齐鲁石化焦化车间实习报告

1、化工过程设计目录1.车间概况31.1 齐鲁石化企业简介31.2 车间简介41.3 工艺流程简述与生产原理41.3.1 延迟焦化工艺流程简述41.3.2 延迟焦化工艺原理51.3.3 焦化的分馏原理151.3.4 脱硫反应的机理和影响因素172. 工艺设计与计算202.1 设计任务及研究意义202.1.1设计任务202.1.2研究意义202.2 主要工艺指标和技术经济指标212.2.1 设计物料平衡212.2.2 主要技术经济指标及装置能耗212.3设备操作条件242.3.1 分馏装置242.4物料衡算242.4.1 总物料衡算252.4.2精馏系统物料衡算252.5 能量衡算272.5.1精馏

2、系统热量衡算272.6 设备设计计算312.6.1 选型原则312.6.2 关键设备设计与选择312.6.3 主要设备一览表342.6.4 主要设备明细表353. 车间设备布置设计363.1 车间布置设计的原则363.1.1 设计准则363.1.2 车间设备平面布置的原则373.1.3 车间设立面布置的原则373.2 车间设备布置383.2.1 车间设备平面布置383.2.2 车间设备立面布置383.3 供热系统供热393.3.1 蒸汽系统393.3.2蒸汽系统供热能力要求403.3.3 本工厂蒸汽系统设计原则403.4锅炉给水系统413.4.1锅炉给水413.4.2蒸汽冷凝水的处理方法413

3、.4.3本分厂的锅炉给水系统424. 非工艺部分设计424.1 安全设计424.1.1 设计原则424.1.2安全卫生防护措施424.1.3防火防爆安全434.2炼油装置的防毒安全知识514.2.1炼油厂毒物种类514.2.2预防中毒534.3静电和雷电防护知识544.3.1静电防护544.3.2雷电防护564.4装置安全规定574.4.1安全生产十大禁令574.4.2一般安全规定584.4.4工业用火安全规定594.4.5大检修安全规定604.4.6事故报告制度604.4.7装置环保要求615.设计心得646.参考文献657、附图657.1焦化工艺流程图657.2主设备图精馏塔651.车间概

4、况1.1 齐鲁石化企业简介中国石化集团齐鲁石化公司胜利炼油厂是全国颇具规模的炼油企业之一，于1966年4月动工建设，1967年10月投入生产，现已成为加工能力10500kt/a，占地面积587公顷的现代化石油加工企业。该厂拥有生产装置和辅助生产装置60余套，拥有相应配套的科学研究、开发设计、计算机应用、环境保护等设施，是全国最具影响力的含硫原油加工以及沥青、硫磺生产和加氢工艺技术应用基地之一，生产的39种石油产品畅销全国27个省市，部分产品已进入国际市场。胜利炼油厂坚持依靠科技求发展。该厂VRDS-FCC组合工艺曾获联合国科技创新发明奖；石油苯、-10号军用柴油等产品曾获国家金奖；100号甲级

5、道路沥青、1号喷气燃料、石油甲苯等产品曾获国家银奖；硫磺、90号车用汽油等18种产品曾获省(部)优名牌产品称号；汽油全部实现了高标号无铅系列化生产，其中97号无铅汽油填补了国内空白；1999年开发投产的高等级道路沥青，技术指标达到或超过了国外同类产品水平，从而标志着胜利炼油厂的沥青产品实现了系列化。按照“质量第一，用户至上”的原则，胜利炼油厂建立了从原材料进厂、生产过程控制、新产品开发、标准化管理、产品出厂控制到售后服务的全过程质量控制保证体系。该厂于1998年通过了ISO9002国际质量体系贯标认证和ISO10012计量检测体系贯标认证；2001年3月被中国实验室国家认可委员会等机构评定为“

6、沥青产品检验实验室”。齐鲁石化坚持科技创新，1996年以来，累计完成科研课题950项，成果鉴定169项，获得专利授权93项，16项科技成果获国家级奖励。先后与美国、德国、英国、日本、意大利、荷兰、韩国等多家国外公司进行了成功合作。公司凭籍自身丰富的工程建设经验，依托雄厚的技术实力和可靠的服务质量，在国内树立了良好的企业形象，形成了可研、设计、采购、施工和开车服务管理等系统的服务网络。自主开发的硫磺回收技术及催化剂、炼厂气等温绝热加氢技术、轻烃醚化技术等填补了国内空白。为全国“科技进步百强企业”。在中国石油和化学工业协会、中国化工企业管理协会、中国化工情报信息协会联合发布的2003年中国化工企业

7、500强排行榜中，齐鲁分公司、齐鲁股份有限公司分别名列第7位和第27位。1.2 车间简介胜利炼油厂第二催化裂化装置于1979年开始施工，同年因国民经济调整，停工缓建。1984年恢复建设，于1986年11月工程全部竣工投产，加工能力为60万t/a。1994年4月大修改造时又将处理能力提至80万t/a。2002年对装置进行大规模改造，新增外取热器、烟机能量回收机组及相应的配套系统，并对再生器及分馏稳定系统进行了改造，使装置由蜡油催化改为重油催化裂化装置。2005年3月进行了MGD工艺改造，增加了汽油回炼喷嘴和轻质原料喷嘴。本装置选用了美国Honeywell公司生产的TDC3000仪表自控系统，使装

8、置的技术水平大幅提高。2005年7月由Honeywell公司、石化盈科公司和胜利炼油厂联合开发的先进控制系统投用，对反再、分馏、吸收稳定单元操作进行了优化。2006年5月回炼油过滤器投用，第二催化装置回炼油经过过滤器过滤后，送至重油加氢装置，回炼油不再直接回炼。2008年3月装置DCS系统升级为Honeywell公司的PKS300系统。2009年9月进行MIP-CGP工艺技术改造，增加提升管二反段、MIP斜管及MIP滑阀，气压机302更新。1.3 工艺流程简述与生产原理1.3.1 延迟焦化工艺流程简述延迟焦化技术是渣油热破坏加工常用手段，目的是从重质渣油中获得较多的轻质油品和石油焦。延迟焦化工

9、艺是当今世界常见的渣油加工技术之一，与其它渣油加工工艺比，延迟焦化工艺技术简单、操作方便、灵活性大、开工率高、运行周期长，且投资较低、回报较高，是目前炼油行业纷纷采用的渣油加工技术。胜利炼油厂第三延迟焦化装置于2007年3月开始打桩，2008年5月建成投产。本装置总体设计由北京设计院承担，装置处理量为140万吨/年，系统配套及配管(一炉两塔除外)由三维公司设计，由齐鲁石化公司建设公司承担施工任务。北面为北变电站，南面为原油罐区，西侧为铁路编组站，东侧为第二常减压。装置南北长240米，东西最宽112米，东西最窄100米，占地面积为2.5692万平方米。装置布置分成三个区域，分别用检修马路隔开。装

10、置的储焦池布置在装置的西侧，南北向布置，沉淀池在南端，焦炭采用管带运输，同时考虑了汽车运输的位置。焦池西侧的中间位置依次为焦炭塔构架，焦化加热炉。焦炭塔构架，焦化加热炉南侧布置了水处理部分及高压水泵房。焦炭塔、焦化加热炉构架北侧依次布置了放空部分、分馏部分、压缩机厂房、吸收稳定部分、液化气脱硫脱硫醇部分。平面中设备区按条形布置，每个设备区的设备主要按流程顺序布置。装置的管廊为“T”型布置，主管廊南北向布置。管廊下布置机泵，操作温度高于或等于介质自燃点及操作温度高于或等于250的可燃介质泵、液态烃泵布置在管廊外。在装置东侧设有两处管廊与系统管廊相接，原料、产品及公用管道均从此处进出装置。压缩机采

11、用背压式，布置在半敞开的厂房内，厂房内设吊车进行检修。高压水泵布置在厂房内，厂房内设手动单梁吊车进行检修。其它机泵采用露天布置。换热器、回流罐等设备布置在地面框架二、三层，空冷器布置在框架顶层及主管廊顶部。为便于设备的检修和消防，装置外设有环形马路，装置内设有东西方向两条检修和消防通道与装置外道路相连。为便于吊装空冷器等设备，在焦池的北侧设置了检修回车场地。装置的高低压配电间、控制室及办公楼布置在装置外南侧。仪表、电工槽架自焦池的南侧管架进入装置内。该装置采用一台加热炉、两台焦炭塔的工艺路线，装置设计循环比为0.25。设计年开工时间为8400小时（连续运转）。以孤岛高硫高酸混合原油的减压渣油为

12、原料。主要产品有：净化干气、净化液化气、稳定汽油、柴油、蜡油、焦炭。其中，焦化干气脱硫后为净化干气去瓦斯管网；焦化稳定汽油至石脑油加氢装置；焦化柴油去新建260万吨/年柴油加氢装置；焦化蜡油作为VRDS 装置原料；液化气脱硫脱硫醇后为净化液化气去储罐；焦炭外运至二化CFB炉作燃料或汽运外销。2012年按照齐鲁分公司加工高硫高酸原油挖潜增效技术改造方案要求，全厂加工规模提高到 1300万吨/年后，根据渣油平衡确定对 3#延迟焦化装置进行扩能改造。加工能力扩至 170 万吨/年。另外，按2010 年 4 月中国石化股份有限公司炼油事业部对延迟焦化装置的优化改造要求，对焦炭塔换塔的顺序操作增设安全联

13、锁系统，以提高操作的安全可靠性；对焦化加热炉采用石油大学的“管外定向反射与管内深度裂解技术”进行扩能增效改造，提高焦化装置的，经济效益，延长装置运行周期；采用可调循环比技术，提高装置操作的灵活性和苛刻度；解决放空污水油水分离问题；对装置脱硫及脱硫醇工艺流程进行扩能和优化。1.3.2 延迟焦化工艺原理延迟焦化工艺是焦炭化过程（简称焦化）主要的工业化形式，由于延迟焦化工艺技术简单，投资及操作费用较低，经济效益较好，因此，世界上85%以上的焦化处理装置都采用延迟焦化工艺。也有部分国外炼油厂（如美国）采用流化焦化工艺，这种工艺使焦化过程连续化，解决了除焦问题，而且焦炭产率降低，液体产率提高；另外，由于

14、该工艺加热炉只起到预热原料的作用，炉出口温度较低，从而避免了加热炉管结焦的问题，所以该工艺在原料的选择范围上比延迟焦化有更大的灵活性，但是该工艺由于技术复杂，投资和操作费用较高，且焦炭只能作为一般燃料利用，故流化焦化技术没有得到太广泛的应用。近年来还有一种焦化工艺叫灵活焦化，这种工艺不生产石油焦，但是除了生产焦化气体、液体外，还副产难处理的空气煤气，加之其技术复杂、投资费用高，该工艺也未被广泛采用。而其它比较早的焦化工艺（如釜式焦化等）基本被淘汰。延迟焦化工艺基本原理就是以渣油为原料，经加热炉加热到高温（500左右），迅速转移到焦炭塔中进行深度热裂化反应，即把焦化反应延迟到焦炭塔中进行，减轻炉

15、管结焦程度，延长装置运行周期。焦化过程产生的油气从焦炭塔顶部到分馏塔中进行分馏，可获得焦化干气、汽油、柴油、蜡油、重蜡油产品；留在焦炭塔中的焦炭经除焦系统处理，可获得焦炭产品（也称石油焦）。表3-1例举了两种减压渣油进行焦化所得产物的产率分布。表3-2例举了焦化气体的组成。表1-1 延迟焦化的产率分布项 目大庆减压渣油胜利减压渣油相对密度，200.92210.9698残碳（质量分数），%8.813.9气体8.36.8汽油15.714.7柴油36.335.6蜡油25.719.0焦炭14.023.9液体收率77.769.3表1-2 焦化气体组成组 分氢甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯丁烷丁烯含量%5.4047

16、.8013.601.828.264.003.443.70组 分戊烷戊烯六碳烃硫化氢二氧化碳一氧化碳氮+氧-含量%2.662.200.584.140.320.810.25-减压渣油经焦化过程可以得到70%80%的馏分油。焦化汽油和焦化柴油中不饱和烃含量高，而且含硫、含氮等非烃类化合物的含量也高。因此，它们的安定性很差，必须经过加氢精制等精制过程加工后才能作为发动机燃料。焦化蜡油主要是作为加氢裂化或催化裂化的原料，有时也用于调和燃料油。焦炭（也称石油焦）除了可用作燃料外，还可用作高炉炼铁之用，如果焦化原料及生产方法选择适当，石油焦经煅烧及石墨化后，可用于制造炼铝、炼钢的电极等。焦化气体含有较多的甲

17、烷、乙烷以及少量的丙烯、丁烯等，它可用作燃料或用作制氢原料等石油化工原料。从焦化过程的原料和产品可以看到焦化过程是一种渣油轻质化过程。作为轻质化过程，焦化过程的主要优点是它可以加工残碳值及重金属含量很高的各种劣质渣油，且过程比较简单、投资和操作费用低。它的主要缺点是焦炭产率高及液体产物的质量差。焦炭产率一般为原料残碳值的1.42倍，数量较大。但焦炭在多数情况下只能作为普通固体燃料出售，售价还很低。尽管焦化过程尚不是一个很理想的渣油轻质化过程，但在现代炼油工业中，通过合理地配置石油资源和优化装置结构，它仍然是一个十分重要的提高轻质油收率的有效途径。近年来，对用于制造冶金用电极，特别是超高功率电极

18、的优质石油焦的需求不断增长，对某些炼油厂，生产优质石油焦已成为焦化过程的重要目的之一。（1） 延迟焦化反应机理渣油在热能的作用下主要发生两类反应：一类是热裂解反应，它是吸热反应；另一类是缩合反应，它是放热反应。总体来讲，焦化反应在宏观上表现为吸热反应，而异构化反应几乎不发生。渣油的热反应可以用自由基链反应机理来解释。一般认为烃类热反应的自由基链反应大体有以下三个阶段：链的引发、链的增长和链的终止。I 链的引发C16H342CH3(CH2)6CH3H2烃分子分解为自由基是由于键CC的均裂，而不是CH键，因后者的键能较大，并且主要断裂在碳链的中部，如：II 链的增长这是一种由一个自由基转化为另一个

19、自由基，使自由价继续传递下去的过程。在此过程中，较小的自由基如: H 、CH3 、C2H5 能在短时间内独立存在；而较大的自由基则比较活泼和不稳定，只能在瞬间存在，因此它会继续分裂，成为烯烃和小的自由基，这些小的自由基会继续攻击其它烃分子产生新的自由基，新的自由基继续分裂，这样就形成了一个不断增长的反应链，直到反应产物离开反应系统，链的增长才会结束。具体过程如下反应： 自由基的夺氢反应其通式为：H + RHH2 + R R + RH RH + R烃分子中碳原子上的氢被夺取的难易程度，由易到难的次序是叔碳>仲碳>伯碳，它们与自由基反应的相对速度也是按照这个次序进行的，而且温度越高，它

20、们之间的差别也越小。 自由基的分解反应自由基本身可以分解，生成一个烯烃分子和一个含碳数较少的新自由基，从而使其自由价传递下去。自由基的分解主要发生在具有未成对电子碳的-键位置上，这也就是所谓的-断裂规则。如：CH3CH2CHCH3CH2=CHCH3 + CH3 自由基的加成反应 这是上述自由基分解反应的逆反应，含碳数较少的自由基可与烯烃加成而生成含碳数更多的自由基。III 链的终止自由基可相互结合成为稳定的分子而使链反应中断，如：H + H H2H + RRHR + RRR根据上述历程，即使像乙烷这样简单的烃分子，它的热反应也是相当复杂的。其控制步骤是链的引发（此步骤所需活化能最高）。值得注意

21、的是，并不是所有烃类的热解反应都是自由基链反应，有的烃类如环已烷虽然在反应中也断环而生成自由基，但随即分解而为稳定的产物，并不形成链反应。因此，环已烷单独进行热解时反应速度较慢，约为正已烷的八分之一。CH2CH2CH2CH2CH2CH2CH2=CH2 + CH2=CH-CH2-CH3（2）烃类的热反应烃类热转化反应首先是分子链的断裂。链的断裂是吸热反应，因而分子链较弱的部位，即键能小、断裂时需要的能量较小的部位，比键能较强的部位容易发生断裂。表3-1列出了烃类分子中几种不同形式化学键的键能数据。从中可以看出，链烷烃的C-C键最弱，而芳烃、烯烃、炔烃的C-C键最强。因此断裂反应多半先在链烷烃、环

22、烷烃侧链和芳烃侧链的C-C键发生。表1-3烃类分子中几种不同形式化学键的键能数据化学键键能，Kj/molH-H436.26C-H412.27413.91C链烷-C链烷C芳-C芳347.80354.41512.30C烯=C烯620.27C炔C炔842.09包括伯、仲、叔、环烷、烯、炔和芳碳原子与氢原子构成的化学键。包括直链、侧链和环烷链仲碳原子与碳原子构成的饱和键。A 烷烃的热反应烷烃的热反应主要有两类：CC键断裂生成较小分子的烷烃和烯烃；CH键断裂生成碳原子数保持不变的烯烃及氢。上述两类反应都是强吸热反应。烷烃的热反应行为与其分子中的各键能大小有密切的关系。从烷烃的键能数据可以总结出一些规律：

23、 CH键的键能大于CC键的，因此CC键更易于断裂； 长链烷烃中，越靠近中间处，其CC键能越小，也就越容易断裂； 随着分子量的增大，烷烃中的CC键及CH键的键能都呈减小的趋势，也就是说它们的热稳定性逐渐下降； 异构烷烃中的CC键及CH键的键能都小于正构烷烃，说明异构烷烃更易于断链和脱氢； 烷烃分子中叔碳上的氢最容易脱除，其次是仲碳上的，而伯碳上的氢最难脱除。从热力学判断，在500左右，烷烃脱氢反应进行的可能性不大。当温度高达700左右时，脱氢反应的可能性明显增大。从动力学考虑，烃类的热解反应性是以其反应速度来判断的，通常： 随着温度的升高，烃类的反应速度迅速增大。大体上，温度每增高10，反应速度

24、增大1.52倍； 随着烷烃分子量的增大，其反应速度明显加快。其反应速度常数与分子中的碳原子数几乎是线性关系； 在分子中碳数相同的情况下，异构烷烃的热解反应速度比正构烷烃稍快； 烷烃热解反应的活化能通常在200300Kj.mol-1左右。B 环烷烃的热反应环烷烃的热反应主要发生下列三类反应：1. 侧链断裂反应；C10H21C5H11 + C5H10C5H10 + C5H12在高温下，环烷烃侧链上的C-C键和烷烃一样也能发生断链反应，使侧链变短或脱除，同时生成较小分子的烷烃或烯烃，比如：2. 环烷环的断裂反应；环烷环的环上的C-C键的热稳定性较侧链高，但在温度较高时环烷环也会断裂生成小分子烯烃。比

25、如：CH2= CH2+ CH3- CH2-CH= CH2CH2=CH2 + CH3-CH=CH23. 脱氢反应。环烷环在加热条件下，还会发生脱氢反应生成环烯烃直至芳香烃。单环环烷烃的脱氢反应须在600以上才能进行，但双环环烷烃在500左右就能进行脱氢反应，生成环烯烃。研究发现，环烷烃的反应速度比碳数相同的烷烃小；五元环烷则比六元环烷更难于热解。有的研究还表明，带有烷基侧链的环烷烃的反应速度比无侧链的环烷烃快。如在500时，乙基环己烷的热解反应速度比环己烷要大五倍。C 芳香烃的热反应芳香环极为稳定，一般条件下芳环不会断裂，但在较高温度下会进行脱氢缩合反应，生成环数较多的芳烃，直至生成焦炭。烃类热

26、反应生成的焦炭是H/C原子比很低的稠环芳烃，具有类石墨状结构。它主要发生下列反应。1. 烷基芳香烃的断侧链及脱烷基反应；CH2 CH2 CH2RCH3 + CH2=CHRCH=CH2 + CH3R比如：2. 侧链的脱氢反应；侧链的脱氢反应需在更高的温度（650700）时才能发生，如：C2H5CH=CH2 + H23. 缩合反应。芳香烃在高温下能脱氢缩合成环数更多的芳烃，其缩合程度逐渐增大，直至成为H/C比很低的焦炭。比如：2+ H22CH3CH2-CH2+H2D 环烷芳香烃的热反应环烷芳香烃的反应按照环烷环和芳香环之间的连接方式不同而有区别。例如 ， 类型的烃类的第一步反应为连接两环的键断裂，

27、生成环烯烃和芳香烃，在更苛刻的条件下，环烯烃能进一步破裂开环。 类型的烃类的热反应主要有三种：环烷环断裂生成苯的衍生物，以及缩合生成高分子的多环芳香烃。E 烯烃的热反应天然原油一般不含烯烃，但在石油二次加工的产物中大多含有烯烃。烯烃是很活泼的烃类，在受热的条件下它们进一步裂解，同时与其它烃类交叉地进行反应，于是反应变得极其复杂。在不高的温度下，烯烃裂解成气体的反应远不及缩合成高分子叠合物的反应来得快。但是由于缩合作用所生成的高分子叠合物也会发生部分裂解，缩合反应和裂解反应就交叉地进行，使烯烃的热反应产物的馏程范围变得很宽，而且在反应产物中存在饱和烃、环烷烃和芳香烃。烯烃在低温、高压下，主要反应

28、是叠合反应。当温度升高到400以上时，裂解反应开始变得重要，碳链断裂的位置一般在烯烃双键的位置。烯烃分子的断裂反应也有与烷烃相似的规律。当温度超过600时，烯烃缩合成芳香烃、环烷烃和环烯烃的反应变的重要起来。它主要的反应可以归纳如下： 断链反应；CH2= CHCH2CH2CH3381289CH2=CH-CH3 + CH2=CH2较大分子的烯烃可以断链而成为两个较小的烯烃分子，断裂的位置一般是在双键的-位，因为该处的C-C键键能较小。以1-戊烯为例，其-及-位的键能（kJ.mol-1）和-断裂反应如下式： 脱氢反应；烯烃可进一步脱氢生成二烯烃，如1-丁烯脱氢为丁二烯。CH2=CH-CH2-CH3

29、CH2=CH-CH= CH2 +H2 歧化反应；这是烯烃特有的反应。两个相同分子的烯烃可以歧化为两个不同的烃分子。例如丙烯可发生下列歧化反应：2C3H6C4H8 + C2H42 C3H6C2H6 + C4H62 C3H6CH4 + C5H82 C3H6C6H10 + H2 二烯合成反应；二烯烃可与烯烃进行二烯合成反应而生成环烯烃，它还能进一步脱氢成为芳香烃，如：R+R+ 芳构化反应。RR+ 3H2分子中含有六个或更多的成链的碳原子的烯烃，可环化脱氢生成芳香烃，如：（3） 胶质和沥青质的热反应胶质、沥青质主要是多环、稠环化合物，分子中也多含有杂原子，它们是相对分子质量分布范围很宽、环数及其稠合程

30、度差别很大的复杂混合物，缩合程度不同的分子中也含有不同长度的侧链及环间的链桥，因此，胶质及沥青质在热反应中，除了经缩合反应生成焦炭外，还会发生断侧链、断链桥等反应，生成较小的分子。研究表明，轻、中、重胶质及沥青质的热反应行为有明显的差别，随着缩合程度的增大，馏分油的相对产率下降而焦炭的相对产率增大，对沥青质而言，在460、45min的条件下，已转化的原料中约3/4都转化为焦炭。沥青质分子的稠合程度很高，带有的烷基链很少，而且是很短的侧链，因此，反应生成的气体也很少。总之，烃类在加热的条件下，反应基本上可以分成裂解与缩合（包括叠合）两个方向，裂解方向产生较小的分子，而缩合方向则生成较大的分子。烃

31、类的热反应是一种复杂的平行-顺序反应，这些平行的反应不会停留在某一阶段上，而是继续不断地进行下去，随着反应时间的延长，一方面由于裂解反应，生成分子越来越小、沸点越来越低的烃类（如气体烃）；另一方面由于缩合反应生成分子越来越大的稠环芳香烃，高度缩合的结果就产生胶质、沥青质，最终生成碳氢比很高的焦炭。（4） 渣油热反应的特征渣油是多种烃类化合物组成的极为复杂的混合物，其组分的热反应行为自然遵循各族烃类的热反应规律。但作为一种复杂的混合物，渣油的热反应行为不是各族烃类热反应行为的简单相加，它具有自己的特点。（5） 平行-顺序反应特征渣油热反应产物分布随时间的变化1原料；2中间馏分；3汽油；4裂化气5

32、残油；6焦炭产率（质量分数），%反应时间234561渣油中间馏分残油汽油焦炭裂化气渣油的平行-顺序反应特征渣油热反应比单体烃更明显地表现出平行-顺序特征。下图表示出了这个特征。由图可见，随着反应深度的增大，反应产物的分布也在变化。作为中间产物的汽油和中间馏分油的产率，在反应进行到某个深度时会出现最大值，而作为最终产物的气体和焦炭则在某个反应深度时开始产生，并随着反应深度的增大而单调地增大。（6） 生焦倾向性高的特征渣油热反应时容易生焦，除了由于渣油自身含有较多的胶质和沥青质外，还因为不同族的烃类之间的相互作用促进了生焦反应。芳香烃的热稳定性高，在单独进行反应时，不仅裂解反应速度低，而且生焦速度

33、也低。例如在450下进行反应，要生成1%的焦炭，烷烃（C25H52）要144min，十氢萘要1650min，而萘则需670000min。但是如果将萘与烷烃或烯烃混合后进行热反应，则生成速度显著提高。根据许多实验结果，焦炭生成的过程大致可以描述如下：芳香烃烷烃烯烃缩合产物胶质、沥青质焦炭（碳青质）含胶质甚多的原料油，如将它用不含胶质且对热很稳定的油品稀释，可以使生焦量减少。由此可见，当两种化学组成不同的原料油混合进行热反应时，所生成的焦炭可能比它们单独反应时更多，也可能减少。在进行原料油的混合时应予以注意。(7) 相分离特征减压渣油是一种胶体分散体系，其分散相是以沥青质为核心并吸附以胶质形成的胶

34、束，由于胶质的胶溶作用，在受热之前渣油胶体体系是比较稳定的，在热转化过程中，由于体系的化学组成发生变化，当反应进行到一定深度后，渣油的胶体性质就会受到破坏，由于缩合反应，渣油中作为分散相的沥青质的含量逐渐增多，而裂解反应不仅使分散介质的粘度变小，还使其芳香性减弱，同时，作为胶溶组分的胶质含量则逐渐减少，这些变化都会导致分散相和分散介质之间的相容性变差，这种变化趋势发展到一定程度后，就会导致沥青质不能全部在体系中稳定地胶溶而发生部分沥青质聚集，在渣油中出现了第二相（液相），第二相中的沥青质浓度很高，促进了缩合生焦反应。渣油受热过程中的相分离问题在实际生产中也有重要意义，例如，渣油热加工过程中，渣

35、油要通过加热炉管，由于受热及反应，在某段炉管中可能会出现相分离现象而导致生焦。如何避免出现相分离现象或缩短渣油在这段炉管中的停留时间对减少炉管内结焦、延长开工周期是十分重要的。又如在降低燃料油粘度的减粘裂化过程中，若反应深度控制不当，引起分相、分层现象，对生产合格燃料油也是不允许的。1.3.3 焦化的分馏原理焦化分馏的目的主要是通过精馏过程，将焦炭塔反应产物分成汽油、柴油、蜡油和富气等组分，作为下游装置的原料。焦化分馏的原理即为油品精馏原理，不同之处的是焦化分馏塔只有汽化段和精馏段，没有提馏段的“半截塔”。精馏原理：一种相平衡分离过程，其重要的理论基础是气-液相平衡原理，即拉乌尔定律。PA=P

36、A0XA ； PB=PB0XB=PB0（1-XA）式中：PA、PB溶液上方组份A及B的饱和蒸汽压。PA0、PB0纯组份A及B的饱和蒸汽压。XA、XB溶液中组份A及B的摩尔分率。此定律表示在一定温度下，对于那些性质相似，分子大小又相近的组份（如甲醇、乙醇）所组成的理想溶液中，溶液上方蒸汽中任意组份的分压，等于此纯组份在该温度下的饱和蒸汽压乘以它在溶液中的摩尔分率。精馏过程是在装有很多塔盘的精馏塔内进行的。焦炭塔反应油气从分馏塔底部进入精馏塔的蒸发段，经与塔底循环回流油充分换热，部分重组分冷凝成液相流向塔底，而没冷凝的油气继续上升与下降的液体回流在塔盘上充分接触，气相部分中较重的组份冷凝，液相部分

37、中较轻的组份汽化。因此，油气中易挥发组份的含量将因液体的部分汽化，使液相中易挥发组份向气相扩散而增多；油气中难挥发组份的含量因气体的部分冷凝，使气相中难挥发组份向液相扩散而增多。这样，同一层板上互相接触的气液两相就趋向平衡。它们之间的关系可用拉乌尔定律说明。通过多次这样的质量、热量交换，就能达到精馏目的。以下就是一层塔盘上汽-液交换的详细过程。 如图所示，当油汽（V）上升至n层塔盘时，与从（n+1）层塔盘下来的回流液体（L）相遇，由于上升的油气温度高，下流的回流温度较低，因此高温的油气与低温的回流接触时放热，使其中高沸点组份冷凝，同时低温的回流吸热，并使其中的低沸点组份汽化，这样油气中被冷凝的

38、高沸点组份和未被汽化的回流组成了新的回流（L）。从n层下降为（n-1）层的回流中所含高沸点组份要比降至n层塔盘的回流中的高沸点组份含量多，而上升至（n+1）层塔盘的油气中的低沸点组份含量要比上升至n层的油气中低沸点组份含量多。同样类似地离开（n+1）层塔盘的油汽，还要与（n+2）层下来的回流进行热量、质量交换，原料在每一块塔盘上就得到一次微量的分离，显然如果有极多个塔盘的话，使原料能分离出纯度很高的产品。吸收解析基本原理在吸收过程中，相际传质是由三个步骤串联组成： 溶质由气相主体传递到气、液相界面，即气相与界面间的对流传质； 溶质在相界面上的溶解，进入液相； 溶质由界面传递到液相主体，即界面与

39、液相间的对流传质。对于吸收过程的机理，一般用双膜理论进行解释，双膜理论的基本论点如下： 相接触的气、液两相液体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一很薄的有效层流膜层，溶质以分子扩散方式通过此两膜层； 界面上的气、液两相呈平衡状态； 在膜层以外的气、液两相主体区无传质阻力，即浓度梯度（或分压梯度）为零。双膜理论把整个相际传质过程简化为溶质通过两层有效膜的分子扩散过程，把复杂的相际传质过程大为简化。该理论可用于具有固定相界面的系统及流速不高的两相流体间的传质过程。吸收塔的吸收过程属于物理吸收，是利用气体混合物中各组分在液体吸收剂中的溶解度不同，气体混合物中溶解度大的组分被部分吸收溶解于吸收溶剂中而

40、得到分离。该吸收过程的吸收的推动力是该组分在气相的分压与组分在液相中的分压之差，此差值在达到平衡状态时为零，传质的方向取决于气相中组分的分压是大于还是小于溶液中的平衡分压。由于提高操作压力有利于提高溶质的气相分压，而降低温度则可降低液相溶剂中溶剂组份的平衡分压，因此，提高压力和降低操作温度，有利于提供吸收推动力，也即有利于吸收过程的进行。解吸是吸收的逆过程，其主要目的是使吸收液中的部分气体溶质释放出来，达到溶质的分离。解吸过程由于受工艺流程设置限制，采用提高溶液温度的方法，来促进吸收逆过程。通过提高溶液温度来提高溶液中溶质组份的平衡分压，使溶液的溶质平衡分压大于气相中溶质组份分压（主要为C2及

41、以下组份），实现溶质组份的分离。1.3.4 脱硫反应的机理和影响因素1、 脱硫反应的机理干气和液态烃用碱性的MDEA溶液，在高压、低温下，在脱硫塔内脱除硫化氢，脱后干气送出装置至系统管网作燃料，液化气至液化气脱硫醇系统。由于醇胺类溶液与H2S反应是可逆的，吸收了H2S的胺液可以加热再生循环使用。上述反应式说明平衡溶液的H2S负荷与温度有关。当MDEA浓度一定时，平衡溶液的H2S负荷随温度升高而下降，因此吸收推动力为：P=平衡溶液中H2S负荷实际溶液H2S负荷当温度低时，平衡溶液的H2S负荷高，P大，容易吸收H2S。在低温、高压时，MDEA溶液具有碱性，吸收H2S，上述反应的平衡向右移动。相反高

42、温、低压时，MDEA水溶液呈现酸性，解析（再生）出H2S，脱除H2S后的MDEA溶液循环使用。2、 脱硫反应的机理脱、硫反应的影响因素 MDEA吸收温度对吸收效果的影响吸收温度是指贫液入塔温度和塔的操作温度。该温度低，有利于吸收，因为低温 H2S被吸收的推动力增加，但温度过低，可能导致气体中残留的C5、C6组份的冷凝，造成胺液起泡、使吸收操作破坏，MDEA溶液损失加大。一般要求贫液的入塔温度比气体入塔温度高约3，这样能避免烃的冷凝。另外，也要注意到吸收是放热反应，造成胺液温度上升。 MDEA吸收压力对吸收效果的影响吸收塔的压力主要受进料气的压力而决定。吸收塔的压力高，贫液吸收 H2S的吸收效率

43、就高，吸收推动力大。 循环量对吸收效果的影响MDEA溶液浓度高，吸收推动力大，对吸收有利，同时循环量可减少。但MDEA溶液浓度过高，则会引起溶液发泡，对设备腐蚀加重，MDEA损失加大。一般MDEA溶液浓度控制在1530（wt）。生产过程中要经常检查MDEA溶液的浓度和变质情况，必要时补充软化水或更换(补充)新鲜MDEA。MDEA溶液的循环量与MDEA溶液浓度和MDEA的酸气负荷有关，其循环量的大小可用下式计算：式中：W循环量(kg/h) n吸收的H2S量(kmol/h) Lr富液中酸气负荷(molH2S/molMDEA) L贫液中酸气负荷(molH2S/Mmdea) CMDEA溶液的浓度(wt

44、%)由上式可看出，MDEA溶液浓度高、富液酸气负荷高、贫液酸气负荷低，循环量就低。贫MDEA溶液的酸气负荷不仅影响循环量，而且直接影响原料气中H2S的含量，所以降低原料气中H2S含量，关键是降低贫MDEA的酸气负荷，通过提高再生塔的温度或降低再生塔的压力，达到再生塔解析H2S完全的目的。但是提高再生温度，蒸汽消耗量增加，MDEA损失加大，设备腐蚀加重，因此只需确保脱后干气中H2S含量小于50mg/l。3、脱硫醇反应机理在脱硫醇系统中轻烃物料中的硫醇及H2S与氢氧化钠溶液(NaOH)起反应生成硫化钠(Na2S)和硫醇钠盐(NaSR)以及水(H2O)。由于这些硫化物的钠盐不溶于烃类而溶于水，所以它

45、们溶入氢氧化钠水溶液而被有效地从轻烃中除去。反应机理如下：本装置采用纤维膜脱硫醇技术，技术核心是采用纤维膜接触器，由于表面张力的作用，使碱液在金属纤维状填料表面自动形成液膜。当应用于油-水二相反应体系时，使二相接触面积剧增，传质距离缩短，从而大大提高了反应效率。3.2.6.1 脱硫醇反应的影响因素为了有效地脱除硫醇，很重要的一点是在循环碱液中维持较高的NaOH含量，或者维持较高的碱液循环量。随着NaOH含量或循环量的下降，硫醇抽提的效率也会下降，同时精制烃物料中RSH的含量就会增加。如果NaOH浓度或循环量下降到一定程度，脱硫醇反应就无法有效地进行，液化气中硫醇含量就会不合格。从这些趋势看来，

46、为了尽可能地降低硫醇的浓度，应该最大限度地提高NaOH的含量和循环量。但是，碱液浓度过高会导致再生碱液含有较高的二硫化物油，再生碱液含有的二硫化物油将被精制液化气反抽提，从而增加液化气的总硫含量；高循环量会有较多的二硫化物油从再生循环碱液中被反抽提到液化气中。4、 碱液再生机理碱液再生系统的作用是用空气氧化脱硫醇系统中形成的硫化钠和硫醇钠，并从碱液中脱除该氧化产物。该氧化过程可回收抽提反应中所使用的大部分NaOH,并使所抽提的硫醇转换为烃相的含二硫化物油（DSO）。由于大部分DSO不溶于水相，所以与碱液得以分离，从而使碱液再生。5、 碱液再生反应的影响因素操作条件对碱液再生的影响再生温度高，再

47、生效果就好。但再生温度高，设备腐蚀严重。本装置再生塔进料温度控制在5260。催化剂对反应的影响由于这些反应速度很慢，故需要使用催化剂以增加反应速度。催化剂（磺化酞菁钴）可促进氧化反应并留在碱液相内，随其在整个系统中循环。工艺特点：（1）产品质量好。催化裂化所得汽油辛烷值高，一般都在80以上（研究法,而直馏汽油仅40左右），并且安定性好，烯烃相对较少，基本不含二烯烃。轻质油收率高，可达80%以上。汽油中含低分子烃较多，它的10%与50%馏出点温度较低，使用性能好。（2）可提供大量化工原料。裂化气体中C3、C4组分约占90%，C3中丙烯又占70%，C4中各种丁烯占55%左右，这些都是优良的石油化工

48、原料，还能提供大量液化汽供民用。（3）柴油含有大量重质芳烃，十六烷值较低，一般只有3545，因而催化柴油使用性能差，需与直馏柴油调合后才能使用。渣油催化和掺炼重油催化除十六烷值更低外，含硫、氮、胶质也较多，颜色深，安定性差，易氧化产生沉渣，需加氢精制处理。（4）产品方案灵活。同一套装置，改变不同的操作条件，便可得到气体、汽油、柴油的不同产品分布，以适应市场经济发展的需要。（5）原料选择范围比较宽，通常是以减压馏份油、焦化蜡油等做原料。2002年改造后还可以VRDS渣油掺炼或直接做原料。2. 工艺设计与计算2.1 设计任务及研究意义2.1.1设计任务1.设计项目：180万吨延迟焦化分馏工艺设计2

49、.生产方法：MIP-CGP工艺3.数据来源：齐鲁石化胜利炼油厂第二联合车间4.设计阶段：初步设计5.设计内容： 1)方案设计：根据实际生产工艺路线，进行流程模拟以及工艺设计，绘制工艺流程草图。 2)物料衡算6.设计依据（1）生产规模：180万t/a （2）生产时间：8000小时/年（3）原料：焦化过程产生的油气2.1.2研究意义焦化过程产生的大量油气从焦炭塔顶部到分馏塔中进行分馏，可获得焦化干气、汽油、柴油、蜡油、重蜡油等产品，这些产品又是石油加工过程中的主要产品，经过油气分离工艺，可以获得更多的产品，提高资源利用率。2.2 主要工艺指标和技术经济指标2.2.1 设计物料平衡表2-1物料流量表

50、物料名称m%kg/ht/d万t/a备注干气4.579250222.007.77系统燃料气管网液化气3.937953190.87 6.68去罐区汽油17.7335884861.2230.14 去加氢柴油23.23 470151128.3639.49去加氢蜡油22.55456371095.2938.34 去加氢裂化焦炭28.25571731372.1548.03火车装运出装置MDEA富液48.10973372336.0981.76去系统再生含硫污水1.50303172.742.55去污水汽提合计149.863032807278.72254.762.2.2 主要技术经济指标及装置能耗表2-2 焦化部

51、分电消耗量序号用电地点电压(伏)设备台数(台)设备容量(Kw)轴功率kW年工作时数操作备用操作备用1原料油泵(P-101A/B)60001120020015184002加热炉进料泵(P-102A/B)60001150050038884003分馏塔底循环泵(P-103)3801303022.784004蜡油回流泵(P-105A/B)600011250250209.284005蜡油产品泵(P-105C/D)38011454530.784006循环油泵(P-106A/B)38011373725.484007柴油泵(P-107A/B)600011200200140.584008分馏塔顶循环回流泵(P-

52、108A/B)3801155553884009汽油泵(P-109A/B)38011757546.5840010甩油泵(P-111C/D)38011555534840011含硫污水泵(P-112A/B)38011303022.1840012放空塔底泵(P-113A/B)380117575400013污水泵(P-114A)38013017.8400014污油泵(P-114B)38013015.4400015火炬分液罐底泵(P-115)38012212.7100016封油泵(P-116A/B)38011222214.8840017消泡剂注入泵(P-117A/B)380110.750.750.4200018注阻焦剂泵(P-118A/B)380110.750.750.4840019注缓蚀剂泵(P-119A/B)380111.11.10.5840020高压水泵(P-120A/B)60