CN103242885B - 一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺。常压塔底油进入一级气化炉，加热后进入一级闪蒸罐分离，气相进入减压塔上部分馏段，液相进入二级气化炉；经加热后进入二级闪蒸罐，气相进入减压塔中部分馏段，液相进入三级气化炉；经加热后进入三级闪蒸罐，气相进入减压塔下部分馏段，液相进入减压塔闪蒸段；各段进料在减压塔中进行减压蒸馏，减压塔侧线抽出侧线产品，塔底抽出减压渣油；其中在所述减压闪蒸罐的上部气相区设置一个超重力旋转蒸发器，在下部液相区设置汽提气体分布器引入高温汽提气体。本发明方法可以明显提高原油减压蒸馏过程中的拔出率，降低装置的能耗，增加装置经济效益，并节省装置投资。

Description

一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺

技术领域

本发明属于石油炼制领域，涉及一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺，具体地说涉及一种有利于提高原油减压蒸馏的拔出率、降低单位能耗的减压闪蒸罐及原油减压深拔工艺方法和装置。

技术背景

原油常减压蒸馏工艺是石油炼制的第一道工序，是通过蒸馏的方法将原油分割成不同馏程范围的组分，以适应产品和下游装置对原料的工艺要求。其轻油收率的高低和能耗的大小直接影响石油炼制的经济效益。常规的原油常减压蒸馏工艺多采用“二炉三塔”的流程：原油预处理后进入初馏塔（或闪蒸塔），然后经常压炉加热进入常压塔，常压塔底油经减压炉加热由减压转油线送到减压塔，完成对原油的常压蒸馏和减压蒸馏，获得满足质量要求的产品和下游装置的原料。

随着科学技术飞速发展和社会生活消费的不断增长，世界石油需求量随着经济的发展逐年增加，原油资源供应中重油和超重油的供应比例逐步增加，轻质油、中质油的供应比例持续下降。提高原油常减压蒸馏中的拔出率，获得更多的轻油馏分油，降低常减压装置能耗，提高装置经济效益成为全球炼化行业共同关注的课题。并且随着我国国民经济的快速发展，我国石油消费总量在2020年预计将突破6.5亿吨，原油的对外依存度将达到50%～60%。合理利用原油资源，优化加工工艺已是我国石油化工势在必行之举。在装置大型化及炼化一体化新型炼厂设计中，身为“龙头”的原油常减压蒸馏装置在资源利用最大化、能源利用节约化、操作成本合理化、规模投资最佳化，实现我国石油化工产业的可持续发展中具有举足轻重的地位。因此，新建原油蒸馏装置要求更高的切割深度，减压渣油中500℃以下馏分含量要小于5％（质量），甚至更低；许多老的常减压装置在要求更高切割点的同时，面临加工规模不能满足处理量要求和原油品种不断变化的情况，需要对装置进行扩能改造，消除“瓶颈”，提高原油蒸馏能力。

为此，国内外学者对减压蒸馏技术进行了比较深入的研究，为提高减压分馏塔的拔出率，得出了一系列的经验，可以归结为：（1）采用先进的真空系统，提高减压分馏塔顶的真空度；（2）采用新型、高效填料，减少塔内压降，使得塔底闪蒸区保持较高真空度；（3）改进转油线设计，降低转油线压力降和温度降；（4）优化洗涤段设计和操作，强化洗涤段的分馏概念；（5）采用新型高效的气体和液体分布器等。

专利US7172686发表了一种提高原油蒸馏馏分油收率的方法，方法一是从塔内侧线抽出气相物流，进行分离得到产品，一部分气相返回塔内；方法二是进料混合物按沸点高低加热分离为轻馏分、中间馏分、重馏分，然后分别在不同的进料位置进入塔内进行分馏，从侧线依次抽出轻、重馏分。方法一相当于侧线加了一个汽提塔，改善了馏分油质量。但一定程度增加了装置投资和能耗；方法二实现了轻、重馏分分段进料，改善了原油蒸馏分馏塔的操作，有利于提高馏分油收率，但把已经从混合进料中分离出来的轻馏分再次送入塔内进行分馏，重复操作增加装置能耗且没有降低塔的负荷。

专利CN2242892Y公开了一种复合原油蒸馏减压塔，塔底设有一个液封装置与上部隔开，并有一个真空系统接口与塔顶真空系统相连。该实用新型通过液封装置将减压塔的精馏段和下部的深拔段隔开，可以将油品质量和拔出率分别予以考虑，可以相对地提高减压拔出率，但深拔的油品质量很难满足下游装置对原料的工艺要求，同时该实用新型的塔结构复杂，塔顶真空系统负荷高，装置能耗相对会高。

专利CN1287872A发表了一种带有深度汽提过程的原油常减压蒸馏方法，是在减压塔侧并联一个洗涤罐，减压塔的进料段与汽提段由液封隔离分布器隔开，汽提段的油气通过连通管进入洗涤罐的下部，取自减压塔减三线出料的吸收油经冷却后由洗涤罐上部进入向下喷淋与向上的油气逆向传质传热，洗涤罐的罐顶油气出料返回减压塔的上部，罐底出料作为洗涤油返回减压塔。该工艺通过增设洗涤罐使减压塔汽提段经历了一个深度汽提的过程，有利于提高减压拔出率。但该方法只是对减压塔汽提段进行了优化改进，用质量较好的减三线油作为洗涤油，在经济效益上尚待研究。

专利CN1884441A公开了提高石油常减压蒸馏轻油收率的方法，将含松脂的添加剂加到石油常减压蒸馏塔的原油中，通过改变原油分子间的作用力而提高常减压蒸馏的轻油收率。但该方法没有在工艺技术根本上改变蒸馏技术，而且要消耗大量的添加剂，增加了装置运行成本和添加化学试剂的操作难度。

专利CN101376068A公开了一种带有减压闪蒸塔的常减压蒸馏方法和设备，是在常压渣油入减压炉前设置一个减压闪蒸塔。闪蒸塔底油进减压加热炉，闪蒸塔顶气进入与闪蒸塔顶气馏分相近的某个侧线产品抽出口的上方或下方。该方法通过增加减压闪蒸塔改进常减压装置的流程，达到提高处理量，提高拔出率，降低能耗的目的。但常压塔底油入闪蒸塔，由于常压塔底油的温度相对较低，再加上炉前闪蒸塔的真空度相对不高，闪蒸塔闪蒸气化的作用有限，而且闪蒸塔顶气相入减压塔，相当于闪蒸后减压塔分段进料，没有在根本上改变减压塔的分馏作用。

减压转油线是减压炉和减压塔之间的连接管线，管内流体属于变温汽液两相流动过程。在高温、高真空操作条件下，减压转油线内流体的温度、压力和流速沿转油线截面的变化对转油线内流体的平衡汽化率有着重要的影响，进而直接影响减压塔闪蒸段的汽化过程，对减压拔出率起着至关重要的作用。近些年来，减压蒸馏装置中以大直径（一般直径可以达到2m以上）低速减压转油线技术逐渐取代了以往的高速转油线，其目的是在保证减压塔进料段汽化分率的条件下，尽可能降低减压炉出口温度，以防止炉管结焦。或者说，是在规定的炉出口温度下，尽可能提高塔进料段汽化率，以提高产品分率。为达到这一目的，只有尽可能降低炉管和转油线压降，使油品汽化点提前。由于转油线必须采用15m以上（以保证气液相有一定的分层时间，有利于提高产品质量和减压塔拔出率），因此大直径长距离的转油线占减压蒸馏装置投资的较大比例，同时热量损失和压降增加等因素均不利于减压蒸馏塔的操作，且形成的热应力、热位移在安全性上给设计和安装造成一定的难度。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供了一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺，本发明原油减压深拔工艺可以明显提高原油减压蒸馏过程中的拔出率，降低原油减压蒸馏装置单位能耗，增加装置经济效益，节省装置投资。

本发明提供的强化闪蒸的原油减压深拔工艺，包括以下内容：

（1）由常压蒸馏来的常压塔底油（简称常底油）首先进入一级气化炉，加热到370～380℃后进入一级减压闪蒸罐，一级闪蒸罐底部引入高温汽提气体，一级闪蒸气相进入减压蒸馏塔上部分馏段；

（2）从步骤（1）来的一级闪蒸液相进入二级气化炉，加热到390～400℃后进入二级减压闪蒸罐，二级闪蒸罐底部引入高温汽提气体，二级闪蒸气相进入减压蒸馏塔中部分馏段；

（3）从步骤（2）来的二级闪蒸液相进入三级气化炉，加热到410～420℃后进入三级减压闪蒸罐，三级闪蒸罐底部引入高温汽提气体，三级闪蒸气相进入减压蒸馏塔下部分馏段；

（4）从步骤（3）来的三级闪蒸液相进入减压蒸馏塔闪蒸段；

（5）各段进料在减压蒸馏塔中进行减压蒸馏，减压蒸馏塔塔顶连接抽真空系统，从塔各侧线抽出产品，塔底抽出减压渣油；

其中所述一级闪蒸罐、二级闪蒸罐和三级闪蒸罐为一种具有特殊结构减压闪蒸罐，这种减压闪蒸罐包括罐体和罐内构件，罐体内包括上部气相区和下部液相区，在气相区上部设置进料分布器，在进料分布器下方设置超重力旋转蒸发器，超重力旋转蒸发器固定在罐体纵向轴心位置的转轴上；在下部液相区设置汽提气体分布器引入高温汽提气体。

根据本发明的原油减压深拔工艺，其中所述减压闪蒸罐中的超重力旋转蒸发器为圆台形结构，其上底面圆的外径略小于闪蒸罐内径，一般为闪蒸罐内径的70%~98%，下底面圆的直径为闪蒸罐内径的20%~60%。圆台形旋转蒸发器距闪蒸罐下部液相区有200mm～600mm的高度。圆台形超重力旋转蒸发器可以采用本领域常规的超重力旋转床构成，如由金属丝网制作或填充在金属筛网内的填料构成等。超重力旋转蒸发器的转轴采用电机驱动或磁力驱动。

本发明的原油减压深拔工艺，所述减压闪蒸罐的罐体上设置进料口、闪蒸气相出料口、闪蒸液相排出口和汽提气体入口。进料口设置在罐上部气相区超重力旋转蒸发器的上方，通过进料分布器将进料引入罐内进行气液分离，气相上升从设置在罐顶部的闪蒸气相出料口排出，液相降落到超重力旋转蒸发器上。汽提气体入口设置在罐下部液相区，通过气体入口分布器引高温气体入罐内对液相进行汽提。闪蒸液相出料口设置在闪蒸罐底部。在闪蒸气相出料口也可以设置除沫网。超重力旋转蒸发器的转速、金属丝网和填料构成可以根据进料的性质、装置的规模及操作要求确定，转速一般可以为30~600转/分。

本发明的原油减压深拔工艺中，所述减压闪蒸罐的进料口处的进料分布器采用环管式进料分布器，流体出口形成的环面直径应小于旋转蒸发器上底面的直径，如可以为旋转蒸发器上底面直径的10%～90%，优选30%～80%。保证下降的液相完全分布到旋转蒸发器上。

本发明的原油减压深拔工艺中，减压闪蒸罐汽提气体入口气体分布器采用一种能够促进气体均匀分布的本领域常用的设备，也可按本领域现有的方法制备。所述的汽提气体可以是高温（380℃～420℃）过热蒸汽，也可以是高温（350℃～400℃）的氢气、氮气或其它惰性气体。

本发明原油减压深拔工艺中，在具有上述罐内构件的减压闪蒸罐底部通入汽提气体，汽提气体用量为该罐进料量的0.1wt%~3wt%，优选0.1wt%~1wt %。所述汽提气体选自过热蒸汽、高温氢气或氮气，优选为过热蒸气。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的一级减压闪蒸罐为本发明上述带有超重力旋转蒸发器的减压闪蒸罐。罐顶操作压力通过气相出口控制。一级闪蒸罐气相出口连接减压蒸馏塔上部分馏段，由气相出口上的控制阀控制一级闪蒸罐压力为8 kPa～40 kPa，优选为10 kPa～20 kPa。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的二级减压闪蒸罐为本发明上述带有超重力旋转蒸发器的减压闪蒸罐。罐顶操作压力通过气相出口控制，气相出口连接减压蒸馏塔中部分馏段，由气相出口上的控制阀控制二级闪蒸罐压力为5 kPa～30 kPa，优选为6 kPa～15 kPa。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的三级减压闪蒸罐为本发明上述带有超重力旋转蒸发器的减压闪蒸罐。罐顶操作压力通过气相出口控制，气相出口连接减压蒸馏塔下部分馏段，由气相出口上的控制阀控制三级闪蒸罐压力为2 kPa～20 kPa，优选为3 kPa～10 kPa。

本发明原油减压深拔工艺中，常底油和各级减压闪蒸罐的罐底液相经加热后分别进入各级减压闪蒸罐，由一个初始进料分布器进行气液分离分布，气相上升由罐顶闪蒸气出料口排出，液相分配到超重力旋转蒸发器上，在高速旋转的超重力蒸发器形成的超重力空间，液相中的气相或相对较轻的组分在高真空、高温的条件下从液相中逸出；同时，罐底通入的高温汽提气体使罐内液相中相对较轻的组分进一步汽提出来，形成了一定负荷的上升气相，在超重力旋转蒸发器内和下降的液相进一步进行传质、传热。从而，一方面使进料渣油中的气相得到完全分离，另一方面使渣油中更多的轻组分蒸发出来，提高了减压蒸馏的拔出率，且改善了上升气相的质量。未气化蒸发的液相在闪蒸罐底部液相区，从闪蒸罐液相出料口排出。闪蒸罐液相区有液位控制。

本发明原油减压深拔工艺，取消了常规减压转油线的设置，在常压塔和减压塔之间设置渐次气化炉和渐次分离设备，各级气化炉和分离设备之间用管道连接，可以紧凑设置，无需考虑常规减压转油线不小于15米的转油线设置。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的减压蒸馏塔可以是燃料型减压蒸馏塔，也可以是润滑油型减压蒸馏塔。减压蒸馏塔可以采用湿式操作，也可采用微湿式或干式操作；侧线产品数目一般为3～5个，根据产品需要和原油品种来确定。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的减压蒸馏塔由冷凝段、分馏段、洗涤段、闪蒸段等部分组成。冷凝段可以设置塔板或填料，也可以不设塔板或填料，以空塔形式布置；分馏段设置高通量、低压降的填料或塔板，数目一般为3～5个，根据产品需要和原油品种来确定。洗涤段设置不易堵塞的填料或塔板，用减压蒸馏塔最底侧线出料打到洗涤段填料或塔板上方进行净洗；闪蒸段安装压降较小的进料分布器。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的减压蒸馏塔塔顶进行抽真空操作，控制减压塔塔顶压力为1 kPa～10 kPa，优选为1kPa～5 kPa。抽真空操作可以采用本领域中常规的方法和设备。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的一级气化炉、二级气化炉、三级气化炉可以是各自独立的，也可以是三合一加热炉，三级进料分别设置在三合一加热炉中不同的辐射段，来满足不同的气化炉出口温度要求。

本发明原油减压深拔工艺中，所述的一级减压闪蒸罐、二级减压闪蒸罐、三级减压闪蒸罐可以独立布置，也可以重叠布置，以减少装置占地。

本发明原油减压深拔工艺中，为了避免压降过大，渐次气化和渐次减压设备间或设备内的管道可以采取扩径处理。

本发明原油减压深拔工艺中，通过对减压进料的渐次气化，将进料加热到接近冷凝的温度下进行气化，大幅降低加热和冷却的不可逆性；通过渐次减压，及时将气化的轻馏分分离出去，减少各级气化炉的负荷，从而降低了装置的能耗。同时，采用带有超重力旋转蒸发器的减压闪蒸罐，利用高温气体对各级闪蒸罐内液相进行减压汽提。

与现有技术相比，本发明方法具有以下优点：

1、采用结构适宜的减压闪蒸罐，并利用高温气体进行汽提，使液滴在超重力和汽提作用下提高减压闪蒸效果，一方面可以提高气液分离，另一方面可以明显提高进料中轻组分的蒸发率，有利于提高原料减压蒸馏过程的拔出率。

2、各级气化炉出口直接连通减压闪蒸罐，闪蒸罐顶部气相引入减压蒸馏塔，使各级气化炉内压力更低，常底油和各级闪蒸罐液相在气化炉内的气化点提前，炉出口气化率高，保证了较高的总气化率，从而有利于提高减压拔出率。

3、通过渐次分离及时将渐次气化的轻馏分分离出去，气化炉只加热相对重的液相馏分，较常规减压蒸馏工艺中全馏分都加热到减压蒸馏临界温度，大幅降低装置能耗。

4、闪蒸后液相单独进入减压蒸馏塔，避免了气液混合进料所造成的气相夹带，保证了减压侧线产品质量。而且，一定程度上减少了减压塔蒸馏所需的理论板，可以适当减少塔高及塔径，节省装置投资。

5、各级分离后的气相进入减压蒸馏塔中上部，降低减压蒸馏塔的全塔压降，降低了抽真空负荷，从而降低装置能耗。

6、各级分离后的气相分段进入减压蒸馏塔的不同位置，避免了减压蒸馏塔内气相负荷分布不均，同时相对轻的馏分进入减压蒸馏塔中上部，经减压分馏冷凝后及时从各侧线抽出，降低减压蒸馏塔的负荷，有利于减压蒸馏装置的扩能升级。

7、渐次气化炉和渐次分离设备可以采用紧凑布置。取消了减压转油线，避免了粗管径、大管长转油线低速段所造成的转油线热位移，优化了减压蒸馏工艺设计。且设备结构简单、装置操作弹性好。

8、本发明工艺技术先进合理，能耗水平低，减压渣油收率低，对于旧装置的改造，具有设备改造量少、设备利旧率高、投资低、施工周期短、装置收益明显快捷等优点；对于新装置的设计建设，具有工艺合理先进、能耗水平低、减压馏分油收率高，且在同等规模的前提下，可减少主体设备规模，节省装置投资等特点。

附图说明

图1为本发明的一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺示意流程图。

图2为本发明减压闪蒸罐结构示意图。

其中1为常底油；2为一级气化炉；3为一级减压闪蒸罐；4为二级气化炉；5为二级减压闪蒸罐；6为三级气化炉；7为三级减压闪蒸罐；8为减压蒸馏塔；9为抽真空系统；10为减压塔侧线产品减压馏分油出料；11为塔汽提蒸汽；12为减压渣油；13为各级闪蒸罐汽提气体；14为超重力旋转蒸发器；15为转轴；16为汽提气体入口分布器；17为液相排出口；18为汽提气体口；19为除沫网；20为气相出料口；21为进料分布器；22为减压闪蒸罐进料口。

具体实施方式

本发明方法采用带有超重力旋转蒸发器的减压闪蒸罐，并使用高温气体对减压闪蒸罐进行汽提，采取对常压蒸馏后的重油进行渐次气化和渐次减压的工艺，气化、减压闪蒸出来的气相分别进入减压蒸馏塔的不同分馏段，剩余的液相进入减压蒸馏塔的闪蒸段进行减压蒸馏，从减压蒸馏塔侧线抽出不同馏分的侧线产品，减压渣油从塔底抽出。该方法取消了常规减压蒸馏工艺中的减压转油线，采用渐次加热和增加分离设备的方法气化常底油，并及时将气化后的物料分离出去，减少轻馏分过热裂解，降低了加热的不可逆性；同时采用渐次减压技术，降低了物料的油气分压，利用超重力旋转形成的超重力空间和高温气体汽提的作用逐步将轻馏分分离出去，使气液得到更好的分离并把液相中相对较轻的馏分进一步蒸发出来，从而逐步减少了物料的加热负荷，在油品的临界加热温度下可以使更多的组分气化出来，大大提高减压拔出率。本方法对旧装置的扩能改造，在主体设备利旧的情况下，可以大大提高设备的利用率，降低装置能耗，提高装置处理量；对新建装置，优化了减压蒸馏工艺设计，节省装置投资，增加装置的吨油利润。

结合图1对本发明原油减压深拔工艺进行描述：

常底油1进入一级气化炉2，加热到370℃～380℃后的一定气化率的混合物料进入一级减压闪蒸罐3，罐底通入高温汽提气体13，罐顶连接减压蒸馏塔8的上部分馏段，使罐内具有一定的真空度条件下进行减压闪蒸分离，气相由罐顶送往减压蒸馏塔上部的分馏段，罐底液相进入二级气化炉4。在二级气化炉4内被加热到390℃～400℃后具有一定气化率的混合物料进入二级减压闪蒸罐5，罐底通入高温汽提气体13，二级闪蒸气相由罐顶送往减压蒸馏塔8中部分馏段，液相从罐底进入三级气化炉6。在三级气化炉6内物料被再次加热到410℃～420℃后进入三级减压闪蒸罐7，罐底通入高温汽提气体13，罐顶气相进入减压蒸馏塔8下部的分馏段，罐底液相进入减压蒸馏塔8闪蒸段。各段进料在减压蒸馏塔8中，在塔顶抽真空系统9和塔底汽提蒸汽11的作用下进行减压蒸馏，依次从减压蒸馏塔各冷凝段集油箱中抽出减压馏分油10送出装置，减压渣油12从减压蒸馏塔8塔底抽出外送。

结合图2对本发明减压闪蒸罐进行描述：

升温至370℃～380℃的常底油、390℃～400℃的一级减压闪蒸罐液相、410℃～420℃二级减压闪蒸罐液相分别进入一级减压闪蒸罐3、二级减压闪蒸罐5、三级减压闪蒸罐7，从各级减压闪蒸罐进料口22进入，由进料分布器21进行初步的气液分离，气相经除沫网19从闪蒸罐气相出料口20排出送进减压蒸馏塔不同分馏段，液相下降到超重力旋转蒸发器14上，超重力旋转蒸发器固定在靠电机驱动或磁力驱动的转轴15上。高温汽提气体13从汽提气体口18引入，经汽提气体入口分布器16分布后对闪蒸罐内液相进行汽提。在高速旋转的蒸发器形成的超重力空间和高温气体的汽提作用下，液相中的气相或相对较轻的组分在闪蒸罐内高真空、高温的条件下在极短的时间内从液相中逸出，逸出来的气相分子和气液分布器分布下来的液相完成气液传质、传热，混合到闪蒸罐闪顶气相中从闪蒸罐气相出料口20排出。未被蒸发的物料则在降落到闪蒸罐液相区，从闪蒸罐液相出料口17排出。

本发明一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺方法，通过超重力旋转蒸发器和高温气体汽提，改善了减压闪蒸罐气液分离及闪蒸效果；采取渐次加热和渐次减压的工艺方法，改进了原油减压蒸馏工艺，使减压进料在更低的压力和更高的加热温度下气化、闪蒸，保证了减压进料更高的气化率，从而提高减压蒸馏的拔出率，增加装置的经济效益；另外，及时把气化的气相分离出来，采取不同馏分范围的闪蒸气相进减压蒸馏塔不同的部位，不仅降低了减压进料的加热负荷，而且降低了减压蒸馏塔及抽真空负荷，大幅降低减压蒸馏装置能耗。经Aspen流程模拟软件模拟计算证实，处理相同的原料本发明工艺方法较现有工艺路线的减压渣油收率少2wt%～5wt%，装置能耗降低10wt%～50wt%。

实施例1

本发明的方法用于某新建1000万吨/年原油常减压蒸馏装置的设计，减压部分工艺流程与图1所示相同。

减压装置的处理量为500万吨/年，减压流程包括一级气化炉、一级减压闪蒸罐、二级气化炉、二级减压闪蒸罐、三级气化炉、三级减压闪蒸罐、减压蒸馏塔。各级减压闪蒸罐采用本发明上述结构的减压闪蒸罐，为一种带有超重力旋转蒸发器和高温汽提气体的减压闪蒸罐。超重力旋转蒸发器由金属丝网内装填填料构成，其上底面圆的外径D为减压闪蒸罐内径φ的90%，下底面圆的直径为闪蒸罐内径φ的50%。旋转蒸发器距闪蒸罐下部液相区的高度为500mm。减压闪蒸罐进料分布器采用环管式进料分布器，流体出口形成的环面直径d为旋转蒸发器上底面直径D的70%。从汽提气体入口引入温度为420℃的过热蒸汽。汽提过热蒸汽量为各级闪蒸罐进料量的0.3wt %。

减压蒸馏塔为规整填料塔，采用湿式工艺操作，塔底吹汽量为塔进料的1％，塔顶操作压力为1.315 kPa，全塔压降为685Pa。

常底油1以550吨/小时进料入减压蒸馏装置，经一级气化炉2加热到370℃后由减压闪蒸罐进料口13进入一级减压闪蒸罐3，罐底引入420℃的过热蒸汽，分离闪蒸出来的气相由罐顶气相出料口20排出进入减压蒸馏塔8上部分馏段，控制罐顶气相保证一级闪蒸罐压力为10 kPa；罐底液相由液相出料口17排出进入二级气化炉4，加热升温到390℃后由减压闪蒸罐进料口13进入二级闪蒸罐5，罐底引入420℃的过热蒸汽，二级闪蒸分离出来的气相由罐顶气相出料口20排出进入减压蒸馏塔8中部分馏段，控制罐顶压力为6 kPa；二级闪蒸液相由液相出料口17排出进入三级气化炉6，加热升温到410℃后由减压闪蒸罐进料口13进入三级闪蒸罐7，罐底引入420℃的过热蒸汽，三级闪蒸分离出来的气相由罐顶气相出料口20排出进入减压蒸馏塔8下部分馏段，控制三级闪蒸压力为3 kPa，三级闪蒸液相由液相出料口17排出进入减压蒸馏塔8闪蒸段。各段进料在减压蒸馏塔8中进行减压蒸馏，从侧线抽出减压产品10，减压渣油12从塔底抽出。

比较例1

同样涉及实施例1中新建1000万吨/年原油常减压蒸馏装置的设计。减压装置的处理量为500万吨/年。采用CN101376068A中公开的带有减压闪蒸塔的常减压蒸馏方法。

在相同进料、工艺条件下，表1中列出了采用本发明实施例1与比较例1在减压拔出率、装置能耗、投资等方面，应用Aspen流程模拟软件进行模拟研究的数据对比。

表1

项  目	实施例1	比较例1
			操作条件
公称处理量/（吨/小时）	550	550
			进料种类	科威特原油＞350℃部分	科威特原油＞350℃部分
减压塔塔顶压力/ kPa	1.315	1.315
			塔压降/ kPa	0.685	0.685
减压炉出口温度/℃	—	410
			一级气化炉出口温度/℃	370	—
二级气化炉出口温度/℃	390	—
			三级气化炉出口温度/℃	410	—
塔闪蒸段进料温度/℃	409.7（不计散热）	394（不计散热）
			闪蒸罐压力/kPa	—	20
一级闪蒸罐压力/kPa	10	—
			二级闪蒸罐压力/kPa	6	—
三级闪蒸罐压力/kPa	3	—
			收率（对减压进料）
减压渣油收率/ wt%	36.74	40.85
			减压蜡油切割点/℃	612	565
闪顶气量/％	—	1.45
			一级闪蒸气量/％	18.17	—
二级闪蒸气量/％	28.73	—
			三级闪蒸气量/％	11.57	—
能耗
			减压炉负荷/MW	—	39.27
一级气化炉负荷/MW	14.25	—
			二级气化炉负荷/MW	12.38	—
三级气化炉负荷/MW	7.85	—
			总加热负荷/MW	34.48	39.27
消耗蒸汽/(kg/h)	6783	5500
			塔顶冷凝负荷/ MW	79.72	66.21
塔顶真空泵负荷/ MW	1.32	1.27
			设备投资
减压塔	1座/φ4800	1座/φ7916
			真空泵	1台	1台
加热炉	三合一炉/34.48MW	1座/39.27 MW
			闪蒸罐	3个	1个

 从表1中可见，在设备投资方面，利用本发明实施例1虽然多用二台闪蒸罐，但因罐进料逐渐减少，二级闪蒸及三级闪蒸罐的罐体直径都会大幅缩小，且加热炉总负荷下降，加热炉投资会有一定程度的下降；而且实施例1中减压塔塔径较小，相应的塔内件及填料投资也将减少，总的来说装置投资会减少；在装置能耗方面，实施例1的方案虽然使用蒸汽量、塔顶冷却冷凝负荷略有增加，但在装置使用的燃料气随加热炉负荷下降会明显地减少。综合而言减压馏分油收率的单位能耗则大大优于比较例1；在减压拔出率方面，实施例1的结果远远好于比较例1，深拔的程度也相对较高，减压渣油收率出现大幅下降。

实施例1中，减压渣油对减压进料的收率为36.74％（质量），减压蜡油的切割点达到612℃。按比较例1所述的方法计算，减压渣油对总进料的收率为40.85％，减压蜡油切割点为565℃，深拔程度不及本发明。

采用本发明实施例1的减压蒸馏流程，减压塔最大塔径为φ4800mm，如采用比较例1的流程，则减压塔最大塔径为φ7916mm，装置的设备投资可显著降低。

按1000万吨/年常减压装置来算，减压部分进料约为550吨/小时，实施例1较比较例1降低渣油收率4.11％，以渣油和混合蜡油差价250元/吨来计，年折合人民币：550 ×4.11％×250×8400＝4747.05万元。即使扣除多使用蒸汽量和塔顶冷却冷凝量，装置取得的经济效益也非常显著。

实施例2

本发明的方法用于某原油常减压装置的扩能改造，常压部分与常规常减压装置相同，减压部分主要包括级气化炉、一级减压闪蒸罐、二级气化炉、二级减压闪蒸罐、三级气化炉、三级减压闪蒸罐、减压蒸馏塔。

各级减压闪蒸罐采用本发明上述结构的减压闪蒸罐，为一种带有超重力旋转蒸发器和高温汽提气体的减压闪蒸罐。超重力旋转蒸发器由金属筛网内装填填料构成，其上底面圆的外径D为减压闪蒸罐内径φ的90%，下底面圆的直径为闪蒸罐内径φ的50%。旋转蒸发器距闪蒸罐下部液相区的高度为500mm。减压闪蒸罐进料分布器采用环管式进料分布器，流体出口形成的环面直径d为旋转蒸发器上底面直径D的70%。从汽提气体入口引入温度为420℃的过热蒸汽。汽提过热蒸汽量为各级闪蒸罐进料量的0.3wt %。

减压塔为规整填料塔，塔顶操作压力为1.315 kPa，全塔压降为685 Pa。采用湿式工艺操作，塔底吹汽量为塔进料的1％。

常底油1以550吨/小时进料入减压蒸馏装置，经一级气化炉2加热到370℃后由减压闪蒸罐进料口13进入一级减压闪蒸罐3，罐底引入420℃的过热蒸汽，分离闪蒸出来的气相由罐顶气相出料口20排出进入减压蒸馏塔8上部分馏段，控制罐顶气相保证一级闪蒸罐压力为10 kPa；罐底液相由液相出料口17排出进入二级气化炉4，加热升温到390℃后由减压闪蒸罐进料口13进入二级闪蒸罐5，罐底引入420℃的过热蒸汽，二级闪蒸分离出来的气相由罐顶气相出料口20排出进入减压蒸馏塔8中部分馏段，控制罐顶压力为6 kPa；二级闪蒸液相由液相出料口17排出进入三级气化炉6，加热升温到410℃后由减压闪蒸罐进料口13进入三级闪蒸罐7，罐底引入420℃的过热蒸汽，三级闪蒸分离出来的气相由罐顶气相出料口20排出进入减压蒸馏塔8下部分馏段，控制三级闪蒸压力为3 kPa，三级闪蒸液相由液相出料口17排出进入减压蒸馏塔8闪蒸段。各段进料在减压蒸馏塔8中进行减压蒸馏，从侧线抽出减压产品10，减压渣油12从塔底抽出。

该装置扩能改造减压部分保留原来的减压炉和减压塔，对减压塔内件和填料进行改造。对减压炉炉管和辐射室进行改造，改造成三合一加热炉。拆除转油线低速段，新增主体设备为一级减压闪蒸罐、二级减压闪蒸罐、三级减压闪蒸罐。

改造后装置减压部分加工能力可提高20%～50%，装置能耗降低10%～15%，减压渣油收率降低2%～5%。

比较例2

针对实施例2中涉及的同一套原油常减压蒸馏装置，采用CN101376068A中公开的带有减压闪蒸塔的常减压蒸馏方法进行扩能改造。

在相同进料、工艺条件下，表2中列出了采用本发明实施例2与比较例2针对同一套常减压装置减压部分改造情况，应用Aspen流程模拟软件进行模拟研究的数据对比。

表2

项   目	改造前	实施例2	比较例2
				公称处理量/（t/h）	450	550	550
进料种类	科威特原油＞350℃部分	科威特原油＞350℃部分	科威特原油＞350℃部分
				减压渣油收率/wt%	42.18	36.74	40.85
减压蜡油切割点/℃	540	612	565
				主体设备改造情况
减压塔	φ4600	利旧，更换内件及填料	新建
				真空泵/kW	195	利旧	新建
塔顶冷凝器/ MW	58	扩建	新建
				减压炉/ MW	34.89	改造，扩大负荷	改造，扩大负荷
闪蒸罐	无	新建1个φ4800/新建2个φ2200	新建1个φ4800
				投资及效益
工程投资	—	适中	略大
				年增收/万元	—	3300	1800

按照实施例2进行扩能改造后，减压渣油对减压进料的收率为36.74％（质量），减压蜡油的切割点达到612℃。而按比较例2所述的方法，减压渣油对总进料的收率为40.85％，减压蜡油切割点为565℃，虽然比较例2对原装置进行一定的扩能升级，减压蜡油切割点有一定幅度的提高，但改造的投资略大于实施例2，且减压渣油收率高于实施例2，深拔程度也不及本发明实施例2。

按1000吨/年常减压装置来算，减压部分进料约为550吨/小时，实施例2较比较例2降低渣油收率4.11％，以渣油和混合蜡油差价250元/吨来计，年折合人民币：550 ×4.11％×250×8400＝4747.05万元。扣除较比较例2多使用蒸汽量和塔顶冷却冷凝量，年增加经济收益仍高于比较例2。

Claims (12)

1.一种强化闪蒸的原油减压深拔工艺，包括以下内容：

（1）由常压蒸馏来的常压塔底油首先进入一级气化炉，加热到370～380℃后进入一级减压闪蒸罐，一级闪蒸罐底部引入高温汽提气体，一级闪蒸气相进入减压蒸馏塔上部分馏段；所述高温汽提气体为380℃～420℃的过热蒸汽、350℃～400℃的氢气或350℃～400℃的氮气；

（2）从步骤（1）来的一级闪蒸液相进入二级气化炉，加热到390～400℃后进入二级减压闪蒸罐，二级闪蒸罐底部引入高温汽提气体，二级闪蒸气相进入减压蒸馏塔中部分馏段；

（3）从步骤（2）来的二级闪蒸液相进入三级气化炉，加热到410～420℃后进入三级减压闪蒸罐，三级闪蒸罐底部引入高温汽提气体，三级闪蒸气相进入减压蒸馏塔下部分馏段；

（4）从步骤（3）来的三级闪蒸液相进入减压蒸馏塔闪蒸段；

（5）各段进料在减压蒸馏塔中进行减压蒸馏，减压蒸馏塔塔顶连接抽真空系统，从塔各侧线抽出产品，塔底抽出减压渣油；

其中所述一级闪蒸罐、二级闪蒸罐和三级闪蒸罐具有以下结构，所述减压闪蒸罐包括罐体和罐内构件，罐体内包括上部气相区和下部液相区，在气相区上部设置进料分布器，在进料分布器下方设置超重力旋转蒸发器，超重力旋转蒸发器固定在罐体纵向轴心位置的转轴上；在下部液相区设置汽提气体分布器引入高温汽提气体。

2.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的超重力旋转蒸发器为圆台形结构，其上底面圆的直径为闪蒸罐内径的70%~98%，下底面圆的直径为闪蒸罐内径的20%~60%。

3.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，超重力旋转蒸发器由金属丝网制作或填充在金属筛网内的填料构成。

4.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的超重力旋转蒸发器距闪蒸罐下部液相区的距离为200mm～600mm。

5.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，减压闪蒸罐的罐体上设置进料口、闪蒸气出料口和闪蒸液相排出口，进料口设置在最上位置旋转蒸发器的上部，进料口处设置入口分布器，闪蒸气出料口设置在罐体的顶部，闪蒸气出料口处设置破沫网，闪蒸液相排出口设置在罐体的底部。

6.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述超重力旋转蒸发器的转速为30~600转/分。

7.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的减压蒸馏塔塔顶进行抽真空操作，控制减压塔塔顶压力为1 kPa～10 kPa；所述的一级闪蒸罐由其气相出口上的控制阀控制压力为8 kPa～40 kPa；所述的二级减压闪蒸罐由其气相出口上的控制阀控制压力为5 kPa～30 kPa；所述的三级减压闪蒸罐由其气相出口上的控制阀控制压力为2 kPa～20 kPa。

8.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的减压蒸馏塔为燃料型减压蒸馏塔或润滑油型减压蒸馏塔。

9.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的一级气化炉、二级气化炉、三级气化炉各自独立或者为三合一加热炉，三级进料分别设置在三合一加热炉中不同的辐射段。

10.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的一级减压闪蒸罐、二级减压闪蒸罐、三级减压闪蒸罐独立布置，或者重叠布置。

11.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述减压闪蒸罐的进料口处的进料分布器采用环管式进料分布器，流体出口形成的环面直径为旋转蒸发器上底面直径的10%～90%。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，各级闪蒸罐中高温汽提气体通入量占该级闪蒸罐进料的0.1wt%~3wt%。