1、1,石油煉制工程(下篇),主講：邱奎 Tel：60884420 Email ： 重慶科技學(xué)院 2008年8月,2,第七章 石油蒸餾過程 蒸餾是將液體混合物按其所含組分的沸點(diǎn)或蒸汽壓的不同而分離為輕重不同的各種餾分，或者是分離為近似純的產(chǎn)物。在煉廠中，可以遇到多種形式的蒸餾操作，但可以把它們歸納為三種基本類型。,3,1、閃蒸平衡汽化 進(jìn)料以某種方式被加熱至部分汽化，經(jīng)過減壓設(shè)施，在一個(gè)容器（如：閃蒸罐、蒸發(fā)塔、蒸餾塔的汽化段等）的空間內(nèi)，在一定的溫度、壓力下，氣液兩相迅即分離，得到相應(yīng)的氣相和液相產(chǎn)物，此過程即為閃蒸。 上述過程中，如果氣、液兩相有足夠的時(shí)間密切接觸，達(dá)到平衡狀態(tài)，則這種汽化方式

2、稱為平衡汽化。 平衡汽化的逆過程稱為平衡冷凝。,4,2. 簡單蒸餾漸次汽化 簡單蒸餾是實(shí)驗(yàn)室或小型裝置上常用于濃縮物料或粗略分割油料的一種蒸餾方法。液體混合物在蒸餾釜中被加熱，在一定壓力下，當(dāng)溫度達(dá)到混合物的泡點(diǎn)溫度時(shí)，液體即開始汽化，生成微量蒸氣。生成的蒸氣當(dāng)即被引出并經(jīng)冷凝冷卻后收集起來，同時(shí)液體繼續(xù)加熱，繼續(xù)生成蒸氣并被引出。這種蒸餾方式稱為簡單蒸餾或微分蒸餾。 在簡單蒸餾中，每個(gè)瞬間形成的蒸氣都與殘存液相處于平衡狀態(tài)，在整個(gè)蒸餾過程中，所產(chǎn)生的一系列微量蒸氣的組成是不斷變化的。,5,3.精餾 精餾有連續(xù)式和間歇式兩種，現(xiàn)代石油加工裝置中都采用連續(xù)式精餾；沿著精餾塔高度建立了兩個(gè)梯度：

3、溫度梯度，即自塔底至塔頂溫度逐級(jí)下降。 濃度梯度，即氣、液相物流的輕組分濃度自塔底至塔頂逐級(jí)增大。 借助于精餾過程，可以得到一定沸程的餾分，也可以得到純度很高的產(chǎn)品。對(duì)于石油精餾，一般只要求其產(chǎn)品是有規(guī)定沸程的餾分，在煉油廠中，常常有些精餾塔在精餾段抽出一個(gè)或幾個(gè)側(cè)線產(chǎn)品，也有一些精餾塔只有精餾段或提餾段。,6,第一節(jié) 石油及其餾分的氣一液平衡 一、氣一液相平衡及相平衡常數(shù) 當(dāng)體系中氣、液兩相呈平衡時(shí)，整個(gè)相平衡體系的溫度和壓力都是均勻的。按熱力學(xué)第二定律有：,式中,氣相和液相中組分i的化學(xué)位。,對(duì)于非理想溶液，則組分的逸度應(yīng)當(dāng)代以活度來處理相平衡關(guān)系，在氣液傳質(zhì)過程中，氣液平衡時(shí)某組分在氣相

4、中的濃度與其在液相中濃度的比值稱為相平衡常數(shù)。,7,平衡常數(shù)k值求法有幾種，介紹如下： 1PTK列線圖法 P196圖75是輕質(zhì)烴的PTK列線圖，反映了相平衡常數(shù)與壓力和溫度的關(guān)系。此法求得的相平衡常數(shù)值只是溫度和壓力的函數(shù)，而與混合物的組成無關(guān)。顯然，此法只適用于氣相和液相都是理想溶液的體系。此法的精確度雖然不是很高，但是對(duì)一般工程計(jì)算是適用的，而且方法簡捷。,8,2會(huì)聚壓法 對(duì)于非理想溶液，混合物的組成對(duì)相平衡常數(shù)有影響。對(duì)于這個(gè)影響，在用熱力學(xué)參數(shù)計(jì)算的方法中是借助于活度系數(shù)來進(jìn)行“校正”的。此外，還有另一種解決辦法，就是引進(jìn)一個(gè)新的參數(shù)會(huì)聚壓。,9,為便于說明什么是體系的會(huì)聚壓，以一個(gè)由

5、組分A(低沸組分)和B(高沸組分)組成的二元混合物為例。將A和B在恒溫下的相平衡常數(shù)K隨壓力P的變化予以標(biāo)繪，得到如圖76所示的logKlogP關(guān)系曲線。如果是理想溶液，則A和B是兩條互不相關(guān)的直線(如虛線所示)，它們不會(huì)交匯。然而在高壓條件下，實(shí)際混合物必然是非理想溶液，表現(xiàn)出與理想溶液有明顯的差別：A、B兩條曲線互相趨近，最后于K=1.0處會(huì)聚于一點(diǎn)。對(duì)應(yīng)于這個(gè)會(huì)聚點(diǎn)的壓力就稱為混合物的會(huì)聚壓或收斂壓Pcv，如果所選的溫度條件正好是混合物的臨界溫度Tc，則此時(shí)的會(huì)聚壓就等于體系的臨界壓力PC。只要溫度不高于混合物中最重組分的臨界溫度，就會(huì)出現(xiàn)會(huì)聚現(xiàn)象，只是溫度不同時(shí)，體系的會(huì)聚壓數(shù)值也不相

6、同。,10,3. K值的內(nèi)插和外延 在缺乏所需相平衡常數(shù)資料的情況下，可以考慮根據(jù)已有的數(shù)據(jù)進(jìn)行內(nèi)插和外延，但應(yīng)注意限度。同樣分子特征的化合物，如同系物，在溫度和壓力一定時(shí)，它們的logK與相對(duì)分子質(zhì)量M的關(guān)系是一條直線。因此，已知幾個(gè)同系物的K值，可以用內(nèi)插法或在不大的范圍內(nèi)外延的辦法來求取其他同類化合物的K值。 在恒溫下，將logK對(duì)總壓作圖，也可得一直線，在對(duì)比壓力Pr0.4的范圍內(nèi)，可以延長直線以估定其他壓力下的K值。 在恒壓下，將logK對(duì)溫度作圖所得的曲線，可外延到對(duì)比溫度Tr=0.5處，從而得到其他溫度下的K值。,11,二、石油及石油餾分的蒸餾曲線 1. 恩氏蒸餾曲線 恩氏蒸餾是

7、一種簡單蒸餾，它是以規(guī)格化的儀器和在規(guī)定的實(shí)驗(yàn)條件下進(jìn)行的，故是一種提條件性的試驗(yàn)方法。將餾出溫度（氣相溫度）對(duì)餾出量（體積百分率）作圖，得到恩氏蒸餾曲線。 恩氏蒸餾的本質(zhì)是漸次汽化，基本上沒有精餾作用，因而不能顯示油品中各組分的實(shí)際沸點(diǎn)，但能反映油品在一定條件下的汽化性能，簡單易行，所以，廣泛用作反映油品汽化性能的一種規(guī)格試驗(yàn)。,12,恩氏蒸餾曲線,13,2. 實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線 實(shí)沸點(diǎn)蒸餾是一種實(shí)驗(yàn)室間歇蒸餾。油品的實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線大體上反映各組分沸點(diǎn)變遷情況的連續(xù)曲線。,實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線,14,3. 平衡汽化曲線 在實(shí)驗(yàn)室平衡汽化設(shè)備中，將油品加熱汽化，使氣液兩相在恒定的壓力和溫度下密切接觸一段

8、足夠長的時(shí)間迅即分離，即可得到油品在該條件下的平衡汽化率。在恒壓下選擇幾個(gè)合適的溫度（至少五個(gè)）進(jìn)行試驗(yàn)，就可得到恒壓下平衡汽化率與溫度的關(guān)系。以汽化溫度對(duì)汽化率作圖，即可得油品的平衡汽化曲線。 根據(jù)平衡汽化曲線，可以確定油品在不同汽化率時(shí)的溫度（如精餾塔進(jìn)料段的溫度），泡點(diǎn)溫度（如精餾塔側(cè)線溫度和塔底溫度），露點(diǎn)溫度（精餾塔頂溫度）等。,15,平衡汽化曲線,平衡汽化曲線,16,4. 三種蒸餾曲線的比較 同一種油品的三種蒸餾曲線，就曲線的斜率而言，平衡汽化曲線最平緩，恩氏蒸餾曲線比較陡，而實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線的斜率最大。這種差別正是這三種蒸餾方式分離效率的差別的反映，即實(shí)沸點(diǎn)蒸餾的分離精確度最高，恩

9、氏蒸餾次之，而平衡汽化最差。這是由三種蒸餾的本質(zhì)所決定。,17,5. 蒸餾曲線的相互換算 (1)常壓蒸餾曲線的互相換算 a.常壓恩氏蒸餾曲線和實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線的互換 互換時(shí)，可利用實(shí)沸點(diǎn)蒸餾50%餾出溫度與恩氏蒸餾50%餾出溫度的關(guān)系圖和實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線各段溫差與恩氏蒸餾曲線各段溫差的關(guān)系圖。 這兩張圖適用于特性因素 =11.8，沸點(diǎn)低于427的油品。計(jì)算餾出溫度與實(shí)驗(yàn)相差約5.5，偏離規(guī)定條件時(shí)可能產(chǎn)生重大誤差。,18,b）常壓恩氏蒸餾曲線和平衡汽化曲線的互換 互換時(shí)，可利用常壓恩氏蒸餾50%點(diǎn)與平衡汽化50%點(diǎn)的換算圖和平衡汽化曲線各段溫差與恩氏蒸餾曲線各段溫差的關(guān)系圖。 這兩張圖適用于特性因

10、素 =11.8，沸點(diǎn)低于427的油品，計(jì)算餾出溫度與實(shí)驗(yàn)偏差在8.3以內(nèi)。 c）常壓實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線和平衡汽化曲線的互換 互換時(shí)，可利用經(jīng)驗(yàn)圖表常壓實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線與平衡汽化曲線的換算。該圖引進(jìn)了參考線的概念，所謂參考線是指通過實(shí)沸點(diǎn)蒸餾或平衡汽化曲線的10%點(diǎn)與70%點(diǎn)的直線。,19,（ 2 ）減壓1.33 kPa（殘壓10 mmHg）蒸餾曲線的互換 殘壓1.33 kPa（10 mmHg）的各種蒸餾曲線的互相換算可以采用經(jīng)驗(yàn)圖表： （3）減壓1.33 kPa（殘壓10 mmHg）蒸餾曲線換 算為常壓蒸餾曲線 （4）常壓平衡汽化曲線換算為壓力下平衡汽化曲線 （5）常壓與減壓平衡汽化曲線的換算,20

11、,三、復(fù)雜體系汽液平衡的“假多元組分”處理方法 假多元系法：把石油或石油餾分按沸程分為一系列窄餾分，每個(gè)窄餾分都被看作一個(gè)組分，稱為假組分或虛擬組分，同時(shí)以窄組分的平均沸點(diǎn)、密度、平均相對(duì)分子質(zhì)量等表征各假組分的性質(zhì)。這樣，石油餾分這一復(fù)雜混合物就可以看成是由一定數(shù)量假組分構(gòu)成的假多元系混合物，然后按多元系氣液平衡的處理方法進(jìn)行計(jì)算。這種處理方法稱為假組分法或假多元系法。,21,四、油一水不互溶體系的氣一液平衡 水在油中的溶解度很微小，一般情況下都把水和油的混合物看作是不互溶體系。至于氣相，則任何氣體都能均勻混合。因此，所謂不互溶只是指液相而言。 在石油蒸餾塔中，常常吹入一定量的過熱水蒸氣以降

12、低油氣分壓而幫助它汽化；塔頂?shù)臍庀囵s出物往往在水蒸氣的存在下冷凝冷卻等等。這些情況可歸納成三種類型，即：過熱水蒸氣存在下油的汽化；飽和水蒸氣存在下油的汽化；油氣水蒸氣混合物的冷凝。,22,1.過熱水蒸氣存在下油的汽化 在這種情況下，水蒸氣始終處于過熱狀態(tài)，即沒有液相水的存在。 在氣相中 式中P 體系總壓； PA A蒸氣的分壓； PS 水蒸氣的分壓。 由于只有A一個(gè)液相，而且與汽相呈平衡， 故 式中為純A的飽和蒸氣壓。,23,當(dāng)體系總壓一定時(shí)，而且沒有水蒸氣存在，則液體A要在時(shí)才能沸騰。可是在水蒸氣存在時(shí)，只要A就能沸騰?；蛘哒f，過熱水蒸氣的存在使A的沸點(diǎn)下降了。 下面再分析一下過熱水蒸氣的數(shù)量

13、的影響。根據(jù)分壓定律，在氣相中，,式中，NS和NA分別為水蒸氣和A蒸氣的摩爾數(shù)。,24,當(dāng)P一定、要求A的汽化量NA一定，則NS增大時(shí)，PA0可降低，換言之，增加NS可以在更低的溫度下得到相同數(shù)量的NA。 當(dāng)P和T都一定時(shí)，方程式的右方為一常數(shù)，則增大NS時(shí)，NA會(huì)按比例增大。 如果體系中的物料不是純物質(zhì)A而是石油餾分O，上述的基本原理仍然適用，但是由于石油餾分不是純物質(zhì)而是一種混合物，在具體計(jì)算中會(huì)帶來一些重要的差別。,25,2.飽和水蒸氣存在下油的汽化 對(duì)于這種情況，在氣相中是水蒸氣和油氣組成的均勻相，在液相中則有不互溶的兩相水相和油相。在平衡時(shí)，,26,3油氣一水蒸氣混合物的冷凝 油氣一

14、水蒸氣混合物的冷凝實(shí)際上就是前邊兩種情況的逆過程。在實(shí)際過程中，油氣一水汽混合物是在流動(dòng)中被冷凝冷卻，在流動(dòng)中會(huì)有流動(dòng)壓降，因此，混合物的冷凝過程也不是一個(gè)恒壓過程。但是，此過程的基本原理仍然是一樣的，只是問題變得稍為復(fù)雜一些罷了。在系統(tǒng)壓降不太大時(shí)，為方便起見，?？砂阉?dāng)作恒壓過程來對(duì)待。,27,第二節(jié) 原油精餾塔 一、常減壓蒸餾流程,28,29,30,原油在蒸餾前必須進(jìn)行嚴(yán)格的脫鹽、脫水，脫鹽后原油換熱到230240進(jìn)初餾塔（又稱預(yù)汽化塔），塔頂出輕汽油餾分或重整原料。塔底為拔頭原油經(jīng)常壓爐加熱至360370進(jìn)入常壓分餾塔，塔項(xiàng)出汽油。側(cè)線自上而下分別采出煤油、柴油以及其它油料，常壓塔底油

15、經(jīng)減壓爐加熱到405410送入減壓塔，為了減少管路壓力降和提高減壓塔頂真空度，減壓塔項(xiàng)一般不出產(chǎn)品而直接與抽空設(shè)備聯(lián)接，并采用塔頂循環(huán)回流方式。,31,減壓塔開有34個(gè)側(cè)線，根據(jù)煉油廠的加工類型（燃料型或潤滑油型）不同可生產(chǎn)催化裂化原料或潤滑油料。從原油的處理過程來看，上述常減壓蒸餾裝置分為原油初餾（預(yù)汽化）、常壓蒸餾和減壓蒸餾三部分，油料在每一部分都經(jīng)歷了一次加熱汽化冷凝過程，故稱之為“三段汽化”,32,采用初餾塔的好處是： （1）可顯著減小換熱系統(tǒng)壓力降，避免原油泵出口壓力過高，減少動(dòng)力消耗和設(shè)備泄漏的可能性。 （2）可避免或減小當(dāng)原油脫鹽脫水不好時(shí)引起的流動(dòng)阻力增大及系統(tǒng)操作不穩(wěn)。 （3

16、）減輕主塔（常壓塔）塔項(xiàng)系統(tǒng)腐蝕，初餾塔可得到含砷量低的重整原料。 此外，設(shè)置初餾塔有利于裝置處理能力的提高。,33,“一脫四注”,一、“一脫” 原油中含有鹽類，與水發(fā)生水解反應(yīng)生成鹽酸，有腐蝕性。 煉油廠采用電脫鹽的方法，鹽類溶解在水中，脫鹽和脫水是同時(shí)進(jìn)行的。,34,二、“四注” 1.注氨：中和鹽酸和硫化氫，增強(qiáng)緩蝕劑 的作用。 2.注緩蝕劑：使金屬不被腐蝕。 3.注水：增加水滴的密度使使水滴更易聚 結(jié)，溶解溶解懸浮在油中的鹽。 4.注堿：把油中的鹽轉(zhuǎn)化為不易水解的氯 化鈉。,35,二、原油常壓精餾塔的工藝特征 1. 復(fù)合塔 原油通過常壓蒸餾切割成汽油、煤油、輕柴、重柴和重油等四五種產(chǎn)品。

17、在石油精餾中，各產(chǎn)品本身是一種復(fù)雜混合物，產(chǎn)品的分離精度并不要求很高，若采用多塔串聯(lián)，太不經(jīng)濟(jì)。實(shí)際上把幾個(gè)簡單精餾塔重疊起來，它的精餾段相當(dāng)于原來四個(gè)簡單塔的四個(gè)精餾段的組合，而其下段則相當(dāng)于第一個(gè)塔的提餾段，這樣的塔稱為復(fù)合塔或復(fù)雜塔。,36,2. 汽提塔和汽提段 在復(fù)合塔內(nèi)，在汽油、煤油、柴油等產(chǎn)品之間只有精餾段而沒有提餾段，側(cè)線產(chǎn)品中必然含有相當(dāng)數(shù)量的輕餾分，這樣不僅影響側(cè)線產(chǎn)品的質(zhì)量（如輕柴油的閃點(diǎn)等），而且降低了較輕餾分的產(chǎn)率。為此，在常壓塔的外側(cè)，為側(cè)線產(chǎn)品設(shè)汽提塔，在汽提塔低部吹入少量過熱水蒸氣以降低側(cè)線產(chǎn)品的油氣分壓，使混入產(chǎn)品中的較輕餾分汽化而返回常壓塔。這種汽提塔和精餾塔

18、的提餾段在本質(zhì)上是不同的。見P235,37,有些情況側(cè)線的汽提塔不采用水蒸氣，而使用再沸器，原因是： 產(chǎn)品中會(huì)溶解微量水分，對(duì)有些要求低凝點(diǎn)或低冰點(diǎn)的產(chǎn)品，有影響。 水的用量增加了塔內(nèi)的氣相負(fù)荷。 水蒸氣的冷凝潛熱很大，采用再沸器的能降低塔頂冷凝器的負(fù)荷。 有助于減少裝置的含油污水量。,38,3. 全塔熱平衡 常壓塔塔底不設(shè)再沸器，熱量來源幾乎完全靠原油本身帶入，全塔熱平衡引出的結(jié)果如下： （1）常壓塔進(jìn)料應(yīng)有適當(dāng)?shù)倪^汽化率 （2）常壓塔的回流比是由全塔熱平衡決定的，變化的余地不大。 多元系精餾與原油精餾不同： 多元系精餾的回流比是由分離精確度要求決定，全塔熱平衡是通過調(diào)節(jié)再沸器負(fù)荷來達(dá)到。常

19、壓塔產(chǎn)品要求的分離精確度不高，只要塔板數(shù)選擇適當(dāng)，在一般情況下，由全塔熱平衡所確定的回流比已完全能滿足精餾的要求；操作中，如回流比過大，則必然會(huì)引起塔的各點(diǎn)溫度下降，餾出產(chǎn)品變輕，拔出率降低。,39,4. 恒分子流的假定完全不適用 石油是復(fù)雜的混合物，各組分之間的性質(zhì)有很大差別，它們的摩爾汽化潛熱相差很遠(yuǎn)，沸點(diǎn)之間的差別甚至可相差幾百度，如常壓塔塔頂和塔底之間溫差可達(dá)250左右。顯然，以精餾塔上下溫差不大、塔內(nèi)各組分的摩爾汽化潛熱相近為基礎(chǔ)所作出的恒摩爾流假設(shè)對(duì)常壓塔完全不適用。,40,三、分餾精確度 1.分餾精確度的表示方法 對(duì)于石油精餾塔中相鄰兩個(gè)餾分之間的分餾精確度，則通常用該兩個(gè)餾分的

20、餾分組成或蒸餾曲線(一般是恩氏蒸餾曲線)的相互關(guān)系來表示: 恩氏蒸餾（0100）間隙=t0Ht100L 在實(shí)際應(yīng)用中，恩氏蒸餾的t0%和t100%不易得到準(zhǔn)確數(shù)值，通常是用較重餾分的5點(diǎn)t5H與較輕餾分的95點(diǎn)t95L之間的差值來表示分餾精確度，即， 恩氏蒸餾（595）間隙=t5Ht95L 上式結(jié)果為負(fù)值時(shí)表示重疊。,41,相鄰餾分蒸餾中出現(xiàn)的“間歇”和“重疊”現(xiàn)象,42,2.分餾精確度與回流比、塔板數(shù)的關(guān)系 影響分餾精確度的主要因素是物系中組分之間分離的難易程度、回流比和塔板數(shù)。對(duì)二元和多元物系，分離的難易程度可以組分之間的相對(duì)揮發(fā)度來表示；對(duì)于石油餾分則可以用兩餾分的恩氏蒸餾50點(diǎn)溫度之差

21、t50來表示。 石油精餾塔的塔板數(shù)主要靠經(jīng)驗(yàn)選用，P239表77、表78是常壓塔板數(shù)的參考值。,43,3實(shí)沸點(diǎn)切割點(diǎn)和產(chǎn)品收率 在實(shí)際工作中，已知各產(chǎn)品所要求的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)，要求確定實(shí)沸點(diǎn)切割點(diǎn)和產(chǎn)品收率。此時(shí)可以用下述的方法。 將產(chǎn)品的恩氏蒸餾初餾點(diǎn)和終餾點(diǎn)換算為實(shí)沸點(diǎn)蒸餾初餾點(diǎn)和終餾點(diǎn)。這個(gè)換算可以采用本章第一節(jié)介紹的方法，也可以用圖741作近似換算。取 為實(shí)沸點(diǎn)切割溫度,44,四、石油精餾塔的氣、液相負(fù)荷分布規(guī)律 精餾塔中的氣、液相負(fù)荷是設(shè)計(jì)塔徑和塔板水力學(xué)計(jì)算的依據(jù)。我們所用的分析工具就是熱平衡。 為了分析石油精餾塔內(nèi)氣、液相負(fù)荷沿塔高的分布規(guī)律，可以選擇幾個(gè)有代表性的截面，作適當(dāng)?shù)母?/p>

22、離體系，然后分別作熱平衡計(jì)算，求出它們的氣、液負(fù)荷，從而了解它們的沿塔高的分布規(guī)律。下面我們以常壓精餾塔為例進(jìn)行分析。,45,1塔頂氣、液相負(fù)荷 對(duì)常壓精餾塔作熱平衡。為簡化計(jì)，側(cè)線汽提蒸汽量暫不計(jì)入。先不考慮塔頂回流， 則進(jìn)入該隔離體系的熱量，,離開隔離體系的熱量，,=D,46,Q是為了達(dá)到全塔熱平衡必須由塔頂回流取走的熱量，亦即全塔回流熱。所以， 塔頂回流量， 塔頂氣相負(fù)荷 (kmolh)=Lo+D+S,L0(kmol/h)Q(hl0,t1vhl0，t0L),47,2汽化段氣、液相負(fù)荷 如果將過汽化度忽略，則汽化段液相負(fù)荷(亦即從精餾段最低一層塔板n流下的液相回流量)為,實(shí)際計(jì)算中應(yīng)將過汽

23、化量計(jì)入，此時(shí)不等于零。,氣相負(fù)荷(亦即從汽化段進(jìn)入精餾段的氣相流量)為，,48,3最低側(cè)線抽出板下方的氣、液相負(fù)荷 作隔離體系I，并對(duì)隔離體系I作熱平衡。 暫不計(jì)液相回流在n板上汽化時(shí)焓的變化，則進(jìn)出隔離體系I的熱量，,在精餾過程中，沿塔高自下而上有一個(gè)溫度 梯度，故,，因此，,49,可見，即使在汽化段處沒有 液相回流的情況下，汽化段 上方的塔板上已有回流出現(xiàn)，,就是第n-1板下的液相負(fù)荷。,第n板上的氣相負(fù)荷， Vn(kmolh)=D+M+G+S+,50,現(xiàn)在考察柴油抽出板(第m1板)下的 ，,在圖744作隔離體系，并作體系的熱平衡。 進(jìn)出隔離體系的熱量如下,令m板上的回流熱為,從第m1板

24、流至第m板的液相回流量為,51,前面提到：,即自汽化段以上，沿塔高上行，須由塔板上取走 的回流熱逐板增大。由此可得出結(jié)論：沿著石油 精餾塔自下而上，各層塔板上的油料愈來愈輕， 平均相對(duì)分子質(zhì)量愈來愈小，其摩爾汽化潛熱也 不斷減小，但是每層板上的回流熱卻愈來愈大。 由此可以判斷：以摩爾表示的液相回流量沿塔高 自下而上是逐漸增大的即,52,現(xiàn)再分析氣相負(fù)荷，自第n板上升的氣相負(fù)荷應(yīng)為， Vn(kmolh)=D+M+G+S+Ln1 自第m板上升的汽相負(fù)荷應(yīng)為， Vm (kmolh)=D+M+G+S+Ln1 既然,和液相回流的變化規(guī)律相同，以摩爾流量表示 的氣相負(fù)荷也是沿塔的高度自下而上地增加的。,顯

25、然 VmVn,53,4經(jīng)過側(cè)線抽出板時(shí)氣、液相負(fù)荷的變化 以柴油側(cè)線抽出板m1板為例。仍用圖744對(duì)隔離體系作熱平衡。先不計(jì)回流 則：,第m1板上的回流熱，,故由第m2板流至第m1板的液相回流量為，,54,由此又可得一結(jié)論：沿塔高自下而上，每經(jīng)過一個(gè)側(cè)線抽出塔板，液相回流量除由于塔板溫降所造成的少量增加外，另有一個(gè)突然的增加。這個(gè)突增量可以認(rèn)為等于側(cè)線抽出量。 至于側(cè)線抽出板上的氣相負(fù)荷，則情況與液相負(fù)荷有所不同。柴油抽出板上的氣相負(fù)荷為,與式（765）的Vm相比較，Vm1中減少了G,但是Lm2比Lm1卻除了因塔板溫降而引的少量增加外，還增加了一個(gè)突增量，這個(gè)突增量正好相當(dāng)于式(766)中的G

26、。因此，在經(jīng)過側(cè)線抽出板時(shí)，雖然液相負(fù)荷有一個(gè)突然的增量，而氣相負(fù)荷卻仍然只是平緩地增大。,55,5塔頂?shù)谝?、二層塔板之間的汽、液相負(fù)荷 前面討論的從汽化段往上的液相回流分布情況所涉及的回流都是熱回流。到了塔頂?shù)谝话迳?，情況發(fā)生了變化，進(jìn)入塔頂?shù)谝话迳系囊合嗷亓鞑皇菬峄亓鞫抢浠亓?，即是溫度低于泡點(diǎn)的液體。因此，在第一板上的回流量的變化不同于其下面各板上回流變化的規(guī)律。下面我們分析一下回流量在一、二層板之間的變化情況。 令 為第2板上的回流熱， 為第1板上的回流熱。在不設(shè)循環(huán)回流時(shí)， 也就是全塔回流熱。從第一板流至第二板的回流量為，,56,塔頂冷回流量為,由于相鄰兩板的溫差不大，為方便比較，可

27、近似 地認(rèn)為,，,又因相鄰兩板上液體的組成和性質(zhì)，相近，因而 又可以簡化地認(rèn)為,即，沿塔高自下而上，液相回流逐板增大， 至第二板上達(dá)到最大，而到第一板上則有 一明顯的突降。,57,精餾塔內(nèi)的氣、液相負(fù)荷分布規(guī)律可歸納如下(不考慮汽提水蒸氣)： 原油進(jìn)入汽化段后，其氣相部分進(jìn)入精餾段。自下而上，由于溫度逐板下降引起液相回流量(kmolh)逐漸增大，因而氣相負(fù)荷(kmolh)也不斷增大。到塔頂?shù)谝?、二層塔板之間，氣相負(fù)荷達(dá)到最大值。經(jīng)過第一板后，氣相負(fù)荷顯著減小。從塔頂送入的冷回流，經(jīng)第一板后變成了熱回流(即處于飽和狀態(tài))，液相回流量有較大幅度的增加，達(dá)到最大值。在這以后自上而下，液相回流量逐板減

28、小。每經(jīng)過一層側(cè)線抽出板，液相負(fù)荷均有突然的下降，其減少的量相當(dāng)于側(cè)線抽出量。到了汽化段，如果進(jìn)料沒有過汽化量，則從精餾段末層塔板流向汽化段的液相回流量等于零。通常原油入精餾塔時(shí)都有一定的過汽化度，則在汽化段會(huì)有少量液相回流，其數(shù)量與過汽化量相等。,58,進(jìn)料的液相部分向下流入汽提段。如果進(jìn)料有過汽化度，則相當(dāng)于過汽化量的液相回流也一齊流入汽提段。由塔底吹入水蒸氣，自下而上地與下流的液相接觸，通過降低油汽分壓的作用，使液相中所攜帶的輕質(zhì)油料汽化。因此，在汽提段，由上而下，液相和氣相負(fù)荷愈來愈小，其變化大小視流入的液相攜帶的輕組分的多寡而定。輕質(zhì)油料汽化所需的潛熱主要靠液相本身來提供，因此液體向

29、下流動(dòng)時(shí)溫度逐板有所下降。,59,2塔頂循環(huán)回流 塔頂循環(huán)回流從塔內(nèi)抽出經(jīng)冷卻至某個(gè)溫度再送回塔中，物流在整個(gè)過程中都是處于液相，而且在塔內(nèi)流動(dòng)時(shí)一般也不發(fā)生相變化，它只是在塔里塔外循環(huán)流動(dòng)，借助于換熱器取走回流熱。 循環(huán)回流的量可由下式計(jì)算：,為了保證塔內(nèi)精餾過程的正常進(jìn)行，在采用循環(huán)回流時(shí)必須在循環(huán)回流的出入口之間增設(shè)23塊換熱塔板，以保證其在流入下一層塔板時(shí)能達(dá)到要求的相應(yīng)的溫度。,60,塔頂循環(huán)回流主要是用在以下幾種情況： 塔頂回流熱較大，考慮回收這部分熱量以降低裝置能耗。 塔頂餾出物中含有較多的不凝氣(例如催化裂化主分餾塔) 要求盡量降低塔頂餾出線及冷凝冷卻系統(tǒng)的流動(dòng)壓降，以保證塔頂

30、壓力不致過高(如催化裂化主分餾塔)，或保證塔內(nèi)有盡可能高的真空度(例如減壓精餾塔)。,61,3中段循環(huán)回流 循環(huán)回流如果設(shè)在精餾塔的中部，就稱為中段循環(huán)回流。石油精餾塔采用中段循環(huán)回流主要是出于以下兩點(diǎn)考慮： 在塔的中部取走一部分回流熱，從而使全塔沿塔高的氣、液相負(fù)荷分布比較均勻。 石油精餾塔的回流熱數(shù)量很大，合理回收利用. 對(duì)常壓塔，中段回流取熱量一般以占全塔回流熱的4060為宜。,62,設(shè)置中段循環(huán)回流時(shí)，還須考慮以下幾個(gè)具體問題： 中段循環(huán)回流的數(shù)目：對(duì)有三、四個(gè)側(cè)線的精餾塔，用兩個(gè)中段回流；對(duì)只有一、二個(gè)側(cè)線的塔，以采用一個(gè)中段回流為宜。塔頂和一線之間，一般不設(shè)中段回流。 中段循環(huán)回流

31、進(jìn)出口的溫差：國外采用的溫差常在6080上下，國內(nèi)則多用80120。 中段循環(huán)回流的進(jìn)出口位置。中段回流的進(jìn)塔口一般設(shè)在抽出口的上部。在兩個(gè)側(cè)線之間。,63,六、操作條件的確定 操作壓力 原油常壓精餾塔的最低操作壓力最終是受制于塔頂產(chǎn)品接受罐的溫度下的塔頂產(chǎn)品的泡點(diǎn)壓力。為了克服塔頂流出物流經(jīng)管線和設(shè)備的流動(dòng)阻力，常壓塔頂?shù)膲毫?yīng)稍高于產(chǎn)品接受罐的壓力。 在確定塔頂產(chǎn)品接受罐或回流罐的操作壓力后，加上塔頂流出物流經(jīng)管線、管件和冷凝冷卻設(shè)備的壓降即可計(jì)算得塔頂?shù)牟僮鲏毫Α８鶕?jù)經(jīng)驗(yàn)，通過冷凝器或換熱器殼程包括連接管線在內(nèi)的壓降一般約為0.02MPa，使用空冷器時(shí)的壓降可能稍低些國內(nèi)多數(shù)常壓塔得塔頂

32、操作壓力大約在0.130.16MPa之間。,64,塔頂操作壓力確定后，塔的各部位的操作壓力也隨之可以計(jì)算的。塔的各部位的操作壓力與油氣流經(jīng)塔板時(shí)所造成的壓降有關(guān)。油氣由上而下流動(dòng)，故塔內(nèi)壓力又下而上逐漸降低。 由加熱爐出口經(jīng)轉(zhuǎn)油線到精餾塔汽化段的壓力降通常為0.034MPa，因此，由汽化段的壓力即可推算出爐出口壓力。,65,操作溫度 先假設(shè)某處溫度為t，做熱平衡以求得該處的回流量和油氣分壓，再利用相平衡關(guān)系平衡汽化曲線，求得相應(yīng)的溫度(泡點(diǎn)、露點(diǎn)或一定氣化率的溫度)。與t的誤差應(yīng)小于1%，否則須另設(shè)溫度t ，重新計(jì)算直至達(dá)到要求的精度為止。 假設(shè)溫度的初值： 在塔內(nèi)有水蒸氣存在的情況下，常壓塔

33、頂汽油蒸氣的溫度可以大致定為該油品的恩氏蒸餾60%點(diǎn)溫度。 當(dāng)全塔汽提水蒸氣用量不超過進(jìn)料量的12%時(shí)，側(cè)線抽出板溫度大致相當(dāng)于該油品的恩氏蒸餾5%點(diǎn)溫度。,66,各部位操作溫度 汽化段溫度 汽化段溫度就是進(jìn)料的絕熱閃蒸溫度。已知汽化段和爐出口的操作壓力，而且產(chǎn)品總收率或常壓塔拔出率和過汽化度、汽提蒸氣量等也已確定，就可以算出汽化段的油氣分壓。進(jìn)而可以作出進(jìn)料（在常壓塔的情況下即為原油）在常壓下的、在汽化段油氣分壓下的以及爐出口壓力下的三條平衡汽化曲線，如圖715。根據(jù)預(yù)定的汽化段中的總汽化率，由該圖查得汽化段溫度，由和可算出汽化段內(nèi)進(jìn)料的焓值。 在汽化段內(nèi)發(fā)生的是絕熱閃蒸過程。如果忽略轉(zhuǎn)油線

34、的熱損失，則加熱爐出口處進(jìn)料的焓應(yīng)等于汽化段內(nèi)進(jìn)料的焓。加熱爐出口溫度必定高于汽化段溫度，而爐出口處汽化率則必然低于汽化段的汽化率。,67,塔底溫度 一般均采用經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。原油蒸餾裝置的初餾塔、常壓塔及減壓塔的塔底溫度一般比汽化段溫度低510 側(cè)線溫度 側(cè)線抽出溫度應(yīng)該是未經(jīng)汽提的側(cè)線產(chǎn)品在該處的油氣分壓下的泡點(diǎn)溫度。 側(cè)線溫度的計(jì)算要用猜算法。先假設(shè)側(cè)線溫度，作適當(dāng)?shù)母綦x體和熱平衡，求出回流量，算得油氣分壓，再求得該油氣分壓下的泡點(diǎn)溫度。應(yīng)與假設(shè)的相符，否則重新假設(shè)，直至達(dá)到要求的精度為止。這里要說明兩點(diǎn)： 計(jì)算側(cè)線溫度時(shí)，最好從最低的側(cè)線開始，這樣計(jì)算比較方便。 為了計(jì)算油氣分壓，所謂的側(cè)線

35、產(chǎn)品的油氣分壓即是指該處內(nèi)回流蒸氣的分壓。,68,塔頂溫度 塔頂溫度是塔頂產(chǎn)品在其本身油氣分壓下的露點(diǎn)溫度。算出油氣分壓后，求出塔頂產(chǎn)品在此油氣分壓下的露點(diǎn)溫度，以此校核所假設(shè)的塔頂溫度。 原油初餾塔、常壓塔的塔頂不凝氣量很少，可忽略不計(jì)。忽略不凝氣以后求得的塔頂溫度較實(shí)際塔頂溫度約高出3，可將計(jì)算所得的塔頂溫度乘以系數(shù)0.97作為采用的塔頂溫度。 在確定塔頂溫度時(shí)，應(yīng)同時(shí)校核水蒸氣在塔頂是否會(huì)冷凝。若水蒸氣的分壓高于塔頂溫度下水的飽和蒸氣壓，則水蒸氣就會(huì)冷凝。,69,側(cè)線汽提塔塔底溫度 當(dāng)用水蒸氣汽提時(shí)，汽提塔塔底溫度比側(cè)線抽出溫度約低810C，有的也可能低得更多些。當(dāng)需要嚴(yán)格計(jì)算時(shí)，可以根

36、據(jù)汽提出的輕組分的量通過熱平衡計(jì)算求取。 當(dāng)用再沸提餾時(shí)，其溫度為該處壓力下側(cè)線產(chǎn)品的泡點(diǎn)溫度，此溫度有時(shí)可高出該側(cè)線抽出板溫度十幾度。,70,3汽提水蒸氣用量 石油精餾塔的汽提蒸汽一般都是用溫度為400450的過熱水蒸氣(壓力約為03MPa)，用過熱蒸氣的主要原因是防止冷凝水帶入塔內(nèi)。側(cè)線產(chǎn)品汽提的目的主要是驅(qū)除其中的低沸組分，從而提高產(chǎn)品的閃點(diǎn)和改善分餾精確度；常壓塔底汽提主要是為了降低塔底重油中350以前餾分的含量以提高直餾輕質(zhì)油品的收率，同時(shí)也減輕了減壓塔的負(fù)荷，減壓塔底汽提的目的則主要是降低汽化段的油氣分壓，從而在所能達(dá)到的最高溫度和真空度之下盡量提高減壓塔的拔出率。,71,第四章

37、減壓蒸餾塔 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)的不同，減壓塔可分為潤滑油性和燃料型兩種。在一般情況下，無論是哪種類型的減壓塔，都要求有盡可能高的拔出率。減壓蒸餾的核心設(shè)備是減壓精餾塔和它的抽真空系統(tǒng)。,72,一、減壓精餾塔的工藝特征 對(duì)減壓塔的基本要求是在盡量避免油料發(fā)生分解反應(yīng)的條件下盡可能多地拔出減壓餾分油。做到這一點(diǎn)的關(guān)鍵在于提高汽化段的真空度，為了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔頂抽真空系統(tǒng)外，一般還采取以下幾種措施：,73,降低從汽化段到塔頂?shù)牧鲃?dòng)壓降。這一點(diǎn)主要依靠減少塔板數(shù)和降低氣相通過每層塔板的壓降。 降低塔頂油氣流出管線的流動(dòng)壓降?，F(xiàn)代減壓塔塔頂都不出產(chǎn)品，塔頂管線只供抽真空設(shè)備抽出不凝

38、氣之用，采用塔頂循環(huán)回流而不采用塔頂冷回流。 一般的減壓塔塔底汽提蒸汽用量比常壓塔大，其主要目的是降低汽化段中的油氣分壓。當(dāng)汽化段的真空度比較低時(shí)，要求塔底汽提蒸汽量較大。近年來，少用或不用汽提蒸汽的干式減壓蒸餾技術(shù)有較大的發(fā)展。,74,減壓塔汽化段溫度并不是常壓重油在減壓蒸餾系統(tǒng)中所經(jīng)受的最高溫度，此最高溫度的部位是在減壓爐出口。為了避免油品分解，對(duì)減壓爐出口溫度要加以限制，在生產(chǎn)潤滑油是不得超過395，在生產(chǎn)裂化原料是不超過400420，同時(shí)在高溫爐管內(nèi)采用較高的油氣流速以減少停留時(shí)間。 縮短渣油在減壓塔內(nèi)的停留時(shí)間。塔底減壓渣油是最重的物料，如果在高溫下停留時(shí)間過長，則其分解、縮合等反應(yīng)

39、會(huì)進(jìn)行的比較顯著。其結(jié)果，一方面生成較多的不凝氣使減壓塔的真空度下降；另一方面會(huì)造成塔內(nèi)結(jié)焦。因此，減壓塔底部的直徑常?？s小以縮短渣油在塔內(nèi)的停留時(shí)間。,75,除了上述為滿足“避免分解、提高拔出率”這一基本要求而引出的工藝特征外，減壓塔還由于其中的油、氣的物性特點(diǎn)而反映出另一些特征。 在減壓下，油氣、水蒸氣、不凝氣的比容大，比常壓塔中油氣的比容要高出十余倍。盡管減壓蒸餾時(shí)允許采用比常壓塔高的多（通常約兩倍）的空塔線速，減壓塔的直徑還是很大。為此，減壓塔一般采用多個(gè)中段循環(huán)回流，常常是在每兩個(gè)側(cè)線之間都設(shè)中段循環(huán)回流。這樣做也有利于回收利用回流熱。,76,減壓塔處理的油料比較重、粘度比較高，而且

40、還可能含有一些表面活性物質(zhì)。加之塔內(nèi)的蒸氣速度又相當(dāng)高，因此蒸氣穿過塔板上的液層時(shí)形成泡沫的傾向比較嚴(yán)重。為了減少攜帶泡沫，減壓塔內(nèi)的板間距比常壓塔大。加大板間距同時(shí)也是為了減少塔板數(shù)。此外，在塔的進(jìn)料段和塔頂都涉及了很大的氣相破沫空間，并設(shè)有破沫網(wǎng)等設(shè)施。 由于上述各項(xiàng)工藝特征，從外形來看，減壓塔比常壓塔顯得粗而短。此外，減壓塔的底座較高，塔底液面與塔底油抽出泵入口之間的高差在10m左右，這主要是為了給熱油泵提供足夠的灌注頭。,77,潤滑油型減壓塔的工藝特征 潤滑油型減壓塔為后續(xù)的加工過程提供潤滑油料，對(duì)潤滑油型減壓塔的分餾精確度的要求與原油常壓分餾塔差不多，故它的設(shè)計(jì)計(jì)算也與常壓塔大致相同

41、。 由于減壓下餾分之間的相對(duì)揮發(fā)度較大，而且減壓塔內(nèi)采用較大的板間距，故兩個(gè)側(cè)線餾分之間的塔板數(shù)比常壓塔少，一般35塊塔板即能滿足要求。 有的減壓塔的側(cè)線抽出板采用升氣管式（或稱煙囪形）抽出板。這種抽出板形式對(duì)于集油和抽油操作比較好，但是它沒有精餾作用，其壓降約為0.130.26kPa。,78,中段回流可以采用圖758的形式，也可以采用圖759的形式，后者是把中段回流抽出與側(cè)線抽出結(jié)合在一起，這樣可使塔板效率受循環(huán)回流的影響小些，以減少由于中段回流而加設(shè)的塔板的數(shù)目，有利于降低精餾段的總壓降。 對(duì)減壓塔的溫度條件常按如下經(jīng)驗(yàn)來求定： 側(cè)線溫度：取抽出板上總壓的3050%作為油氣分壓計(jì)算側(cè)線油品

42、的泡點(diǎn)： 塔頂溫度：一般比塔頂循環(huán)回流進(jìn)塔溫度高出2840； 塔底溫度通常比汽化段溫度低510，也有多達(dá)攝氏十幾度者。,79,燃料型減壓塔的工藝特征 燃料型減壓塔的主要任務(wù)是為催化裂化和加氫裂化提供原料。對(duì)燃料型減壓塔的基本要求是在控制餾出油中的膠質(zhì)、瀝青質(zhì)和重金屬含量的前提下盡可能提高餾出油的拔出率。為達(dá)到這個(gè)基本要求，燃料型減壓塔具有以下的特點(diǎn)。,80,可以大幅度地減少塔板數(shù)以降低從汽化段至塔頂?shù)膲航怠?可以大大減少內(nèi)回流量，在某些塔段，甚至可使內(nèi)回流量減少到零。這可以通過塔頂循環(huán)回流和中段循環(huán)回流做到。 為了降低餾出油的殘?zhí)贾岛椭亟饘俸?，在汽化段上面設(shè)有洗滌段。洗滌段中設(shè)有塔板和破沫網(wǎng)

43、。所用的回流油可以是最下一個(gè)側(cè)線餾出油，也可以設(shè)循環(huán)回流。為了保證最低側(cè)線抽出板下有一定的回流量，通常應(yīng)用1%2%的過汽化度。對(duì)裂化原料要求嚴(yán)格時(shí)，過汽化度可高達(dá)4%。一般來說，過汽化度不要過高。 燃料型減壓塔的氣、液相負(fù)荷分布與常壓塔或潤滑油型減壓塔有很大的不同。在燃料型減壓塔內(nèi)，除了汽化段上面的幾層板上有內(nèi)回流以外，其余塔段里基本上沒有內(nèi)回流。因此，它的氣、液相負(fù)荷分布無須借助于熱平衡和猜算而可以通過分析直接算出。,81,除了上述特點(diǎn)外，燃料型減壓塔的側(cè)線產(chǎn)品對(duì)閃點(diǎn)沒有要求，可以不設(shè)側(cè)線氣提。 燃料型減壓塔的溫度條件的確定方法如下： 因?yàn)閷?duì)油品的分解反應(yīng)的限制不如對(duì)潤滑油料那樣嚴(yán)格，故進(jìn)料

44、的加熱最高允許溫度可提高至410420。 塔底溫度比汽化段溫度一般低510。 側(cè)線溫度是該處油氣分壓下側(cè)線產(chǎn)品的泡點(diǎn)溫度。由于在洗滌段以上的塔段中沒有內(nèi)回流，因此，側(cè)線抽出板上的油氣分壓的計(jì)算時(shí)將所有油料蒸氣計(jì)算在內(nèi)，只將水蒸氣和不凝氣看作是惰性氣。在計(jì)算油氣分壓時(shí)，有時(shí)也可以根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，取抽出板上總壓的30%50%近似地作為該處的油氣分壓。 近年來，對(duì)燃料型減壓塔傾向于用填料取代塔板并采用干式減壓蒸餾技術(shù)。,82,二、減壓蒸餾的抽真空系統(tǒng) 減壓精餾塔的抽真空設(shè)備可以用蒸汽噴射器（也稱蒸汽噴射泵或抽空器）或機(jī)械真空泵。蒸汽噴射器的結(jié)構(gòu)簡單，沒有運(yùn)轉(zhuǎn)部件，使用可靠而無需動(dòng)力機(jī)械，而且水蒸氣在煉廠中

45、也是既安全又容易得到的。因此，煉油廠中的減壓塔廣泛地采用蒸汽噴射器來產(chǎn)生真空。,83,常減壓蒸餾裝置常用的抽真空系統(tǒng)的流程 減壓塔頂出來的不凝氣、水蒸氣和由它們帶出的少量油氣首先進(jìn)入一個(gè)管殼式冷凝器。水蒸氣和油氣被冷凝后排入水封池，不凝氣則由噴射器抽出從而在冷凝器中形成真空。由一級(jí)噴射器抽來的不凝氣再排入一個(gè)中間冷凝器，將一級(jí)噴射器排出的水蒸氣冷凝。不凝氣再由二級(jí)噴射器抽走而排入大氣。為了消除因排放二級(jí)噴射的蒸汽所產(chǎn)生的噪音以及避免排出的蒸汽的凝結(jié)水灑落在裝置平臺(tái)上，常常再設(shè)一個(gè)后冷器將水蒸氣冷凝而排入水阱，而不凝氣則排入大氣。圖762中的冷凝器是采用間接冷凝的管殼式冷凝器，故通常稱為間接冷凝

46、式二級(jí)抽真空系統(tǒng)。,84,常減壓蒸餾主要操作條件,常壓塔 溫度：原油經(jīng)換熱后達(dá)到300左右，進(jìn)入常壓加熱爐，原油被加熱到360380進(jìn)入常壓塔進(jìn)行蒸餾。塔頂100130 ，常一線（煤油）200 左右，常二線（柴油）280 左右，常三線（重柴油）340 左右。 壓力：塔頂在0.10.16MPa下操作。,85,減壓塔 溫度：常壓塔底油 350左右進(jìn)入減壓加熱 爐，被加熱到380400進(jìn)入減壓塔 進(jìn)行蒸餾。 壓力：減壓塔頂殘壓一般在2060mmHg。,86,減壓塔的工藝特點(diǎn),塔頂和塔底縮徑 塔底縮徑：縮短渣油在塔內(nèi)的停留時(shí)間 塔頂縮徑：使塔內(nèi)氣相負(fù)荷均勻 一般使用填料 燃料型減壓塔有23個(gè)側(cè)線 潤滑

47、油型減壓塔有45個(gè)側(cè)線,87,第八章 熱加工過程,主要內(nèi)容： 石油烴類熱反應(yīng) 焦炭化過程 減粘裂化,88,第一節(jié) 石油烴類的熱反應(yīng) 渣油熱加工過程的反應(yīng)溫度一般在400550 之間，主要有兩類反應(yīng)：裂解反應(yīng)（吸熱），縮合反應(yīng)（放熱反應(yīng)）。 1、烷烴熱裂解反應(yīng)類型： (1) C-C鍵斷裂生成較小分子的烷烴和烯烴； (2) C-H鍵斷裂生成碳原子數(shù)保持不變的烯烴和氫。,89,規(guī)律： (1)C-H鍵的鍵能大于C-C鍵的，因此C-C鍵更易斷裂； (2)長鏈烷烴中，越靠近中間處，其C-C鍵能越小，也就越容易斷裂； (3)隨著分子量增大，烷烴中的C-C鍵及C-H鍵的鍵能都呈減小的趨勢(shì)，也就是說它的熱穩(wěn)定性

48、組建下降； (4)異構(gòu)烷烴中的C-C及C-H鍵的鍵能都小于正構(gòu)烷烴，說明異構(gòu)烷烴更易于斷裂和脫氫； (5)烷烴分子中叔碳上的氫最容易脫除，其次是仲碳上的，而伯碳上的氫最難脫除。 熱力學(xué)判斷，500左右，烷烴脫氫反應(yīng)進(jìn)行的程度不大。,90,2、環(huán)烷烴：烷基側(cè)鏈的斷裂和環(huán)烷環(huán)的斷裂。 3、芳香烴：脫氫縮合反應(yīng)，生成環(huán)數(shù)較多的芳烴，直至生成焦炭。 4、環(huán)烷芳香烴：環(huán)烯烴，芳香烴，高分子的多環(huán)芳香烴。 5、烯烴：與其他烴類交叉反應(yīng)。 6、膠質(zhì)和瀝青質(zhì)：主要發(fā)生縮合反應(yīng)生成焦炭。 烴類的熱反應(yīng)是一種復(fù)雜的平行順序反應(yīng)，這些平行的反應(yīng)不會(huì)停留在某一階段上，而是繼續(xù)不斷地進(jìn)行下去，隨著反應(yīng)時(shí)間的延長，一方面

49、，由于裂解反應(yīng)生成分子越來越小，沸點(diǎn)越來越低的烴類，另一方面，由于縮合反應(yīng)生成分子越來越大的稠環(huán)芳香烴。高度縮合的結(jié)果就產(chǎn)生膠質(zhì)、瀝青質(zhì)，最后生成碳?xì)浔群芨叩慕固俊?91,渣油熱反應(yīng)的特點(diǎn) 渣油熱反應(yīng)比單體烴更能反映出平行順序反應(yīng)的特征。 渣油熱反應(yīng)時(shí)容易生焦，除了由于渣油自身含有較多的膠質(zhì)和瀝青質(zhì)外，還因?yàn)椴煌宓臒N類之間的相互作用促進(jìn)了生焦反應(yīng)。 渣油在熱分解過程中的相分離問題。 熱反應(yīng)通常表現(xiàn)為吸熱。（分解反應(yīng)占主導(dǎo)） 反應(yīng)深度小時(shí)，為一級(jí)反應(yīng)，反應(yīng)深度較大時(shí)，不再符合一級(jí)反應(yīng)規(guī)律。,92,第二節(jié) 焦炭化過程 1、含義 焦炭化過程是以渣油為原料，在高溫（500550 ）下進(jìn)行深度熱裂化反

50、應(yīng)的一種熱加工過程。反應(yīng)產(chǎn)物有，氣體、汽油、柴油、蠟油和焦炭。,93,2、產(chǎn)品特點(diǎn),減壓渣油經(jīng)焦化過程可以得到7080的餾分油，焦化汽油和焦化柴油中不飽和烴含量高，而且含硫、含氮等非烴類化合物的含量也高，因此，安定性差，必須經(jīng)過加氫精制才能作為發(fā)動(dòng)機(jī)燃料。焦化蠟油主要是作為加氫裂化或催化裂化的原料，有時(shí)也用于調(diào)合燃料油，焦炭除作為燃料外，還可用作高爐煉鋼用。焦化氣體作燃料或石油化工原料。,94,3、工藝特點(diǎn) 是渣油輕質(zhì)化過程，可以加工殘?zhí)恐导爸亟饘俸亢芨叩母鞣N劣質(zhì)渣油，過程簡單、投資和操作費(fèi)用低。但焦炭產(chǎn)率高、液體產(chǎn)物的質(zhì)量差。 4、工藝分類 主要工業(yè)形式有延遲焦化和流化焦化。 5、延遲焦化

51、工藝流程 流程圖見P304,95,第三節(jié) 減粘裂化 1、含義 是一種以渣油為原料的淺度熱裂化過程。把重質(zhì)高粘度渣油通過淺度熱裂化反應(yīng)轉(zhuǎn)化為較低粘度和較低傾點(diǎn)的燃料油。 2、工藝流程 見書P312313,96,3、渣油減粘過程的反應(yīng)深度 液相條件下進(jìn)行反應(yīng)，容易產(chǎn)生縮合產(chǎn)物。 渣油是膠質(zhì)分散體系，熱轉(zhuǎn)化過程中會(huì)導(dǎo)致分散相和分散介質(zhì)間的相容性變差。是減粘裂化反應(yīng)深度的主要限制因素。 采用芳香性強(qiáng)的催化裂化柴油或澄清油作為稀釋劑。 在減粘裂化初期，渣油的粘度隨著轉(zhuǎn)化率的增大而逐漸降低，當(dāng)降低至某一最低值時(shí)，渣油的粘度反而隨著轉(zhuǎn)化率的進(jìn)一步增大而急劇上升。,97,第四節(jié) 其他渣油熱轉(zhuǎn)化過程 1、熱裂化

52、 以重餾分油或重油為原料，主要目的產(chǎn)品是汽油。運(yùn)轉(zhuǎn)周期受爐管內(nèi)結(jié)焦制約，已被催化裂化和焦炭化所代替。 2、臨氫熱轉(zhuǎn)化過程 有氫氣存在下的熱轉(zhuǎn)化過程。氫能抑制縮合反應(yīng)的發(fā)生。,98,第九章 催化裂化,內(nèi)容要點(diǎn)： 烴類的催化裂化反應(yīng) 催化裂化原料與產(chǎn)品特點(diǎn) 催化裂化催化劑 流態(tài)化基本原理 催化裂化工藝流程 渣油催化裂化,99,第一節(jié) 概 述,一、催化裂化在煉油工業(yè)中的地位和作用 1、一次加工 常減壓蒸餾、直餾餾分存在一些問題 數(shù)量問題：經(jīng)常減壓蒸餾而得汽、煤、柴僅占10 40%。 質(zhì)量問題：隨內(nèi)燃機(jī)的發(fā)展，對(duì)汽油質(zhì)量要求更高，而 直餾汽油不能滿足 2、二次加工 定義：將直餾重質(zhì)餾分再次進(jìn)行化學(xué)節(jié)構(gòu)

53、上的破壞加工 使之生成 汽油、煤油、柴油、氣體等輕質(zhì)產(chǎn)品的過程。 手段：主要有熱裂化、焦化、催化加氫、催化裂化。,100,裂化產(chǎn)物： 氣體產(chǎn)率約1020， 主要是C3、C4及部分烯烴 汽油產(chǎn)率約2060， 辛烷值90左右 柴油產(chǎn)率約1040，十六烷值較直餾柴油的低 焦炭產(chǎn)率約510 催化裂化的作用： 是將重質(zhì)油品轉(zhuǎn)化成高質(zhì)量的輕質(zhì)油。 催化裂化幾乎在所有的煉油中都是最重要的二次加工手段。,101,二、催化裂化的工業(yè)型式,102,三、催化裂化技術(shù)發(fā)展的趨勢(shì),自1936年工業(yè)化以來催化裂化技術(shù)發(fā)展很快。目前，在許多國家催化化裂化已成為最重要的二次加工手段之一。我國商品汽油中70%來自催化，柴油中3

54、0%來自催化。 加工重質(zhì)原料：目前以加工常壓和減壓渣油為主。 降低能耗：催化裂化裝置的能耗較大，降低能耗的潛力也很大。 減少環(huán)境污染： 過程模擬和計(jì)算機(jī)應(yīng)用。,103,四、催化裂化工藝,1、反應(yīng)再生系統(tǒng)和分餾系統(tǒng),104,105,新鮮原料油經(jīng)換熱后與回?zé)捰突旌?，?jīng)加熱爐加熱至200400后至提升管反應(yīng)器下部的噴嘴，原料油由蒸汽霧化并噴入提升管內(nèi)，在其中與來自再生器的高溫催化劑(600750)接觸，隨即汽化并進(jìn)行反應(yīng)。油氣在提升管內(nèi)的停留時(shí)間很短，一般只有幾秒鐘。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)旋風(fēng)分離器分離出夾帶的催化劑后離開反應(yīng)器去分餾塔。積有焦炭的催化劑(稱待生催化劑)由沉降器落入下面的氣提段。氣提段內(nèi)裝有多層

55、人字形擋板并在底部通入過熱水蒸氣。待生催化劑上吸附的油氣和顆粒之間的空間的油氣被水蒸氣置換出而返回上部。經(jīng)氣提后的待生劑通過待生斜管進(jìn)入再生器。,106,再生器的主要作用是燒去催化劑上因反應(yīng)而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復(fù)。再生用空氣由主風(fēng)機(jī)供給，空氣通過再生器下面的輔助燃燒室及分布管進(jìn)入流化床層。對(duì)于熱平衡式裝置，輔助燃燒室只是在開工升溫時(shí)才使用，正常運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)并不燒燃燒油。再生后的催化劑(稱再生催化劑)落入淹流管，再經(jīng)再生斜管送回反應(yīng)器循環(huán)使用。再生煙氣經(jīng)旋風(fēng)分離器分離出夾帶的催化劑后，經(jīng)雙動(dòng)滑閥排入大氣。,107,2.分餾系統(tǒng) 由反應(yīng)器來的反應(yīng)產(chǎn)物油氣從底部進(jìn)入分餾塔，經(jīng)底部的脫過熱段后

56、在分餾段分割成幾個(gè)中間產(chǎn)品：塔頂為汽油及富氣，側(cè)線有輕柴油、重柴油和回?zé)捰?，塔底產(chǎn)品是油漿。輕柴油和重柴油分別經(jīng)氣提后，再經(jīng)換熱、冷卻后出裝置。 催化裂化裝置的分餾塔有幾個(gè)特點(diǎn)： 進(jìn)料是帶有催化劑粉塵的過熱油氣。 一般設(shè)有多個(gè)循環(huán)回流：塔頂循環(huán)回流、一至兩個(gè)中段循環(huán)回流、油漿循環(huán)回流。 塔頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。,108,3.吸收穩(wěn)定系統(tǒng) 吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解有C3、C4組分。吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣(C2)、液化氣(C3、C4)和蒸汽壓合格的

57、穩(wěn)定汽油。,109,第二節(jié) 烴類的催化裂化反應(yīng),主要內(nèi)容： 烴類正碳離子反應(yīng)機(jī)理 單體烴的催化裂化反應(yīng) 石油餾分的催化裂化反應(yīng) 催化裂化反應(yīng)的熱效應(yīng) 影響催化裂化的主要因素,110,一、各類單體烴的反應(yīng)行為 烷烴 烷烴主要是發(fā)生分解反應(yīng)，分解成較小分子的烷烴和烯烴。例如：,111,烯烴 烯烴的主要反應(yīng)也是分解反應(yīng)。 分解反應(yīng) 烯烴的分解反應(yīng)速率比烷烴的高得多。與烷烴分解反應(yīng)的規(guī)律相同。 異構(gòu)化反應(yīng) 烯烴的異構(gòu)化反應(yīng)有兩種，一種是分子骨架改變，正構(gòu)烯烴變成異構(gòu)烯烴；另一種是分子中的雙鍵向中間位置轉(zhuǎn)移。例如：,112, 氫轉(zhuǎn)移反應(yīng) 氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)是造成催化裂化汽油飽和度較高的主要原因。 環(huán)烷烴或環(huán)烷一

58、芳烴(如四氫萘、十氫萘等)放出氫使烯烴飽和而自身逐漸變成稠環(huán)芳烴。兩個(gè)烯烴分子之間也可以發(fā)生氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)。 芳構(gòu)化反應(yīng) 烯烴環(huán)化并脫氫生成芳烴。,113,（3）環(huán)烷烴 環(huán)烷烴的環(huán)可斷裂生成烯烴，烯烴再繼續(xù)進(jìn)行上述各項(xiàng)反應(yīng)。 （4）芳香烴 芳香烴的芳核在催化裂化條件下十分穩(wěn)定，但是連接 在芳核上的烷基側(cè)鏈則很容易斷裂生成較小分子的烯 烴，而且斷裂的位置主要是發(fā)生在側(cè)鏈和芳核連接的鍵上。 多環(huán)芳香烴的裂化反應(yīng)速率很低，它們的主要反應(yīng)是縮合成稠環(huán)芳烴，最后成為焦炭同時(shí)放出氫使烯烴飽和。,114,二、烴類催化裂化正碳離子反應(yīng)機(jī)理,正碳離子：缺少一對(duì)價(jià)電子的碳所形成的烴離子， 如： RCH2 正碳離子來源：由烯烴分子獲得一個(gè)氫離子而形成。 氫離子來源：酸性催化劑。 通過正十六烯的催化裂化反應(yīng)來說明正碳離子學(xué)說。 正碳離子穩(wěn)定程度順序： 叔正碳離子仲正碳離子伯正碳離子,115,通過正十六烯的催化裂化反應(yīng)來說明正碳離子學(xué)說。 正十六烯從催化劑表面或已生成的正碳離子獲得一個(gè)氫離子而生成正碳離子：,116,大的正碳離子不穩(wěn)定，容易在位置上斷裂：,生成的正碳離子是伯正碳離子，不夠穩(wěn)定，易于變成仲正碳離子，然后又接著在位置上斷裂：,117,正碳離子的穩(wěn)定程度依次是叔正碳離子仲正碳離子伯正碳離子，因此生成的正碳離子趨向于異構(gòu)