 i 封，可以減少漏油污染。一般在油品采樣前，都要放掉部分油品，以便：次采樣滯留在管線中的油置換掉?？刹伞簞臃治鰞x或密閉采樣法，也可以將置換下的油品放入污油罐中回以減少污染。如果能在拆卸設(shè)備處，設(shè)專線將油抽至污油回收系統(tǒng) (或罐 )，可以減少污染。應(yīng)制定停工方案并嚴(yán)格執(zhí)行，盡量油送至污油罐區(qū)，嚴(yán)禁亂排亂放。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。對控制排放廢水的污染較為有效。如流體被節(jié)流后發(fā)出的噪聲 (尤其是調(diào)節(jié)閥節(jié)流造成的 )、 火焰 燃燒所造成的氣體振動等。指各種運(yùn)轉(zhuǎn)設(shè)備所產(chǎn)生的噪聲。指由電機(jī)、脫鹽變壓器等因磁場作用引起振動所產(chǎn)生的噪 聲。 (1)采用低噪聲噴嘴。 (3)結(jié)合預(yù)熱空氣 系統(tǒng)，采用強(qiáng)制進(jìn)風(fēng)消聲罩。 電機(jī)噪聲的防治一般有： (1)安裝消聲罩。 )(2)改善冷卻風(fēng)扇結(jié)構(gòu)、角度。 空冷器噪聲的防治一般可選用以下幾種方法： (1)設(shè)隔聲墻，以減少對受聲方向的輻射。 (3)加隔聲罩。 13 第三章 工藝計算 原料及產(chǎn)品的有關(guān)參數(shù)的計算 產(chǎn)品實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)見 表 31 實(shí)沸點(diǎn)蒸餾體 分?jǐn)?shù) % 溫度（℃） 0 10 30 50 70 90 100 汽油 40 88 91 95 112 127 140 煤油 105 140 171 191 208 237 252 輕柴油 196 221 254 269 284 309 339 重柴油 301 336 349 353 373 403 448 表 31 產(chǎn)品實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)表 產(chǎn)品性質(zhì)見表 32 產(chǎn)品 體積平均沸點(diǎn)186。C 立方平均沸點(diǎn)186。C 臨界參 數(shù) 焦點(diǎn)參數(shù) 0％ 10％ 30% 50% 70% 90% 100% 溫度186。C 壓力MPa 汽油 100 61 76 88 92 96 99 104 109 328 煤油 189 162 170 181 187 193 204 211 411 柴油 37 254 260 268 272 276 284 291 4 467 重柴 337 335 336 36 11 355 360 363 364 369 376 385 513 516 表 32 產(chǎn)品性質(zhì)表 以汽油為例列出詳細(xì)的計算、換算過程其他產(chǎn)品僅將計算、換算結(jié)果列于上表 （ 1）體積平均沸點(diǎn) 體t Ct ??????? 118106999387體 （ 2）恩氏蒸餾 90%~10%斜率 90%~10%斜率 ? ?%/ 87118 C??? （ 3）立方平均沸點(diǎn) 14 由圖查得校正值為 C?? Ct ???? (4)中平均沸點(diǎn) 由圖查得校正值為 C??1 Ct ???? （ 5）比重指數(shù) API? 由汽油密度查表得： 61??API （ 6）特性因數(shù) K 由圖查得： ?K （ 7）相對分子質(zhì)量： 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)汽油取 ?M （ 8）平衡汽化溫度 由圖求得平衡汽化 100%溫度為 C?105 恩氏蒸餾 /%（體） 0 10 30 50 70 90 100 餾出溫度 /C? 58 87 93 99 106 118 130 恩 氏蒸餾溫差 /C? 29 6 6 7 12 12 因恩氏蒸餾 10%~70%斜率 = 87106 ??? 由圖查得： 平衡汽化 50%點(diǎn) 恩氏蒸餾 50%點(diǎn) = C??7 平衡汽化 50%點(diǎn)的溫度 /C? C??? 92799 平衡汽化溫 度 /C? 71 84 88 92 96 101 105 （ 9）臨界溫度 由圖查得：臨界溫度 C?? 15 （ 10）臨界壓力 由圖查得：臨界壓力 = (11)焦點(diǎn)壓力 由圖查得：焦點(diǎn)壓力 ? （ 12）焦點(diǎn)溫度 由圖查得：焦點(diǎn)溫度 C?? 工藝流程的確定根據(jù)與流程的敘述 切割方案及性質(zhì) 切割方案及性質(zhì)表見表 33：（開工天數(shù)為 8000 小時） 產(chǎn)品 實(shí)沸點(diǎn)的餾程 / 186。C 汽油 40～ 140 —— 煤油 105～ 252 輕柴油 196~339 224 重柴油 301～ 448 320 表 33 原油常壓切割方案及性質(zhì)表 物料平衡 常壓塔物料平衡表 設(shè)計處理量 : 250+學(xué)號 10萬噸 /年 =250+57*10=820 萬噸 /年 物料平衡（按 8000 小時 /年）見表 34 油 品 產(chǎn) 率 % 處 理 量 或 產(chǎn) 量 體積 質(zhì)量 104t/Y kg/h kmol/h 原 油 100 100 360 450000 產(chǎn) 品 汽油 18900 197 煤油 42300 278 輕柴油 60750 279 重柴油 25650 88 重油 302400 表 34 物料平衡表 汽提蒸汽用量 側(cè)線產(chǎn)品及塔底重油都用過熱水蒸汽汽提 , 使用的是溫度 420℃ , 壓力 的 16 過熱水蒸汽。在設(shè)計中可參考表 35所列的經(jīng)驗(yàn) 數(shù)據(jù)選擇汽提蒸汽用量。石油分餾塔塔板數(shù)、塔板型式和塔板數(shù)主要靠經(jīng)驗(yàn)選用表 3 38是常壓塔塔板數(shù)的參考值。 操作壓力 取塔頂產(chǎn)品罐壓力為 : 。取塔頂空冷器壓力降為 使用一個管殼式后冷器 , 殼程壓力降取 故塔頂壓力=++= (絕 )。由此計算得過汽化段的油氣分壓為 : 875/(875+336)= ③汽化段溫度的初步求定 汽化段溫度應(yīng)該是在汽化段油氣分壓 之下汽化 ％ (體 )的溫度為此需要作出在 下的原油平衡汽化曲線見圖 1中的曲線 4。將此交點(diǎn)溫度換算成在 壓力下的溫度為 320℃。此 tF 是由相平衡關(guān)系求得還需對它進(jìn)行校核。 當(dāng)汽化率 eF=％ (體 )tF=350℃ , 進(jìn)料在汽化段中的焓 hF 計算如表 8所示。此處忽略了水分若原油中含有水分則應(yīng)按爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線計算。據(jù)此可算出進(jìn)料 在爐出口條件下的焓值 ho。爐出口溫度也不致超過充許限度。 物料 流率， kg/h 密 度 d204 操作條件 焓， kJ/kg 熱量， kJ/h MPa ℃ 汽相 液相 入 方 進(jìn)料 450000 350 106 汽提蒸汽 6048 420 3316 106 合計 450 106 出 方 汽油 18900 107 611 106 煤油 42300 180 444 106 輕柴油 60750 256 645 106 重柴油 25650 315 820 106 重油 302400 858 106 水蒸汽 6048 107 2700 106 合計 106 表 311 全塔熱平衡表 ②全塔回流熱 全塔回流熱 Q=() 106 = 106 kJ/h ③回流方式及回流熱分配 塔頂采用二級冷凝冷卻流程塔頂回流溫度為 60C? 。 21 回流熱分配 ％ 熱量 , kJ/h 塔頂 50 106 一中 20 106 二中 30 106 側(cè)線及塔頂溫度的校核 ①重柴油抽出板 (第 27層 ) 按圖 3 中的隔離體系Ⅰ作第 27 層以下塔段的熱平衡如圖 2及表 210所示 第 27 層以下塔段的熱平衡見表 312 物料 流率， kg/h 密 度 d204 操作條件 焓， kJ/kg 熱量， kJ/h MPa ℃ 汽相 液相 入 方 進(jìn)料 450000 350 106 汽提蒸汽 6048 420 3316 106 內(nèi)回流 L ~ ~ 794 794L 合計 459052+L 106 +794L 出 方 汽油 18900 315 1066 106 煤油 42300 315 1045 106 輕柴油 60750 315 1024 106 重柴油 25650 315 815 106 重油 302400 840 106 水蒸汽 6048 315 3107 106 內(nèi)回流 L ~ 315 1026 1026L 合計 320327+L 106 +1026L 表 312 第 27層以下塔段的熱平衡 22 由熱平衡得 : 106+794L= 106+1026L 所以內(nèi)回流 L=202162kg/h 或 202162/282=712kmol/h 重柴油抽出板上方汽相總量為 : 199+279+278+712+336=1804kmol/h 重柴油蒸汽 (即內(nèi)回流 )分壓為 : 712/1804= 由重柴油常壓恩氏蒸餾數(shù)據(jù)換算在 壓力下平衡汽化 0％點(diǎn)溫度為 316℃與原假設(shè) 315℃很接近可以認(rèn)為原假設(shè)是正確的。計算結(jié)果與假設(shè)值相符故認(rèn)為假設(shè)是正確的。已知其焦點(diǎn)溫度和壓力依次為 328℃和 ?？紤]到不凝氣的存在該溫度乘以系數(shù) 則塔頂溫度為 : 111 =℃ 與假設(shè)的 107℃很接近故原假設(shè)溫度正確。圖 6就是通過計算 1 1 1 1 2 2 2 30各層及塔底汽提段的汽、液負(fù)荷繪制而成。 ρ V─氣相密度 , kg/m3。 ρ L= Ht─塔板間距 , m。 VL= Vv─氣體體積流率 , m3。