石油蒸馏过程

第三章 石油蒸馏过程 绪 论 石油是极其复杂的混合物，要从原油中提炼出燃料、润滑油和其他产品，炼油厂必须解决原 油的分割和各种石油馏份在加工过程中的分离问题。 蒸馏是炼油工业中一种最基本的分离方法。蒸馏过程和设备的是否合理，操作是否良好， 对炼油厂生产的影响很大。蒸馏操作可归纳为三种类型。 1、闪蒸－平衡汽化 进料以某种方式加热至部分汽化，经过减压设施，在一个容器的空间内，于一定的温度压力 下，汽、液两相迅速分离，得到相应的气相和液相产物，此过程即称为闪蒸 。 冷凝器 接受罐分馏塔 催化裂化 裂化富气 汽油馏份图 Ⅱ－0－2 平衡冷凝 （1）加热至部分汽化 （2）经过减压 减压后在进料中部分没有汽化的烃类会汽化，或者说在加热的物流中由于在一定的压力下， 所以没有烃类的汽化或者很少汽化。 （3）在一定的空间 这个空间是汽液接触的空间，烃类进行热量和质量的传递，达到平衡状态。我们把汽液两相 有足够的时间接触，达到平衡状态的这种方式叫做平衡汽化。 （4）在一定的温度和压力下 因为温度对烃类汽化有影响，对于一定馏分的油品来说，汽化的温度越高，压力越低，它的 汽化率就越高。 （5）关于闪蒸的说明 ① 在实际的生产中，闪蒸主要发生在闪蒸罐、蒸发塔的汽化段。前面我们说过，平衡汽化 必须有气液两相足够的接触空间和时间，这种情况的平衡汽化是一种理想状态。 ② 在实际生产中，并不存在真正的平衡汽化，但是在适当的条件下可以接近平衡，因此我们 在上近似地按平衡汽化处理。 ③ 平衡冷凝 平衡冷凝是平衡汽化的逆过程。将气相馏出物经过部分冷凝冷却后进入接受罐中进行汽液分 离，这种情况下，重组分冷凝为液相，而轻组分则仍为汽相，从而实现轻重组分的分离。例如催化 裂化分馏塔。 （6）平衡汽化和平衡冷凝的作用 它们都可以将混合物得到分离，气相中含有较多的轻组分（因轻组分的沸点低）；液相中含有 较多的重组分（因重组分的沸点高）；沸点或者饱和蒸汽压是烃类本身的性质，我们把它也叫做相 对挥发度，相对挥发度的大小是烃分子本身的性质。 2、简单蒸馏－渐次汽化 简单蒸馏是实验室或小型装置上常用于浓缩物料或粗略分割油料的一种蒸馏方法。 简单蒸馏： 液体混合物在蒸馏釜中被加热，在一定压力下，当温度达到混合物的泡点温度时，液体即开 始汽化，生成微量蒸汽。生成的蒸汽当即被引出并冷却后收集起来，同时液体继续加热，继续生成 蒸汽并被引出。这种蒸馏方式称为简单蒸馏或微分蒸馏。 （1）简单蒸馏的特点 A、在混合物的泡点温度时，开始汽化。这是由于混合物的泡点温度是不断变化的，随着轻 组分的汽化移出，泡点温度逐渐增高。 B、 每一瞬间形成的蒸汽都与残存液相处于平衡状态。由于形成的蒸汽不断被引出，因此在 整个蒸馏过程中，所产生的一系列微量蒸汽的组成是不断变化的。 C、最初得到的汽相轻组分多，随着加热温度的升高，相继形成的蒸汽中轻组分的浓度逐渐 降低，而残液中的重组分逐渐增多。 D、对每一个瞬间所产生的微量蒸气来说，其中轻组分的浓度总是要高于与之平衡的残存液 体中的轻组分浓度。 （2）简单蒸馏与闪蒸的区别 A、简单蒸馏是由无数闪蒸组成的，是渐次汽化； B、简单蒸馏需要从外界不断的加热，而闪蒸也是一次加热到一定的温度； C、简单蒸馏所剩下的残液是与最后一个轻组分含量不高的微量蒸气相平衡的液相；而平衡 蒸馏时剩下的残液则是与全部气相处于平衡状态。因此简单蒸馏所得到的液体中的轻组分含量低于 平衡汽化所得的液体中轻组分含量。 D、简单蒸馏的分离效率优于平衡汽化，但是简单蒸馏的分离精度也不高。简单蒸馏是一种 间歇过程，分离精度不高，一般只在实验室中使用。 恩氏蒸馏就是一个简单蒸馏。它有少量的回流，这是因为它在生成的一瞬间并没有被引出， 而且会在瓶壁上形成液滴，产生回流。 3、精馏 精馏分为联系精馏和间歇精馏两种。大型的工业装置一般都采用连续性处理，这样的处理量 较大。间歇精馏是不稳定的过程，处理量较小。 （1） 精馏塔的组成 进料段、精馏段、提馏段、塔顶冷回流、塔底重沸器、塔内有汽液接触：塔板或填料。 （2）精馏的原理 由于组分相对挥发度的不同，可以将不同的组分进行分离。塔顶和塔底液相回流和汽相回流 的作用，沿精馏塔建立了两个梯度。 A、温度梯度：沿着塔高由塔底至塔顶温度降低。 B、浓度梯度：汽液相物流的轻组分浓度从塔底至塔顶逐渐增大。 C、两个梯度的作用 由于温度和浓度梯度的存在，在每一个气液接触级内（一层塔板），由下而上的较高温度和较 低轻组分浓度的气相，与由上而下的较低温度和较高轻组分含量的液相相互传质和传热，达到平衡 而产生新的平衡的汽液两相。 （插图一层理论板）含轻组分少的气相，和含轻组分多的液相（相对值），进行接触，重组分 把热量传给轻组分，自身冷凝成液相，轻组分被加热汽化上升，达到一个新的平衡，从而实现精制 分离的目的。 以上我们谈的是一个接触级，如果若干个接触级就可以把轻组分不断提浓，在塔顶得到高纯 度的轻组分产品，在塔底得到重组分含量高的产品。 （3）石油精馏塔 由于石油是一个烃类的混合物，它的产品仍然是一个混合物，所以对它的分离精度要求不高。 一般石油精馏塔除塔顶和塔底有产品外，还有侧线产品，这样的塔我们把它叫复合塔，有关复合塔 的温度我们还将在此后的教学中给大家讲述。 原油精馏塔，塔底没有重沸器。它是通入水蒸汽，通过降低油气分压，使一部分带下来的轻 馏分蒸发，回到精馏段。 第一节 石油及其馏分的气－液平衡 一、溶液的性质 两种或两种以上的物质共存于一个体系中，若它们以分子状态分布而构成均匀的单一物，就 叫做溶液。溶液可以是气态的、液态的、或是固态的。溶液可分为理想溶液和非理想溶液两大类。 1、 理想溶液 作为一种模型，理想溶液的定义如下： （1）各组分的分子体积相同，分子间的引力也相同； （2）分子间不发生化学反应，既不缔合，也不解离。 因此，理想溶液应有如下特征： （1）各组分混合时，溶液的体积等于各组分混合前体积之和，即具有体积加和性； （2）各组分混合时，没有热效应； （3）液体溶液的蒸汽压符合拉乌尔定律，即 Pi = Pi0 xi 式中 Pi — 溶液中i组分的蒸汽压；Pi0— 纯组分i 的饱和蒸汽压；xi — 溶液中组分 i 的分子分率 根据理想气体的定义，凡是由几种理想气体组成的混合物必然是理想溶液。 真正的理想溶液实际上是不存在的，但是在许多情况下，我们可以把某些溶液近似地看作理 想溶液来对待。 就石油加工过程来说，分子量相差不很大的烃类同系物，如苯、甲苯、二甲苯的混合物，低 分子烷烃组成的液态烃等都可以近似地当作理想溶液来处理。 2、非理想溶液和正规溶液 不符合理想溶液定义的溶液就是非理想溶液。 ΔVE=Vm– Vm　 ΔGE=Gm– Gm　 ΔHE=Hm– Hm　 Administrator 日期图章 (红) ΔSE =Sm – Sm　 式中 VE 、 Gm、 Hm、 Sm—真实溶液的热力学性质； Vm´ 、 Gm´ 、 Hm　 、 Sm　—按理想溶液计算的热力学性质。 ΔVE 是判断溶液是否理想的一个标志。 ΔGE 可以衡量实际溶液的非理想程度，当ΔGE >0 时， 溶液是正偏差溶液，而ΔGE < 0 时则为负偏差溶液。 当非理想溶液的主要成因是由于各组分分子的类型不同，但分子大小相近，也没有缔合或解缔 合、形成或打开氢键等倾向，则此时的 ΔSE=0。这种溶液称为正规溶液。通常遇到的烃类混合物 大体上符合这种情况 二、汽－液相平衡及相平衡常数 热力学第二定律指出：处在相同的温度和压力下的多相体系，其平衡条件是各相中每一个组分 的化学位 μi 相等。 对于一个汽液平衡体系 μi V = μi l 式中μi V、μi l 是气相和液相组分 i 的化学位 。 由于恒温下逸度 f i 与化学位μi 存在着如下的关系 d μi =R Td l n f i 故可导出 f i V = f i l 式中 f i V 、f i l—气相和液相中组分 i 的逸度。上式是处理相平衡问题时使用的最基本 关系。 当气相和液相都是理想溶液时， f i V = f i 0V yi f i l = f i0 l xi f i 0V — 在体系平衡温度压力下，纯组分 i 呈气态时的逸度； f i0 l — 在体系平衡温度压力下，纯组分 i 呈液态时的逸度， 当体系达到平衡时，其气－液关系可以写成 f i 0V yi = f i0 l xi 当气相是理想气体（液相是理想溶液）时，理想气态的逸度系数等于 1，即组分的逸度可以用 其分压来代替。因此用道尔顿－拉乌尔定律可由上式导出： Π yi = Pi0 xi 式中 Π —体系总压； Pi0 —纯组分 i 在体系温度下的饱和蒸汽压； yi ，xi — 组分 i 在汽相和液相中的分子分率。 以上是我们对问题进行了简化，这样有利于我们对问题进行。实践生产中各数是处于非 理想状态。对于非理想溶液，则组分的逸度应当以活度来处理相平衡关系。 例如： f i l 应代之以γi l f i0 l xi，其中 γi l 为组分 i 在液相中的活度系数。 气－液相平衡常数 K 在气－液相传质过程中，气－液相平衡常数 K的应用极为广泛。 Ki =y i / x I K 与物质的属性有关，还取决于温度压力，有时还是混合物组成的函数。 关于平衡常数的求取，有三种方法： 1.P-T-K 列线图法 2.会聚压法 3.K 值的内插和外延 当我们对一种纯物质的液体加热到沸腾温度时，就会有其蒸汽不断地蒸出。但是液体的温度 不会改变，直至全部液体被蒸干。例如：水的蒸馏。 思考题一：对于一个液体混合物进行蒸馏，会出现什么情况？ 思考题二：液体混合物中的组分术的种类多少、量的多少对蒸馏有什么样的影响？ 在炼油工作中我们分离的石油产品仍是一个烃类的混合物，不需要分出单体烃，因此没有必要 做烦杂的工作。 石油及其馏分的汽液相平衡关系按惯例不是以其详细的化学组成表示，而是通过宏观的方法以 实验蒸馏来测定的。 1、石油及石油产品蒸馏曲线 石油和石油产品的汽－液平衡关系可以通过三种实验室蒸馏方法来取得，即：恩氏蒸馏、实沸 点蒸馏、平衡汽化。实验结果以馏出温度－馏出百分数表示。 （1） 恩氏蒸馏曲线 恩氏蒸馏是一种简单蒸馏，它是以规格化的仪器和在规定的试验条件下进行的。将馏出温度（汽 相温度）对馏出量（体积百分率）作图，就得到恩氏蒸馏曲线（见图Ⅱ-1-5）。 a. 它不能显示油品中各组分的实际沸点； b. 恩氏蒸馏是渐次汽化，基本上没有精馏作用； c. 它能反映油品的汽化性能，而且简便易行，广泛被采用，是一种油品汽化性能的规格试验。 馏出体积，% 图Ⅱ-1-5恩氏蒸馏曲线 （2）实沸点蒸馏曲线 石油中所含的组分极多，而且相邻组分的沸点十分接近，而每个组分的含量很少。因此油品的 实沸点曲线只是一根大体上反映各组分沸点变迁情况的连续曲线（见图Ⅱ-1-6）。 图Ⅱ-1-6 实沸点蒸馏曲线 实沸点蒸馏曲线以馏出温度为纵座标，以馏出体积分数为横座标。它比恩氏蒸馏更细，可以 做若干个窄馏分，同时也可以得到较多的窄馏分产品。它可以用作原油的评价。 实沸点蒸馏的速度较慢，即分馏的时间较长。近十几年出现用气相色谱分析来取得石油馏分 的模拟实沸点数据的方法。这种方法可以节约大量试验时间，所用的试样量也很少，但是此法不能 同时得到一定数量的各窄馏分以供测定各窄馏分的性质之用。因此，在作原油评价时，气体色谱模 拟法还不能完全代替实验室的实沸点蒸馏。 （3）平衡汽化曲线 在实验室的设备中，将油品加热到汽化，使汽液两相在恒定的压力和温度下密切接触一段足 够长的时间后迅速分离，即可测得油品在该温度下的平衡汽化分率。以汽化温度对汽化率作图，即 可得油品的平衡汽化曲线（见图Ⅱ-1-7）。 根据平衡汽化曲线，可以确定油品在不同汽化率时的温度（如精馏塔进料段温度），泡点温 度（如精馏塔侧线温度和塔底温度），露点温度（如精馏塔顶温度）等。 图Ⅱ-1-7 平衡汽化曲线 2、三种曲线的比较 图 7-10 和图 7-11 是同一种油品的三种蒸馏曲线。其中图 7-10 用的是汽相温度，图 7-11 用 的液相温度。从以上的图我们可以看出： （1）就曲线的斜率而言，平衡汽化的最平缓，恩氏蒸馏的比较陡一些，而实沸点的曲线斜率 最大。这说明，实沸点的分离精度最高，恩氏蒸馏次之，而平衡汽化最差。 （2）以液相温度为纵座标的图可见，得到同样的汽化率，平衡蒸发的温度最低，而实沸点最 高。 （3）根据三种蒸馏曲线的比较，得到了它们的蒸馏特点，可根据不同的使用方式，采用蒸馏 方式。 思考题：为什么实沸点蒸馏的初馏点低，而终馏点高？ 3、蒸馏曲线的相互换算 欲取得三种蒸馏曲线数据所需花费的实验工作量有很大的差别，其中平衡汽化的实验工作量 最大，恩氏蒸馏的最小，而实沸点蒸馏的工作量则居中。在工艺过程的设计计算中常常遇到平衡汽 化的问题，因此，往往需要从较易获得的恩氏蒸馏或实沸点蒸馏曲线换算得平衡汽化数据。 在工业装置中并非是常温常压，还要涉及压力的换算问题。 下面介绍蒸馏曲线的换算： （1）常压蒸馏曲线的相互换算 A、常压恩氏蒸馏曲线和实沸点蒸馏曲线的互换 B、常压恩氏蒸馏曲线和平衡汽化曲线的互相换算 C、常压实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的换算 （2）减压（残压 10 毫米汞柱）蒸馏曲线的相互换算 （3）减压（残压 10 毫米汞柱）蒸馏曲线换算为常压蒸馏曲线 A、减压实沸点蒸馏曲线换成常压实沸点蒸馏曲线 B、减压（10 毫米汞柱）恩氏蒸馏曲线换成常压实沸点蒸馏曲线 C、减压（ 10 毫米汞柱）恩氏蒸馏曲线换成常压恩氏蒸馏曲线 （4）常压平衡汽化曲线换成压力下的平衡汽化曲线 （5）常压与减压平衡汽化曲线的换算 四、油－水不互溶体系的气－液平衡 在石油加工过程中经常会遇到油－水共存体系的汽－液平衡问题：进入炼厂加工装置的原油 总是带有水分；在石油蒸馏塔中，常吹入一定量的过热水蒸汽以降低油汽分压而帮助它汽化；塔顶 汽相馏出物往往在水蒸汽的存在下冷凝冷却；等等。 这些情况可归纳成三种类型，即：过热水蒸汽存在下油的汽化；饱和水蒸汽存在下油的汽化； 油汽－水蒸汽混合物的冷凝。 思考题：什么是过热水蒸汽？什么是饱和水蒸汽？ 1、过热水蒸汽存在下油的汽化 在这种情况下，水蒸汽始终处于过热状态，即没有液相水的存在。过热水蒸汽的作用在于降 低油汽分压以降低它的沸点。 以纯物质 A代替石油馏分进行分析。 在汽相中 P= PA＋PS 式中 P —体系总压 PA—A蒸汽的分压； PS—水蒸汽的分压。 由于只有 A一个液相，而且与汽相呈平衡， 所以 PA ＝ PA0 式中 PA0— 纯A的饱和蒸气压。 当体系总压一定时，而且没有水蒸汽存在，则液体A要在PA0＝P时才能沸腾。当有水蒸汽存在时， 只要 PA0＝PA ＝P- PS ,A就能沸腾（过热水蒸汽的存在使A的沸点下降了）。 体系的组分数C＝2，ф＝2，根据相律，体系的自由度F＝ C –ф+2，即必须同时规定两个 独立变量才能确定体系的状态。用过热水蒸汽来蒸馏或汽提，P和T都是可以人为控制的。为了保证 体系中的水保持过热蒸汽状态，PS必须 低于水在温度T下的饱和蒸汽压PS0 ，否则体系中会出现液 相水。 过热水蒸汽数量的影响： 根据分压定律，在汽相中 NS/NA= PS/ PA =(P- PA) / PA =(P- PA0)/ PA0 =(P / PA0)-1 式中，NS 和 NA 分别为水蒸汽和 A蒸汽的摩尔数。 由此式可见： （1）当 P 一定、要求 A 的汽化量 NA 一定，则 NS 增大时， p A0 可降低，即增加 N，可以在 更低的温度下得到相同数量的 NA 。 （2）当 P和 T都一定时，方程式的右方为一常数，则增大 NS ， NA 会按比例增大。 如果体系中的物料不是纯物质 A，而是石油馏分 O,上述的基本原理仍然适用，但是由于石油 馏分不是纯物质而是一种混合物，在具体计算中会带来一些重要的差别。 对石油馏分－过热水蒸汽体系 NS/No=(P–P0)/ P0=(P –PO0)/ Po0 油的饱和蒸气压 Po0 在一定温度下不是一个常数，它还与汽化率e有关，即Po0是T和e的函数。 当T一定时，Po0随着e的增大而降低，即当T一定时，NS/No不是一个常数而是随着e的增大而增大， 或者说，随着e的增大，汽化每一摩尔油所需的水蒸汽摩尔数要增加。 计算要借助于石油馏分的 P-T-e 相图。图Ⅱ-1-28 是某石油馏分的 P-T-e 相图。 当温度为 t1、汽化率为 10％时，油品的饱和蒸汽压是 Po0 ，1 。若 Po0 ，1 正好等于总压 P，则不需要水蒸汽的帮助，该油品在 t1 下就可以汽化 10％。若 Po0 ，1 N s,1/N o,1 。 2、饱和水蒸汽存在下油的汽化 对于这种情况，在汽相中是水蒸汽和油汽组成的均匀相，在液相中则有不互溶的两相—水相 和油相。在平衡时 p o= Po0 ; p s= Ps0 而且 P= p o+ p s =Po0＋ ps0 因此 N s / N o= p s / p o=ps0 /Po0 此式与过热水蒸汽存在下的式 NS/No=(P–p o)/p o=(P – Po0)/ Po0 不同之处在于 N s / N o 还受制于水的饱和蒸汽压。 以含水原油在换热器加热的过程为例： （1）随着加热温度的升高，原油和水的饱和蒸汽压也增大； （2）当温度升高到某一值 t0 时，原油的泡点压力 Po0 和饱和蒸汽压 ps0 之和等于体系总压 P，油和水开始汽化。汽化了一点以后，油的蒸汽压下降，若温度仍为 t0，则 Po0＋ ps0 t n ，因此 Q入， n > Q出，n 令 Q n= Q入，n -Q出，n 千焦/时 则 Q n 就是液相回流 L n-1 在第 n板上汽化所取走的热量，称为 n板上的回流热。显然 L n-1＝ Q n/（ h V L n-1, t n - h L L n-1, t n –1) 千摩/时 上式的Ln-1第n-1 板下的液相负荷。第n板上的汽相负荷 V n＝D＋M＋G＋S ＋L n 千摩/时 （2）柴油抽出板（第 m-1 板）下的 V m 和 L m-1 7-44 作隔离体系Ⅱ的热平衡，进出体系Ⅱ的热量： Q入，m＝ D h DV,tF ＋M h MV,tF+G hGV, t ＋FShSV,tF =Q入，n千焦/时 Q出m＝ D hDV,t m＋M h MV,tm+GhGV,tm+ShSV, t m 千焦/时 令 m板上的回流热为 Q m， 则 Q m＝ Q入，m - Q出，m 从第 m-1 板流至第 m板的液相回流量为 L m-1＝ Q m/（ h V L m-1, t m – h L L m-1, t m –1) 千摩/时 由 Q m＝Q入，m – Q出，m ； Q n＝ Q入，n – Q出，n ； Q入，m＝ Q入，n； 又因 m< t n ; 所以 Q出，m < Q出，n 因此 Q m> Q n 即自汽化段以上，沿塔高上行，须由塔板上取走的回流热逐板增大。即 L m-1 > L n-1。 （3）结论 沿着石油精馏塔自下而上分析，各层塔板上的油料愈来愈轻，平均分子量愈来愈小，其摩尔 汽化潜热也不断减小；但每层板上的回流热却愈来愈大。由此可以判断：以摩尔表示的液相回流量 沿塔高自下而上是逐渐增大的，即 L n < L n-1 < L m < L m-1 表 7－9 几种烃的汽化潜热 烃 正已烷 正十二烷 环已烷 甲基环已烷 苯 异丙苯 分子量 86.172 170.33 84.16 98.18 78.1 120.19 常压沸点 68．7 216．28 80．74 100．93 80．10 152．19 汽化潜热 kT/kg 335 230 357 323 394 312 汽化潜热 kT/kmol 28864 39176 30093 31735 30764 37541 再分析汽相负荷： 自第 n板上升的汽相负荷应为 Vn=DM＋G＋S＋L n-1 千摩/时 自第 m板上升的汽相负荷应为 Vm=DM＋G＋S＋L m-1 千摩/时 因 L n-1 < L m-1 显然 V m> V n 和液相回流的变化规律相同，以摩尔流量表示的汽相负荷也是沿塔高自下而上增大的。 4、经过侧线抽出板时汽、液相负荷的变化 以柴油侧线抽出板 m-1 板为例。仍用图 7－44 ，对隔离体系Ⅲ作热平衡。先不计回流，则 Q入，m-1＝ Q入，n= Q入，m 千焦/时 Q出，m-1＝DhDV, t m-1＋MhMV, t m-＋1GhGV, t m-1+ShSV,t m-1 千焦/时 便于分析，上式可写成： Q出，m-1=DhDV, t m ＋ MhMV, t m-1＋GhGV, t m-1+ShSV, t m-1 – G（ h GV, t m-1 –h GL,t m –1) 千焦/时 第m-1 板上的回流热 Q m-1＝ Q入，m-1 – Q出，m-1 千焦/时 所以由第 m-2 板流至第 m-1 板的液相回流量为 L m-2＝ Q m-1/（ h V L m-2, t m-1 – h L L m-2, t m –2) 千摩/时 由此又可得一结论： 沿塔高自下而上，每经过一个侧线抽出塔板，液相回流量除由于塔板温 降所造成的少量增加外，另有一个突然的增加。这个突增量可以认为等于侧线抽出量。 对侧线抽出板上的汽相负荷来说，情况与液相负荷有所不同。柴油抽出板上的汽相负荷为 V m-1=D＋M＋S＋ Lm-2 千摩/时 与前面V m相比， V m-1 中减少了G，但是L m-2 比L m-1却除了因塔板温降而引起的少量增加外， 还增加了一个突增量，这个突增量正好相当于G。因此，在经过侧线抽出板时，虽然液相负荷有一 个突然的增量，而汽相负荷却仍然只是平缓地增大。 5、塔顶第一、二层塔板之间的汽、液相负荷 图 7－45 塔顶部的汽、液相负荷 图 7－45 示出塔顶部的物流及其温度。 令Q2为第 2板上的回流热，Q1为第 1板上的回流热。在不设循环回流时，Q就是全塔回流热。则从第 一板流至第二板的回流量为 L1＝ Q 2/（ h V L 1, t 2 – h L L 1, t 1) 千摩/时 塔顶冷回流量为 L 0＝ Q 1/（ h V L 0, t 1 – h L L 0, t 0) 千摩/时 由于相邻两板温差不大，可近似地认为 Q2 ≈ Q1， t2 ≈ t1， 又可以简化地认为h VL1,t2 ≈ h VL0,t1.。比较以上两式，可以看到由于t0 明显低于t1，故h LL0,t0 也 明显小于h LL1,t0 , 结果是 L1 > L0。 即：沿塔高自下而上，液相回流逐板增大，至第二板上达到最大，而到第一板上则有一明显 的突降。 汽相负荷： V1=D＋S＋L0 千摩/时 V2=D＋S＋L1 千摩/时 显然 V2 V> V1 即：在从第二板进入第一板后，汽相负荷也有一明显的突降。 原油精馏塔内的汽、液相负荷分布规律可归纳如下： 原油进入汽化段后，其汽相部分进入精馏段。 （1）自上而下，液相回流逐渐增大，因而汽相负荷也不断增大； （2）到塔顶第一、二层塔板之间，汽相负荷达到最大值，经第一板后，汽相负荷显著减小； （3）从塔顶送入的冷回流自上而下流经第一板后，冷回流变成热回流，液相回流量有较大幅 度的增加，达到最大值； （4）这以后自上而下，液相回流量逐板减小； （5）每经过一层侧线抽出板，液相负荷均有突降； （6）到汽化段，如果进料没有汽化量，则从精馏段末一层流向汽化段的液相回流为零； （7）汽提段，由上而下，液相和汽相负荷愈来愈小，其变化的大小视流入液相携带的轻组分 的多少而定。 图 4－46 常压塔精馏段汽、液相负荷分布图。 五、回流方式 石油精馏塔与二元或多元系精馏塔的区别： （1）处理量大； （2）回流比是由精馏塔的热平衡确定的，而不是由分馏精确度确定的； （3）塔内的汽、液相负荷沿塔高是变化的； （4）沿塔高的温差比较大。 1、塔顶油汽二级冷凝冷却 二级冷凝冷却就是将塔顶油汽冷到基本上冷凝，即将回流部分泵送回塔顶，只有出装置的产 品部分才进一步冷却到安全温度以下。如图Ⅱ-2-15。 二级冷凝冷却

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的优缺点： （1）二级冷凝冷却方案所需的总传热面积比一级冷凝冷却方案小得多； （2）采用二级冷凝冷却方案时回到塔顶的是热回流，故回流量比冷回流量多，输送回流所需的能 耗也较大； （3）采用二级冷凝冷却方案时，流程较复杂。 图 Ⅱ-2-15 二级冷凝冷却 2、塔顶循环回流 图 Ⅱ-2-16 塔顶循环回流 塔顶循环回流的工艺流程如图Ⅱ-2-16 所示。 循环回流的量可由下式计算： LC=QC/ ( h L t1 – h L t2 ) 式中 LC — 循环回流量，公斤/时； QC —由 LC 取走的回流热，千焦/时； h L t1， h L t2 —LC 在出塔和入塔温度下的液相焓值，千焦/时。 上式对于计算其它形式的循环回流同样适用。 塔顶循环回流主要用在以下几种情况： （1）塔顶回流热较大； （2）塔顶馏出物中含有较多的不凝气； （3）要求尽量降低塔顶馏出线及冷凝冷却系统的流动压降，以保证塔顶压力不致过高，或保证塔 内有尽可能高的真空度。 3、中段循环回流 循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。 设置中段循环回流，是出于以下两点考虑： （1）如果在塔的中部取走一部分回流热，在设计时就可以采用较小的塔径，或者对某个生产中的 精馏塔，采用中段循环回流后可以提高塔的生产能力。图Ⅱ-2-17 显示了采用中段循环回流前后塔 内汽、液相负荷分布的变化情况。 （2）石油精馏塔的回流热数量很大，如何合理回收利用是一个节约能量的重要问题。 图 Ⅱ-2-17 采用中段回流前后汽、液相负荷分布的变化 由于以上两点考虑，大、中型石油精馏塔几乎都采用中段循环回流。 设置中段循环回流时，还须考虑以下几个具体问题： ① 中段循环回流的数目。 ② 中段循环回流进出口的温差。 ③ 中段循环回流的进出口位置。 图 Ⅱ-2-18 中段循环回流的进出口位置 表 Ⅱ-2-5 几种常压塔的回流方案 循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。图7—49显示了采用中段循环回流前 后塔内气、液相负荷分布的变化情况。 思考题：为什么国内炼厂的常压塔过去几乎都只采用塔顶冷回流？ 六、操作条件的确定 1、操作压力 原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制约于塔顶产品接受罐的温度下塔顶产品的泡点压 力。 提高操作压力： ①可以提高处理能力； ②操作温度提，有利于侧线馏分的热量的回收。 提高塔的操作压力的不利之处： ①精馏效率有所降低； ②塔顶冷凝冷却器的负荷增大； ③由于加热炉的出口温度不能任意提高而使轻质油品的收率会受到影响。 表 7-1 各种塔板的压力降 塔板型式 压力降，kPa 泡罩 0.5-0.8 浮阀 0.4-0.65 筛板 0.25-0.5 舌型 0.25-0.4 金属破沫网 0.1-0.25 2、操作温度 从理论上说，在稳定操作的情况下，可以将精馏塔内离开任一块塔板或汽化段的汽、液两相都 看成处于相平衡状态。 汽相温度：该处油汽分压下的露点温度；液相温度：该处油汽分压下的泡点温度。 实际上塔板上汽、液相未能达到相平衡状态。 汽相温度：高于露点温度；液相温度：低于泡点温度。 求定各点的温度时要综合运用热平衡和相平衡两个工具，用试差计算的方法。 （1）汽化段温度 汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度。 图 7－51 是进料在常压下的、在汽化段油汽分压下的以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲 线。 （2）塔底温度 原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段温度低 5－10°C 图 Ⅱ-2-19 进料的平衡汽化曲线 （3）侧线温度 侧线抽出温度是未经汽提的侧线产品在该处的油汽分压下的泡点温度，它比汽提后的产品在同 样条件下的泡点温度略低一点。 侧线温度的计算用猜算法。 A、计算侧线温度时，最好从最低的侧线开始； B、须分析一下侧线抽出板上的汽相的组成情况。 （4）塔顶温度 塔顶温度是塔顶产品在其本身油汽分压下的露点温度。 （5）侧线汽提塔塔底温度 当用水蒸汽汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低 8 －10 °C，有的也可能低得更多 些。当需要严格计算时，可以根据汽提出的轻组分的量通过热平衡计算求取。 当用再沸器时，其温度为该处压力下侧线产品的泡点温度，此温度有时可高出该侧线抽出板温 度几十度。 3、汽提水蒸汽用量 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。 图 Ⅱ-2-20 汽提蒸汽用量（四层汽提塔板） 在设计计算中可以参考表Ⅱ-2-7 所列的经验数据选择汽提蒸汽的用量。 表 7－12 汽提蒸汽用量 第三节原油精馏塔工艺计算 一、计算所需基本数据 ①原料油性质，其中主要包括实沸点蒸馏数据、密度、特性因数、相对分子质量、含水量、粘度和 平衡汽化数据等。 ②原料油处理量，包括最大和最小可能的处理量。 ③根据正常生产和检修情况确定的年开工天数。 ④产品方案及产品性质。 ⑤汽提水蒸气的温度和压力。 二、设计计算步骤 ①根据原料油性质及产品方案确定产品的收率，作出物料平衡。 ②列出(有的须通过计算求得)有关各油品的性质。 ③决定汽提方式，并确定汽提蒸汽用量。 ④选择塔板的型式，并按经验数据定出各塔段的塔板数。 ⑤画出精馏塔的草图，其中包括进料及抽出侧线的位置、中段回流位置等。 ⑥确定塔内各部位的压力和加热炉出口压力。 ⑦决定进料过汽化度，计算汽化段温度。 ⑧确定塔底温度。 ⑨假设塔顶及各侧线抽出温度，作全塔热平衡，算出全塔回流热，选定回流方式及中段回流的数量 和位置，并合理分配回流热。 ⑩校核各侧线及塔顶温度，若与假设值不符，应重新假设和计算。 ⑾作出全塔气、液相负荷分布图，并将工艺计算结果填在草图上。 ⑿计算塔径和塔高。 ⒀作塔板水力学核算。 三、原油常压精馏塔工艺计算实例 设计计算任务： 年处理量为250X104t胜利原油的常压分馏塔。原油的实沸点蒸馏数据及平衡汽化数据由实验室 提供，见图7—53及表7—13。产品方案及性质见表7—14. 表7—13 胜利原油常压切割方案及产品性质 表7—14 油品的有关性质参数 工艺设计计算过程及结果如下 1. 油品的性质参数 为了以后计算的方便，可以用学过的方法把原油和产品的有关性