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1、目录1、装置概况22、化验分析数据33、装置物料平衡74装置能耗85、分馏塔的热量衡算96、主要工艺和设备核算：106.1分馏系统工艺计算116.1. 1、油品性质：116.1. 2分馏塔回流取热：156.1. 3分馏塔设计数据表：156.1. 4分馏塔简图186.1.5重点塔盘气液负荷计算196.1.6分馏塔的气液负荷分布图：376.1.7焦化焦塔分馏吸收稳定操作参数386. 2焦化加热炉计算426. 2.1焦化加热炉设计数据一览表436. 2. 2加热炉系统主要工艺操作参数446.3焦炭塔496.4管式换热器的标定计算506.5、机泵标定核算：567技术分析：607.1、物料平衡分析：60
2、7.2、分馏塔取热、产品分析：607. 3、能耗及原料技术经济分析607.4、装置实际生产原设计对比617. 5、目前装置存在的问题：66延迟焦化装置标定报告1、装置概况克拉玛依石化分公司150万吨/年延迟焦化装置由中国石化集团北京设计院进行设计，克拉玛依时代设计院参与了部分设计，中油一建承建。150万吨/年延迟焦化装置由电脱盐部分、焦化部分和吸收稳定部分三部分组成。以新疆稠油为原料进行二次加工，主要产品有干气、液化石油气、汽油、柴油、蜡油以及焦炭。装置设计年处理能力为150万吨/年，循环比为0.40.8（相对于分馏塔常渣进料），装置设计42.81千克标油/吨。为了能够真正了解装置的实际运行状
3、况，更好地指导生产操作，找出与设计的偏差，在公司技术处的组织下，从3月31日的10:00至4月2日的10:00，对装置进行了48小时的标定。共取五组数据，三组数据取正常操作，两组数据取换塔冷焦。标定期间装置生产平稳，各项设备运行正常，装置处理量按处理量为150吨/小时（其中原油132吨/小时、渣油18吨/小时），循环比0.6，加热炉出口温度496，焦塔出口温度420。其他各参数执行装置工艺参数管理规定，温度能采用仪表在线测量的采用仪表在线测量，不能采用在线测量的采用红外线测温仪测量。在标定期间对瓦斯、干气、液化气、烟气进行了组成分析，对焦化稠油进行密度、粘度、残炭、盐含量、重金属含量、S、N含
4、量分析并作馏程。粗汽油、稳定汽油、顶循油、中段油、柴油、蜡油、循环油、塔底油的密度、粘度、馏程，柴油闪点、凝点、十六烷值、S、N、溴价、汽油辛烷值进行了分析。在装置进行标定前，对不准确的仪表进行了校验，但仍存在部分流量与实际不符的情况，所以对部分明显失真的数据使用了能够反应实际情况的经验值。2、化验分析数据分馏部分粗汽油稳汽柴油顶循中段项目密度kg/m3737.4731.5864.8787.6911.1粘度mm2/s/6.918(v20)/20.28HK37.538.5185.5122.0288.010%72.062.5226.0151.5334.530%104.094.5256.0163.0
5、354.550%129.5124.0282.0168.5366.570%147.0145.0311.0175.5376.590%168.0169.0341.0185.0391.595%176.5178.0351.0189.0400.0/95mKK189.5187.5367.5205.0凝点98（全馏）98（全馏）-1997(全馏)闪点/52十六烷值282645总硫PPm830902.3664.1683.7691.1总氮PPm18719210914672771溴价gBr/100g96.9596.95/研究法辛烷值77.078.0马达法辛烷值70.070.8蜡油塔底循环油循环油项目密度kg/m39
6、25.0953.2937.1粘度mm2/s35.46（V40）30.30（V100）)79.44（V40）HK251.5230247.510%345.534634230%373.538537550%388.042039470%399.049540590%400.0/71ml43695%/455KK/486350馏出量15500馏出量72550馏出量总硫PPm811.21152666.3总氮PPm287754083624凝点+8+12残炭%0.10994.5270.4882固体含量g/L机杂0.0024/密度kg/m3进原料罐原油原料罐油抽出原油脱盐前原油密度kg/m3937.6937.1931
7、.1粘度mm2/s72.5468.8447.58残炭%6.6676.9126.297盐含量%1.41.72.1Fe5.525.723.94Cu0.0960.0760.837Ni12.212.111.2Ca140134122V2.392.062.26S15391752970.2N402836123971馏程：HK24822421210%31032930530%422378390500流出量45ml/48848ml51ml550流出量气体分析项目富气（v%）富气D-2202（v%）贫气（v%）再吸收塔（v%）解析气（v%）液化气（v%）H2O200ppmH2 12.816.48119.11411.
8、259N21.1840O20.0167CO0.7227CO21.0991CH442.80146.54452.42858.049627.624C2H4 14.83526.07719.70525.268347.3200.081C2H6 3.8965.6024.9654.01687.362C3H6 9.0556.9621.2280.74628.01046.058C3H8 5.4114.8690.6600.42724.73632.844iC4H10 1.2130.4400.2270.19250.6402.977nC4H10 3.7271.0800.6260.04041.4906.674正丁烯 1.69
9、00.6350.2550.6864.311异丁烯 2.1110.3700.3030.9145.337反丁烯 0.5040.5120.0720.1781.008顺丁烯 0.3540.3860.0320.1480.534异戊烷 1.13930.0420.2820.8270.176正戊烷46.0581.3丁二烯0.1040.065液化气M=47.1 再吸收塔瓦斯M=18.8 解吸气M=28.2贫气M=19.9 D-2202富气M=23.6 D-2201富气M=24.93、装置物料平衡项目物料量（t）收率（%）设计收率（%）原料油3610原油3133渣油477.6产品合计3592.899.51干气13
10、3.63.74.74液化气104.72.94.25汽油670.018.5618.99柴油188752.2653.36蜡油307.38.515.68焦炭490.213.5812.50损失17.80.490.554装置能耗装置总能耗项目消耗量（t）单耗（t/t）折算系数能耗（kg标油/吨）设计能耗（kg标油/吨）与设计比（kg标油/吨）新鲜水待添加的隐藏文字内容3303.20.080.180.020.00560.0144循环水6641018.400.11.841.310.53软化水002.300046-0.046除氧水158.90.049.20.40.92-0.52蒸汽凝结水329.8-0.097
11、.4-0.68-0.80660.2066电17184.04.760.31.435.637-4.2071.0Mpa进蒸汽620.10.177613.0510.0323.0181.0Mpa自产蒸汽661.8-0.1876-13.95-11.78-2.173.5MPa蒸汽5280158812878364.51净化风70001940060116401545-0.0381非净化风300008300600501243-0.0743燃料气96.4526.72126.7228.0-1.28氮气33300916014400450.0990.3Mpa自产蒸汽57.3-0.0266-1.050-1.05小计4385
12、42.815、分馏塔的热量衡算项目质量流量t/h温度焓kcal/kg焓103kcal/h能量分布%入方蒸汽2.3604187841850.241.46干气+损失6.314184242675.442.11液化气4.364183881691.681.33汽油27.924183218962.327.07柴油78.63418308.024218.0419.10蜡油12.80418299.53833.63.02塔底循环油返回94.1441828827112.3221.38小计132.3870343.64塔顶冷回流11.8135.725295.250.23塔顶循环量135.0675.4435537.464
13、.37中段循环量65.88210.2112.77424.685.85柴油上回流64.72116.6634077.363.21柴油下回流14.91252.41471763.851.39蜡油上回流16.43223121.251992.141.57蜡油下回流25.66223121.253111.282.45循环油上回流15.93320.8179.72862.622.27循环油下回流32.00218.5111.553569.62.81原料油返塔149.86320.8172.525850.8520.38小计56485.09总计126828.73出方水蒸汽2.36120.66321491.521.18干气
14、+损失6.31120.62201388.21.09液化气4.36120.62008720.69粗汽油39.73120.6140.55582.074.40顶循抽出135.06158.490.212182.419.61柴油抽出158.26252.414723264.2218.35中段抽出65.88341.119612517.29.87蜡油54.89356.419812912.4810.18循环油抽出47.93381.42029681.867.64塔底循环油抽出244365.3192.1646886.236.98总计126778.16偏差50.570.04%6、主要工艺和设备核算： 150万延迟焦化
15、主要包括电脱盐部分、焦化部分、吸收稳定部分、脱钙剂回收部分。此次标定计算主要是焦化部分。 以下是150万延迟焦化焦化部分说明：经过电脱盐处理的原料油与柴油（E-2104/1-4）、中段油（E-2108/1-4）换热到246后入原料油缓冲罐（D-2101），然后由原料油泵（P-2101/1，2）抽出，先后送经蜡油原料油换热器（E-2109/1-4）、循环油原料油换热器（E-2110/1-4），换热到300后进入分馏塔（C-2102）下段换热区，在此与来自焦炭塔（C-2101/1-2）的热油气（420）接触换热，原料油中蜡油以上重馏分与热油气（420）中的被冷凝的循环油一起流入塔底，在350下，用
16、加热炉进料泵（P-2102/1-2）抽出打入加热炉（F-2101）快速升温到500，然后经四通阀入焦炭塔（C-2101/1-2）底部。循环油和原料油中蜡油以上馏分，在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品组成的高温油气和石油焦。焦炭结聚在塔内。高温油气经中段油馏分急冷后（420），流入分馏塔换热板下。从焦炭塔顶流出的热油气入分馏塔换热段（420），与原料油直接换热后冷凝出部分循环油落入塔底，其余大量油气升经六层换热板，进入集油箱以上分馏段。从下往上分馏出循环油、蜡油、柴油、汽油和富气。分馏塔循环油集油箱之循环油（370）由循环油泵（P-21
17、05/1，2）抽出，去循环油原料油换热器（E-2110/1-2）换热至330后分成二股物流；一股直接返回分馏塔作回流，另一股经循环油原料油换热器（E-2110/3-4）、循环油蒸汽发生器（ER-2101）冷到220返回分馏塔底。分馏塔蜡油集油箱之蜡油（343）由蜡油泵（P-2104/1，2）抽出，依次去蜡油原料油换热器（E-2109/1-4）、稳定塔底再沸器器（E-2204）、蜡油蒸汽发生器（ER-2102）换热至210后分成二股物流；一股返回分馏塔作回流，另一股经蜡油脱氧水换热器（E-2103/1）、蜡油水冷器（L-2102/1-2）冷到90送出装置。蜡油集油箱下回流用210-350热回流。
18、中段回流从分馏塔抽出（318），由中段回流泵（P-2106/1，2）抽送经中段油原料油换热器（E-2108/1-4）、脱吸塔底再沸器器（E-2203）、中段油蒸汽发生器（ER-2103），换热到210后返回分馏塔作回流。柴油从分馏塔柴油集油箱由柴油泵（P-2107/1，2）抽出（248），送经柴油脱氧水换热器（E-2103），换热到233后依次经柴油原料油换热器（E-2104/1-4）、柴油原油换热器（E-2105/1-4）换热后（146）分二股；一部分与富吸收柴油混合，作为分馏塔柴油回流。另一部分经柴油富吸收油换热器（E-2107）换热到136，再经柴油空冷器（A-2103/1-8）冷到55
19、后分二股；一部分为柴油产品出装置，另一部分经吸收柴油泵（P-2207/1，2）打入吸收柴油冷却器（L-2205/1-2）冷到40，进入再吸收塔（C-2204）作为再吸收剂用。自再吸收塔底返回的富吸收柴油经（E-2107）与柴油换热后和自（E-2105/1-4）来的一股柴油一起作为分馏塔柴油回流。为了保证来自系统的脱硫燃料气入加热炉火嘴前不带凝液，燃料气与自分馏塔来的顶回流（158）经换热器（E-2101）换热。顶回流与燃料气换热后，再由泵（P-2108/1，2）送经顶循油原油换热器（E-2102/1-4）、分馏塔顶循空冷器（A-2102/1-4）冷却到60返回到分馏塔，控制分馏塔顶温度。分馏塔
20、顶油气经分馏塔顶空冷器（A-2101/1-8），分馏塔顶水冷器（L-2101/1-8）冷却到40流入分馏塔顶气液分离罐（D-2102），汽油由泵（P-2109/1，2）送入吸收塔（C-2201）作为富气的吸收剂，含硫污水经(P-2112/1,2) 送出装置,焦化富气经压缩机入口分液罐分液后进入富气压缩机。 焦化分馏塔根据产品分布及侧线回流可知，分馏塔一层板、三层板、六层板、九层板、二十层板、二十三层板、二十六层板、二十九层板、三十六层板、四十层板需要进行水利学计算。6.1分馏系统工艺计算6.1. 1、油品性质：稳定汽油HK103050709038.562.594.5124.0145.0169.
21、0t=119.0S=1.33125lnMe=-1.53181-0.012800t+3.64678s=-1.53181-0.012800*119.0+3.64678*1.33125=2.44894Me =11.57t中=tv-Me =119.0-11.57=107.43=381Kd15.6=d420+d=0.7315+0.0049=0.7364API=-131.5=60.65 k=1.216=11.97查石油炼制工程图3-6得m=103粗汽油HK103050709037.572.0104.0129.5147.0168.0t=124.1S=1.20lnMe =-1.53181-0.012800t+
22、3.64678s=-1.53181-0.012800*124.1+3.64678*1.2=2.02Me =7.538t中=tv-Me =124.1-7.538=116.562=390Kd15.6=d420+d=0.7315+0.0049=0.7364API=-131.5=54.14 k=1.216=11.66查石油炼制工程图3-6得m=111塔顶循环油HK1030507090122.0151.5163.0168.5175.5185.0t=168.7S=0.4187lnMe =-1.53181-0.012800t+3.64678s=-1.53181-0.012800*168.7+3.64678*
23、0.4187=0.8055Me =2.23t中=tv-Me =168.7-2.23=166.5=439.65Kd15.6=d420+d=0.7876+0.0049=0.7922API=-131.5=47.1 k=1.216=11.67查石油炼制工程图得m=133.柴油HK1030507090185.5226.0256.0282.0311.0341.0t=283.2S=1.4375lnMe =-1.53181-0.012800t+3.64678s=-1.53181-0.012800*283.2+3.64678*1.4375=2.03Me =7.61t中=tv-Me =283.2-7.61=275
24、.6=548.75Kd15.6=d420+d=0.8648+0.0042=0.869API=-131.5=31.3 k=1.216=11.46查石油炼制工程图得m=215中段油HK1030507090288.0334.5354.5366.5376.5391.5t=364.5S=0.7125lnMe =-1.53181-0.012800t+3.64678s=-1.53181-0.012800*364.5+3.64678*0.7125=1.0729Me =2.92t中=tv-Me =364.5-2.92=361.58=634.73Kd15.6=d420+d=0.9111+0.0039=0.915A
25、PI=-131.5=23.1 k=1.216=11.42查石油炼制工程图得m=305循环油HK1030507090247.5342375394405436t=390.4S=1.175lnMe =-1.53181-0.012800t+3.64678s=-1.53181-0.012800*390.4+3.64678*1.175=1.6325Me =5.1165t中=tv-Me =390.4-5.1165=385.3=658.45Kd15.6=d420+d=0.9371+0.0038=0.9409API=-131.5=18.89 k=1.216=11.24查石油炼制工程图得m=335蜡油HK1030
26、507090251.5345.5373.5388399.0400.0/71 mlt=376.5S=0.8917lnMe =-1.53181-0.012800t+3.64678s=-1.53181-0.012800*376.5+3.64678*0.8917=1.31073Me =3.71t中=tv-Me =376.5-3.71=372.8=645.9Kd15.6=d420+d=0.925+0.0038=0.9288API=-131.5=20.8 k=1.216=11.32查石油炼制工程图得m=329塔底循环油HK1030507090230346385420495/500馏出量74mlt=411.
27、5S=2.48lnMe =-1.53181-0.012800t+3.64678s=2.3878Me =10.89t中=tv-Me =411.5-10.89=400.6=673.75Kd15.6=d420+d=0.9532+0.0037=0.9569API=-131.5=16.4 k=1.216=11.14查石油炼制工程图得m=360脱前原油 脱前原油HK1030507090212305.0390500馏出量51ml由于30以后馏程未做，所以计算偏差较大，分子量是估算。查石油炼制工程图得m=340掺渣换8原油 掺渣换8原油 HK1030507090248310422488馏出量45ml由于30以
28、后馏程未做，所以计算偏差较大，分子量是估算。查石油炼制工程图得m=344焦化掺渣泵1原油 焦化掺渣泵1原油HK1030507090224329478500馏出量48ml由于30以后馏程未做，所以计算偏差较大，分子量是估算。查石油炼制工程图得m=3516.1. 2分馏塔回流取热：流量t/h温度取热量103kcal/h分配率%出塔返塔塔顶冷回流11.81120.635.71364.065.43塔顶循环量135.06158.475.46347.8225.27中段循环量65.88341.1210.25487.8021.85柴油上回流64.72252.4116.65436.4821.65柴油下回流14.
29、91252.4252.400蜡油上回流16.43356.42231261.005.02蜡油下回流25.66356.42231969.417.84循环油上回流15.93381.4320.8355.241.42循环油下回流32.00381.4218.52894.411.52合计25116.216.1. 3分馏塔设计数据表：设计数据：塔径5400*58050条形浮阀塔盘数据序号塔盘层号数量塔盘间距浮阀数量开孔率溢流型式降液管总面积/塔截面积层mm个%11、721200211816中间9.8923、5、9-19奇数8800211816中间9.8932-20偶数10800211816两侧10421、23
30、、253800194214.8中间9.89522、24、263800194214.8两侧1062711200155811.85中间9.89729、31、33、354600155811.85中间9.89828、32、343600155811.85两侧10930、362800155811.85两侧101037、39260011909.05中间9.891138、40260011909.05两侧10设计数据塔截面积cm2 229022 升气孔总面积 36896降液管总面积cm2 22657 升气孔总面积与塔截面积总面积之比 16%降液管总面积与塔截面积总面积之比 9.89% 中间降液塔盘支承件设计数据
31、塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)3、5、9-19奇数88005096218411、72120010015542433 中间降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距溢流堰高降液板受液盘层S(mm)hw (mm)高h1(mm)深度h2(mm)1、7、27312005412001003-5、9-25奇数11800548005029-39奇数66005460050两侧降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)2-18偶数980011574316222018002508301709两
32、侧降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距溢流堰高降液板受液盘层S(mm)hw (mm)高h1(mm)深度h2(mm)2-18、22-26偶数、30138005480011520、3628005480025028、32、34、38、40560054600115中间降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)21、23、253800509621834两侧降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)22、24、2638001157431615中间降液塔盘支承件设计数据塔
33、盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)27112001001554241029、31、33、354600508281684两侧降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)28、32、343600120675153230180012074316003618002508301687中间降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)37、392600508281669 两侧降液塔盘支承件设计数据塔盘层号数量塔盘间距受液盘深支承件重
34、量（kg）塔盘重量（kg）层S(mm)h1(mm)38、40260011567515166.1. 4分馏塔简图其中焦塔油气包括焦塔塔顶急冷油，中段抽出也包括塔顶急冷油。分馏塔核算时没有计算。6.1.5重点塔盘气液负荷计算（一） 塔底一层板下热平衡入方物料温度流量t/h焓kcal/kg热量103kcal/h出方物料温度流量t/h焓kcal/kg热量103kcal/h蒸汽4182.3607841850.24蒸汽381.42.3607601793.6干气+损失4186.314242675.44干气+损失381.46.313962498.76液化气4184.363881691.68液化气381.44.
35、363601569.6汽油41827.923218962.32汽油381.427.922908096.8柴油41878.63308.024218.04柴油381.478.6328522409.55蜡油41812.80299.53833.6蜡油381.412.802353008.0塔底循环油返回41894.1428827112.32循环油抽出381.447.932029681.86循环油下回流218.532.0111.553569.6辐射量365.3244192.1646886.2循环油上回流320.815.93179.72862.62内回流381.4G260260G原料进塔320.8149.8
36、6172.525850.85循环油下回流取热2894.4内回流381.4G202202G合计102626.71+202G97838.77+260GG=101.87 T/h1气相负荷摩尔数：Nv=+ =1519.57Kmol/h2气体体积流量：Vv= =31371.62m3/h=8.71m3/s3气体质量流量：Qv=132.38+101.87=234.25T/h4液体质量流量：QL=101.87T/h空塔气速：WK=0.38m/s5允许空塔气速Wa= =0.42 m/s最大的允许气体速度Wmax=1.59m/s其中：=234.25*1000/31371620=7.47kg/m3=675 kg/m3Wh=0.38/0.16=2.375m/
