专利名称：原油渐次蒸馏节能设备和工艺方法
技术领域：
本发明属于石油加工领域，特别涉及原油渐次蒸馏节能设备和工艺方法。
背景技术：
原油蒸馏是炼油厂的龙头，它是采用加热和减压的方法，通过常压蒸馏和减压蒸馏过 程，获得汽油、煤油、柴油、蜡油和渣油等馏分油产品。 一般是原油经过脱盐脱水处理后， 通过换热网络系统换热到240—26(TC左右进入初馏塔，在初馏塔顶分离出轻汽油或重整原 料，初馏塔底油再通过换热网络换热到290—31(TC左右进入常压炉，经常压炉加热到350 一370'C左右进入常压塔进行分离，得到汽油、煤油、柴油和部分蜡油；常压塔底油进入 减压炉，加热到390—41(TC左右再进入减压塔，分离出部分柴油、蜡油和渣油等产品。
近年来，随着我国经济的快速发展，对燃料油的需求增长很快，许多老的常减压装置 需要进行扩能改造。而另一方面，很多炼油装置所加工的原油品种、性质发生了较大的变 化，造成常压塔或减压塔的拔出率有很大改变，在同样的加工规模下，经常出现常压塔或 减压塔、常压炉或减压炉不能满足处理量要求的情况。因此需要对装置进行改造，消除"瓶 颈"，提高原油加工能力，同时降低能耗。
中国专利申请03108050.2 (授权公告号CN 1194070C)，公开了石油常减压蒸馏工艺 及其装置，通过新增加一级蒸馏部分，前后分别转移部分常压负荷和减压负荷至一级减压 塔，即采用初馏塔一常压炉一一级减压炉一一级减压塔一二级减压炉一二级减压塔的"三 炉、四炉"减压蒸馏的新工艺，以满足加工量的要求。该专利可以提高设备利旧率、操作 弹性较大、能耗与原工艺相比相差不大。但该专利仅仅考虑的是装置利旧扩产，不是从过 程节能角度出发，没有对原油常减压蒸馏进行能量优化。
目前原油的常减压蒸馏流程比较成熟、变化小。生产中存在的主要问题是原油加工能 耗高，常压炉和减压炉是常减压蒸馏装置的主要能量消耗设备。经过理论分析可知，其中 一个重要原因是蒸馏过程的不可逆加热和冷却造成的。即将原油加热到很高的温度进行 汽化，然后在较低的温度下冷凝获得相关产品。如果将原油加热到接近冷凝的温度下进行 汽化，就可以大幅度降低加热和冷却的不可逆性，从而实现节能的目的。
发明内容
本发明的原油渐次蒸馏节能工艺包含两方面的内容渐次加热和渐次减压。 一是采用 渐次加热技术采用渐次加热和增加分离设备的方法汽化原油，减少不可逆性，及时将汽 化后的物料分离出去；二是采用渐次减压技术由于逐步将轻组分拔出，剩余物料就可以
在更低的压力下实现汽化，以降低原料的加热温度。本工艺技术能降低投资额、提高设备 利用率、降低能耗、提高处理量。
本发明的原油渐次蒸馏节能设备，是依原油渐次蒸馏连接方式次为闪蒸塔2、初馏 塔7、初减压塔13、浅减压塔21和深减压塔29;在闪蒸塔2与初馏塔7之间设置有电脱 盐装置和换热网络，初馏塔7和初减压塔13之间设置有换热网络或初减压炉39，初减压 塔13和浅减压塔21之间设置有浅减压炉20，浅减压塔21和深减压塔29之间设置有深减 压炉28。
上述的电脱盐装置还可以设置在闪蒸塔2前。
本发明的原油渐次蒸馏节能设备的工艺方法，进入到闪蒸塔(2)的温度是120—24(TC， 闪蒸塔塔顶绝对压力110—250kPa、塔顶温度40—150°C、塔底温度100—200°C;从电脱 盐出来的原油经换热37到200—300'C进入初馏塔7;闪蒸塔塔顶绝对压力110—250kPa、 塔顶温度40—15(TC、塔底温度100—20(TC;进入初馏塔7的温度200—300'C 。初馏塔 顶塔顶绝对压力100—300kPa、塔顶温度40—17(TC、塔底温度200—300°C 。进入初减压 塔(13)的物料温度为250—35(TC，初减压塔塔顶绝对压力30—90kPa、塔顶温度40—170 。C、塔底温度200—350°C。进入浅减压塔21的物料温度为300—395'C，浅减压塔塔顶 绝对压力10—90kPa、塔顶温度40—190。C、塔底温度300—39(TC。进入深减压塔29的 物料温度为320—420°C，深减压塔操作条件为塔顶绝对压力2—50kPa、塔顶温度55— 200°C、塔底温度300—400。C 。
当电脱盐装置还可以设置在闪蒸塔2前时，是原油1经过换热36被加热到80—15(TC， 进入电脱盐系统6，从电脱盐出来的原油经过换热到120—24(TC进入闪蒸塔2。
本发明的独到之处为通过渐次加热，将原油逐步加热到接近冷凝的温度下进行汽化， 大幅度降低加热和冷却的不可逆性；通过渐次减压，及时将汽化的轻馏分分离出去，减少 加热量，从而实现节能的目的。在初馏塔前增设闪蒸塔，将轻组分拔出，可以大幅度降低 原油系统的总压降，降低原油泵的扬程，减少原油泵的轴功率；加工较轻原油时，还可减 轻加热炉负荷。同时由于逐步将轻组分拔出，剩余物料就可以在更低的压力下实现汽化， 因此在初馏塔后即可进入减压蒸馏阶段，采用初减压、浅减压和深减压的渐次减压技术， 以降低原料的加热温度，减轻加热炉负荷，系统的处理能力显著提高。
本发明的具体工艺技术方案如下
该石油渐次蒸馏工艺包括初馏部分和减压蒸馏部分。初馏部分包括闪蒸塔、电脱盐系 统和初馏塔。原油[1]经过换热[36]被加热到120—24(TC左右，进入到闪蒸塔[2]。闪蒸塔塔 顶绝对压力110—250kPa、塔顶温度40—15(TC、塔底温度100—20(TC，塔顶采出汽油。 闪蒸塔底物料[5]进入电脱盐系统[6]，从电脱盐出来的原油经换热[37]到200—300'C左右进 入初馏塔[7];或者原油[1]经过换热[36]被加热到80—15(TC左右，进入电脱盐系统[6]，从 电脱盐出来的原油经过换热到120—240。C左右进入闪蒸塔[2]。 W蒸塔塔顶绝对压力IIO— 250kPa、塔顶温度40—15(TC、塔底温度100—200°C，塔顶采出汽油。闪蒸塔底物料[5〗
经换热[37]到200—300'C左右进入初馏塔[7]。初馏塔顶塔顶绝对压力100—300kPa、塔顶 温度40—17(TC、塔底温度200—30(TC。初馏塔设置三个侧线，分别采出煤油[9]、轻柴油 [lO]和混合料[ll]，混合料进入后面的初减压塔[13]进一歩分离。减压蒸馏部分包括初减压 塔、浅减压塔和深减压塔。初馏塔底的物料[12]进入初减压炉[39]加热到250—35(TC左右， 或经过换热[38]到250—35(TC左右，进入初减压塔，初减压塔塔顶绝对压力30—90kPa、 塔顶温度40—17(TC、塔底温度200—35(TC。初减压塔设置四个侧线，分别采出煤油[15]、 轻柴油[16]、重柴油[17]和混合料[18]。初减压塔底油[19]进入浅减压炉[20]加热到300— 395。C左右进入浅减压堪[21]，浅减压塔塔顶绝对压力10—卯kPa、塔顶温度40—190°C、 塔底温度300—39(TC。浅减压塔设置4个侧线，分别采出轻柴油[23]、重柴油[24]和蜡油 [25][26]。浅减压塔底油[27]进入深减压炉[28]加热到320—42(TC左右进入深减压塔[29]， 深减压塔操作条件为塔顶绝对压力2—50kPa、塔顶温度55—20CTC 、塔底温度300—400°C 。 深减压塔设置4个侧线，分别采出重柴油[31]、蜡油[32][33]和混合料[34];塔底采出减压 渣油[35]。
与传统工艺相比，本发明工艺具有如下优点应用本发明的技术对老的常减压装置进行改造，主体设备壳(炉)体基本可利旧 不变或移位使用，设备利旧率高，可以通过较少的改动量，显著提高装置的原油加工能力， 设备投资小，施工周期短。本发明的技术如用于新装置设计，则可减小主体设备规模，节 约投资。无论在电脱盐前还是电脱盐后增设闪蒸塔，在加工较轻原油时，都可以减轻加热 炉负荷；在电脱盐前新增设闪蒸塔，将轻组分拔出，从而降低电脱盐的压力，大幅度降低 原油系统的总压降，使后面的塔操作更稳定。在渐次级减压操作条件下，柴油馏分同蜡油馏分的相对挥发度大，易于分离，本 装置尽可能的将原油中的汽油、煤油、和柴油全部拔出。在传统常减压蒸馏装置中常压重 柴和减一线蜡油中含有相当一部分32(TC以前的馏分而未能作为轻柴油组分采出，减二线 蜡油中也含有相当一部分365'C以前的馏分而未能作为重柴油组分采出，本方案都很好的 解决了这个问题。在初减压塔、浅减压塔和深减压塔的顶部位置和中部位置均分别设置顶循环回流 系统和中段循环回流系统，平衡了各个减压塔内的负荷，且得到了更多高品位的热能用来 回收利用。本发明通过工艺流程及设备的优化使得系统的操作条件得到改善，全塔压降降 低，有利于提高原油的拔出率，改善产品质量；同时有利于减少加热炉的热负荷，降低装 置能耗。与普通常减压蒸馏装置相比，大幅度节能，经济效益显著。 [7]操作弹性较大。
该工艺为渐次减压和蒸馏节能分离流程，该工艺基本能满足通过原油的渐次减压和渐 次加热，在适当的位置设置蒸馏装置，实现原油加工过程的节能。即采用闪蒸塔一初馏塔
一初减压炉(可省去)一初减压塔一浅减压炉一浅减压塔一深减压炉一深减压塔的新工艺。 该工艺主体设备包括闪蒸塔、初馏塔、初减压炉(或用换热网络替换)、初减压塔、浅减 压炉、浅减压塔、深减压炉、深减压塔，此外包括配套的泵及换热器。本发明适用于石油 蒸馏装置的新建和改造，可以发挥较大的操作弹性和灵活性，与常规常减压流程相比可以 大幅度降低过程能耗和运行成本。
图l:是电脱盐放在闪蒸塔之后，通过换热网络实现初减压塔进料条件的工艺流程简图。 图2:是电脱盐放在闪蒸塔之后，采用初减压炉实现初减压塔进料条件的工艺流程简图。 图3:是电脱盐放在闪蒸塔之前，通过换热网络实现初减压塔进料条件的工艺流程简图。 图4:是电脱盐放在闪蒸塔之前，采用初减压炉实现初减压塔进料条件的工艺流程简图。
图中，l.原油，2.闪蒸塔，3.瓦斯气，4.闪顶汽油侧线，5.闪蒸塔底油，6.电脱盐装 置，7.初馏塔，8.初馏塔顶汽油侧线，9.初馏塔煤油侧线，10.初馏塔轻柴油侧线，11. 初馏塔混合料，12.初馏塔底油，13.初减压塔，14.初减压塔抽真空系统，15.初减塔煤 油侧线，16.初减塔轻柴油侧线，17.初减塔重柴油侧线，18.初减塔混合料，19.初减塔 底油，20.浅减压炉，21.浅减压塔，22.浅减压塔抽真空系统，23.浅减塔轻柴油侧线， 24.浅减塔重柴油侧线，25、 26.浅减塔蜡油侧线，27.浅减塔底油，28.深减压炉，29.深 减压塔，30.深减塔抽真空系统，31.深减塔重柴油侧线，32、 33.深减塔蜡油侧线，34.深 减塔混合料，35.减压渣油，36.换热网络l， 37.换热网络2， 38.换热网络3， 39.浅减 压炉。
具体实施例方式
下面结合附图的实施例将对本发明所提供的技术和设备及其在原油蒸馏装置改造方 面的优势予以进一步的说明，下面通过附图进一步说明本发明，附图是为说明本发明而绘 制的，不对本发明的具体应用形式构成限制。
实施例1:用本发明的方法用于某原油蒸馏装置改造，原流程主要包括初馏塔、常压
炉、常压塔、减压炉、减压塔，装置原处理量为350万吨/年原油。流程如图l所示，主要
包括闪蒸塔、初馏塔、初减压塔、浅减压炉、浅减压塔、深减压炉、深减压塔。改造后装
置设计加工能力提高到600万吨/年，最高可达到700万吨/年。
原油1经过换热网络36被加热到15(TC，进入闪蒸塔2。闪蒸塔顶将瓦斯气3和部分 轻质汽油4拔出，闪底油5进入电脱盐装置6。从电脱盐脱盐脱水后的原油大约135'C左 右，经过换热网络37换热到275i:左右进入初馏塔7;初馏塔顶采出汽油组分8，初馏塔 设置三个侧线，分别采出煤油9、轻柴油10和混合料11，混合料进入后面的初减压塔13 进一步分离。减压蒸馏部分包括初减压塔、浅减压塔和深减压塔。初馏塔底的物料12经 过换热网络38换热后加热到306'C左右，然后进入初减压塔13。初减压塔顶14为抽真空 系统，塔顶绝对压力40kPa。初减压塔设置四个侧线，分别采出煤油15、轻柴油16、重柴
油17和混合料18，混合料进入后面的浅减压塔21进一步分离。初减压塔底油19进入浅 减压炉20加热到346'C左右进入浅减压塔21，浅减压塔顶22为抽真空系统，塔顶绝对压 力15kPa。浅减压塔设置4个侧线，分别采出轻柴油23、重柴油24和蜡油25和蜡油26。 浅减压塔底油27进入深减压炉28加热到37rC左右进入深减压塔29，深减压塔顶30为 抽真空系统，塔顶绝对压力4kPa。深减压塔设置4个侧线，分别采出重柴油31、蜡油32、 蜡油33和混合料34;塔底采出减压渣油35。
该技术对原常减压装置进行了改造，闪蒸塔利旧原初馏塔，初减压塔利旧原常压塔， 深减压塔利旧原减压塔，对部分塔内件进行了改造，浅减压炉利旧原常压炉，深减压炉利 旧原减压炉，新增加的主体设备有初馏塔和浅减压塔。改造后，常减压装置整体处理能力 提高了约72%，与原350万吨/年装置折合到600万吨/年相比，加热炉能耗降低22%，取 得了良好的经济效益和社会效益。
实施例2:本发明也可通过如下技术方案实现的
流程如图2所示，主要包括闪蒸塔、初馏塔、初减压炉、初减压塔、浅减压炉、浅减 压塔、深减压炉、深减压塔。
原油1经过换热网络36被加热到15(TC左右，进入闪蒸塔2。闪蒸塔顶将瓦斯气3和 部分轻质汽油4拔出，闪底油5进入电脱盐装置6。从电脱盐脱盐脱水后的原油大约135°C 左右，经过换热网络37换热到275"C左右进入初馏塔7;初馏塔顶采出汽油组分8，初馏 塔设置三个侧线，分别采出煤油9、轻柴油IO和混合料11，混合料进入后面的初减压塔 13进一步分离。减压蒸馏部分包括初减压塔、浅减压塔和深减压塔。初馏塔底的物料12 进入到初减压炉39加热到306'C左右，然后进入初减压塔13。初减压塔顶14为抽真空系 统，塔顶绝对压力40kPa。初减压塔设置四个侧线，分别采出煤油15、轻柴油16、重柴油 17和混合料18，混合料进入后面的浅减压塔21进一步分离。初减压塔底油19进入浅减 压炉20加热到346'C左右进入浅减压塔21，浅减压塔顶22为抽真空系统，塔顶绝对压力 15kPa。浅减压塔设置4个侧线，分别采出轻柴油23、重柴油24和蜡油25和蜡油26。浅 减压塔底油27进入深减压炉28加热到37rC左右进入深减压塔29，深减压塔顶30为抽 真空系统，塔顶绝对压力4kPa。深减压塔设置4个侧线，分别采出重柴油31、蜡油32、 蜡油33和混合料34;塔底采出减压渣油35。 -
改造后，常减压装置整体处理能力提高了约72%，与原350万吨/年装置折合到600 万吨/年相比，加热炉能耗降低17%，取得了良好的经济效益和社会效益。
实施例3:本发明也可通过如下技术方案实现的
流程如图3，主要包括闪蒸塔、初馏塔、初减压塔、浅减压炉、浅减压塔、深减压炉、 深减压塔。
原油1经过换热网络36被加热到15(TC，进入电脱盐装置6，从电脱盐脱盐脱水后的 原油大约135。C左右，进入闪蒸塔2。闪蒸塔顶将瓦斯气3和部分轻质汽油4拔出，闪底 油5经过换热网络37换热到275'C左右进入初馏塔7;初馏塔顶采出汽油组分8，初馏塔 设置三个侧线，分别采出煤油9、轻柴油lO和混合料ll，混合料进入后面的初减压塔13进一歩分离。减压蒸馏部分包括初减压塔、浅减压塔和深减压塔。初馏塔底的物料12经 过换热网络38换热后加热到306X:左右，然后进入初减压塔13。初减压塔顶14为抽真空 系统，塔顶绝对压力20kPa。初减压塔设置四个侧线，分别采出煤油15、轻柴油16、重柴 油17和混合料18，混合料进入后面的浅减压塔21进一歩分离。初减压塔底油19进入浅 减压炉20加热到346'C左右进入浅减压塔21 ，浅减压塔顶22为抽真空系统，塔顶绝对压 力15kPa。浅减压塔设置4个侧线，分别采出轻柴油23、重柴油24和蜡油25和蜡油26。 浅减压塔底油27进入深减压炉28加热到37rC左右进入深减压塔29，深减压塔顶30为 抽真空系统，塔顶绝对压力4kPa。深减压塔设置4个侧线，分别采出重柴油31、蜡油32、 蜡油33和混合料34;塔底采出减压渣油35。
改造后，常减压装置整体处理能力提高了约72%，与原350万吨/年装置折合到600 万吨/年相比，加热炉能耗降低21%，取得了良好的经济效益和社会效益。
实施例4:本发明也可通过如下技术方案实现的
流程如图4所示，主要包括闪蒸塔、初馏塔、初减压炉、初减压塔、浅减压炉、浅减 压塔、深减压炉、深减压塔。
原油1经过换热网络36被加热到15(TC左右，进入电脱盐装置6。从电脱盐脱盐脱水 后的原油大约135'C左右，进入闪蒸塔2。闪蒸塔顶将瓦斯气3和部分轻质汽油4拔出， 闪底油5经过换热网络37换热到275'C左右进入初馏塔7;初馏塔顶采出汽油组分8，初 馏塔设置三个侧线，分别采出煤油9、轻柴油lO和混合料ll，混合料进入后面的初减压塔 13进一歩分离。减压蒸馏部分包括初减压塔、浅减压塔和深减压塔。初馏塔底的物料12 进入到初减压炉39加热到306'C左右，然后进入初减压塔13。初减压塔顶14为抽真空系 统，塔顶绝对压力20kPa。初减压塔设置四个侧线，分别采出煤油15、轻柴油16、重柴油 17和混合料18，混合料进入后面的浅减压塔21进一歩分离。初减压塔底油19进入浅减 压炉20加热到346匸左右进入浅减压塔21，浅减压塔顶22为抽真空系统，塔顶绝对压力 15kPa。浅减压塔设置4个侧线，分别采出轻柴油23、重柴油24和蜡油25和蜡油26。浅 减压塔底油27进入深减压炉28加热到37rC左右进入深减压塔29，深减压塔顶30为抽 真空系统，塔顶绝对压力4kPa。深减压塔设置4个侧线，分别采出重柴油31、蜡油32、 蜡油33和混合料34;塔底采出减压渣油35。
改造后，常减压装置整体处理能力提高了约72%，与原350万吨/年装置折合到600 万吨/年相比，加热炉能耗降低18%，取得了良好的经济效益和社会效益。
本发明提出原油渐次蒸馏节能设备和工艺方法，己通过较佳实施例子进行了描述，相 关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的结构和技术方法迸行 改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改 动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中。
权利要求
1.一种原油渐次蒸馏节能设备，其特征是依原油渐次蒸馏连接方式次为闪蒸塔(2)、初馏塔(7)、初减压塔(13)、浅减压塔(21)和深减压塔(29)；在闪蒸塔(2)与初馏塔(7)之间设置有电脱盐装置和换热网络，初馏塔(7)和初减压塔(13)之间设置有换热网络或初减压炉(39)，初减压塔(13)和浅减压塔(21)之间设置有浅减压炉(20)，浅减压塔(21)和深减压塔(29)之间设置有深减压炉(28)。
2. 如权利要求1所述的原油渐次蒸馏节能设备，其特征是所述的电脱盐装置设置在闪蒸塔(2)前。
3. 由权利要求1的的原油渐次蒸馏节能设备的工艺方法，其特征是进入到闪蒸塔(2)的温 度是120—24(TC，闪蒸塔塔顶绝对压力110—250kPa、塔顶温度40—150°C、塔底温度 100—20(TC;从电脱盐出来的原油经换热(37)到200—300'C进入初馏塔(7);闪蒸塔 塔顶绝对压力110—250kPa、塔顶温度40—150。C、塔底温度100—20(TC;进入初馏塔(7) 的温度200—30(TC。初馏塔顶塔顶绝对压力100—300kPa、塔顶温度40—170°C、塔底温 度200—300°C。进入初减压塔(13)的物料温度为250—350°C，初减压塔塔顶绝对压力 30—90kPa、塔顶温度40—170。C、塔底温度200—350。C。进入浅减压塔(21)的物料 温度为300—395°C，浅减压塔塔顶绝对压力10—90kPa、塔顶温度40—190。C、塔底温度 300—390"。进入深减压塔(29)的物料温度为320—420°C，深减压塔操作条件为塔 顶绝对压力2—50kPa、塔顶温度55—20(TC、塔底温度300—400°C 。
4. 由权利要求2的的原油渐次蒸馏节能设备的工艺方法，其特征是原油(1)经过换热(36) 被加热到80—15(TC，进入电脱盐系统6，从电脱盐出来的原油经过换热到120—240"C进 入闪蒸塔(2)。
全文摘要
本发明属于原油渐次蒸馏节能设备和工艺方法，是依原油渐次蒸馏连接方式次为闪蒸塔、初馏塔、初减压塔、浅减压塔和深减压塔；在闪蒸塔与初馏塔之间设置有电脱盐装置和换热网络，初馏塔和初减压塔之间设置有换热网络或初减压炉，初减压塔和浅减压塔之间设置有浅减压炉，浅减压塔和深减压塔之间设置有深减压炉。通过渐次加热，将原油逐步加热到接近冷凝的温度下进行汽化，大幅度降低加热和冷却的不可逆性；同时由于逐步将轻组分拔出，剩余物料就可以在更低的压力下实现汽化，因此在初馏塔后即可进入减压蒸馏阶段，采用初减压、浅减压和深减压的渐次减压技术，以降低原料的加热温度，减轻加热炉负荷，系统的处理能力显著提高。
文档编号C10G7/06GK101348730SQ20081005433
公开日2009年1月21日 申请日期2008年8月28日 优先权日2008年8月28日
发明者刘春杰, 斌 姜, 朱天榆, 洪 李, 李鑫钢, 王子君, 罗铭芳, 覃向荣, 许力强, 宁 陈 申请人:天津大学