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第三章 石油蒸馏过程Crude oil DistillationCrude oil Distillation辽宁石油化工大学 石油化工学院 赵德智1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: n 闪蒸——平衡汽化 n 简单蒸馏——渐次汽化 n 精馏：连续式和间歇式21．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 32．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43．精馏n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n塔顶冷回流：轻组分浓 度高、温度低n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5二、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61、石油及其馏分蒸馏曲线恩氏蒸馏馏(ASTM) 实实沸点蒸馏馏 (TBP)平衡汽化(EFV)本质质简单简单 蒸馏馏间间歇精馏馏闪闪蒸测测定 条件规规格化的仪仪器和 在规规定的实验实验 条 件下规规格化蒸馏设备馏设备 (17块块理论论板)中 和规规定条件下在一定压压力、温 度下分离 效果基本无精馏馏作用 ，不能显显示各组组 分的沸点分离效果好，可 大体反映各组组分 沸点的变变化受气液相平衡限 制,分离效果差, 仅仅相当于一块块塔 板的分离能力用途反映油品的汽化 性能，用于计计算 其它物性参数主要用于原油评评 价可以确定在不同 汽化率的温度或 某温度的汽化率72、蒸馏曲线比较 TBP曲线ASTM曲线EFV曲线–曲线斜率：TBP>ASTM>EFV蒸馏方式分离效率差别8TBP曲线ASTM曲线EFV曲线–要得到相同汽化率tTBP > tASTM > tEFV采用EFV减轻了加热设 备的负荷93、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 缺乏但在工艺过艺过程的设计计设计计算中常常会遇到平衡汽化的问题问题三种蒸馏馏曲线线的换换算主要求助于经验经验方法–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lg D=0.00852t-1.691 t实际=t+D10（1）．常压压蒸馏馏曲线线的相互换换算 （2）．减压压1.33kPa(残压压10mmHg)蒸馏馏曲线线的相互换换 算（3）．减压压1.33kPa(残压压10mmHg)蒸馏馏曲线换线换算为为常 压压蒸馏馏曲线线（4）．常压压平衡汽化曲线换线换算为压为压力下平衡汽化曲线线（5）．常压压与减压压下平衡汽化曲线线的换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11(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12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13【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＝0.50716 t10＝ 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，℃239261.2270.8278.4288.3302.8314.214②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%11.41315③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＝327.4165. 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171、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＋PS ①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＋PS ①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20①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,1212、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223、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237.3 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)原油是复杂杂的混合物 组组成至今无法完全准确地测测定，不可能按 组组分要求来分离产产品。

(2)精馏馏原料的沸程很宽宽 对对原油而言，甚至在高真空条件下，还还有许许 多重组组分不能汽化24二、常减压蒸馏流程常减压工艺动态流程25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26三、石油精馏塔的工艺特征271、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28四、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↙292、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7-40303、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31五、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321、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.33Q----全塔回流热(3)塔顶气相负荷V1＝L0＋D＋S，Kmol/h342、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：Ln=0353、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I ①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，n KJ/h36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。

37③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，n kJ/h 38②第m块板的液相负荷 令：Qm= Q入，m－Q出，m kJ/h 为m板上的热回流 而Qn= Q入，n－Q出，n kJ/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。