石油蒸馏过程.

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31．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42．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53．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71、石油及其馏分蒸馏曲线恩氏蒸馏(ASTM)实沸点蒸馏(TBP)平衡汽化(EFV)本质简单蒸馏间歇精馏闪蒸测定条件规格化的仪器和在规定的实验条件下规格化蒸馏设备(17块理论板)中和规定条件下在一定压力、温度下分离效果基本无精馏作用，不能显示各组分的沸点分离效果好，可大体反映各组分沸点的变化受气液相平衡限制,分离效果差,仅相当于一块塔板的分离能力用途反映油品的汽化性能，用于计算其它物性参数主要用于原油评价可以确定在不同汽化率的温度或某温度的汽化率82、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9TBP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103、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lgD=0.00852t-1.691t实际=t+D11（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＝0.00852×258-1.691＝0.50716t10＝258＋D＝258＋1g0.50716＝261.2校正后恩氏蒸馏数据为：馏出，%(V)01030507090100温度，℃239258267274283296306馏出，%(V)01030507090100温度，℃239261.2270.8278.4288.3302.8314.215②由恩氏蒸馏温差从Fig.7-13求实沸点温差曲线段恩氏蒸馏温差，℃实沸点蒸馏温差，℃0～10%22.23810～30%9.618.930～50%7.61350～70%9.915.470～90%14.518.690～100%11.41316③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＝278.4+4＝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＝327.4175.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181、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。191、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＝f(T,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21①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＝po0,1+ps,101,01,1,1,1,1,ooosospppppNN222、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233、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；t=t1，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247.3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减压炉常减压工艺流程初馏塔常压炉常压塔汽提塔减压塔27三、石油精馏塔的工艺特征281、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↙302、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7-40313、实沸点切割点和产品收率)(211000LHtt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331、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.hkJShheFFehQvtsltFVtFsff/,)1(,,,＝入hkJWhGhMhShhQLtWltGLtmvtsVtDWGMll/,D,,,,,＝出34Q----全塔回流热(3)塔顶气相负荷V1＝L0＋D＋S，Kmol/hhKJhhLQLLVLTT/),(0,01,00hKmolhhQLLLVLTt/,0,01,00352、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：hKmolLSGMDVnF/,Ln=0363、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：Qn=Q入，n－Q出，nKJ/hhKJShGhMhDhQVtSVtGVtMVtDnvFFF/,,,,,入，hKJShGhMhDhQVtSVtGVtMVtDnnnnn/,,,,,出，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：hKmolhhQLLLVLnnntnntn/,1,1,11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。38③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/hhKmolLSGMDVnn/,139hKJShGhMhDhQVtSVtGVtMVtDmmmmm/,,,,,出，hKmolhhQLLLVLmmmtmmtm/,1,1,11②第m块板的液相负荷令：Qm=Q入，m－Q出，mkJ/h为m板上的热回流而Qn=Q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