石油蒸馏过程.ppt

第四章石油蒸馏过程CrudeoilDistillation,辽宁石油化工大学石油化工学院赵德智,2,蒸馏原理按其组分沸点的不同而达到分离的目的,一、蒸馏操作基本类型炼厂蒸馏操作的三种基本类型闪蒸平衡汽化简单蒸馏渐次汽化精馏连续式和间歇式,3,1．闪蒸平衡汽化,在闪蒸过程中，气、液两相有足够的时间密切接触，达到平衡状态，则称为平衡汽化气相产物中含较多的低沸点组分，液相产物中含较多的高沸点组分。但所有组分都同时存在于气、液相中，而两相中的每一个组分都处于平衡状态，因此这种分离是比较粗略的,4,2．简单蒸馏渐次气化,产生的微量蒸气的组成是不断变化的釜底残液只与瞬时产生的汽相成平衡，而不是与前面产生的全部汽相成平衡。从本质上看，简单蒸馏过程是由无数次平衡汽化所组成的，是渐次气化过程简单蒸馏的分离精确度要高于平衡汽化只能用于分离要求不太严格的场合,5,3．精馏,汽化段、精馏段、提馏段、塔顶冷凝冷却设备、再沸器、塔板或填料塔顶冷回流轻组分浓度高、温度低塔底气相回流轻组分浓度低、温度高,建立起浓度梯度和温度梯度接触设施精馏过程顺利进行的必要条件,,6,二、石油及石油馏分的蒸馏曲线,恩氏蒸馏ASTM曲线实沸点蒸馏BTP曲线平衡气化EFV曲线,馏出温度和馏出体积百分率的关系曲线,7,1、石油及其馏分蒸馏曲线,8,2、蒸馏曲线比较,TBP曲线,ASTM曲线,EFV曲线,曲线斜率TBPASTMEFV蒸馏方式分离效率差别,,9,TBP曲线,ASTM曲线,EFV曲线,,,,,要得到相同汽化率tTBPtASTMtEFV,,采用EFV减轻了加热设备的负荷,10,3、蒸馏曲线换算,油品蒸馏所得三种蒸馏曲线的工作量有很大差别，平衡汽化的工作量最大，恩氏蒸馏最小,计算加热炉炉管和转油线中的汽化率；精馏塔的进料段温度和侧线抽出温度的确定等，还会遇到不同压力或减压下的平衡汽化问题，这方面数据则更缺乏,但在工艺过程的设计计算中常常会遇到平衡汽化的问题,三种蒸馏曲线的换算主要求助于经验方法,使用这些经验图表时必须严格注意它们的适用范围及可能的误差，尽量采用实测数据,换算图表一般都是以体积分数来表示收率,油料在较高温度下有裂化现象，凡恩氏蒸馏温度高于246℃，必须进行温度校正,lgD0.00852t-1.691t实际tD,11,（1）．常压蒸馏曲线的相互换算（2）．减压1.33kPa残压10mmHg蒸馏曲线的相互换算（3）．减压1.33kPa残压10mmHg蒸馏曲线换算为常压蒸馏曲线（4）．常压平衡汽化曲线换算为压力下平衡汽化曲线（5）．常压与减压下平衡汽化曲线的换算,常压恩氏蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的换算常压恩氏蒸馏曲线和平衡汽化曲线的换算常压实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的换算,12,1常压蒸馏曲线的相互换算,恩氏蒸馏曲线与实沸点蒸馏曲线的互换常压下恩氏蒸馏曲线与实沸点曲线的互换可借助于图7-12和图7-13。这两张图适用于特性因数K＝11.8沸点低于427℃的油品。,,13,换算步骤,A、对恩氏蒸馏数据作裂化校正；B、求恩氏蒸馏曲线各段温差0～10、10～30、90～100；C、由图7-13，将恩氏蒸馏曲线各段温差换算为实沸点蒸馏曲线各段温差；D、由图7-12，将恩氏蒸馏50点温度换算为实沸点蒸馏50点温度;E、由实沸点蒸馏50点为基点，求实沸点蒸馏曲线各点温度。,14,【例1】某轻柴油馏分的常压恩氏蒸馏数据如下,将其换算为常压下实沸点蒸馏数据。解①裂化校正，如10馏出温度＞246℃，需校正。lgD＝0.00852258-1.691＝0.50716t10＝258＋D＝258＋1g0.50716＝261.2校正后恩氏蒸馏数据为,15,②由恩氏蒸馏温差从Fig.7-13求实沸点温差,16,③由Fig.7-12确定实沸点蒸馏50点温度得恩氏蒸馏50温度与实沸点蒸馏50温度差值为4℃则实沸点蒸馏50点温度＝278.44＝282.4℃④由实沸点蒸馏50温度推算其它各点温度30点＝282.4－13＝269.410点＝269.4－18.9＝250.50点＝250.5－38＝212.570＝282.4＋13.4＝295.890＝295.8＋18.6＝314.4100＝314.4＋13＝327.4,17,5.油-水不互溶体系的气-液平衡,①进入装置的原油总是带有或多或少的水分；②在石油蒸馏塔中，常常吹入一定量的过热水蒸汽以降低油气分压，帮助它汽化；③塔顶的汽相馏出物往往在水蒸汽的存在下冷却；④侧线汽提塔中吹入过热水蒸气汽提。,,这些情况可归纳成三种类型①过热水蒸汽存在下油的汽化；②饱和水蒸汽存在下油的汽化；③油气－水蒸汽混合物的冷凝,18,1、过热水蒸汽存在下油的汽化,特点水蒸汽始终于过热状态，液相无水存在作用过热水蒸汽的作用在于降低油气分压以降低它的沸点。P＝PA＋PS∵只有A一个液相，且与汽相平衡，∴PA＝PAoP＝PAo＋PS①如果体系P恒定，且无水蒸汽存在在PAo＝P时→A才沸腾,减压塔底、常压塔底吹入过热水蒸气；常、减压塔的侧线汽提塔和某些溶剂回收过程所用汽提塔均属此类。,19,1、过热水蒸汽存在下油的汽化,特点水蒸汽始终于过热状态，液相无水存在作用过热水蒸汽的作用在于降低油气分压以降低它的沸点。P＝PA＋PS∵只有A一个液相，且与汽相平衡，∴PA＝PAoP＝PAo＋PS①如果体系P恒定，且无水蒸汽存在在PAo＝P时→A才沸腾,减压塔底、常压塔底吹入过热水蒸气；常、减压塔的侧线汽提塔和某些溶剂回收过程所用汽提塔均属此类。,20,,如果体系中的物料不是纯物质A，而是石油馏分,Po0＝fT,0当T一定时，Po0不是一个常数而是随着e的↗而↗，即e↗，汽化每1mol油所需的水蒸汽mol数要↗。P-T-e相图,,,21,①若po0,1＝p不需要水蒸汽的帮助。②若po0,1＜p需要水蒸汽的帮助。p＝po0,1ps,1,22,2、饱和水蒸汽存在下油的汽化,特点①汽相为水蒸气和油气组成的均匀相；②液相中则是不互溶的水相和油相；当温度升高到t0时Po0＋PS0＝P油和水同时开始气化油汽化,蒸气压↙,t0不变Po0＋PS0＜P汽化无法继续t↗汽化又能继续进行过程一直持续到液相中的水全部汽化为止,含水原油在换热器中加热气化,,,,,,23,3、油气－水蒸气混合物的冷凝,若油气和水蒸气都处于过热状态P0＋PS＝P；tt1，Po＝Po0，开始出现液相油先冷凝当t＝t2时，PS0＝PS,水汽开始冷凝油气和水气在同一时间冷凝完毕,油气－水蒸气混合物的冷凝实际上就是在水蒸气存在下油气化的逆过程,,,,,24,7.3石油精馏塔,一、石油精馏过程的特点1、复杂系精馏2、产品也是复杂混合物3、处理量大4、严格要求安全可靠性5、尽可能降低生产成本,1原油是复杂的混合物组成至今无法完全准确地测定，不可能按组分要求来分离产品。2精馏原料的沸程很宽对原油而言，甚至在高真空条件下，还有许多重组分不能汽化。,25,二、常减压蒸馏流程,常减压工艺动态流程,26,减压炉,,,27,三、石油精馏塔的工艺特征,28,,1、复合塔结构2、设置汽提段和汽提塔3、全塔热平衡1限定最高入口温度2基本固定的供热量3进料应有适当的过汽化率4恒分子回流的假定完全不适用,需要n-1个精馏塔才能把原料分割成n个产品,过量的汽化百分率称为过汽化率使化段内有一定的内回流，以保证其分馏效果,29,四、分馏精确度,1、表示方法采用蒸馏曲线之间的间隔和重叠来表示,间隙↗，分馏精确度↗,重叠值↗，分馏精确度↙,30,2、精确度与回流比、塔板数的关系,1分离难易程度的表示方法①对二元和多元物系分离的难易程度可以用组分间的相对挥发度来表示。②对石油馏分的精馏采用两馏分的恩氏蒸馏50点温度之差△t50来表示。2回流比和塔板数估算图7-39和图7-40,31,3、实沸点切割点和产品收率,,在原油的实沸点曲线上即可查得相应的产品收率。,32,五、石油精馏塔的汽液相负荷分布规律,1沿塔高的温度分布自下而上有一个递减的温度梯度，随塔高度增加，需取走的回流热也增大。2物性变化沿塔高上升油品的密度逐渐减小，其摩尔汽化潜热也减小。对热回流而言回流量＝回流热/油品,33,1、塔顶气、液负荷,1进出体系的热量先不考虑塔顶回流，则进入该隔离体的热量Q为离开隔离体系的热量Q出为2塔顶回流量令Q＝Q入－Q出，kJ/h.,34,,Q----全塔回流热3塔顶气相负荷V1＝L0＋D＋S，Kmol/h,35,2、气化段气、液负荷,如果忽略过气化量，则气化段液相负荷（精馏段最低一层塔板n流下的液相回流量）为气相负荷,Ln0,36,3、最低侧线抽出板下方的气、液负荷,如图7-44中隔离体系I，暂不计液相回流Ln-1。1隔离体系I①进出隔离体系I的热量②第n块板液相负荷在精馏过程中，沿塔自下而上有一温度梯度，∴tF﹥tn,∴Q入，n﹥Q出，n令QnQ入，n－Q出，nKJ/h,37,,则Qn就是液相回流Ln-1在第n板上气化取走的热量，称为n板上的回流热，所以其回流量为,可见，即使在气化段处没有液相回流，气化段上方的塔板上已有回流出现，使tF的上升蒸气在第n板上降低到tn。,分母实际上是该回流在温度tn时的摩尔气化潜热和回流由tn-1升温至tn时吸收的显热所组成。,38,,③第n块板汽相负荷于是，第n板上的气相负荷为2隔离体系Ⅱ①进出体系II的热量再取第n板上面，最低侧线下方一层塔板m，和隔离体系Ⅱ，并作热平衡。进出该隔离体的热量如下Q入，m＝Q入，nkJ/h,39,,②第m块板的液相负荷令QmQ入，m－Q出，mkJ/h为m板上的热回流而QnQ入，n－Q出，nkJ/h因tm﹤tn→Q出，m﹤Q出，n→Qm﹥Qn由此可知自气化段开始，沿塔高上行，必由塔板上取走的回流热逐渐↗。从第m-1板流至第m板的液相回流量为,分母项仍可看作回流Lm－1的摩尔蒸发潜热与由tm降至tm-1显热之和,对比Ln-1和Lm-1两式的分母项，分母项基本上是该板上回流的千摩尔汽化潜热,40,,烃类的摩尔气化潜热随着分子量和沸点的↗而↗，因此，Ln-1式分母﹥Lm-1式分母，故有Lm－1﹥Ln-1③第m块板气相负荷自第m板上升的气相负荷应该为将式Vn与Vm相比，既然有Ln-1t0,47,,式中Q1、Q2为第一层、第二层塔板上的回流热，如果未设中段循环回流，Q1等于全塔回流热。若相邻两层塔板的温降不大，回流热的增长不多，液相组成和蒸发潜热变化不会显著。可近似认为t1≈t2Q1≈Q2hVL0,t1≈hLL1,t2但是，明显地有t0＜t1，所以比较L1、L0两式有L1＞L0∵V1＝D＋S＋L0kmol/hV2＝D＋S＋L1kmol/h∴V2＞V1在塔顶第一块板和第二块板之间，气、液负荷达到最大值，越过塔顶第一块板后，气、液负荷急剧↙。,48,,6、石油精馏内汽、液负荷分布规律①从汽化段开始，气、液负荷沿塔高而逐渐↗；②液相负荷在每经过一个侧线抽出板时有一个突增量，突增量等于侧线抽出量；而气相负荷仍然平缓↗；③气、液相负荷在塔顶第一块板和第二块板之间达到最大值，越过塔顶第一块板后，气、液负荷急剧↙。,49,石油精馏内汽、液负荷分布规律实线是无中段回流；虚线是有中段回流,50,六、回流方式,1、冷回流1方式将部分塔顶产品以过冷液体状态打入塔顶，提供塔内回流，保证产品质量。冷回流入塔后，吸热升温气化，再从塔顶引出。,51,,2特点冷回流的吸热量＝全塔总剩余热回流热回流热一定，冷回流温度↙，用量↙。一般汽油的冷回流温度为30～40℃。2、热回流1方式如图所示。塔有部分冷凝器，将塔顶蒸气部分冷凝成液体作回流。2特点回流温度＝塔顶温度。,52,,3、塔顶二级冷凝冷却1方式二级冷凝冷却方式如图所示2回流量回流温度热回流＞二级冷凝冷却＞冷回流回流量热回流＞二级冷凝冷却＞冷回流3优点总传热面积可以减少。4缺点流程复杂、回流液输送量大，操作费用增加。,一级冷凝时，因油气、水蒸气基本全部冷凝，集中大部分热负荷，△tm大，K高，A小。二级冷却时，虽△tm较小，但产品也少，Q减少，A也就小。,53,,3、塔顶循环回流1方式如图所示。2优点①有利于热量的回收，减少塔顶换热设备的负荷；②可减少塔顶馏出管线的流动压降。3缺点降低了塔的分馏能力,54,,5、中段循环回流1方式如图所示。2优点①回流热从高温部位取出，利用充分回收热能；②使分馏塔的气、液相负荷沿塔高均匀分布；3缺点①流程复杂，设备投资增加；②降低了塔板效率；③流体输送量大，动力消耗增加。,55,有中段循环回流的塔内汽液相负荷,56,七、操作条件的确定,1、气提蒸气用量1目的①侧线产品汽提②常压塔底汽提③减压塔底汽提2采用过热水蒸汽,驱除产品中的低沸点组分，↗产品的闪点，改善分馏精确度。,↙塔底重油中350℃以前馏分的含量，↗直馏轻质油品的收率，↙减压塔的负荷。,↙汽化段的油汽分压，尽量↗减压塔的拔出率。,57,,①原因用过热水蒸汽的主要目的是防止冷凝水带入塔内。②工况条件压力为300～400kPa；温度为400～450℃过热水蒸气。③蒸汽用量汽提蒸汽的用量与需要提馏出来的轻组分含量有关，其关系大致如图7-52。,58,2、操作压力,1压力对石油精馏过程的影响2塔操作压力的确定①塔顶塔顶压力＝产品罐内压力＋管线阻力＋管件阻力＋冷却设备阻力②塔内塔内压力＝塔顶压力＋塔板的压力降,59,,60,3、操作温度,1汽化段进料段温度过汽化率常以进塔原料的百分数表示，一般推荐常压塔为2～4％重，减压塔为3～6％重。①汽化段的汽化率eF体积汽化率汽化率＝塔顶产品产率＋侧线产品产率＋过汽化率,61,,②汽化段油气分压PO,62,,③作p-T-e相图根据原料油的性质以及常压下的平衡汽化数据，在p-T-e坐标纸上作出原料油的p-T-e相图。④汽化段的tF由eF、PO在p-T-e相图上求出汽化段的温度。,63,,⑤确定加热出口温度A、汽化段进料焓B、炉出口压力,64,,C、求炉出口温度t出由经验假设两炉出口温度。设炉出口温度t1由p出、t1，求出汽化率e1和焓h1。再设炉出口温度t2＝t1＋10～15由p出、t2，求出汽化率e2和焓h2利用图解法求出t出,65,,⑥校核炉出口温度t出由原油的最高加热温度校核t出是否在适宜的范围内。若不在适宜的温度范围内，要调节汽提蒸汽的用量。,66,,2塔底温度一般采用经验数据①常减压塔塔底温度T＝汽化段温度－5（～17℃）②催化裂化分馏塔塔底温度T＝375～380℃,67,,3侧线温度侧线温度的计算要用试差法①假设侧线温度tm；②作隔离体系，根据热平衡求内回流量；③求侧线产品的油气分压。,油品分馏塔侧线温度是未经汽提的侧线产品在该侧线处油气分压下平衡汽化泡点温度,68,,④求该抽出板处油气分压下的泡点温度tm’；可由侧线抽出产品常压下的平衡汽化数据、侧线产品的性质，在p-T-e坐标纸上作出p-T-e相图。泡点温度相当于汽化率为零时的温度。⑤比较tm、tm’，若tm≈tm’，则停止试差，否则用tm’重复①、②等试差计算过程。,说明A、计算侧线抽出温度时，最好从最低侧线开始，比较方便；B、侧线产品的油气分压即是该抽出板上内回流的蒸汽压；C、温度初值的取值原则,69,,4塔顶温度①假设塔顶温度初值tt；②作全塔热平衡，计算塔顶回流量；③求塔顶油汽化压；④求塔顶温度tt′；由塔顶产品在常压下的平衡汽化数据、塔顶产品的性质，在p-T-e坐标纸上作出p-T-e相图。,塔顶产品在该处油气分压下平衡汽化的露点温度。,露点温度相当于汽化率为100时的温度。,70,7.4石油精馏塔的工艺计算,一、基础数据1、原料油的性质相对密度、粘度、特性因数、实沸点蒸馏数据；2、处理量及年开工时间；3、加工方案及产品的质量要求；4、汽提蒸汽的温度及压力,★工艺计算的主要任务是①确定塔的主要操作条件；②计算塔的主要工艺尺寸。,71,二、设计计算步骤,1、根据实沸点蒸馏数据绘出曲线，再按产品要求确定产品收率，作出物料平衡。2、根据产品切割方案，利用实沸点蒸馏曲线，计算各馏分的基础数据。3、选定各段塔板数，塔板型式，确定塔板压降。根据选定或结出的塔顶压力，定出汽化段压力。,72,,4、根据推荐的经验值确定过汽化率及塔底汽提蒸汽量，计算汽化段温度。5、根据经验值，假设塔底、侧线温度，作全塔热平衡估算回流取热量。6、确定回流形式、中段回流数目、位置及回流热分配比例。,73,,7、自下而上作各段热平衡，用猜算法计算测线及塔顶温度，如与上述假设值不符，则重算。8、核算产品分馏精确度，重新调整回流比或塔板数。9、由最大汽、液负荷计算塔径，作全塔汽、液负荷分布图。,74,7.5减压蒸馏塔,减压蒸馏的核心设备减压精馏塔及其抽真空系统减压塔的基本要求在尽量避免油料发生分解的前提下，尽可能多地提高成压拔出率。一、减压精馏塔的工艺特征1、一般工艺特征1降低从汽化段到塔顶的流动压降2降低塔顶馏出管线的流动压降3降低塔中的油气分压4控制减压塔炉出口温度,75,7.5减压蒸馏塔,5缩短渣油在塔内的停留时间6采用多个中段循环回流7塔板距大、数量少，汽化段和塔顶设有破沫网8塔底液面与热油泵之间的高度差应大于10米2、润滑油型减压塔1工艺特征①分离精确度要求较高②侧线数量多,76,7.5减压蒸馏塔,2塔温的确定①侧线温度取抽出板上总压的30～50为该处的油气分压，计算该分压下侧线产品的泡点温度。②塔顶温度一般比塔顶循环回流进塔温度高出28～40℃。③塔底温度通常比汽化段的温度低5～10℃。,77,7.5减压蒸馏塔,3、燃料型减压塔燃料型减压塔只生产催化裂化或加氢裂化的原料。1工艺特征①塔板数大幅度减少②内回流量大大减少③不设侧线汽提塔④汽、液相负荷分布与常压塔有很大的不同⑤汽化段上面设有洗涤段,78,7.5减压蒸馏塔,2塔温的确定①汽化段温度②塔底温度③侧线温度二、抽真空系统1、抽真空系统的流程,79,7.5减压蒸馏塔,三、蒸汽喷射器的工作原理蒸气喷射器的基本工作原理利用高压水蒸气在喷射时形成的抽力，将系统中的气体抽出形成真空。,80,7.5减压蒸馏塔,四、真空度极限1、真空极限产生的原因水在其温度下有一定饱和蒸气压，所以冷凝器中总是会有若干水蒸气。理论上冷凝器中的残压，最低等于该处温度下水的饱和蒸气压。2、塔顶实际残压塔顶残压＝水饱蒸汽压＋不凝气分压＋管线、冷凝器压降,81,7.5减压蒸馏塔,3、增压喷射泵1目的打破水的饱和蒸汽的对塔顶残压的限制。2方式在减压塔顶馏出物进入第一个冷凝器之前，再安装一台蒸气喷射器使馏出气体增压3原理由于增压喷射器直接与减压塔顶馏出线直接联接，所以塔顶真空度就不受水温限制。,82,7.5减压蒸馏塔,4效果减顶残压等于增压泵所能形成的残压加上馏出线压降。塔顶残压＝喷射器产生的残压＋馏出管线的压降5缺点所抽入的气体，除不凝气之外，还有水蒸气，故负荷很大。不仅使增压器的尺寸很大，更重要的是工作蒸气耗量很大，大大增加了操作费用和能耗。,83,7.5减压蒸馏塔,五、干式减压蒸馏传统的减压塔使用塔底水蒸汽汽提，并且在加热炉管中注入水蒸汽，其目的是在最高允许温度和汽化段能到达的真空度的限制条件下尽可能地提高减压塔的拔出率。减压塔中使用水蒸汽的不利之处①消耗蒸汽量大；②塔内汽相负荷增大；③增大塔顶冷凝负荷；④含油污水量增大。,84,7.5减压蒸馏塔,1、实现干式减压蒸馏的技术措施不依赖注入水蒸汽以降低油汽分压的减压蒸馏方式称为干式减压蒸馏，而传统使用水蒸汽的方式则称为湿式减压蒸馏实现干式减压蒸馏主要是采取以下的技术措施①使用增压蒸汽喷射器以提高减压塔顶的真空度；②降低从汽化段至塔顶的压降；降低减压炉出口至减压塔入口间的压力降；④设洗涤和喷淋段。,85,7.5减压蒸馏塔,2、使用干式减压蒸馏的效益采用干式减压蒸馏与采用湿式减压蒸馏的结果比较。分析表中数据，可以看到以下几点①由于汽化段真空度的提高，即使汽化段温度比湿式减压蒸馏低8C，仍然可以得到更高的拔出率；②（在同样的汽化段温度下，提高处理量至7089吨原油/天时，虽然汽化段的残压稍有升高，但仍可保持较高的拔出率；③抽真空系统消耗的水蒸汽量反而有所减少；④由于炉出口温度降低，在同样的处理量时，减压炉的热负荷降低，从而节约了燃料；⑤可以减少冷却水用量或减少风机（当用空冷时）的耗电量；⑥节约能耗约相当于5.36╳104千焦/吨原油；⑦塔底渣油温位的提高有利于热量的回收利用。,86,初馏塔及常压炉流程图画面,87,常压塔及汽提塔流程图画面,88,减压炉流程图画面,加热炉动态画面（1）；加热炉动态画面（2）,89,减压塔流程图画面,90,7.6蒸馏设备防腐,一、定义指材料特别是金属材料与周围介质作用生成相应化合物而丧失其原来性质的过程。二、腐蚀的危害1、设备腐蚀将带来事故灾害2、设备腐蚀提高了能耗3、增加了检修次数和延长了停产检修时间4、设备腐蚀造成了经济损失5、设备腐蚀污染了产品,91,,6、设备腐蚀将影响催化剂的活性7、备腐蚀增加了钢材的消耗三、蒸馏设备腐蚀的分类腐蚀按其作用的机理可分为化学腐蚀、电化学腐蚀和物理腐蚀三类。1、化学腐蚀（chemicalcorrosion）1HCl－H2O型,92,,在蒸馏前虽原油经过脱盐脱水，但仍然含有一定量的无机盐和水。如NaCl、MgCl2、CaCl2，NaCl不易受热水解，但MgCl2和CaCl2在120℃时即开始水解生成HCl,93,,2H2S－HCl－H2O型3硫腐蚀（sulfurorrosion）①低温S腐蚀②高温S腐蚀4有机酸腐蚀,94,,2RCOOH＋Fe→FeRCOO2＋H2↑2、电化学腐蚀（electrochemicalcorrosion）1析氢腐蚀2耗氧腐蚀3、冲蚀（erosion）四、防腐措施,95,,①选择合理的工艺流程和生产参数，以减少腐蚀介质和降低腐蚀速度；②选用耐腐蚀材料，采用涂料和衬里，采取适当的制造和施工方法；③在设备设计中，采用合理的结构形状、流速和必要的防腐裕度；④采用阴极保护和阳极保护；⑤使用中和剂和缓蚀剂等。,96,,因原油蒸馏装置中，主要存在的是H2S、HCl，故主要讨论怎样解决HCl－H2S－H2O型腐蚀的问题。国内外炼厂普遍采取“一脱四注”工艺※原油脱盐※原油注碱※塔顶馏线注氨※注缓蚀剂※注水,97,,“一脱四注”工艺如图所示。,98,电脱盐流程图画面,99,,1、原油电脱盐2、原油注碱3、塔顶馏出线注NH34、塔顶馏出线注缓蚀剂5、塔顶馏线注H2O,100,,6、其它防腐措施1高温硫腐蚀的防止和减轻主要靠耐腐蚀材料和衬里。2为了减轻电化学腐蚀，可采取下列措施◆尽量采用负电势相近的两种金属；◆两种金属进行电绝缘，防止腐蚀电流通过；◆采用耐腐蚀的涂层。3为了减轻冲蚀，应该选择合理的流速。,101,7.7原油蒸馏装置工艺流程,一、流程设计内容原油蒸馏工艺流程设计主要考虑以下几个问题1流程方案的制定2汽化段数的确定3回流方式的选择4换热方案的确定二、基本设计原则,102,,1、原油特性作为加工对象，原油的特性是考虑问题的出发点。原油的类型、化学组成的特点如石蜡、沥青、硫含量等、馏分组成情况等，都必须在流程中反映出来。2、产品方案原油加工的产品方案是设计和分析流程时另一个基本因素。1燃料型2燃料-化工型3燃料-润滑油型,103,,3、装置处理量4、技术经济分析三、汽化段数的确定1、汽化段数定义在原油蒸馏流程中，原油经过加热汽化蒸馏的次数，称为汽化段数。2、原油蒸馏工艺,104,,,105,,,106,,3、影响预汽化塔设置的因素1原油的轻馏分含量2原油中溶解的气体烃含量3原油脱水效果4原油中含硫量和含盐量5原油中重金属的含量,107,,4、设置预汽化塔的缺点1流程复杂化2常压塔汽化段温度提高四、换热流程1、最优换热方案的判断标准1设备费用2操作费用,108,,2、方案制定中的问题1换回收率和原油预热温度2热源的选择①温位和热容量②利用低温位热能③减压渣油的热能④本装置热源与外部热源,109,,3换热流程目的在服从工艺要求的前提下经济合理地、最大限度地回收热量。①换热方式②换热路数,110,,③换热顺序A、若主要目的是将冷流加热时，一般总是先与温度较低的热源换热，然后再与温度较高的热源换热，这样总的平均温差比较大。B、对于热容量较小的热源，由于换热过程中温度下降很快，出口端温差小，即使是温位高，也应排在较前面。C、对于热容量大，温位又高的热源，应该多次换热，如减压渣油。④换热量及其分配,111,,⑤冷热流路程五、换热流程的最优化优化目标投资少、操作费用少、而回收热量的价值高，达到最好的经济效益。,112,7.8裂化产物分馏塔,一、催化裂化分馏塔1、催化裂化分馏塔的工艺特征塔进料干气（H2、C1、C2烃以及少量N2、CO、CO2和H2S）；液化气（C3、C4烃）、汽油、柴油、高沸点残渣油。进料状态460～510℃的高温过热油气。,113,,1分馏塔底部设有脱过热段2采用塔顶循环回流,①作用A、使上升油气温度↙到饱和温度以便进行精馏；B、将高沸点油浆和夹带的固体粉末冷凝或淋洗下来②结构采用人字形换热板，而不用普遍塔板。,①催化裂化分馏塔塔顶有大量不凝气存在；②裂化气还要进入富气压缩机压送至一个工序加工，压缩机入口压力过低不利于压缩机操作。,114,,3大量采用循环回流2、分馏精确度分馏精度和原油蒸馏一样，以相邻馏分间的ASTM5～95脱空来表示。3、操作条件分馏塔各温度的确定方法与原油常压精馏塔相同。二、焦化分馏塔,115,,1、焦化分馏塔的工艺特征1与催化裂化分馏塔相似，在塔底部设有一个换热段；2减压渣油入口位置在塔底换热段上面。3采用较多循环回流中段循环回流、塔顶循环回流。焦化分馏塔的产品分离要求容易达到。2、分馏精确度以相邻馏分间的ASTM5～95脱空来表示,116,,3、操作条件1塔顶压力通常为300kPa；塔底至塔顶的压降约为35kPa；2塔内各温度的计算方法与催化裂化分馏塔相似。,典型的焦化分馏塔各点温度塔顶～100℃；轻柴油抽出板～215℃；蜡油抽出板～370℃；塔底～345℃。,