本发明涉及一种提高蒸馏装置馏分油收率的蒸 馏塔和方法，更具体 地说，涉及一种提高石油炼制工业中的重质油 蒸馏过程馏分油收率的蒸 馏塔和方法。 背景技术

蒸馏塔是石油炼制工业中应用十分广泛的单元 设备。对于一些重质 油品的分馏， 如从原油、 蜡油等油品分馏轻质馏分油时， 蒸馏塔塔釜温 度都较高， 再沸器的热源温位高， 不易获得， 而且重质油品在高温下易 发生热裂解， 所以原油或重油蒸馏塔一般都不设再沸器， 蒸馏所需的热 量来源几乎完全由原料提供， 原料经预热后馏分油汽化， 汽化后的馏分 油从塔顶和 /或从侧线馏出， 未汽化的部分从塔釜馏出。 典型的分馏过 程如原油的常压蒸馏和减压蒸馏。

原油常减压蒸馏是原油加工的第一道工序，它 为炼厂后续加工装置 提供原料， 并直接提供部分产品。 原油蒸馏（以燃料油型为例）的基本 流程为， 原油被加热到 220-260°C左右进初馏塔， 通常初馏塔只取一个 塔顶产品， 即重整料或轻汽油镏分。 也有的初馏塔除塔顶产品外， 还有 一个侧线产品， 初镏塔塔底油送常压塔。

常压塔常规流程见图 1， 初馏塔的塔底油经换热或常压加热炉 2加 热部分汽化后， 经转油线 7进入常压蒸馏塔 8， 在蒸馏塔汽化段轻组分 汽化并上升进入分馏段，经过回流液体的冷凝 从塔顶或侧线抽出得到熘 分油， 未汽化的部分向下流入提镏段， 在提馏段的塔板上与塔底进入的 水蒸汽接触，其中未汽化的轻馏分被汽提出来 并随水蒸汽一起向上进入 分馏段。 得到汽油、 煤油、 柴油、 重柴油等较轻的组分。 未汽化的部分 落入塔底， 作为常压渣油引出。

减压蒸馏过程的常规流程见图 3 , 常压渣油经减压加热炉 2加热部 分汽化后， 经转油线 7进入减压蒸馏塔 6， 在减压蒸馏塔汽化段轻组分 汽化并上升进入分馏段，经过回流液体的冷凝 后从塔顶或侧线抽出得到 馏分油， 未汽化的部分从塔底引出， 得到减压渣油。 原油蒸馏装置设计和操作的优劣， 会对炼油厂的产品质量、 产品收 率和经济效益产生很大影响。 在保证产品质量的前提下， 提高常压蒸馏 装置的拔出率， 可以使轻组分尽量在常压塔拔出， 不会再进入减压塔， 一方面可以得到更多的轻馏分，另一方面可以 减少减压炉和减压塔的负 荷； 提高减压装置的拔出率， 可以增加馏分油的收率， 为催化裂化、 加 氢裂化提供更多的原料， 从而提高炼厂的经济效益。

影响常减压装置馏分油收率的重要因素是蒸馏 塔汽化段的温度和 油汽分压。 汽化段温度越高， 油汽分压越低则原料的汽化率越高， 馏分 油的拔出率也就越高。

目前， 工业上降低汽化段压力的方法主要有两种： 一是降低蒸馏塔 塔顶压力， 对于常压蒸馏塔， 一般是减少塔顶油汽管线和冷凝冷却器的 压降。 对于减压蒸馏塔而言， 高性能的抽真空设备可以有效降低塔顶压 力。 二是采用高性能的填料、 塔板和塔内件， 有效降低塔内阻力， 从而 使汽化段压力显著降低。

提高蒸馏塔镏分油收率的另一途径是提高汽化 段温度。汽化段的温 度受加热炉出口温度的影响，加热炉出口温度 越高，汽化段温度就越高。 但是加热炉温度又不能太高， 因为重油在 360 °C以上有发生裂解反应的 可能， 油品裂解生成的焦炭会严重影响装置的稳定性 和长周期运行。 因 此， 工业上一般采用加热炉炉管逐级扩径和大直径 转油线， 尽可能降低 加热炉出口压力， 从而在保证原料汽化率的前提下降低加热炉原 料温 度。

目前， 工业装置中减压塔顶压力最低已经达到 1 kPa (绝压） ， 进 料段已经达到 3 kPa (绝压） ， 再降低压力已经非常困难。 填料和内构 件的性能提高也越来越困难， 成本大幅增加。 采用炉管逐级扩径和大直 径转油线也存在一定的限制，一是炉管的扩径 必须根据原料油的性质和 加热炉的特性进行合理设计， 而原料种类繁多， 使得精确的炉管设计非 常困难。 二是随着原料在炉管内大量汽化， 管内原料的密度不断下降， 特别是在减压炉管内， 油品密度下降更大， 使得炉管内介质的给热系数 大大减小， 从而导致炉内总传热系数下降， 为达到相同的传热强度必须 提高温差， 亦即提高炉膛和炉管温度， 其结果会导致出现管壁温度局部 过高， 易影响炉管使用寿命。

模拟计算结果表明， 在减压炉辐射段炉管和转油线内， 夹杂大液滴 的汽相流速很快， 而且汽液两相相际传质面积较小， 使得轻馏分不能完 全汽化而被包裹在未汽化的重质油中，导致进 入蒸馏塔汽化段原料的实 际汽化率低于理论计算的平衡汽化率，一部分 轻质组分存在于塔底渣油 中， 从而降低装置的拔出率。 目前国内常减压装置一般将减压渣油设计 切割点在 54CTC，许多减压渣油中低于 500 °C馏分含量大于 8w % , 低于 538 °C馏分含量大于 10w %, 有的甚至高达 30> %以上。 以中石化海南 炼化公司炼厂常减压装置为例，常压渣油在减 压塔汽化段温度和压力下 平衡汽化率为 59.0wi%， 而工业拔出率仅为 51.9w %, 说明工业拔出率 与平衡汽化率仍有一定的差距。 由此可见， 减压蒸馏仍未达到平衡汽化 率， 拔出率还有很大的提升空间。 发明内容

本发明目的是提供一种提高石油烃蒸馏塔馏分 油收率、尤其是提高 常减压蒸馏塔馏分油收率的蒸馏塔和方法。

本发明提供了一种在蒸馏塔中提高石油烃类馏 分油收率的方法，所 述的蒸馏塔包括汽化段和分馏段，所述方法包 括将待分馏的石油烃原料 油预热， 经过压力式进料系统在高于蒸馏塔汽化段压力 100- lOOOkPa, 优选 200-800kPa，更优选 200-600kPa，最优选 200-400kPa或 200-300kPa 的条件下进入分馏塔汽化段， 原料油在汽化段雾化同时汽化， 进而在蒸 馏塔的分馏段进行蒸馏分离， 塔顶和 /或侧线引出馏分油产品， 塔底引 出未汽化的重盾油。

本发明提供的方法中，所述的石油烃蒸馏塔是 指前文中提到的蒸馏 塔所需的热量来源由原料提供， 不设再沸器的蒸馏塔， 可以是闪蒸塔、 初馏塔、 常压蒸馏塔、 减压蒸馏塔或加氢生成油蒸馏塔。 所述的蒸馏塔 一般包括汽化段、 分馏段、 任选的塔顶塔底出料口、 任选的中段回流、 任选的抽出侧线、 任选的塔顶抽真空系统、 任选的提馏段、 任选的洗涤 段等。 塔的类型可以是空塔、 板式塔或者填料塔。

本发明提供的方法中， 蒸馏塔塔顶绝对压力为 0.5-240kPa 、 汽化 段绝对压力为 l-280kPa、 汽化段温度为 150-430°C ; 具体地， 在常压蒸 馏情况下，塔顶绝对压力为 1 10-180kPa、汽化段绝对压力为 130-200kPa， 汽化段温度为 330-390°C ; 和在减压蒸馏情况下， 塔顶绝对压力为 0.5-90kPa, 优选地 0.5-10kPa或 0.5-3kPa， 汽化段绝对压力为 l-98kPa, 优选地 l -5kPa， 汽化段温度为 300-430°C， 优选地 370-410°C。

本文中所述的蒸镏塔汽化段介于上部分熘段和 进料口之间，经进料 口引入蒸镏塔的原料在汽化段充分汽化， 可以是全部汽化或者部分汽 化， 汽化后的气相向上进入上部分馏段进行热交换 并进一步分馏。 所述 的汽化段的温度和压力成梯度分布，所述的汽 化段温度为汽化段的温度 范围， 所述的汽化段绝对压力为汽化段的压力范围。

本发明提供的方法中， 预热是通过加热炉 （例如常压炉和减压炉） 进行的。 所述的加热炉出口压力优选比汽化段压力高 100- 1000kPa， 优 选高 200-800kPa， 更优选高 200-600kPa， 最优选高 200-400kPa 或 200-300kPa, 加热炉出口温度为 360-460°C、 优选 380-430°C。

本发明提供的方法中，在使用加热炉的情况下 所述的加热炉炉管可 以注入蒸汽， 也可以不注入蒸汽， 优选的方案是不注入蒸汽。

本发明提供的方法中， 在减压蒸馏的情况下， 所述的减压蒸馏塔可 以注入蒸汽， 也可以不注入蒸汽， 优选的方案是不注入蒸汽。

本发明提供的方法中，所述的压力式进料系统 包括流量分配系统和 一个或多个雾化 i殳备。 所述的雾化设备可以在蒸馏塔汽化段内， 或者在 蒸馏塔外， 或者两者兼之。

本发明提供的方法中，所述的流量分配系统能 保证每个雾化设备在 任何情况下都能有液体和汽体喷出， 从而保证原料的雾化效果。 所述的 流量分配系统可以是由直列的、 错置的、 平行的、 竖直的、 环型的、 树 型的、对称的和不对称的管路组成的管系， 其目的就是把预热后的原料 分配到每一个雾化设备，为此目的选用的管道 排列方式均可视为流量分 配系统。

本发明提供的方法中，所述的雾化设备可以是 伸入蒸馏塔汽化段内 的一个或多个喷嘴或其它可以使重油雾化的设 备， 和 /或伸入位于蒸馏 塔塔外的且与蒸馏塔连通的雾化容器的一个或 多个喷嘴或其它可以使 重油雾化的设备。所述雾化设备如喷嘴（包括 但不限于以下的喷嘴形式， 例如旋流式雾化喷嘴、 离心式雾化喷嘴、 变面积压力式雾化喷嘴等） ， 可以是单孔或多孔的， 开孔方向可以是任意的， 可以是带有辅助雾化蒸 汽或不带辅助蒸汽的，辅助雾化蒸汽可以与原 料油一起进入也可分别进 入。 雾化后的雾滴尺寸可足以保证良好的汽化效果 ， 达到将油品有效分 馏的目的。 流量分配系统可以放置在塔外， 也可以放置在塔内。 流量分配系统 可以放置在雾化容器外， 也可以放置在雾化容器内。 分配系统可以是带 自动控制的流量分配系统，也可以是不带自动 控制的完全自我调节流量 的分布器。带自动控制的流量分配系统主要有 管路和自动控制的阀门组 成。 不带自动控制的流量分配系统主要通过合理设 计各分支管路的阻 力， 将物流分配到各雾化设备中。

本发明提供的方法中，所述的雾化容器为有足 够空间可以使重油雾 化的容器。 例如雾化容器为转油线、 闪蒸罐或闪蒸塔。 对于现有装置的 改造而言， 采用转油线作为雾化容器可以实现利旧。 若设置闪蒸罐为雾 化容器， 虽然会增加设备投资，但闪蒸罐不仅可以为原 料油的雾化和汽 化提供更足够的空间和时间，而且更有利于汽 化后的油汽与未汽化的雾 滴分离。

本发明提供的方法中，一种方案是所述的雾化 设备包括伸入位于蒸 馏塔塔外的且与蒸镏塔连通的雾化容器的一个 或多个喷嘴或其它可以 使重油雾化的设备；在所述的雾化容器中形成 的汽相物流进入蒸馏塔汽 化段， 形成的液相物流直接进入分馏塔的底部与塔底 的渣油混合， 或者 在所述的雾化容器中形成的汽相物流和形成的 液相物流从同一个管线 进入蒸馏塔汽化段。

本发明提供的方法中，一种方案是所述的雾化 设备包括伸入蒸馏塔 汽化段内的一个或多个喷嘴或其它可以使重油 雾化的设备，待分馏的石 油烃原料油预热后， 经过压力式进料系统在高于蒸馏塔汽化段压力

100- lOOOkPa,优选 200-800kPa,更优选 200-600kPa，最优选 200-400kPa 或 200-300kPa的条件下雾化， 同时全部或部分汽化， 进入蒸馏塔汽化 段， 塔顶和 /或侧线引出馏分油产品， 塔底引出重质油。

本发明提供的方法中， 所述的蒸镏塔内， 在汽化段上方可以设置破 沫元件 9， 和 /或汽化段的下方可以设置液体收集元件 10。 所述的破沫 元件 9为破沫网或汽液过滤网， 其作用是减少或消除雾沫夹带， 避免液 体被汽相带入分馏段。 所述的液体收集元件 10为一层或多层集液盘， 用来收集雾滴相互碰撞过程中不断聚集形成大 的液滴，使之落入塔底作 为渣油被引出。 设置破沫元件 9和液体收集元件 10 , 均可以提高蒸馏 塔的分馏效率。

在另一方面，本发明提供了一种用于提高石油 烃类馏分油收率的蒸 熘塔， 所述的蒸馏塔含有汽化段， 其特征在于所述的蒸馏塔包括用于使 待分馏的石油烃原料油以高于蒸馏塔汽化段压 力 100-lOOOkPa 的压力 进料的压力式进料系统。

根据本发明的蒸馏塔， 所述的蒸馏塔为不设置再沸器的蒸馏塔， 优 选包括闪蒸塔、初馏塔、常压蒸馏塔、减压蒸 馏塔或加氢生成油蒸馏塔。

根据 发明的蒸馏塔， 所述的蒸馏塔内， 喷入原料油的入口下方设 置液体收集元件， 和 /或喷入原料油的入口上方设置破沫元件。

根据本发明的蒸馏塔，所述的压力式进料系统 包括流量分配系统和 雾化设备， 所述的雾化设备可以在蒸馏塔汽化段内， 或者在蒸馏塔外， 或者两者兼之。

根据本发明的蒸馏塔，所述的雾化设备是伸入 蒸馏塔汽化段内的一 个或多个喷嘴或其它可以使重油雾化的设备， 和 /或伸入位于蒸熘塔塔 外的且与蒸馏塔连通的雾化容器的一个或多个 喷嘴或其它可以使重油 雾化的设备。

根据本发明的蒸熘塔， 所述的流量分配系统被放置在塔内和 /或在 雾化容器外和 /或在雾化容器内。

根据本发明的蒸馏塔，所述的雾化容器为转油 线、闪蒸罐或闪蒸塔。 通过本发明能够提供的益处包括：

首先，待分馏的原料油经预热后在一定压力下 经压力式进料系统引 入蒸馏塔， 经雾化设备的雾化作用加速原料油在汽化段的 汽化，使原料 油在汽化段的实际汽化率更接近平衡汽化率， 从而最大程度地使原料油 中的轻质馏分油汽化到气相中， 同时雾化成雾滴后， 由于表面积急剧增 加， 汽化速率也会大幅提高， 从而有利于提高馏分油收率。

其次， 加热炉炉管内压力提高， 炉管内油品的密度增加， 给热系数 增大， 总传热系数相应增大， 在相同传热强度或相同的炉出口温度下， 加热炉炉膛温度可以降低，从而可以降低炉管 表面温度和原料油的热裂 化程度。

第三， 由于炉管内压力高， 油品基本不汽化， 因此炉管不需要多次 扩径， 从而使得加热炉结构简化同时转油线直径也可 大幅减小。

第四， 本发明提供的方法或装置用于减压蒸馏， 可以提高减压塔的 拔出率， 转油线直径也可大幅减小； 用于常压蒸馏， 可以提高常压塔的 拔.出率， 降低减压炉和减压塔的负荷； 同时用于常压塔和减压塔， 可以 提高常减压蒸馏装置的总拔出率同时又降低了 能耗和操作费用。 附图说明

图 1为常规常压蒸馏的流程示意图；

图 2为本发明提供的方法用于常压蒸馏的流程示� �图；

图 3为常规减压蒸馏的流程示意图；

图 4为本发明提供的方法用于减压蒸馏的流程示� �图；

图 5为雾化容器为转油线的流程示意图；

图 6为雾化容器为闪蒸罐且气液混相进料的流程� �意图； 图 7为雾化容器为闪蒸罐且气液两相分别进料的� �程示意图。

具体实施方式

下面结合附图具体说明本发明提供的提高石油 烃馏分油收率的方 法和相关装置， 但本发明并不因此而受到限制。

以下参考图 4， 以减压蒸熘为例， 说明本发明的一种实施方案。 图 4为本发明提供的方法用于减压蒸馏过程。如� � 4所示， 减压蒸 熘塔分为汽化段 1 1、 洗涤段 12和分馏段 13， 待分镏的原料油（常压渣 油）经进料泵 1打入加热炉 2中预热， 加热炉 2炉出口压力比蒸馏塔汽 化段高 100- l OOOkPa, 优选高 200-800kPa, 更优选高 200-600kPa， 最优 选高 200-400kPa或 200-300kPa,加热炉管出口温度为 360-460°C、优选 380-430°C。 预热后的原料油由压力式进料系统 3 引入蒸馏塔底部， 所 述的压力式进料系统包括流量分配系统 4和雾化设备 5， 预热后的原料 油经流量分配系统 4按一定比例进行分配后由雾化设备 5 雾化为小液 滴， 喷入减压蒸馏塔汽化段 1 1， 并迅速汽化， 由于雾滴具有极大的比 表面积，在汽化段雾滴运动过程中可汽化的馏 分在极短的时间内充分汽 化。 在所述的雾化设备 5上方设置破沫元件 9， 雾化设备 5的下方设置 液体收集元件 10。 在汽化段 1 1汽化后的馏分向上进入减压蒸馏塔的洗 涤段 12和分馏段 13， 分馏后从塔顶或侧线引出得到馏分油产品。 洗涤 段 12和分馏段 13结构与常规减压塔相同。较难汽化的重馏分� ��保持液 相状态， 雾滴相互碰撞过程中不断聚集形成大的液滴， 在液体收集元件 10的作用下收集落到塔底， 作为渣油被引出。 以下参考图 5， 以减压蒸馏为例， 说明本发明的一种实施方案， 其 中雾化容器为转油线。 待分馏的原料油（如常压渣油）经进料泵 1打入 加热炉 2中预热， 加热炉 2炉管内压力比汽化段高 100-1000kPa， 优选 高 200-800kPa， 更优选高 200-600kPa， 最优选高 200-400kPa 或 200-300kPa, 加热炉管出口温度为 360_460°C、 优选 380-430°C。 预热后 的原料油由压力式进料系统 3喷入转油线 7 中， 转油线 7 中的压力为 2.0-60.0 kPa,温度为 230-460° (：。雾滴在低油汽分压的条件下充分汽化， 汽化后的蒸汽物流引入减压分馏塔 6的汽化段 8 , 该实施方式可以使雾 滴充分汽化， 从而提高减压分馏塔的拔出率。

以下参考图 6， 以减压蒸馏为例， 说明本发明的一种实施方案， 其 中雾化容器为闪蒸罐并且与图 5 中的雾化容器为转油线的方案不同的 是， 预热后的原料油由压力式进料系统 3 喷入闪蒸罐 9 中， 闪蒸罐 9 中的压力为 2.0-60.0 kPa, 温度为 230-460°C。 由于雾滴具有极大的比表 面积， 在闪蒸罐中低油汽分压的条件下， 其中沸点较低的馏分被闪蒸汽 化。 经充分汽化后的蒸汽物流引入减压分馏塔 6的汽化段 8 , 该实施方 式可以使雾滴充分汽化， 从而提高减压分馏塔的拔出率。

以下参考图 7， 以减压蒸馏为例， 说明本发明的一种实施方案。 该 实施方案类似于图 6中的雾化容器为闪蒸罐的实施方案， 区别在于在闪 蒸罐 9中， 沸点较低的馏分被闪蒸汽化， 雾滴中未被汽化的馏分通过相 互碰撞重新聚集成较大的液滴落入闪蒸罐底部 ， 如图 7所示， 将闪蒸罐 内的气相物流从罐顶或贴近罐顶的壁面处通过 管线 10引入减压分馏塔 6 的汽化段 8， 而罐底液相物流通过管线 1 1直接输送到减压分馏塔的塔釜 与其中的减压渣油汇合。该实施方式可以使闪 蒸罐内未汽化的重组分雾 滴与蒸汽物流得到更好地分离，从而使减压分 馏塔内雾沫夹带进一步减 少。 对比例 1 ,

对比例 1说明现有技术中的常压蒸馏方法分馏混合原� �的效果。 待分馏的混合原油的性质见表 1。 图 1 为现有技术中常压分馏方法 的流程示意图， 如图 1所示， 混合原油首先由常压加热炉 2加热， 加热 炉出口温度为 368 °C， 经转油线 7进入常压蒸馏塔 8。 所述的常压蒸馏 塔为板式塔， 直径 6.5米，有三个侧线和两个中段回流， 获得直馏汽油、 煤油、 柴油等馏分， 常压蒸馏塔操作条件及产品性质见表 2。 常压蒸馏 塔的拔出率为 30.2 % 。 实施例 1

实施例 1说明本发明提供的方法用于原油常压蒸馏的� �果。

图 2为本发明提供的方法用于常压蒸馏过程的流� �示意图， 如图 2 所示， 采用的常压蒸馏塔 8与对比例 1相同， 待分馏的原料油与对比例 1 相同， 原料油由常压炉 2加热后在高于蒸馏塔汽化段压力 500kPa的条件 下经压力式进料系统（包括流量分配系统 4和雾化设备 5 )喷入常压蒸馏 塔 8， 常压蒸馏塔内安装雾化设备， 所述雾化设备为旋流式雾化喷嘴， 旋流芯置于喷嘴前部， 旋流芯顶端安装有单孔板，被旋流的液体经孔 喷 出后形成锥形液膜， 由于具有较大的径向速率和角向速率， 液膜与周围 气体速度差导致的摩擦将液膜撕扯成细小雾滴 ， 实现液相的良好雾化。 常压蒸馏塔操作条件及产品性质见表 2。 表 1 : 混合原油性质

蒸馏塔操作条件及产 项目 对比例 1 实施例 1 塔顶残压， kPa (绝） 170.0 170.0

全塔压降， kPa 27.0 27.0

汽化段压力， kPa (绝） 197.0 197.0

常压炉出 口压力， kPa

246.1 412.5

(绝）

常压炉出口温度， °c 368.0 372.0

常压炉炉管表面温度， °c 568.0 550.2

汽化段温度， °C 365.5 364.8

塔顶温度， V 1 18.1 1 19.5

常压一线抽出温度， °c 193.1 193.8

常压二线抽出温度， 253.4 255.9

常压三线抽出温度， °c 304.0 308.5

塔底温度， V 352.1 353.9

产品

产品收率， _w / ₀

常顶油 5.0 5.2

常一线 7.0 7.2

常二线 9.9 1 1.0

常三线 8.3 9.8

常底油 69.8 66.8

常压拔出率 30.2 33.2 由表 2可见， 本发明提供的方法用于常压蒸馏时， 与常规进料的常 压蒸镏方法相比， 常压加热炉出口压力提高 166.4kPa， 常压炉出口温度 提高 4.0°C。 在蒸馏塔汽化段温度和压力基本相同的情况下 ， 蒸馏塔的 拔出率达到 33.2 % , 比常规进料的常压蒸馏拔出率提高 3 %。 本发明提 供的方法用于常压蒸镏塔， 可以提高常压塔的拔出率。 对比例 2

对 匕例 2说明现有技术中减压分馏常压渣油的效果。

待分馏的原料油为常压渣油， 性质见表 3。 图 3为现有技术中减压 蒸馏方法的流程示意图， 如图 3所示， 常压塔底油通过减压炉 2加热， 减压炉出口压力为 30.0kPa (绝） ， 减压炉管表面温度为 593 °C , 减压 炉出口温度为 410°C , 预热后的原料油经转油线 7引入减压蒸馏塔 6。 减压炉炉管从 φ 152mm不断扩径到 <D273mm， 转油线直径为 2.0m， 长 度 33.0m。 进料经蒸馏塔内进料分布器进行气液分离。 减压蒸馏塔为常 规全填料塔， 直径 9.2米， 干式操作。 所述的减压蒸馏塔分为汽化段、 洗涤段和分馏段， 所述的汽化段温度为 393.7°C。 洗涤段装填 ZUPAC2 系列填料 （天津大学北洋化工设备有限公司 ） 1.5米， 分馏段装填两层 ZUPAC 1填料（天津大学北洋化工设备有限公司 ）。 减压塔包括四个出 料口从上至下为减顶、 减一线、 减二线、 减三线， 以及两个中段回流。 塔顶抽真空系统采用三级抽真空。减压蒸镏塔 的操作条件及产品性质见 表 4。 减压蒸馏塔的拔出率为 57.6 % 。 实施例 2

实施例 2说明本发明提供的方法用于减压蒸馏塔的效� �。

图 4为本发明提供的方法用于减压蒸馏过程的流� �示意图。 待分熘 的原料油为常压渣油， 与对比例 2相同。 原料油经减压炉 2加热， 炉管直 径为 (D152mm， 加热后的原料油进入转油线， 然后在高于蒸馏塔汽化段 压力 300kPa的条件下经压力式进料系统 （包括流量分配系统 4和雾化设 备 5 )喷入减压蒸馏塔 6， 减压蒸镏塔内安装雾化设备， 雾化设备如实施 例 1所述。 减压蒸馏塔的操作条件及产品性质见表 4。

表 3 : 常压渣油性质

表 4 减压蒸馏塔操作条件及产品性质 项目 对比例 2 实施例 2 塔顶残压， kPa (绝 ) 2.6 2.6 全塔压降， kPa (绝） 1.1 1.1 汽化段压力， kPa (绝） 3.7 3.7 减压炉出口压力， kPa (绝） 30.0 279.0 减压炉入口压力， kPa (绝） 470.0 470.0 常底泵出口压力， MPa (绝） 1.05 1.05 减压炉出口温度， °C 410.0 428.0 减压炉炉管表面温度， 。c 593.0 560.0 汽化段温度， °C 393.7 392.0 塔顶温度， °C 55.0 49.1 减压一线抽出温度， °c 1 16.1 120.5 减压二线抽出温度， °c 232.6 237.1 减压三线抽出温度， °c 312.7 320.8 塔底温度， V 374.5 376.8 产品

产品收率， w %

不凝气 0.3 0.2 减一线 5.2 5.8 项目 对比例 2 实施例 2 减二线 34.1 35.1

减三线 18.0 19.1

减； ΐ查油 42.4 39.8

拔出率， w % 57.6 60.2

馏份油性质

密度 （20°C ) ， kg/m ³ 905.3 912.4

混合蜡油残炭， ％ ( W ) 0.2 0.5

混合蜡油 的 C7 不 溶物

60.0 120.0

( mg/kg )

混合蜡油重金属含量（ mg/kg ) 0.2 0.5

混合蜡油馏程 ASTM D6352

初愤点 282 282

50% 439 447

终馏点 540 565

；查油性质

渣油密度 （20°C ) ， kg/m ³ 977.3 985.8

渣油 100°C运动粘度， mm ² /s 857.0 1 189.0

；'查油残炭， （mg/kg ) 18 22

渣油 <500°C 馏分含量， ％ 4.3 1.3

渣油 500-550°C 熘分含量， ％ 12.6 8.7

渣油 550-600°C 熘分含量， ％ 18.0 14.1

渣油 >600°C 馏分含量， ％ 65.1 75.9 由表 4可见， 本发明提供的方法用于减压蒸馏时， 与对比例 2常规进料 的减压蒸馏方法相比， 在相同汽化段温度和压力下， 减压蒸馏塔的拔出 率达到 60.2 % , 与常规进料相比提高了 2.6 %。 减压加热炉出口温度提 高 18 °C , 炉管表面温度降低了 33 °C， 减压塔塔顶产品不凝气量从 0.3% 减至 0.2%; 常规进料时， 减压炉炉管逐级扩径， 较为复杂， 而采用本 发明提供的方法， 其炉管管径和转油线直径均为（D 152mm, 筒化了炉管 和转油线的结构； 此外， 与对比例 2 相比， 减压蜡油的终馏点提高了

25 °C , 其密度、 粘度、 重金属含量、 残炭均有提高， 但仍然满足下游装 置原料要求。 减压渣油中 500°C以下馏分含量从 4.3%降低到 1.3% , 600°C以上馏分含量从 65.1%增加到 75.9% , 渣油的密度、 粘度、 残炭 均有较大提高。 对比例 3

对比例 3说明现有技术中的减压分馏方法分馏常压分� �塔塔底油的 效果。 '

将待分馏的混合原油引入常压分馏塔， 分馏得到直馏汽油、 煤油、 柴油馏分， 常压塔拔出率为 32νν %。 类似于图 5但包括压力式进料系 统 3， 将常压分馏塔塔底油通过油泵 1输送到减压蒸馏系统加热炉 2， 加热后通过转油线 7引入减压蒸馏塔汽化段 8。 加热炉炉管出口压力为 30.0kPa, 炉壁温度为 561°C， 炉出口温度为 386°C, 加热炉炉管逐级扩 径。减压蒸馏塔为高效全填料塔，减压蒸馏塔 汽化段 8的温度为 374°C。 混合原油的性质见表 5， 减压蒸馏塔操作条件及产品性质见表 6。 减压 蒸馏塔的拔出率为 29.8w %。 实施例 3

实施例 3说明本发明提供的方法用于原油减压蒸馏的� �果。

所用的常压塔系统和待分馏的混合原油与对比 例 3相同， 常压塔拔 出率为 32 wi%。 如图 5所示， 先将常压蒸馏塔分馏得到的塔底油通过油 泵 1输送到减压蒸馏系统加热炉 2， 加热后的常压塔底油通过喷嘴 5喷入 转油线 7, 常压塔底油在转油线内充分汽化， 再通过转油线引入减压塔 汽化段 8。 转油线入口处压力为 14.0kPa， 温度为 386°C。 所用的喷嘴为 离心式雾化喷嘴； 加热炉的炉管没有变径。 所用的转油线及减压塔结构 与对比例 3相同， 减压塔汽化段的温度为 381°C。

从表 6可见， 通过在转油线上设置喷嘴， 在减压塔汽化段压力与对 比例 3相同的情况下， 加热炉管的出口压力达到 280.0 kPa， 炉壁温度为 556°C, 较对比例 34氏 5 °C。 而加热炉的出口温度达到 418 °C， 高于对比例 3达 22°C, 喷入转油线的雾滴通过在转油线内闪蒸汽化， 进入减压塔汽 化段仍能维持与对比例 3基本相同的温度。在汽化段压力与对比例 3相同 的情况下， 实施例 3中原料通过减压蒸馏系统后拔出率达到 33.7 wt% , 高于对比例 3达 3.9个百分点。 减压渣油密度和粘度提高， 减压渣油中小 于 500 °C馏分的质量含量， 也从对比例 3的 10 %， 降低到 5.8 % 。 实施例 4

实施例 4说明本发明提供的方法用于原油减压蒸馏的� �果。

所用的常压塔系统和待分镏的混合原油与对比 例 3相同， 常压塔拔 出率为 32 wi %。 如图 6所示， 所用减压塔结构与对比例 3相同， 所用加 热炉结构与实施例 3相同。 所不同的是在减压炉后增设一个闪蒸罐 9， 常 压塔底油由流量分配系统 4进行流量分配后经喷嘴 5喷入闪蒸罐内，经充 分汽化后， 引入减压蒸馏塔汽化段， 其中闪蒸罐压力为 6.1 kPa， 温度为 382 °C , 其他主要操作条件和产品性质见表 6。

由表 6中数据可以看出，实施例 4通过在加热炉出口设置雾化喷嘴和 闪蒸罐， 使常压塔底油中减压馏分油的拔出率为 34.5wi%， 和对比例 3 相比提高了 4.7个百分点。 实施例 5

实施例 5说明本发明提供的方法用于原油减压蒸馏的� �果。

所用的常压塔系统和待分馏的混合原油与对比 例 3相同， 常压塔拔 出率为 32 wi %。 实施例 5所用减压塔结构同实施例 4, 所用加热炉结构 同实施例 4 , 所用闪蒸罐同实施例 4。 如图 7所示， 常压塔底油由流量分 配系统 3进衧流量分配后经喷嘴 5喷入闪蒸罐 9内， 经充分汽化后， 将气 体和液体从不同的管线分别引入减压蒸馏塔， 其中闪蒸罐压力为 6.1kPa, 温度为 382 °C。 该实施例的主要操作条件和产品性质见表 6。

由表 6中数据可以看出，实施例 5通过在加热炉出口设置喷雾式压力 进料系统和闪蒸罐， 常压塔底油中减压馏分油的拔出率为 35.1 νί%， 和 对比例 3相比提高了 5.3个百分点。 原油的性质

表 6: 减压蒸馏系统操作条件及产品性质