延迟焦化工艺手册

1、精选优质文档-倾情为你奉上第一部分 工艺设计手册第一章、延迟焦化装置简介（一）装置概况延迟焦化技术是渣油热破坏加工常用的手段，其目的是从重质渣油中获得较多的轻质油品和石油焦。延迟焦化工艺是当今世界最常见的渣油加工技术之一，与其它渣油加工工艺相比，延迟焦化工艺不仅技术简单、操作方便、灵活性大、开工率高、运行周期长，而且投资较低、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，2007年12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

2、为北变电站，南面为原油罐区，西侧为铁路编组站，东侧为第二常减压和低压锅炉房。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。平面中各设备区按条形布置，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

3、，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。其它机泵均采用露天布置。换热器、回流罐等设备布置在地面及框架二、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

4、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。装置主要由焦化、稳脱两部分组成，焦化部分主要包括：原料预热部分、加热炉部分、焦碳塔部分、分馏

5、部分、吹汽放空部分、冷切焦水处理部分、水力除焦部分。稳脱部分主要包括：富气的压缩和吸收稳定部分、焦化干气和液化气脱硫部分、液化气脱硫醇部分。本装置共有268台（座）设备。表1-1 主要设备情况序号内容单位焦化部分稳脱部分1塔类台472容器台31253冷换设备台48264空冷器台3045机泵台57306压缩机套/17电梯台1/8加热炉台1/9蒸汽发生器台1010有井架水力除焦设备套2/小计17593表1-2 本装置能耗情况序号名 称小时消耗量能耗指标能耗104KJ/h单位数量单位数量焦化部分新鲜水t/h2.5KJ/t71201.78循环水t/h203.2KJ/t419085.14除盐水t/h5.

6、82KJ/t9630056.05污水t/h12.0KJ/t3349040.19电kW2430.5KJ/kW.h118402877.71蒸汽3.5MPa(g)t/h2.4KJ/t884.16蒸汽1.0MPa(g)t/h-1.19KJ/t-378.66蒸汽凝结水t/h-1.0KJ/t-32.03燃料气kg/h3315KJ/kg4186813879.24热输出104Kcal/h-1003.2KJ/ Kcal4.1868-4200.2小计13213.38吸收稳定部分3.5MPa蒸汽t/h30KJ/t11053.20产生1.0MPa蒸汽t/h-29.4KJ/t-9355.08循环水t/h760KJ/t4

7、190318.44电kw406.2KJ/Kw.h11840480.94热输入104Kcal/h536.89KJ/Kcal4.18682247.85热输出104Kcal/h-83.55KJ/ Kcal4.1868-349.81小计4395.54脱硫、硫醇部分1.0MPa蒸汽t/h0.2KJ/t63.64蒸汽凝结水t/h-0.2KJ/t-6.41循环水t/h26KJ/t419010.89电kw163.2KJ/Kw.h11840193.23小计261.36共计小时能耗:17870.28单位能耗:25.26(104Kcal/t原料)（二）工艺技术特点加热炉加热炉采用双面辐射、多点注汽、在线清焦、高流速

8、等新技术，以延长加热炉开工周期；同时采用空气预热器预热空气，提高加热炉的热效率；设置加热炉的余热回收系统及加热炉进料量和炉膛温度检测与燃料气控制联锁控制，保证加热炉系统的安全操作；火嘴采用偏平焰低NOx火嘴，以减少环境污染。焦炭塔采用“一炉两塔”的工艺技术, 焦炭塔实现大型化，采用直径8800mm，焦炭塔顶设计采用椭圆型封头，在焦炭塔高度不变情况下，可增加塔的有效容积。焦炭塔锥体过渡段采用整体锻件设计，可以有效降低该部位冷热变换频繁及应力集中造成的疲劳损伤，大大地延长焦炭塔使用寿命。焦炭塔采用SEI首先开发的上进下出工艺流程，缩短了焦炭塔油气预热时间，避免过去由于焦炭塔中部开口预热的老方式所造

9、成局部应力集中而造成的焦炭塔开裂。同时配设甩油罐，避免堵焦阀式预热甩油拿不净，切换四通阀而引起突沸的问题。焦炭塔顶至分馏塔油气管线注急冷油，减缓管线结焦、延长开工周期。焦炭塔设注消泡剂设施，能够从焦炭塔顶或塔底向焦炭塔内注入消泡剂，降低泡沫层高度减少焦粉夹带，提高焦炭塔有效利用率。分馏塔分馏塔采用高效浮阀塔板，塔板操作弹性大，对液体流动具有导向作用，避免塔板死区，能够减少雾沫夹带，优化分馏塔操作工况。蜡油下回流洗涤并与焦炭塔顶油气直接换热，以减少焦粉夹带和灵活调节循环比。分馏塔塔底采用特别设计以减少焦粉沉积。分馏塔底油部分热循环，通过过滤器过滤除去焦粉，减缓管线结焦、延长开工周期。焦炭塔密闭放

10、空技术采用SEI 开发的塔式油吸收密闭放空技术，减少焦炭塔吹汽对环境的污染，以利于油气分离，污油回炼。冷焦水旋流分离技术。冷焦水处理采用罐式隔油分离，过滤和水力旋流分离，密闭冷却工艺技术，减少占地和环境污染，冷焦后热水采用空冷器冷却。切焦水采用一级二级沉淀、水力旋流分离、罐式贮存等技术，减少占地和环境污染。全井架水力除焦技术（1） 焦炭塔采用双塔单井架水力除焦技术，可节省约20%的钢材。（2） 焦炭塔水力除焦系统采用先进的PLC安全自保系统。该技术可以保障水力除焦工作的顺利进行和安全操作。焦化富气压缩吸收技术焦化富气采用压缩和双塔吸收的工艺方案，为提高吸收效果，减少干气中的C3以上的含量，汽油

11、吸收塔设一个中段回流；富气压缩机采用背压蒸汽透平驱动。采用先进的脱硫技术采用MDEA高效脱硫剂，脱除干气及液化气中的H2S。焦化液化气采用技术先进的纤维膜脱硫醇技术。安全本装置采用分散控制系统（简称DCS）和SIS紧急停车系统。焦炭塔设置放射性料位计，可准确测定塔内焦炭及泡沫层高度，水力除焦系统采用先进的PLC安全自保联锁控制系统，该技术可以有效地实现水力除焦工作顺利进行和安全操作。（三）延迟焦化、吸收稳定、脱硫（醇）工艺原理1.延迟焦化工艺过程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

12、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

13、。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2-1例举了两种减压渣油进行焦化所得产物的产率分布。表2-2例举了焦化气体的组成。表1-3 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，20残碳（质量分数），%产品分布（质量分数），% ：气体汽油柴油蜡油焦炭液体收率0.92218.88.315

14、.736.325.714.077.70.969813.96.814.735.619.023.969.3表1-4 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（体积分数），%5.4047.8013.601.828.264.003.443.70组 分戊烷戊烯六碳烃硫化氢二氧化碳一氧化碳氮+氧-含量（体积分数），%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

15、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，而且过程比较简单、投资和操作费用较低。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

16、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。2.延迟焦化反应机理渣油在热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如下三个阶段：链的引发，链的增长和链的终

17、止。链的引发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：C16H342CH3(CH2)6CH2链的增长这是一种由一个自由基转化为另一个自由基，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。具体通过如下反应： 自由基

18、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。链的终止自由

19、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，即使象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，有的烃类如环几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，环几烷单独进行热解时反应速度较慢，约为正几烷的八分之一。CH2CH2CH2CH2CH2CH2CH2=CH2 + CH2=CH-CH2-CH33.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

20、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2-3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、环烷烃侧链和芳烃侧链的C-C键发生。表1-5 不同形式化学键的键能化学键键能，kJ/molH-HC-HC链烷-C链烷C芳-C芳C烯=C烯C炔C炔436.26412.27413.91347.80354.41512.30620.27842.09 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。（1）.烷烃的热反应烷烃的热反应主要

21、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： 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

22、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。（2）.环烷烃的热反应环烷烃的热反应主要发生下列三类反应： 侧链断裂反应在高温下，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

23、较小分子的烷烃或烯烃，比如：C10H21C5H11 + C5H10C5H10 + C5H12 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。比如：CH2= CH2+ CH3- CH2-CH= CH2CH2=CH2 + CH3-CH=CH2 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；五员环烷则比六员环烷更难于热解。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

24、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。（3）.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。 烷基芳香烃的断侧链及脱烷基反应比如：CH2 CH2 CH2RCH3 + CH2=CHRCH=CH2 + CH3RCHCH3CH3CH=CH2 + CH4CCH3CH3CH3+ CH2=CCH3CH3 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 + H2 缩合反应芳香烃

25、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+ H22+ 2H2（4）.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，在加热条件下， 类型的烃类的第一步反应为连接两环的键断裂，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二种：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。（5) .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

26、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

27、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：CH2= CHCH2CH2CH3381289CH2=CH-CH3 + CH2=CH2 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-CH3CH2=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 C3H6CH4 + C5H82 C3H6C6H10 + H22 C3H6C2H6 + C4H6 二烯合成反应二烯烃可与烯烃进行二烯

28、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：RR+ 3H2（6）.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、环数及其绸合程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

29、，在460、45min的条件下，已转化的原料中约3/4都转化为焦炭。沥青质分子的绸合程度很高，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

30、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。（1） 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。图2-1和图2-2表示出了这个特征。渣油中间馏分残油汽油焦炭裂化气图2-1 渣油的平行-顺序反应特征图2-2 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残油；6焦炭产率（质量分数），%反应时间234561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

31、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。（2） 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min。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

32、）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。（3） 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，而裂解反应不仅是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

33、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。5.吸收、

34、解吸、稳定原理及影响因素（1） 吸收、解吸、稳定的基本原理吸收过程是当溶质气相中的分压大于该组份在溶液中的蒸汽压，溶质就从气相转移到液相，这个压力差就是吸收过程的压力差。解吸过程是当溶质的蒸汽分压大于该组份在气相中的分压，溶质就从溶液中解吸出来。吸收过程利用气体混合物各组份在液相中具有不同的溶解度来分离气体混合物。焦化分馏系统来的焦化富气富气压缩机压缩，进入汽油吸收塔和柴油再吸收塔，利用粗汽油和稳定汽油及柴油作为吸收剂，吸收压缩富气中的C3、C4、C5组份。汽油吸收塔中，被吸收的C3、C4组份称为溶质或吸收质，分离出贫气，进入柴油吸收塔。富吸收油进入解吸塔和稳定塔经重沸分离，分离出液化气。稳定

35、过程实质上就是一个多组份的精馏过程，它的原理就是精馏原理。即：不平衡的气液两相在塔盘上逆向接触进行传质传热，气相中重组份（高沸点物）优先冷凝，液相中轻组份（低沸点物）优先汽化，最后塔顶部得到较纯的轻组份，底部得到较纯的重组份，从而达到对产品精馏的目的。（2） 影响吸收、解吸、稳定的因素n 操作温度对吸收过程的影响在一定压力和气体的原始组成下，温度升高使吸收油用量增加，同时也使回收下来的混合物中C1、C2含量增大。这样降低了吸收效果，增大了解吸负荷。故低温有利于吸收过程。但温度太低，会使吸收剂粘度增大，也会降低吸收效果。n 操作压力对吸收过程的影响压力升高有利于吸收，但压力太高会影响各组份的吸收

36、比例，同时受气压机出口压力的限制。当压力升高时，C1、C2的平衡常数比C3、C4的平衡常数减小得更快，说明吸收剂的选择性下降。n 吸收剂质量对吸收的影响考虑到装置胺液再生的情况，如果富胺液中的烃类凝液全部被再生系统脱除，那么胺液就相当于新鲜的胺液，但是随着装置的运行，胺液中的烃类残留量逐渐增大，使胺液的吸收的能力下降。n 液气比对吸收的影响液气比指吸收剂量与被吸收气体量的比值。当液气比减小时,吸收剂量减小,吸收推动力下降,富吸收油浓度增加,当吸收剂量减小到使富吸收油操作浓度等于平衡浓度时,吸收推动力为零,这时的液气比称为最小液气比。加大液气比有利于吸收,但液气比过大会降低富吸收油中溶质浓度,不

37、利于解吸,使解吸塔和稳定塔的液体负荷增加,塔底重沸器热负荷加大,输送动力增加,但液气比也不可过小,会造成吸收失去推动力,吸收无法进行。n 解吸过程与吸收过程正好相反,故凡不利于吸收的因素(如提高温度,降低压力,通入蒸汽等)对于解吸过程都会产生有利的影响。但需注意：虽然降低压力对解吸有利,有时为了冷凝从吸收油解吸出来的烃类而要求有较高的压力。n 操作温度对稳定过程的影响其它条件不变的情况下，操作温度升高，稳定汽油蒸汽压降低，液化气中C5组分含量增加。n 操作压力对稳定过程的影响其它条件不变的情况下，操作压力升高，稳定汽油蒸汽压增加，液化气中C5组分含量降低。n 操作回流比对稳定过程的影响其它条件

38、不变的情况下，操作回流比增加，稳定汽油蒸汽压增加，液化气中C5组分含量降低。6.脱硫反应的机理和影响因素（1） 脱硫反应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

39、，上述反应的平衡向右移动。相反高温低压时，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） 脱硫反应的影响因素n 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。n 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

40、收 H2S的吸收效率就高，吸收推动力大。n 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) CM

41、DEA溶液的浓度(wt%)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。7.脱硫醇反应机理和影响因素（1） 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(H

42、2O)。由于这些硫化物的钠盐不溶于烃类，所以它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。（2） 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

43、中硫醇含量就会不合格。从这些趋势看来，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。8.碱液再生机理和影响因素（1） 碱液再生机理碱液再生系统的作用是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。反应机

44、理如下：（2） 碱液再生反应的影响因素n 操作条件对碱液再生的影响再生温度高，再生效果就好。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52-60。n 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。催化剂可促进氧化反应并留在碱液相内，随其在整个系统中循环。（四）延迟焦化、吸收稳定、脱硫（醇）工艺流程1.工艺流程说明（1） 焦化部分焦化原料（160，0.8MPag）直接来自渣油罐区或常减压蒸馏装置，进装置界区后首先经柴油-原料油换热器（E-103/EH）与焦化柴油换热后进入装置界区内的原料油缓冲罐（D101），然后由原料泵（P101A/B）抽出先后经柴油-原料

45、油换热器（E-103/A-D）、中段-原料油换热器（E104AD）、蜡油-原料换热器（E105AF）热后进入分馏塔（C102）底部，在此与来自分馏塔上部换热板的热循环油一起流入塔底，在325下，用加热炉进料泵（P102A/B）抽出分四路在流控下打入焦化加热炉（F101）快速升温到500，然后经四通阀入焦炭塔（C-101A/B）底部。焦化加热炉每路设3个注汽点，以加速炉管内流速，减缓管内结焦。循环油和原料油一起在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品和石油焦。焦炭结聚在塔内。高温油气与进入分馏塔由蜡油直接换热后，被冷凝的循环油流入分馏塔换热板

46、下。分馏塔蜡油集油箱中的蜡油由蜡油回流泵（P-105A/B）抽出，泵出口分两股，一股返回蜡油集油箱下作热回流，另一股经蜡油-原料油换热器（E-105/A-F）后、至吸收稳定部分稳定塔塔底重沸器（E-207）做热源，换热后返回焦化部分蜡油蒸汽发生器（ER-101）换热后分为两股，一股返回分馏塔作取热回流，另一股作为产品由蜡油产品,经蜡油产品泵(P-105C/D)升压，经蜡油-除氧水换热器（E-108A/B）、蜡油-除盐水换热器（E-108C）、蜡油-热水换热器冷到90送出装置。中段回流油由中段回流泵（P-106A/B）从分馏塔抽出，然后经中段回流-原料油换热器（E-104/A-D），吸收稳定部分

47、脱吸塔塔底重沸器（E-204）做热源换热冷却到220后一股返回分馏塔作回流，另一股至焦炭塔顶油气线做急冷油。柴油从分馏塔由柴油泵（P-107A/B）抽出，一部分返回柴油集油箱下做热回流，一部分至柴油-原料油换热器（E-103/A-H），换热后一部分与富吸收柴油混合，作为分馏塔取热回流，另一部分经柴油-富吸收油换热器（E-107）换热，柴油-热水换热器、柴油空冷器（A-103/A-B）冷却后一部分返回分馏塔，另一部分经柴油冷却器（E-112）冷却到55，分二股，一股作为柴油产品出装置去加氢精制，另一股经贫吸收柴油冷却器（E-203）冷至40后由贫吸收柴油泵（P-207A/B）打入柴油吸收塔（C-

48、204）作为柴油吸收剂。自柴油吸收塔（C-204）底返回的富吸收柴油经与柴油换热后和自柴油-原料油换热器及柴油空冷器来的柴油一起，作为分馏塔柴油取热回流。为了保证来自系统的脱硫燃料气入加热炉火嘴前不带凝液，燃料气与自分馏塔来的顶循回流油经顶循-瓦斯换热器（E-102）换热至110供加热炉使用，顶循回流油与燃料气换热后，再由塔顶循环回流泵（P-108A/B）送经顶循-热水换热器、分馏塔塔顶循环回流空冷器（A-102/A-F）冷却到60返回到分馏塔，控制分馏塔顶温度。分馏塔顶油气经油气-热水换热器、塔顶空冷器（A-101/A-H）、分馏塔顶后冷器（E-101/A-H）冷却到40流入分馏塔顶气液分离

49、罐（D-102），分出的焦化富气经压缩机入口分液罐分液后进入富气压缩机，汽油由汽油泵（P-109A/B）送去吸收稳定部分汽油吸收塔（C-201）作吸收剂，含硫污水由含硫污水泵（P-112A/B）送出装置。焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温蒸汽及少量油气进入放空塔（C103），从顶部打入蜡油馏分，洗涤下油气中的柴油以上馏分。放空塔底重油用泵（P-113A/B）抽出，送经水箱冷却器（E111A/B）冷却后，一部分作为放空塔顶回流，控制顶部气相温度170左右，另一部分在液面控制下送出装置至污油罐或回炼。放空塔顶大量蒸汽及油气直接进入空冷器（A105A-H）、放空塔顶后冷器（E110A-D）冷到40进入塔

50、顶气液分离罐（D106），分出的轻污油由污油污水泵（P-114A/B）送出装置，污水至冷切焦水系统隔油处理后作为冷切焦水补充水，不凝气排入瓦斯放火炬系统或压缩机入口。（2） 压缩吸收稳定部分自焦化部分来的富气经焦化富气压缩机（K-201）升压到1.35Mpa(g)，然后经富气空冷器（A-201A/B），冷却到60后，与汽油吸收塔（C-201）底泵（P-201A/B）抽出的富吸收汽油及脱吸塔（C-202）顶气混合进入饱和吸收油冷却器（E-201A/B），冷却到40后进入焦化富气平衡罐（D-203）分液后的气体进入汽油吸收塔（C-201）用焦化部分来的汽油吸收，用稳定汽油作为补充吸收剂增加对富气中

51、C3、C4的吸收率。为提高吸收率，汽油吸收塔设一个中段回流。汽油吸收塔顶流出的贫气去柴油吸收塔（C-204）经柴油吸收，脱去气体中的汽油组分后去脱硫部分；柴油吸收塔塔底富吸收柴油在塔底液面控制下自压经换热后返回分馏塔作回流。富气平衡罐（D-203）平衡后的汽油自罐底作为脱吸塔进料经脱吸塔进料泵（P-203A/B）抽送与稳定塔底的稳定汽油经脱吸塔进料-稳定汽油换热器（E-206）换热至91后进脱吸塔顶，在塔中脱除富吸收汽油中的C2以上轻组分。脱吸塔底脱乙烷汽油作为稳定塔进料，经稳定塔进料泵（P-204A/B）送入稳定塔（C-203）第20、24、28层。稳定塔顶气经稳定塔顶冷凝器（E-210/A

52、-D）冷却至40后进入稳定塔顶回流罐（D-204），罐中的液化气由稳定塔顶回流泵（P-205A/B）抽出后分为两股，一部分作为回流返回稳定塔顶控制液化气中的C5+含量，另一部分液化气液控去脱硫部分。稳定塔底的稳定汽油依次经脱吸塔中间重沸器（E-205）、脱吸塔进料-稳定汽油换热器（E-206）、热水换热器换热后经过稳定汽油空冷器（A-202/A-B）、稳定汽油冷却器（E-209A/B）冷却至40，一部分稳定汽油由补充吸收剂泵（P-206A/B）打入汽油吸收塔第40层作补充吸收剂，另一部分稳定汽油在稳定塔液控下出装置。（3） 脱硫、脱硫醇部分自吸收稳定部分来的干气和液化气分别进入干气脱硫塔（C-

53、301）和液化气脱硫塔（C-302），用MDEA溶剂进行脱硫，干气脱硫塔顶流出的净化干气在压控下并入燃料气管网，液化气脱硫塔顶的净化液化气送至液化气脱硫醇部分。干气脱硫塔和液化气脱硫塔底富溶剂混合自压出装置去溶剂再生。经胺液吸收脱除硫化氢的液化气经过滤器过滤后进入液化气脱硫醇一级纤维膜接触器（D-305）顶部，在此和碱液接触，预碱洗后的液化气进入液化气脱硫醇二级纤维膜接触器（D-306）进行碱洗。碱液在开工前已循环，首先湿润接触器中的金属纤维，并沿纤维丝向下流动，液化气顺着纤维束与碱液同方向平行流动，使得液化气与碱液之间在纤维束上形成一层流动的薄膜，从而增大了传质面积，提高传质速率，硫化氢和硫

54、醇被抽提到碱液中，含有硫化钠和硫醇钠盐的碱液脱离纤维，在分离器D-305底部沉降，循环碱液自压至碱液氧化部分。二次碱洗后的焦化液化气从D-306顶部出来进入液化气水洗沉降罐和净化液化气聚结器在压控下送出装置。从D-305底部沉降的含有硫醇钠盐循环碱液通过液位控制进入液化气脱硫醇碱液加热器（E-303），用蒸汽加热碱液至60左右，在碱液氧化混合器（M-301）中注入一定量空气，与空气混合后的碱液进入液化气脱硫醇碱液氧化塔（C-303），在液化气脱硫醇碱液氧化塔中硫醇钠盐与空气中的氧发生反应，转化为二硫化物和碱,从碱液氧化塔顶出来的含有二硫化物的碱液进入液化气脱硫醇汽油碱液分离罐（D-309）、液化气脱硫醇碱液抽提罐（D-310）用汽油进行抽提，在此碱液与二硫化物进行分离，二硫化物溶于汽油中通过液控送至稳定汽油出装置。分出二硫化物的碱液通过液化气脱硫醇碱液循环泵（P-303C/D）升压至液化气脱硫醇碱液冷却器冷却后打入D-306顶部循环使用，当循环碱液浓度降低至一定浓度而液化气中硫醇不合格时，用泵将碱渣送出装置。（4） 热工系统 概况为了充分利用蜡油的余热，降低装置能耗，在装置内设置了一台蜡油蒸汽发生器ER101，正常情况下可产生1.01.2MPa（g）的饱和蒸汽5.29t/h（最大8.7 t/h）。 蒸汽发生器蜡油蒸汽发生器采用自然循