《毕业设计（论文）3.0Mta延安混合原油常压蒸馏装置工艺设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《毕业设计（论文）3.0Mta延安混合原油常压蒸馏装置工艺设计.doc（50页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、3.0Mt/a延安混合原油常压蒸馏装置工艺设计学生姓名： 专业年级：07级化工高起本指导老师： 3.0Mt/a延安混合原油常压蒸馏装置工艺设计摘 要：本设计是3.0Mt/a延安混合原油常压蒸馏工艺设计，该混合原油的特点是密度小，硫、氮含量低，凝点低，属于中间-石蜡基原油。为充分利用资源并结合我国燃料油和润滑油市场的前景，确定了燃料润滑油型的加工方案。本设计主要对常压塔进行了工艺设计计算，并对常压塔进行水力学计算。常压塔采用两个中段循环回流取热。鉴于浮阀塔的许多优点，常压塔选用了操作弹性较大的浮阀塔板。关键词：原油；常压蒸馏；浮阀塔板 The Process Design of 3.0Mt/a
2、Atmospheric Distillation Unit of Yanan Mixed Crude Oil Abstract: This design is the atmospheric distillation unit of 3.0Mt/a Yanan mixed crude oil with the characteristics of low density，low pour point, low sulfur and nitrogen. This crude oil is suitable for producing fuel and lubricant oil. In orde
3、r to make full use of the limited resources, and according to crude oil characteristics and market needs, we determined the fuel-lubricant oil processing program. In this paper，we mainly carried out the process design of the atmospheric distillation tower ,as well as the hydraulics calculation of at
4、mospheric tower. Two middle heat return were used in the atmospheric distillation column. In view of the advantage of the float valve tray, such as high flexibility in operation, we adopted the float valve tray in the design of the atmospheric distillation tower. Key words：Crude oil；Atmospheric dist
5、illation；Float valve tray 目 录1 绪论11.1 原油蒸馏概况11.2 设计依据11.3 设计原则11.4 设计能力22 基础数据及生产方案的确定32.1 设计基础数据32.2 加工方案的确定42.3 工艺流程说明53 常压塔的工艺设计计算73.1 油品的参数性质73.2 产品收率和物料平衡83.3 汽提蒸汽用量83.4 塔板型式和塔板数83.5 操作压力83.6 汽化段温度93.7 塔底温度113.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配133.9 侧线及塔顶温度的校核143.10 全塔气液相负荷分布194 塔板水力学计算354.1 基础数据354.2 塔板主要尺寸的确
6、定354.3 塔径初算354.4 浮阀数及开孔率的计算364.5 溢流堰及降液管尺寸的确定364.6 塔板水力学计算374.7 塔板上的适宜操作区和负荷上下限394.8 塔高的确定424.9 水力学计算汇总435 总 结44参考文献45致谢461 绪论1.1 原油蒸馏概况随着石油资源的日益减少，原油加工过程的首要任务就是高效、合理的提高常减压蒸馏装置的馏分油收率。常减压装置是炼厂的龙头装置，其作用至关重要。它的运行效果直接影响炼厂的原油一次加工能力和二次加工的原料供应。能耗是原油加工过程的另一个重要问题，石油炼制过程将消耗大量的燃料。节能一直都是石油工业中第一要务，谁能最大可能地降低能量消耗，
7、谁就能在能源竞争中获取胜利。常减压装置是各个炼厂中能耗相对较大但又不可或缺的加工装置，常减压装置的能耗占炼厂能耗的8%10%，降低该装置能耗对炼厂节能有着重要意义。为此不断研究开发出新的更合理、更高效、更节能的加工方案对我国的炼油企业起着举足轻重的作用。世界石油炼制行业中越来越激烈的竞争导致了当今的炼油装置日趋集约化和大型化。随着炼厂规摸的扩大，单套蒸馏装置的加工规模也日益大型化。而我国的蒸馏装置规模较小，我国蒸馏装置的总体技术水平与国外水平相比，在处理能力、产品质量和拔出率方面存在较大的差距。最近几年，随着我国炼油工业的发展，为缩短与世界炼油厂的差距，我国新建蒸馏装置正向大型化方向发展。近年
8、来，国内外常减压蒸馏技术不断进步，在原油深拔、产品质量提高、节能、环保和安全技术方面取得了丰硕成果。尤其在装置大型化、蒸馏塔构件的改造和先进设备的应用方面，创造了许多新的技术方法，一些新技术、新方法的应用，使得装置加工损失率降低，能耗下降。常减压蒸馏装置的技术进步，促进了炼油生产综合效益的提高。1.2 设计依据（1） 西安石油大学化学化工学院化工系下发的“毕业设计任务书”（2） 中国天然气行业标准“石油工程制图标准”（SIJ319）（3） 中国石油化工总公司“炼油装置设计规定”（SHT107686）（4） 国家标准总局“中华人民共和国国家标准”（GB25281）1.3 设计原则（1） 借鉴国内
9、外常压蒸馏装置的经验，在可靠的基础上，力求达到技术先进、经济合理的设计目的，尽可能多的应用近年的新技术、新工艺、新设备。确保装置投产后能长期高效、稳定、安全生产。（2） 为达到以最小的投入获得最大的利润，使装置经济合理，设计加工方案时必须考虑国内外市场的现状和前景。（3） 在可靠的基础上采用新的技术、新设备。（4） 确保安全、环保的设计要求，污染物的排放达到排放标准。1.4 设计能力（1） 装置设计规模为3.0Mt/a； （2） 年开工8000h。2 基础数据及生产方案的确定2.1 设计基础数据表2-1 延安混合原油的一般性质分析项目分析结果密度，kg/m3(20)842.40API35.7运
10、动粘度，mm2/s2014.42407.711酸值，mgKOH/g0.18残炭，%2.20凝点，4闪点(开口)，20蜡含量，%18.07胶质+沥青质，%6.86水含量，%1.26盐含量，mgNaCl/L20(脱水后)，330(脱水前)硫含量，g/g864氮含量，g/g1312金属含量g/gNi2.2V0.5Fa1.1Na4.5Cu0.1Pb0.1Ca2.0(脱水后) 7.0(脱水前)第一关键馏分性质温度范围，250275密度(20)，kg/m3824.2K值11.9第二关键馏分性质温度范围，395425密度(20)，kg/m3876.0K值12.2原油类别(按关键馏分特性分类法)低硫中间石蜡基
11、表2-2 延安混合原油实沸点蒸馏及窄馏分性质馏分号沸点范围，收率，m%收率，v%密度，kg/m3每馏分累计每馏分累计1IBP602.252.89655.0260902.334.582.775.66709.83901204.018.594.5810.24738.041201304.6010.191.8012.04747.251301502.9713.163.3015.34758.961501803.9317.094.2719.61774.671802002.5119.602.6822.29788.482002304.4724.074.6626.95808.292302401.5125.581.5
12、628.51814.7102402501.8627.441.9130.42820.3112502754.8432.284.9535.37824.2122753004.1736.454.2639.63824.3133003204.5340.984.6144.24827.6143203506.4547.436.4850.72838.2153504009.2756.709.2159.93848.2164004508.6665.368.2868.21881.21745050011.4976.8510.8479.05893.01850022.7499.5920.4299.47938.019损失0.411
13、00.00.53100.0由以上数据绘出原油的实沸点曲线及中比性质图（见图2-1）。2.2 加工方案的确定延安原油的特点是：密度小；硫、氮含量低；凝点低。该原油属于中间石蜡基原油1。结合产品市场需求情况和产品质量要求，确定加工方案为燃料润滑油型加工方案（见图2-2）。图2-1 原油实沸点曲线及密度性质图 图2-2 原油加工方案图2.3 工艺流程说明2.3.1 原油换热和脱盐原油（45C左右）由原油罐区经原油泵抽入装置，在泵入口注入一定量的热水和破乳剂，经原油泵混合后，分两路换热，换热至130C混合后进入一级电脱盐罐，经过热沉降后再与一定量的新鲜水混合，然后注入二级脱盐罐进行脱盐过程。2.3.2
14、 常压蒸馏原油经常压炉加热至348.5，进入常压塔第31层塔盘上进行分馏。塔顶油气经空冷和后冷却器冷却至60，并为分两路：一路返回塔顶作冷回流；一路出装置作汽油产品。常一线由常压塔第9层塔盘抽出，进入常一线汽提塔，汽提油气返回到第8层上。常一线油品汽提后抽出换热精制后作为航煤出装置。常二线由常压塔第19层塔盘抽出，进入常二线汽提塔，汽提油气返回常压塔第18层上，常二线油品汽提后抽出换热精制后作为轻柴油出装置。常三线由常压塔第27层抽出，进入常三线汽提塔，汽提油气返回常压塔第 26层上，常三线油品汽提后抽出换热精制后作为重柴油出装置。2.3.3 中段回流常压塔第一中段回流从常压塔第13层抽出，换
15、热后打回常压塔第11层上，常压第二中段回流从常压塔第23层抽出，换热后打回常压塔第21层塔盘上。3 常压塔的工艺设计计算3.1 油品的参数性质3.1.1 原油的切割方案表3-1 常压切割方案及产品性质产品实沸点切割点实沸点切割沸程收率，%密度（） g/cm3恩氏蒸馏温度体积分数质量分数0%10%30%50%70%90%100%汽油15015515.313.30.736153.879.685.690.896.3104.9143.9航煤23014523811.610.90.7880161.1177.6182185.2190.2195.4225.9轻柴30022231012.712.40.82402
16、32.7247.7252.2256259264.7293.7重柴35029036511.010.90.8340291.5304307.5310313.2320.4343.4渣油35049.452.50.89533.1.2 油品的有关性质参数 表3-2 油品的有关性质参数油品比重指数0API特性因数（K）相对分子量（M）平衡汽化温度，临界参数焦点参数0%100%温度，压力，MPa温度，压力，MPa汽油59.911.7695.777.4116271.113.52289.614.81航煤47.0311.81150.3182.9208.53702.43381.52.82轻柴39.3111.842082
17、59.9283.9438.331.97445.932.13重柴37.2712.12265322.9342.4481.671.50485.571.613.2 产品收率和物料平衡表3-3 物料平衡（按年开工8000小时）油品产率，%处理量或产量体积分数质量分数104t/at/dkg/hkmol/h原油1001003009000375000汽油15.313.339.9119749875521.16航煤11.610.932.798140875271.96轻柴12.712.437.2111646500223.56重柴11.010.932.798140875154.25渣油49.452.5157.5472
18、51968753.3 汽提蒸汽用量侧线产品都用过热水蒸气汽提，使用的是温度420,压力0.3MPa的过热水蒸气。表3-4 汽提水蒸气用量油品质量分数（对油），%kg/hkmol/h一线航煤 二线轻柴油31395.077.5三线重柴油2.81144.563.58渣油23937.5218.75合计7.86477359.833.4 塔板型式和塔板数选用浮阀塔板，选定塔板数如下：表3-5 塔板的选定汽油航煤段9层（考虑一线生产航空煤油）航煤轻柴油段7层轻柴油重柴油段5层重柴油汽化段3层塔底气提段4层3.5 操作压力取塔顶产品罐压力为0.13MPa。塔顶采用两级冷凝冷却流程，取塔顶空冷器压力降为0.01
19、MPa，使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.017MPa。故： 塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.157MPa（绝压）取每层浮阀塔板压力降为0.5kPa，则推算得常压塔各关键部位的压力如下：塔顶压力：0.157MPa；一线抽出板（第9层）上压力：0.161MPa；二线抽出板（第19层）上压力：0.166MPa； 三线抽出板（第27层）上压力：0.170MPa；汽化段压力（第30层）下压力：0.172MPa；取转油线压力降为0.35 MPa，则加热炉出口压力=0.172+0.35=0.207（MPa）。3.6 汽化段温度3.6.1 汽化段中进料的汽化率和过汽化度根据延安原油性质，试
20、验取其过汽化量为原料进料的2%（质量分数）或2.03%（体积分数），即过汽化量为3750002%=7500kg/h。要求进料在汽化段中的汽化率为:(体积分数)=（15.3+11.6+12.7+11.0+2.03）%=52.63%。，3.6.2 汽化段油气分压表3-6 汽化段物料流量油品物料流量，kmol/h汽油521.16航煤271.96轻柴223.56重柴154.25过汽化油27.27油汽量合计1198.2其中过汽化油的相对分子质量取270，还有水蒸气218.75kmol/h（塔底汽提）。由此计算得汽化段中的油气分压为：0.1721198.2/（1198.2+218.75）=0.145（MP
21、a）=1.44（atm）。3.6.3 汽化段的初步确定表3-7 原油的蒸馏温度馏出体积分数0%10%30%50%70%实沸点温度，28119248347.5460实沸点温差，9112999.5112.5平衡蒸馏温差，37.18066.270.2平衡蒸馏温度，119.2156.3236.3302.5372.7汽化段的温度应该是在汽化段油气分压0.145MPa下汽化率为52.63%（体积分数）的温度，为此需作出在0.145MPa下原油平衡汽化曲线（见图3-1），由图6-1-172将原油实沸点蒸馏曲线1与常压平衡汽化曲线2的交点温度230换算为0.145MPa下的246。原油在常压下的实沸点曲线与平
22、衡汽化曲线的交点为230。从该交点作垂直于横坐标的直线A，在A线上找到246的点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的线4，即为原油在0.145MPa下的平衡汽化曲线。由曲线4可以查得当=52.36%（体积分数）时的温度为332，此即欲求的汽化段温度，此是由相平衡关系求得，还需对它进行校核。1-实沸点蒸馏曲线 2-常压下的平衡汽化曲线3-0.207MPa下的平衡汽化曲线 4-0.145MPa下的平衡汽化曲线图3-1 平衡汽化曲线图3.6.4 的校核 校核的的主要目的是看由要求的加热炉出口温度是否合理。校核的方法是作绝热过程的热平衡计算以求得炉出口温度。当汽化率为52.36%（体积分数），=
23、332时，进料在汽化段中的焓（焓值由图3-173查得）计算如表3-8。表3-8 进料带入汽化段的热量（=0.172MPa， = 352）油料焓，kJ/kg热量,kJ/h气相液相汽油1105.2955.13106航煤1089.5944.91106轻柴1072.6349.88106重柴1063.4243.47106过汽化油1058.407.94106渣油866.90170.67106合计=372.00106所以 =372.00106/375000=992.00（kJ/kg）再求出原油在加热炉出口压力下的焓，先作出原油在炉出口压力0.207MPa下的平衡汽化曲线（图3-1中的曲线3），查图6-1-1
24、72将交点温度230换算为0.207MPa下的265。由曲线3查得当=52.36%（体积分数）时的温度为348.5。 据此算出进料在炉出口压力下的焓值（见表3-9）。表3-9 进料在炉出口处携带的热量（=0.207MPa，=348.5）油料焓，kJ/kg热量,kJ/h气相液相汽油1147.9957.26106航煤1132.5046.29106轻柴1108.2251.53106重柴1105.2945.18106过汽化油1100.208.25106渣油900.876177.36106合计=385.87106所以 =385.87106/375000=1028.98(kJ/kg）校核结果表明高于，所以
25、在设计的汽化段温度332之下，既能保证所需的拔出率，炉出口温度也不至于超过允许限度。3.7 塔底温度取塔底温度比汽化段温度低7，即 332-7=325汽油 49875 kg/h水蒸气 7703.25kg/h 0.157 MPa116 11 再沸器带入热量4.06106 170 9 0.161 MPa 10航煤 40875 kg/h一中回流取热 11 2.624107 kJ/h 13240 190.166 MPa汽提蒸汽 1395 kg/h20轻柴油 46500 kg/h 二中回流取热21 3.15107 kJ/h 23297 270.170 MPa汽提蒸汽 1144.5 kg/h重柴油 408
26、75 kg/h30332 31进料 375000 kg/h 过汽化量 7500 kg/h34汽提蒸汽 3937.5 kg/h325渣油 196875 kg/h 图3-2 常压塔计算草图3.8 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配3.8.1 假设塔顶及各侧线温度表3-10 塔顶及各侧线温度塔顶温度，116航空煤油抽出板（第9层）温度，170轻柴油抽出板（第19层）温度，240重柴油抽出板（第27层）温度，297表3-11 全塔回流热物料流率，kg/h密度（） g/cm3操作条件比焓，kJ/kg热量，kJ/h压力，MPa温度，气相液相入方进料3750000.84240.172332372.00106汽
27、提蒸汽64770.3420331621.48106再沸器带入热量4.06106合计382703.25397.54106出方汽油498750.73610.157116595.7729.71106航煤408750.7880.161170431.2317.63106轻柴465000.8240.166240599.5827.88106重柴408750.8340.170297773.6131.62106渣油1968750.89530.175325837.98164.98106水蒸汽64770.1571163202.0920.74106合计382703.25292.561063.8.2 全塔回流热按表3-
28、10假设的温度条件作全塔热平衡，由此求出全塔回流热（见表3-11）。所以，全塔回流热 =(397.54-292.56）106=104.98106（kJ/h）3.8.3 回流方式以及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60。采用两个中段回流，第一个中段回流位于航空煤油侧线与轻柴油侧线之间（第11-13层塔板），第二个中段回流位于轻柴油与重柴油侧线之间（第21-23层塔板）。回流热分配如下：表3-12 回流热的分配塔顶回流取热45%=47.24106kJ/h第一中段回流取热25%=26.24106kJ/h第二中段回流取热30%=31.50106kJ/h3.9 侧线及塔顶温度的校核3
29、.9.1 重柴油抽出板（第27层）温度按图3-3中的隔离体系作第27层上塔板的热平衡，见表3-13。汽油 49875kg/h航煤 40875 kg/h轻柴油 46500 kg/h水蒸气 3937.5kg/h原油 375000 kg/h过汽化量 7500 kg/h 重柴油 40875 kg/h水蒸气3937.5kg/h渣油196875kg/h31303427图3-3 27层板热量衡算表3-13 第27层塔段的热平衡物料流率，kg/h密度（） g/cm3操作条件比焓，kJ/kg热量，kJ/h压力，MPa温度，气相液相入方进料3750000.84240.172332372.00106汽提蒸汽3937
30、.50.3420331613.06106内回流0.8330.1695290761.14761.14合计308937.5+385.06106+761.14出方汽油498750.73610.172971012.7650.51106航煤408750.7880.17297997.6940.78106轻柴465000.8240.17297979.2745.53106重柴408750.8340.17297773.6131.62106渣油1968750.89530.175325837.98164.98106水蒸汽3937.50.172973066.7612.08106内回流0.8330.17297974.6
31、6974.66合计308937.5+345.50106+974.66根据表3-13中的数据计算如下：由热平衡得：385.06106+761.14=345.50106+974.66所以，内回流 =185298.8（kg/h）取内回流蒸汽相对分子质量为257.8，即：=718.56（kmol/h）重柴油抽出板上方气相总量为 ：718.56+521.16+271.96+223.56+218.75=1953.99（kmol/h）重柴油蒸汽（即内回流）分压为：0.17718.56/1953.99=0.0625（MPa）=468.91(mmHg)将重柴油常压下的恩氏蒸馏数据换算为0.0625MPa下的平衡
32、汽化数据，结果如下（见表3-14）：表3-14 0.0625MPa下的平衡汽化数据项 目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度，291.5304307.5310恩氏蒸馏温差，12.53.52.5平衡汽化温差，4.51.51.0常压下平衡汽化温度，3310.0625MPa下平衡汽化数据，297.5302303.5304.5由上求得在0.0625MPa下重柴油的泡点温度为297.5，与原假设的297相差不大。可认为原假设温度正确。3.9.2 轻柴油抽出板（第19层）和航煤抽出板（第9层）温度3.9.2.1 轻柴油抽出板温度表3-15 第19层上塔段的热平衡物料流率，kg/h密度（） g/cm3操作条件
33、比焓，kJ/kg热量，kJ/h 压力，MPa温度，气相液相入方进料3750000.84240.172332372.00106汽提蒸汽50820.3420331616.85106内回流0.8200.1655233600.49600.49合计376144.5+388.85106+600.49出方汽油498750.73610.166240875.0243.64106航煤408750.7880.166240853.2534.88106轻柴465000.8240.166240599.5827.88106重柴408750.8340.17297773.6131.62106渣油1968750.89530.17
34、5325837.98164.98106水蒸汽50820.1662402951.6215.0106内回流0.8200.166240838.18838.18合计376144.5+318.0106+838.18由热平衡得： 388.85106+600.49=318.0106+838.18+31.5106所以，内回流 =165551.77（kg/h）取内回流蒸汽相对分子质量为202.2，即：=818.63（kmol/h）轻柴油抽出板上方气相总量为 ：521.16+271.96+818.63+63.58+218.75=1894.08（kmol/h）轻柴油蒸汽（即内回流）分压为：0.166818.63/1
35、894.08=0.0717（MPa）=538.14(mmHg)将轻柴油常压下的恩氏蒸馏数据换算为0.0717MPa下的平衡汽化数据，结果如下：表3-16 0.0717MPa下的平衡汽化数据项 目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度，232.7247.7252.2256恩氏蒸馏温差，154.53.8平衡汽化温差，5.92.51.8常压下平衡汽化温度，2700.0717MPa下平衡汽化数据，240.3246.2248.7250.5由上求得在0.0717MPa下轻柴油的泡点温度为240.3，与原假设的240相差不大，可认为原假设温度正确。3.9.2.2 航煤抽出板（第9层）温度根据表3-17中的数据计
36、算如下：由热平衡得：393.48106+401.9=295.8106+697.50+57.74106所以，内回流 =135115.02（kg/h）取内回流蒸汽相对分子质量为143.475，即：=941.73（kmol/h）航煤抽出板上方气相总量为 ：521.16+77.5+63.58+218.75+941.73=1822.72（kmol/h）航煤蒸汽（即内回流）分压为：0.161941.73/1822.72=0.0832（MPa）=623.92(mmHg)将航煤常压下的恩氏蒸馏数据换算为0.0832MPa下的平衡汽化数据，结果如下（见表3-18）：表3-17 第9层上塔段的热平衡物料流率，kg
37、/h密度（） g/cm3操作条件比焓，kJ/kg热量，kJ/h压力，MPa温度，气相液相入方进料3750000.84240.172332372106汽提蒸汽64770.3420331621.48106内回流0.7820.1605163401.9401.9合计381477+393.48106+401.9出方汽油498750.73610.161170711.32235.48106航煤408750.7880.161170431.2317.63106轻柴465000.8240.166240599.5827.88106重柴408750.8340.170297773.6131.62106渣油1968750.89530.175325837.98164.98106水蒸汽64770.1611702811.7918.21106内回流0.7820.161170697.50697.50L合计381477+295.8106+697.50表3-18 0.0832MPa下的平衡汽化数据项 目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度，161.1177.6182185.
