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1、青岛科技大学毕业实习报告青 岛 科 技 大 学化 工 过 程 设 计题目：350万吨常减压车间工艺设计指导教师_ 辅导教师_ _ 学生姓名_ 学生学号_ _化工学院_院（部）_化学工程与工艺_专业_1_班_2014_年_12月_25_日目录中 文 摘 要在本次设计中，我针对350万吨/年的常减压车间进行工艺设计。内容主要包括:概述、工艺设计及计算、设备一览表、车间设备布置、非工艺部分设计、自动控制、安全与环境保护及个人的设计体会等。其中最主要的部分是工艺设计及计算部分，其主要包含：物料衡算、能量衡算及主要设备的设计选型计算。该计算主要利用Aspen Plus软件模拟的结果。另外，我还用Auto
2、 CAD软件绘制了带控制点的工艺流程图、设备图和车间的平立面布置图。关键词：工艺设计及计算；带控制点的工艺流程图；平立面布置图；ASPEN模拟1总论1.1胜利炼油厂简介中国石化集团齐鲁石化公司胜利炼油厂是全国颇具规模的炼油企业之一，于1966年4月动工建设，1967年10月投入生产，现已成为加工能力10500kt/a，占地面积587公顷的现代化石油加工企业。该厂拥有生产装置和辅助生产装置60余套，拥有相应配套的科学研究、开发设计、计算机应用、环境保护等设施，是全国最具影响力的含硫原油加工以及沥青、硫磺生产和加氢工艺技术应用基地之一，生产的39种石油产品畅销全国27个省市，部分产品已进入国际市场
3、。胜利炼油厂坚持依靠科技求发展。该厂VRDS-FCC组合工艺曾获联合国科技创新发明奖；石油苯、-10号军用柴油等产品曾获国家金奖；100号甲级道路沥青、1号喷气燃料、石油甲苯等产品曾获国家银奖；硫磺、90号车用汽油等18种产品曾获省(部)优名牌产品称号；汽油全部实现了高标号无铅系列化生产，其中97号无铅汽油填补了国内空白；1999年开发投产的高等级道路沥青，技术指标达到或超过了国外同类产品水平，从而标志着胜利炼油厂的沥青产品实现了系列化。按照“质量第一，用户至上”的原则，胜利炼油厂建立了从原材料进厂、生产过程控制、新产品开发、标准化管理、产品出厂控制到售后服务的全过程质量控制保证体系。该厂于1
4、998年通过了ISO9002国际质量体系贯标认证和ISO10012计量检测体系贯标认证；2001年3月被中国实验室国家认可委员会等机构评定为“沥青产品检验实验室”。齐鲁石化坚持科技创新，1996年以来，累计完成科研课题950项，成果鉴定169项，获得专利授权93项，16项科技成果获国家级奖励。先后与美国、德国、英国、日本、意大利、荷兰、韩国等多家国外公司进行了成功合作。公司凭籍自身丰富的工程建设经验，依托雄厚的技术实力和可靠的服务质量，在国内树立了良好的企业形象，形成了可研、设计、采购、施工和开车服务管理等系统的服务网络。自主开发的硫磺回收技术及催化剂、炼厂气等温绝热加氢技术、轻烃醚化技术等填
5、补了国内空白。为全国“科技进步百强企业”。在中国石油和化学工业协会、中国化工企业管理协会、中国化工情报信息协会联合发布的2003年中国化工企业500强排行榜中，齐鲁分公司、齐鲁股份有限公司分别名列第7位和第27位。1.2车间简介齐鲁分公司胜利炼油厂自2004年加工胜利高硫高酸原油以来，一、二套常减压装置存在着设备材质低、腐蚀严重等安全隐患，为消除这些安全隐患，提高装置的技术水平，实现节能降耗，增加炼油厂的经济效益和综合竞争力，炼油厂新建一套800万吨/年常减压装置，以取代原一、二套常减压装置。新建常减压装置由中国石化集团洛阳石油化工工程公司设计，装置总占地为13320m2 ，设计规模为800万
6、吨/年，年开工时间为8400小时。装置为燃料化工型蒸馏装置，主要由换热、闪蒸、常压蒸馏、减压蒸馏、一脱三注、不凝气脱硫等部分组成，采用电脱盐闪蒸罐常压塔减压塔的工艺路线，设计加工的原油为高硫高酸原油和胜利原油的混合油，其中高硫高酸原油670万吨/年，胜利原油130万吨/年。混合原油酸值为1.685mgKOH/g，硫含量为1.97%，属高硫高酸-中间基原油。分馏、吸收部分西侧为主管廊，东侧布置立、卧式设备。管廊下地面布置机泵，管廊上第一层布置冷换设备，第二层布置空气冷却器。南头布置气压机部分。与系统相关的原料及产品由主管廊西侧进出，水系统由装置南端进出。1.3、产品介绍主要产品：石脑油、柴油、蜡
7、油和减压渣油。产品去向： 气体：常顶不凝气增压后送焦化装置；减顶气经脱硫后送本装置加热炉；石脑油：去连续重整罐区；柴油（常一线油）：去加氢罐区；柴油（常二线油）：柴油加氢装置或加氢罐区；柴油（常三线油）：去柴油加氢装置或加氢罐区；柴油（减 顶 油）：去四罐区；柴油（减一线油）：去一催化或三罐区或加氢装置； 蜡油（减二线油）：去SSOT（单段高压蜡油加氢裂化装置）或加氢裂化罐区；蜡油（减三线油）：去一催化、去VRDS（渣油加氢处理）或加氢裂化罐区或蜡油加氢装置；蜡油（减四线油）：去VRDS（渣油加氢处理）；减压渣油：去南焦化、北焦化、一罐区。表1-1 常减压装置产品说明名称规格物化性能主要用途常
8、顶汽油干点：（1705）重整原料航煤3#密度：775830kg/m310%：20550%：232冰点： -48粘度：1.27mm2/s闪点：40喷气式发动机燃料军柴-10#凝点：-12闪点：68舰艇、坦克发动机燃料轻柴凝点：-10闪点：67高速柴油机燃料重柴90%： 365加氢装置原料减一线催化裂化、加氢原料减三线干点：550残炭：1.0%催化裂化、加氢裂化、VRDS装置原料渣油焦化、减粘、VRDS原料、燃料油1.4、工艺流程与生产原理1.4.1 工艺流程（一）工艺流程简述装置设计加工原油为高硫高酸原油和胜利原油的混和原油，混合原油酸值为1.685mgKOH/g，硫含量为1.98%（m），属高
9、硫高酸-中间基原油。装置生产石脑油、柴油（加氢原料）、蜡油（加氢原料、催化原料）和减压渣油（焦化原料）。装置采取的工艺技术路线为原油换热电脱盐原油换热闪蒸闪底油换热常压炉常压塔减压炉减压塔的三级蒸馏路线，减压采用深拔工艺技术。装置内设置不凝气脱硫设施，采用甲基二乙醇胺洗脱硫工艺。1、 常压部分原油自罐区来进装置后分4路。第一路原油依次经E-102（原油-常一线换热器）、E-103（原油-常一中（）换热器）和E-104A.B.C（原油-减压渣油（）换热器）与热源换热到147。第二路原油依次经E-101A（原油-常顶循换热器）、E-105（原油-减一中换热器）、E-106A.B（原油-常二线（）换
10、热器）和E-107（原油-减三线换热器）与热源换热到145。第三路原油依次经E-101B（原油-常顶循换热器）、E-109A.B（原油-减二线及二中（）换热器）与热源换热到150。第四路原油依次经E-101C（原油-常顶循换热器）、E-110（原油-减二线换热器）、E-111A.B（原油-常三线（）换热器）和E-112（原油-常一中（）换热器）与热源进行换热到141。上述四路原油混合后经E-113（原油-减压渣油（）换热器）与热源换热到155后进电脱盐部分进行脱盐脱水，原油经电脱盐后均分成三路，第一路脱后原油依次经E-114（原油-常二中（）换热器）、E-115 A.B（原油-减四线（）换热器
11、）和E-116 A.B（原油-减渣（）换热器）与热源换热到237。第二路脱后原油依次经E-117（原油-常三线（）换热器）、E-118A.B（原油-减二线及二中（）换热器）和E-119 A.B（原油-减三线及三中（）换热器）与热源换热到237。第三路脱后原油依次经E-120（原油-常二线（）换热器）、E-121（原油-减三线及三中（）换热器）和E-122A.B（原油-减二线及二中（）换热器）与热源换热到237。上述三路脱后原油合并后进T-101（闪蒸塔）。T-101（闪蒸塔）塔顶油气进塔T-102（常压塔）。闪底油由P-102A.B.C（闪底油泵）抽出均分两路与热源换热。第一路闪底油依次经E-
12、123（闪底油-常二中（）换热器）、E-124A.B.C.D（闪底油-减三线及三中（）换热器）、E-125 A.B.C.D（闪底油-减压渣油（）换热器）和E-126（闪底油-减四线（）换热器）换热到约306。第二路闪底油依次经E-127（闪底油-常三线（）换热器）、E-128（闪底油-减压渣油（）换热器）、E-129 A.B.C.D（闪底油-减三线及三中（）换热器）和E-130 A.B.C.D（闪底油-减压渣油（）换热器）换热到约314。上述两路闪底油合并后约310进入F-101（常压炉），加热至373后进入T-102（常压塔）。T-102塔顶油气经EA-101AL（常顶油气空冷器）及E-13
13、1（常顶油气冷却器）冷凝冷却到40后进入V-102（常压塔顶回流罐）进行气液分离。分离出的常顶油经P-103A.B（常项油泵）抽出，一部分作为常顶回流，另一部分作为产品出装置。分离出的含硫污水经泵P-119A.B（常顶排水泵）送往酸性水汽提装置。分离出的不凝气经P-124 A.B（不凝气水环泵）加压后送至焦化。常一线油从T-102第14层塔板自流进入T-103（常压汽提塔）上段，采用蒸汽进行汽提，常一线油由P-105A.B（常一线泵）抽出，经E-102、EA-102（常一线空冷器）和E-132（常一线油冷却器）换热冷却至40送到柴油加氢罐区。常二线油从T-102第24层或第26层塔板自流进入T
14、-103中段，采用蒸汽进行汽提（根据情况决定是否开），汽提后的常二线油由P-107A.B（常二线泵）抽出，经E-120、E-106 A.B、EA-103A.B（常二线空冷器）换热冷却至60送到柴油加氢装置。加氢装置暂时不开时，再经E-133（常二线冷却器）冷却至50送到罐区。常三线油从T-102第34层或36层塔板自流进入T-103下段，采用蒸汽进行汽提（根据情况决定是否开），汽提后的常三线油由P-109A.B（常三线泵）抽出，经E-127、E-117、E111A.B和EA-104A.B（常三线空冷器）换热和冷却至80，再经P-134A.B（常三线接力泵）加压送到柴油加氢装置。加氢装置暂时不开
15、时，常三线再经EA-105A.B（常三线空冷器）冷却至55后，经P-134A.B（常三线接力泵）加压送出装置。常顶循油由泵P-104A.B（常顶循油泵）自T-102第4层塔盘抽出，经E-101A.B.C换热后返回第1层塔盘上。常一中油由泵P-106A.B（常一中油泵）自T102第18层塔盘抽出经E-112、E-103换热后返回第15层塔盘上。常二中油由泵P-108A.B（常二中油泵）自T102第30层塔盘抽出，经E-123、E-114换热后返回第27层塔盘上。常压塔底油由泵P-110A.B.C（常底油泵）抽出送F-102（减压炉）升温到约403后进入减压塔。2、 减压部分减顶油气经EJ-101
16、A.B（减顶增压器）、E-144 A.B（减顶增压冷凝器）后，液相（油和水）经大气腿进入V-103（减顶一级油水分离罐），未凝气体经EJ-102A.B（减顶一级抽空器）、E-145A.B（减项一级抽空冷凝器）后，液相（油和水）经大气腿进入V-103，未凝油气经P-125（减顶水环泵）增压后，气、油、水的混合物在V-104（减顶二级油水分离罐）中分离，不凝气经V-107（减顶气液封罐）、V-108（减顶气分液罐）至T-105（减顶不凝气脱硫塔）进行脱硫后，不凝气进V-126（减顶脱硫不凝气分液罐）分液后进加热炉燃烧。EJ-103（减顶二级抽空器）和E-146（减顶二级抽空冷凝器）作为液环泵的备用
17、设备。V-103中的油经泵P-111A.B（减顶油泵）抽出后送出装置，V-103中的水经泵P-120A.B（减顶排水泵）抽出分两路，一路送出装置，一路通过V108V107V103进行循环，来保持密封液的液位和液体更新，同时防止这些罐结垢。V-104中的油自流到V-103中。V-104中的水由泵P-126 A.B（减顶水环泵供水泵）抽出经E-142（减项水坏泵冷却器）冷却后送到P-125。减一线及一中油由泵P-112 A.B（减一线及一中泵）抽出分三路，一路作为内回流返塔，一路经E-105、EA-106A.B.C（减一中空冷器）、E-135（减一中冷却器）冷却到50后返塔，另一路作为产品至一催化
18、，或经EA-107A（减一线空冷器）冷却至90至加氢装置或再经EA-107B（减一线空冷器）冷却至60至三罐区。减二线及二中油经泵P-113A.B（减二线及二中泵）升压后依次经E-122 A.B、E-118 A.B和E-109 A.B与冷源换热到167分两路，一路作为回流返回减压塔；另一路经P-135A.B（减二线接力泵）加压后经E-110换热到150分两路，一路至加氢裂化装置，一路经E-136（减二线冷却器）冷到120后与减三线合并至加氢装置。当加氢裂化装置临时停工时，减二线油经E-136（减二线冷却器）冷到120送加氢裂化原料罐区。减三线及三中油经泵P-114 A.B（减三线及三中泵）升压
19、后分两路，一路作为内回流返回减压塔，另一路依次经E-129A.B.C.D、E-124 A.B.C.D、E-119 A.B和E-121换热到228后分两路，一路作为回流返回减压塔，另一路经E-107与冷源换热到185后分两路，一路去一催化，另一路经E-137（减三线冷却器）冷却到120后去VR或加氢裂化罐区或蜡油加氢裂化装置。减四线油（减压过汽化油）由泵P-115A.B（减四线泵）抽出，经E-126、E-115 A.B与冷源换热到195后去VRDS装置。减压渣油由P-116A.B（减压渣油泵）抽出后依次经E-130 A.B.C.D、E-125 A.B.C.D、E-128、E-116 A.B、E-
20、113换热到229后分为三路，一路作为急冷油返回减压塔，一路至南焦化，另一路经P-136A.B（减压渣油接力泵）加压经E-104 A.B.C换热到180后分为两路，一路去北焦化，另一路经E-139 A.B.C.D（减压渣油冷却器）冷却到120后去罐区。3、 封油流程减二线封油自减二线换热器E-136来，经E-151和液控阀LV3111至封油罐V-113，再由泵P127A、B（封油泵）抽出加压，经封油过滤器FI-108A、B过滤后注入到本装置各注入点。在封油设有压力指示PT-3111与压控阀PIC-3111串级控制，当封油压力低于设定值时，封油经PIC-3111控制封油返封油罐的流量，达到控制封
21、油压力的目的，以维持装置封油系统的压力稳定。4、 燃料油流程燃料油自装置外经流量计FT1316、压控阀PV1316B和液控阀LV1316进入燃料油罐V-117，由V-117罐底抽出经泵P-123/A.B（燃料油泵）加压后分为两路，一路控制燃料油压力经控制阀PV1316A返回燃料油回流线，另一路经蒸汽加热器E-152加热至180后分两路，一路经常压炉燃料油过滤器FI-106A.B、流量计FT1353、控制阀FV1353至常压炉作为21个火嘴燃料，另一路经减压炉燃料油过滤器FI-107A.B、流量计FT2005、控制阀FV2005至减压炉作为28个火嘴燃料，然后燃料油经常压炉和减压炉返回至燃料油罐
22、V-117。5、 燃料气流程高压瓦斯自装置外高压瓦斯管网引入装置后，有两路引出分别至常压炉和减压炉做长明灯用燃料，主线经压控PV1311进入高压瓦斯罐V-105，由高压瓦斯却至40后送出装置。罐顶抽出分两路，一路经控制阀FV1341、阻火器FT-101A.B至常压炉作为21个火嘴燃料，一路经控制阀FV2003、阻火器FT-105A.B至减压炉作为28个火嘴燃料，罐底凝液排至火炬线。6、 原油注水流程电脱盐注水自装置外污水汽提来，脱硫净化水或除盐水经控制阀FV1610进电脱盐注水罐V-124，由电脱盐注水泵P-117A、B抽注水罐V-124中的水一路作为常压塔顶注水，一路经E-140AD后分为两
23、路：一路经一级注水控制阀FV1605进入一级电脱盐罐V-101A可作为一级注水，另一路经二级注水控制阀FV1607进入二级电脱盐罐V-101B； V-101B切水经一级脱盐注水泵P-118A、B后经一级注水控制阀FV1603进入一级电脱盐V-101A， V-101A切水经水界位控制阀LV1601后进入E-140AD，再经空冷EA-108A、B和E-141A、B冷却至40后送出装置。（二）工艺流程下图为常减压车间的工艺流程图：图1-1 常减压塔的工艺流程图1.4.2 装置生产原理常减压装置是常压蒸馏和减压蒸馏两个装置的总称，因为两个装置通常在一起，故称为常减压装置。主要包括三个工序：原油的脱盐、
24、脱水；常压蒸馏；减压蒸馏。从油田送往炼油厂的原油往往含盐(主要是氧化物)带水（溶于油或呈乳化状态），可导致设备的腐蚀，在设备内壁结垢和影响成品油的组成，需在加工前脱除。（一）电脱盐基本原理：为了脱掉原油中的盐份，要注入一定数量的新鲜水，使原油中的盐充分溶解于水中，形成石油与水的乳化液。 在强弱电场与破乳剂的作用下，破坏了乳化液的保护膜，使水滴由小变大，不断聚合形成较大的水滴，借助于重力与电场的作用沉降下来与油分离，因为盐溶于水，所以脱水的过程也就是脱盐的过程。 常压蒸馏和减压蒸馏都属物理过程，经脱盐、脱水的混合原料油加热后在蒸馏塔里，根据其沸点的不同，从塔顶到塔底分成沸点不同的油品，即为馏分，
25、这些馏分油有的经调和、加添加剂后以产品形式出厂，绝大多是作为二次加工装置的原料，因此，常减压蒸馏又称为原油的一次加工。（二）精馏的原理3一些石油烃类溶液的分离是借精馏的方法实现的，而精馏的理论基础又是被分离组分之间必须存在着相同压力下沸点的差别。精馏是在精馏塔内完成的。假定该塔分离的是轻组分A和重组分B的混合液体。塔内的温度从上到下逐步升高。则第一层塔板上升的蒸汽比第三层塔板下降的液体的温度高。它们在第二层塔盘上充分接触，液体被气体加热而产生部分汽化，蒸汽被液体冷却降温而产生部分冷凝。由于蒸汽中的重组分较易被冷凝，所以在与液体传热时部分重组分被冷凝转化为液体，这样气相中的轻组分得到了提浓。同理
26、，由于液相中的轻组分容易汽化，所以在与气相传热时部分轻组分被气化转化为气相，这样液相中的重组分得到了提浓。由此看来，在每一层塔盘上进行的是一个传质传热的过程。所谓传质过程是指在汽、液两相进行热交换的过程中，部分重组分由气相转入液相而部分轻组分由液相转气相。所谓传热过程是指由上而下下降到某一塔盘的较冷液体与自下而上升到该塔盘的温度较高的气体接触时，由于存在温度差而进行热量的交换。通过一层塔板的气液接触，虽然可以将气相中的轻组分和液相中的重组分提浓，但是一块塔板的分离作用是有限的，只有经过多层塔板进行多次，这样的传质传热接触后，才能获得一定纯度的轻组分和重组分的产品。（三）理论塔板与实际塔板在塔板
27、上，汽、液两相之间靠充分的接触才实现了良好的传质传热过程。经过某塔板的物料，在离开塔板时，完全达到该层塔板上应该具有的新的汽、液相平衡状态，具有这样状态的塔板称之为理论塔板，这时的效果是最理想的(所以也称之为理想塔板)。理论塔板的效率是100，但理论塔板在实际生产中是不存在的。每个精馏塔都具有它一定数量的塔板，塔板数量的多少是根据被分离介质的性质和对产品纯度的要求，通过理论上的计算，再结合实际经验而确定的。若组分混合液的各组分间沸点(或挥发性能)差别愈大，愈易分离，需要的塔板数也越少。单依靠理论计算而确定的塔板数为理论塔板数。实际上，现代精馏塔中的塔板，由于受各因素的影响其分离效率根本不可能达
28、到100。所以在精馏塔的设计中，就不得不考虑这一问题。一般说来，所有气体分离装置的每个精馏塔，其实际塔板数都超过理论塔板数。在实际的工艺生产中的塔板上，气液两相的接触时间和接触面积是有限的。如汽相中低沸点组分的浓度总是要比处于平衡时的气相中低沸点组分的浓度低一些，而相平衡是塔板上汽液两相传质和传热的极限(理想)状况。当实际情况与理想愈接近时，塔板的分离效果就愈好。理论塔板数与实际塔板数之比称为塔板效率：即 （四）精馏系统的构成及精馏过程必须具备的条件完整的精馏系统主要有进料加热器、进料泵、精馏塔、塔顶产品冷凝器、回流罐、回流泵、再沸器等设备构成。其中最主要的设备精馏塔又由精馏段和提馏段两个部分
29、组成。原料经进料泵打入进料加热器，被加热后进入精馏塔的进料板上。进料塔板以上称为精馏段，进料板以下称为提馏段(进料板包括在提馏段内)。也可以这样说，进料口以上是精馏段，进料口以下是提馏段，进料口处的板间距较大(这一段又叫进料段)。原料在多层塔板上完成分离，塔顶逸出的气相轻组分经冷凝后部分作为产品送出，部分经回流泵打回塔内作为回流；塔底液相重组分经再沸器加热，部分汽化沿塔板上升，未被汽化的液体部分作为塔底产品送出。精馏过程是在每层塔板上进行的，要使精馏过程能正常进行，必须具备下列条件：（1）进料中各组分相对挥发度不同，这是精馏分离的首要条件。各组分相对挥发度愈大愈易分离。（2）提供精馏设备及维持
30、必须的工作条件(如温度、压力，回流等)。气体精馏过程均在较高压力下操作，因被分离的混合物(液态烃)沸点较低，常温低压下是气态。而精馏过程产品必须是液态。这就要用提高压力或降低温度的方法来实现。但就精馏过程来说，获得高压要比获得低温在设备和能耗方面更为经济一些，所以气体精馏过程是在一定压力下进行的。在精馏过程中，压力必须是恒定的。而且各层塔盘之间都有一定温度差和压力差。也就是从塔顶到塔底温度和压力是递增的。由以上叙述可知，气体精馏设备必须能够承受较大压力。（3）必须满足精馏塔内传热传质过程的必要条件。与一塔板相邻的两层塔板进入该层塔板的气液两相是不平衡的，不平衡的汽液两相在每层塔板上充分接触，通
31、过一个传质传热过程可以达到一个新的平衡。（五）回流的作用及回流比的计算从精馏过程可知，要达到更好的分离效果，必须保证精馏过程所必须的条件。现实的精馏过程中，保证塔内温度分布均匀，即从上到下温度逐渐升高的这一条件，最依靠了回流的作用。回流，就是从塔顶逸出的气相经冷凝成为液体后，一部分作为产品送出系统，一部分重新自塔顶部第一块塔板打入塔内，以提供精馏要求的液相介质。这就保证了自塔最上一层塔板至最下一层塔板之间各塔板上具有充足的液相回流。气体精馏塔大都采用回流，顶回流打入塔前一般是过冷液体，入塔后首先吸热到泡点温度，再吸收潜热汽化为气相。回流在塔内的分布：（1）回流量与气相量总的变化是沿塔高自上而下
32、的减少。（2）塔顶部第一块塔板下降的回流量为最大，从第二板上升的蒸汽量为最大。精馏塔的精馏效果随回流的增大而增高。所谓回流比，就是单位时间内回流量与塔顶产品量的比值。即：RL/DR-回流比L-单位时间内打入塔顶回流的重量(或体积)。D-单位时间内塔顶产品出装置的重量(或体积)。（六）精馏段与回流的共同作用进入精馏段的气相进料(或在进料段被汽化的进料组分)，在上升的过程中，依次和各层塔板上流下的液体接触。气相中轻组分的浓度逐渐提高，温度逐渐降低。塔顶浓度较高的轻组分蒸汽经全部冷凝后，部分作为产品送出，部分则作为回流再打入塔内。根据对产品质量(纯度)的要求，回流量往往是产品量的几倍到几十倍。精馏段
33、所起的作用是将进料和提馏段来的蒸汽中轻组分提浓，在塔顶得到合乎质量要求的轻组分产品。液相回流起着提供精馏过程中所必须的液相介质的作用。如果塔顶不打回流，塔顶塔板上就没有精馏所必须的液体介质。回流量的大小主要取决于分离组分的难易程度和产品质量要求等。离开精馏段最低层板的液体应与通过该板的气相呈平衡，而通过该扳的汽相组成则和进料蒸汽的组成相近，其中必含有相当的轻组分，因此，从平衡关系来看，精馏段底部的液体含重组分的纯度并不很高，为获得高纯度的重组分，在精馏段以下必须设置提馏段。（七）提馏段和再沸器从精馏段最下层塔板下落到提馏段最上层塔板上的液体和进料中未汽化的液体在向下流动的过程中，依次和自塔底上
34、升的气相在各层塔板上接触，液相中轻组分部分汽化而上升，使重组分下降得到提浓的浓度逐渐提高)。经过足够次数的接触，在塔底可得到合乎质量要求的液体重组分，从提馏段最低层塔板流下的液体进入再沸器后被加热，使部分气化返塔化为提馏段气相介质，同时又为精馏过程提供热量。塔顶液相回流所以能够全部汽化返回塔顶，就是因为有塔底再沸器提供给热量。精馏段顶部打入的回流量愈大，由再沸器气化返塔的蒸汽量也愈大。否则塔内的热量不能平衡。如果进料状态不改变，塔顶回流量增大，而塔底再沸器供热量不足时，便会有较多的轻组分压向塔底，使塔底重组分产品不合格，塔底的流出量增加。由此可见，塔内热量不平衡，会直接影响到全塔的物料的平衡。
35、离开提馏段最上一层塔扳的蒸汽，应和离开该塔板的液体呈平衡。而离该层塔板的液相组成又和进料中末汽化的液相组成相近，其中必有相当多的重组分，因此从相平衡关系来看，提馏段顶部也不能得到纯度很高的轻组分。这就是一个完整的精馏塔需要设置精馏段和提馏段的原因。要想得到纯度较高的塔顶产品和塔底产品，必须设有精馏段和提馏段，这样的塔称为完全塔。（八）进料口的选择相同的理论板数和相同的操作条件下，具有最大分离能力的进料位置或在同一操作条件下所需理论板数为最少的进料位置。在气体分离装置中，有的塔设有多个进料口，如现在的丙丙分离塔设有四个进料口。调节进料口的位置是以进料组成发生变化为依据的。当进料组成中轻关键组分比
36、正常操作为低时，应将进料口位置往下移，以增加精馏段的板数，从而提高精馏段的分离能力。进料口上移，是为增加提馏段的段数，以提高提馏段的分离能力。总之，在进料口处的进料板上，进料组成中轻关键组分的含量，应该小于精馏段最下一块塔板上的轻关键组分的含量，而大于提馏段最上一块板上的轻关键组分的含量。这样就使进料后不至于破坏各层塔段上的物料组成(即进行着的气液相平衡)，从而保证平稳操作和正常生产。（九）精馏过程中几种不正常现象（1）液泛液泛就是在精馏操作中，下层塔板上的液体涌至上层塔板，破坏了塔的正常操作的一种不正常的现象。液泛形成的主要原因，就是由于塔内上升的蒸汽的速度过大，超过了最大允许气速造成的。另
37、外，在精馏操作，也常常遇到液体负荷太大，使溢流管内液面逐渐升高，以致上下塔段的液体连在一起而破坏塔的正常操作的现象，也是液泛的一种形式。上述两种情况同属于液冷，但引起的原因却不相同。（2）雾沫夹带雾沫夹带是指气体自下层塔板带至上层塔板的液体雾滴。在传质传热过程中，大量的雾沫夹带会使不应该上到塔顶的重组分带到顶产品中去，从而降低了产品质量，同时还会降低传质传热过程的浓度差，致使塔板效率下降。对于给定的塔来说，最大允许雾沫夹带就限定了气体的上升速度。所谓最大允许速度，就是指雾沫夹带达10(10公斤液体/100公斤气体)时的速度。此时操作上主要表现为塔压力差增大(塔顶、底之间的压力差，气体通过每层塔
38、板都会因受阻力而产生压力降，相邻的两板之间都有压力的差别，只不过这种差别还较小，使之不明显，从下到上每多一层塔板，压力就降低一点)。塔顶馏分中重组分含量增多。影响雾沫夹带的因素很多，诸如塔板间距、空塔线速度、堰高、液流速度及物料的性质等。在此必须指出，雾沫夹带量与塔的结构有很大的关系。虽然影响雾沫夹带量的因素很多，但主要的影响因素是空塔速度和两块塔板之间的气液分离空间。对固定的塔来说，雾沫夹带量主要随空塔速度增大而增大，但是，如果增大塔板间的距离，扩大分离空间，则相应地增大了空塔速度。(3)液体泄漏塔板上的液体从上升气体的通道倒流到下层塔板的现象称为泄漏。在精馏操作中，如果上升气体所具有的能量
39、不足以穿过塔板上的液层，甚至低于液层所具有的能量，这时就会托不住液体而产生泄漏。空塔速度越低，泄漏越严重。其结果使一部分液体在塔板上没有和上升气体接触就倒流到下层塔板，不应留在液体中的低沸点组分没有蒸出去，致使塔板效率下降。因此，塔板的适宜操作的最低空塔速度是由液体泄漏量所限制的。正常操作中，要求塔板的泄漏量不得大于塔板液相量的10。泄漏量的大小，也是评价塔板性能的特性之一。2工艺设计及计算2.1设计依据（1） SHSG-052-2003石油化工装置工艺设计包内容规定（2003年05月23日中国石油化工集团公司发布）及有关专业的国家标准。（2）化工工厂初步设计文件内容深度规定（2001年06月
40、01日国家石油和化学工业局发布）及有关专业的国家标准。 （3）SH3005-1999石油化工自动化仪表选型设计规范（1999年09月22日国家石油和化学工业局发布）及有关专业的国家标准。（4）SH3095-2000石油化工企业污水处理设计规范（2000年06月30日国家石油和化学工业局发布）及有关专业的国家标准。 （5）SH3081-2003石油化工仪表接地设计规范（2004年03月10日中华人民共和国国家发展和改革委员会发布）及有关专业的国家标准。（6）SH3097-2000石油化工静电接地设计规范（2000年06月30日国家石油和化学工业局发布）及有关专业的国家标准。2.2 设计任务书及研
41、究意义1、 设计任务书1) 设计项目:350万吨/年胜利原油常减压车间工艺设计2) 生产方法：常减压精馏3) 数据来源：胜利炼油厂常减压车间4) 设计阶段：初步设计5) 设计内容1 方案设计：确定生产工艺路线和进行流程设计，绘制流程草图。2 物料衡算 设计依据：a. 生产规模：350万吨/年 b. 生产时间：8400小时/年c. 原料规格：胜利原油。3 热量衡算4 常压塔工艺设计，并绘制常压塔设备图5 绘制控制点的工艺流程图和平面图2、 设计研究意义 在炼油厂中，常减压装置处于加工链的最上端，常减压装置因为加工量大，加工方案和加工油种经常改变，因此确保常减压装置的稳定优化操作对于炼油企业总体技
42、术指标以及下游装置来说意义重大。随着现代计算技术的突飞猛进，使用软件来模拟蒸馏过程的技术也已经日益成熟。目前设计部门已经普遍采用模拟软件来设计常减压装置，而生产、计划、调度、质检等部门也逐步开始使用这类工具指导和预测日常生产，分析和故障排除。软件模拟技术在各炼厂得到迅速推广和应用。而对于学生而言，在平时的专业课学习中，我们已经接触过常减压装置流程，对于流程的基本原理也有了大概的了解，通过这次的设计，可以进一步的深入了解该流程，并通过模拟流程实现对自己专业知识的检验。2.3物料衡算2.3.1概述对于液态烃的气体分离项目，已确定初步的化工工艺和流程以后，开始从定性阶段进入到定量阶段。通过物料衡算，
43、计算出产品的产量、原材料的消耗定额、“三废”排放量及组成，以及产品收率等各项经济技术指标，从而定量的评述初步设计所选择的工艺路线、生产方法及工艺流程在经济上是否合理、技术上是否先进，为后一阶段的设计提供依据。2.3.2 Aspen Plus简介5Aspen plus是美国aspen技术公司80年代初推向市场的、具有准确单元操作模型和最新计算方法的大型工艺流程模拟计算软件。它用严格和精确的计算方法进行单元和全过程的计算，为企业提供准确的单元操作模型，还可以寻找己有装置的优化操作条件和进行新建、改建装置的优化设计。它还配有较完整的物性数据库，并能自动生成计算顺序(sequence)、循环圈(loo
44、p)和撕裂流(tear)，并能进行在线前馈反馈控制、灵敏度分析及过程优化。鉴于ASPEN PLUS的诸多优点，而且它比较适合于通用性强的复杂化工流程的模拟和优化问题，所以本论文选用了该软件作为辅助工具。2.3.3 模拟过程（一）用ASPEN PLUS模拟的过程首先，我们查工厂的资料得到胜利原油的数据，如下： 表2-1 胜利原油的性质胜利原油采样时间年月10.5 馏程v密度（20）,kg/m3852.0初馏103比重指数34.61000粘度（50），m2/s22.211203.0凝固点301405.6闪点（闭口）71608.5酸值,mgKoH/g0.1818011.0含蜡,(m/m)11.072
45、0014.0盐含量,mgNacl/L22016.5沥青质,(m/m)0.3024019.8胶质,(m/m)7.0626023.2残炭,(m/m)2.97528026.6重金属,ug/g30031.6Fe3.33Ni9.36元素分析Cu0.50S0.36Pb0.49N0.26V0.41含水,(V/V)痕迹灰分,(m/m)0.008特性因数（k）12.5表2-2 原油的实沸点蒸馏数据馏出（体积分数）%01030507080温度32141280388480540表2-3 我国几种原油的性质原 油大 庆胜 利孤 岛辽 河华 北中 原新 疆鲁宁管输原油取样年份API度密度，克/毫升2050运动粘度，毫米
46、2/秒5070凝点，蜡含量，（重）沥青质，（重）胶质，（重）残炭，（重）灰分，（重）元素组成炭，（重）氢，（重）硫，（重）氮，（重）镍，ppm钒，ppm馏程初馏点馏出率，（体）100120140160180200220240260280300197933.10.8554-20.19-3026.208.92.90.002785.8713.730.100.103.10.04852.04.06.08.510.012.514.016.018.521.024.0197524.90.90050.882383.3625.35（80）2814.6119.06.40.0286.2612.200.800.4126.01.095-2.02.54.05.57.58.510
