炼油工艺介绍

炼油厂生产工艺简介中国石油化工股份齐鲁分公司胜利炼油厂典型炼油厂加工方案根据目的产品不同，炼油厂的原油加工方案大体上可以分为三种根本类型。燃料型：主要产品用做燃料的石油产品。除了生产局部重质原料油以外，减压馏分油和减压榨油通过各种轻质化途径转换为各种轻质原料。典型炼油厂加工方案燃料—润滑油型：除生产用做燃料的石油产品之外，局部或者大局部减压馏分油和减压渣油还被生产各种润滑油产品。燃料—化工型：如了生产燃料产品外，还生产化工原料以及化工产品，例如某些烯烃、芳烃、聚合物的单体等。这种加工方案表达了充分利用石油资源的要求，也是提高炼油厂经济效益的重要途径。是目前石油加工的开展方向。典型炼油厂加工方案常减压装置简介常减压装置将原油用蒸馏的方法分割成不同沸点范围的组份，以适应产品或下游工艺装置对原料的要求。蒸馏分为三种类型：闪蒸、简单蒸馏和精馏，由于平衡闪蒸和简单蒸馏都不能有效地别离混合物，因此工业上常采用精馏的过程来实现。原油精馏过程的实质是由于气液两相间存在着温度差和浓度差，在塔盘上进行逆向接触时由于传质和传热使轻组分逐渐走向塔顶，重组分逐渐走向塔底，从而在不同的塔盘位置上得到相应的产品的过程。常减压装置简介常减压装置简介原油自原油罐区用泵送入装置，经换热器换热到120～140℃。后先后进入三级电脱盐罐〔D-1/1、2、3〕进行脱水和脱盐。原油在进入三级电脱盐前，先注水和破乳剂以增强脱盐效果。原油经过三级脱盐后分三路进入换热网络进行换热，脱后原油被换热到约200℃后，再混合后进入初馏塔，从初馏塔别离出大局部石脑油组分。常减压装置简介在初馏塔中，局部轻质油汽化，从初馏塔顶经初顶空冷冷却进入初顶回流罐，局部打回流，局部与常顶石脑油集合送入吸收稳定塔，初顶不凝气与常顶不凝气混合送往压缩机。未闪蒸汽化的闪底油由闪底泵抽出后进入换热网络进行换热，换热到290～300℃以上，然后再进入常压炉，在常压炉中被加热到350～360℃后进入常压塔中进行分馏。常减压装置简介常压塔中，塔顶油气经与常顶空冷冷却、冷凝到40℃进入常顶回流罐，局部打回流，局部与初顶来的石脑油混合送往吸收稳定塔。常顶不凝气与初顶不凝气混合后送至气体压缩机压缩到0.5MPa，再送到气体脱硫装置。稳定塔顶液化气送到脱硫塔进行脱硫，稳定塔底石脑油作为乙烯装置裂解料。常减压装置简介常压塔开设三个侧线，常一线从常压塔第34层塔盘流入常一线汽提塔，再用泵抽出经过换热到40℃后送到乙烯装置作为裂解料。常二线从常压塔第22层塔盘抽出，流入常二线汽提塔，经泵抽出后换热到60℃后，送到柴油加氢装置。常三线从常压塔第12层塔盘抽出流入常三线汽提塔，用泵抽出经换热到60℃后送出装置。常减压装置简介常底重油由常底泵抽出，经减压炉加热到360～385℃后进入减压塔。减压塔塔顶采用三级抽真空，减顶油气经冷凝、冷却、油水别离后污油送出装置，污水进含硫污水处理系统。减压塔设四个侧线，减一线从减一线集油箱抽出一局部经换热后和冷却后作减顶回流，另一路经换热冷却到60℃送出装置。常减压装置简介减二线由泵从减压塔减二线集油箱抽出，经换热后分两路，一路返回减压塔三段填料上方作为回流，另一路经换热冷却后出装置；减三线从减压塔减三线集油箱抽出先分两路，一路返回五段填料上方作为重洗涤油，另一路再分两路，一路经换热后返回作为四段填料的回流，另一路经换热冷却送出装置；减四线由泵从四线集油箱抽出，换热后直接出装置；减底渣油从减压塔底抽出，经换热冷却后送出装置。常减压装置简介-常减压产品产品名称用途规格液化气制氢原料或乙烯裂解料C5≯3.33%或≯12％常顶石脑油乙烯裂解料干点≯230℃常一线乙烯裂解料干点≯230℃常二线轻柴油干点≯360℃、闪点≮60℃常三线重柴油350℃馏出量≮72%减一线柴油

减二线加氢裂化料或催化料干点≯520℃减三线催化原料

减四线重油加氢原料

渣油重油加氢原料或沥青

催化裂化装置简介催化裂化是原油二次加工的核心工艺，是炼油厂经济效益最高的装置。该装置分反响-再生、分馏、吸收稳定脱硫、再生烟气能量回收、余热锅炉等5个局部。它以胜利原油的减压馏分油、VR常压渣油、VR减压渣油、焦化蜡油等为原料，在500～510℃，0.33～0.34MPa〔绝压〕的条件下，原料油与分子筛催化剂接触，经过以裂化反响为主的一系列化学反响，转化成干气、液化汽、汽油、柴油、油浆等产品。催化裂化装置简介工艺特点：(1)产品收率高，汽油质量好。轻油收率高，可达70%以上。催化裂化所得汽油辛烷值高，并且安定性好，根本不含二烯烃。。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原料，还能提供大量液化汽供民用。催化裂化装置简介〔3〕柴油性质差，十六烷值较低，一般只有35～45，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，以适应市场经济开展的需要。〔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。催化裂化装置简介流化催化裂化是在流化状态下的催化剂床层中，重质烃类在一定温度下发生以下反响的工艺过程：〔1〕分解反响：烷烃、烯烃分解成小分子；环烷烃进行环断裂或侧链断裂；单环芳烃的烷基侧链的断裂反响。〔2〕异构化反响：正构烯烃生成异构烯烃；五碳环烷烃生成六碳环烷烃。催化裂化装置简介〔3〕芳构化反响：六碳环烷烃脱氢生成芳香烃；烯烃环化脱氢生成芳香烃。〔4〕氢转移反响：多环芳烃逐渐缩合成大分子直至焦炭，同时一局部氢原子转移到烯烃分子中，使烯烃饱和变成烷烃，因此，流化催化裂化产物中异构烷烃和芳香烃较多，汽油辛烷值高，安定性好。催化裂化装置简介催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部装置蜡油进料由罐区送入一局部与泵404/1，2抽入的渣油经管道混合一并至装置容203。由原料油泵201/1，2抽出，再经原料－一中换热器(换201/5，6)换热至140℃，然后进入原料－油浆换热器〔换201/1－4〕升温至180－240℃，再和回炼油混合后，经重质原料喷嘴进入提升管。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部装置蜡油进料由罐区送入一局部与泵404/1，2抽入的渣油经管道混合一并至装置容203。由原料油泵201/1，2抽出，再经原料－一中换热器(换201/5，6)换热至140℃，然后进入原料－油浆换热器〔换201/1－4〕升温至180－240℃，再和回炼油混合后，经重质原料喷嘴进入提升管。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部 各进料油在高效喷嘴混合室内和雾化蒸汽混合后，被雾化成小油滴进入提升管。与来自再生器〔塔102〕的高温催化剂〔～700℃〕接触立即汽化、反响，产生的反响油气携带催化剂以活塞流沿提升管向上流动，为控制反响温度，提升管上部注入终止剂。在提升管出口设有粗旋，使催化剂与油气迅速别离，减少二次反响。提升管出口温度控制在500－510℃催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部油气及携带的少量催化剂经3组单级旋风别离器，别离出来的油气去分馏塔。回收下来的催化剂经料腿流入汽提段上部，向下与汽提蒸逆流接触，脱除催化剂上吸附的油气。汽提段设有8层盘形挡板，为确保催化剂与汽提蒸汽良好接触，在汽提段一般设有汽提蒸汽分布环，分层汽提。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部脱除绝大局部油气的催化剂通过待生斜管进入烧焦罐内进行高效、快速烧焦。在再生器中，催化剂分为三路：一路经再生斜管进入提升管反响器，完成反再系统的催化剂循环，该路催化剂循环量的大小，由提升管出口温度控制再生滑阀的开度进行控制。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部一路经外取热上斜管进入外取热器，降温后的催化剂通过外取热下斜管返回烧焦罐，该路催化剂循环量，由烧焦罐床层温度控制外取热下滑阀的开度进行控制。另一路，经循环斜管、滑阀进入烧焦罐，以提高烧焦罐内的起始温度。再生烟气经再生器内6组两级旋风别离器回收烟气携带的催化剂细粉后，进入三旋。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在再生器旁设置可调热量的外取热器，由再生器床层引出高温催化剂〔700℃〕流入外取热器后，经取热列管间自上向下流动，取热管浸没在流化床内，管内走水，取热器底部通人流化空气增压风以维持良好流化，造成流化催化剂对直立浸没管的良好传热，经换热后的催化剂温降100℃左右，通过斜管及外取热器下滑阀流入烧焦罐。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部来自再生器的具有压力的高温〔670℃〕含催化剂〔1克/标准立方米〕烟气首先进入一台多管式三级旋风别离器，别离出其中大局部催化剂，使烟气中催化剂含量降到0.2克/标准立方米以下，大于10μ的颗粒根本除去，以保证烟气透平叶片常周期运转，净化了的烟气从三级旋分器出来分为两路，一路经切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气透平膨胀做功，驱动主风机回收烟气中压力能。催化裂化工艺流程介绍-反响再生局部做功的烟气压力从约0.34MPa〔表〕降至0.108MPa〔表〕，温度由670℃降至～500℃，经水封罐和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气集合后进入余热锅炉回收烟气显热发生3.82MPA〔表〕420℃过热蒸汽，烟气经余热锅炉后温度下降至～165℃最后排入烟囱。催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部 二催化装置分馏塔共32层塔盘，塔底部装有8层人字挡板。来自沉降器的高温油气经大油气线进入分馏塔人字挡板底部，与人字挡板顶部返回的275℃循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到气体、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，为提供足够的内部回流并使塔负荷分配均匀，分馏塔设有四个循环回流：顶循回流、一中回流、二中回流、塔底油浆回流。催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部一、油浆系统循环油浆由泵208从分馏塔底抽出，进油浆原料换热器换热至330℃，再进换油浆蒸汽发生器发生3.8MPa的中压蒸汽，出口温度275℃从人字挡板上下返塔，其中分出一路油浆作为产品经冷207、冷208水箱冷却至100℃出装置。由于掺炼渣油后，为了防止分馏塔底结焦，控制分馏塔底处于过冷状态，塔底温度不大于350℃，油浆返塔为流量控制，维持塔底温度，防止结焦。催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部二、二中〔回炼油〕系统 自分馏塔第三层下部集油箱自流入容202馏分，温度335～350℃，用泵207抽出后分为三路，第一路作为回炼油进提升管，第二路作为内回流直接返回分馏塔第2层，作为调节回炼油，第三路油为二中回流，做稳定塔底重沸器换303的热源，换热至190℃左右后经回炼油过滤器过滤；滤后清液送重油加氢车间做稀释油，滤渣返塔201底部。催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部三、一中系统 一中自分馏塔第13层下部抽出斗抽出，温度230～260℃，经泵205先作为解析塔底重沸器换301的热源，温度降为190℃，再去原料一中换热器换201/5，6给原料换热，温度降至171℃，后进冷206/1，2用循环水冷却至160℃返塔第16层。

催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部四、轻柴油 分馏塔第17、21层开有抽出口，第17层为全抽出斗，自流至上部轻柴油汽提塔；第21层为局部抽出斗，自流至下部轻柴油汽提塔，均经水蒸汽汽提后，用泵204从汽提塔底部抽出，两股柴油经过调节阀后合并，首先进入换－204与富吸收油换热，然后经空冷水冷冷却至40℃，一路作为产品出装置，另一路作为贫吸收油至再吸收塔，吸收后的富吸收油又返回经换204换热至140℃进分馏塔第18层、22层塔盘。催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部五、塔顶循环系统 顶循环油自分馏塔第29层下部集油箱用泵203抽出，温度为140℃，首先至换203/1，2〔顶循－除盐水换热器〕与除盐水换热，温度降至121℃，顶循环经空冷－203/1，2可冷至60～80℃直接返塔第32层塔盘。冷－203/3、4〔顶循环－循环水冷却器〕可作为备用。催化裂化工艺流程介绍-分馏局部催化裂化工艺流程介绍-分馏局部六、粗汽油系统 分馏塔顶油气自塔顶进入空气冷却器冷却至60～80℃，再进入分馏塔顶后冷器冷至40℃，进入油气别离器容－201别离。容201中的富气〔40℃、0.18MPA〕进入气体压缩机，冷凝的粗汽油用泵202/1，2加压后一局部送往吸收稳定局部的吸收塔顶，另一局部经汽油回炼喷嘴进提升管。分出的污水经泵213/1，2加压后分为两路，一路出装置，另一路作为急冷水去提升管作为终止剂。催化裂化三剂使用情况-分馏局部油浆阻垢剂 油浆阻垢剂针对油浆结垢的机理研制而成，它对油浆本身固有的不溶性悬浮物质具有良好的分散作用，使各种颗粒能够稳定的分散在油浆中，纺织聚凝、沉积。通过与自由基作用，抑制聚合反响的进行。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收局部催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收局部 从分馏局部〔容201〕出来的富气被富气压缩机〔机301〕压缩至1.4～1.6MPA，压缩气体与脱吸塔顶气体混合经空冷器〔空冷301/1～4〕冷却至60℃，再与吸收塔底油混合，混合后用冷301/5，6冷凝冷却到40℃，进入油气别离器〔容301〕。为了防止设备腐蚀，在空冷301/1～4前注入水洗水，容301别离出来的污水去容201。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收局部 吸收塔的操作压力为1.25～1.45MPA,操作吸收温度为46～47℃，沉着301来的富气进入吸收塔下部，从分馏局部来的粗汽油及补充吸收剂分别由第27、30层和32、35层打入，与富气逆流接触。为了取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔中部设有2个中段回流，分别从第26层和15层用泵302/1～3抽出，分别经吸收塔中段冷却器冷302/1～4冷却至40℃，然后返回塔的第25层和14层。吸收塔底的饱和吸收油进入冷301/5、6前与压缩富气混合。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收局部 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔〔塔302〕底部，与贫吸收油逆向接触，以吸收贫气中的>C3组分，再吸收塔顶压力为1.20～1.40MPA〔A〕，平均温度为45℃，从再吸收塔顶出来的干气分为两路，一路送往脱硫装置脱硫，新增一路进提升管作为提升干气，塔底富吸收油返回分馏塔。催化裂化工艺流程介绍-稳定吸收局部 自容301出来的凝缩油与稳定汽油换热，进入解析塔上部，解析塔顶气体至空冷301前与压缩富气混合，解析塔底的脱乙烷油与稳定汽油换热进入稳定塔303。液化气从稳定塔顶馏出，经空冷水冷冷凝冷却至40℃，进入容303稳定塔顶回流罐。液化气一路作为塔顶回流，另一路作为产品出装置。塔底的稳定汽油与凝缩油换热后，再经冷却至40℃，一路作为产品出装置，另一路经泵加压后作为补充吸收剂进吸收塔。催化裂化工艺流程介绍-脱硫装置催化裂化工艺流程介绍-脱硫装置 液化气脱硫系统：液化气自稳定塔顶进入塔401下部，与自上而下的N甲基—二乙醇胺水溶液逆流接触，然后进入设在塔顶的沉降罐容403，从罐顶出来的气体被自压送至气体别离装置或改至南烷基化罐区。 干气脱硫系统：催化干气由塔302经容404分液后进入塔402下部，与自上而下的N甲基—二乙醇胺水溶液逆流接触，塔顶出来的净化气经容405分液后一局部经压控PIC-401/1、2送至瓦斯管网。催化裂化工艺流程介绍-脱硫装置 再生系统：吸收塔〔塔401、塔402〕下部富液自压经换401/1、2与贫液换热后进入再生塔403上部进行再生。塔底重沸器〔换402〕供给热量，将胺液加热至120℃左右，解析出硫化氢、二氧化碳以及少局部烃类。贫液经换401/1、2与富液换热至40℃左右，分别进入吸收塔重复利用。再生塔403顶酸性气经冷却、分液后去硫磺回收装置或经酸性气放火炬线去火炬。延迟焦化工艺简介 延迟焦化是在1930年出现的，由于它技术简单，操作方便，灵活性大，运转周期长等优点，几十年来开展迅速，并越来越受到重视。目前，该工艺已成为世界上重要的重油加工技术。其产品有：气体经脱硫净化后作合成氨原料；汽油经加氢后作石脑油为乙烯提供原料；柴油经加氢后作为产品出厂；蜡油作为燃料油的调和组分；石油焦作为冶金工业燃料、电极焦以及其它化工原料。该装置可以从减压渣油中获取轻油43％左右。延迟焦化工艺简介 延迟焦化工艺根本原理：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响，即把焦化反响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〕。延迟焦化工艺简介延迟焦化工艺简介 焦化原料是减压渣油，用泵送至原料缓冲罐〔容502〕，再由原料泵〔泵500〕将容502的油送入加热炉〔炉501/1、2〕的对流管，预热至340～380℃后进入分馏塔〔塔502〕的脱过热段与来自焦碳塔〔塔501〕顶的油气换热，轻组分闪蒸至精馏段，较重的渣油流入塔底与焦化循环油混合。延迟焦化工艺简介 分馏塔底油经加热炉进料泵〔泵501〕送至两台加热炉的辐射管，加热至495+-1℃，到达焦化反响的条件，迅速离开加热炉，分别经两个四通阀进入两座焦碳塔内，在塔底进行分解、缩合等一系列的焦化反响生成焦碳。经反响后生成的油气，自塔顶逸出进入分馏塔的脱过热段下部。延迟焦化工艺简介 生成的焦碳那么留在焦碳塔内，待切换后，经过吹汽、水冷却后进行水力除焦。有必要说明的是，新塔在切换前要用老塔内的高温瓦斯进行预热。预热后的凝缩油从塔底放入凝缩油罐〔容508〕，用甩油泵〔泵513〕送至容502回炼或经冷却后送至罐区，或经跨线与蜡油五层回流一起送至分馏塔。延迟焦化工艺简介 分馏塔设重油塔和轻油塔两局部，重油塔顶的油气由四个截面为长方形的升气管升到轻油塔15层塔盘下，轻油塔15层塔盘上的液体经返回管线返回到重油塔14层塔盘上，以控制重油塔顶温度。延迟焦化工艺简介 分馏塔顶油气及水蒸汽经冷凝冷却后进入油气别离罐〔容501〕，为便于油水别离，在空冷前打入破乳剂。在容501中别离出焦化富气及焦化汽油，并进行脱水。焦化富气用气压机303送至气体脱硫装置，处理后送化肥厂作合成氨原料或去管网作制氢原料。焦化汽油送至电化学精制装置，然后去重整加氢装置或汽油加氢生产石脑油，还有一局部去塔502顶作冷回流〔开停工时或特殊情况下使用〕。延迟焦化工艺简介-焦化产品性质名称规格物化性能主要用途干气

甲烷含量高，C3、C4组分含量低作合成氨或制氢原料汽油干点：石脑油料≯240℃；重整生产汽油≯203℃；进催化≯205℃比重0.75左右，硫醇含量高，臭味很浓，化学安定性差可生产石脑油，也可加氢后作车用汽油柴油95％点：≯365℃比重0.85左右，安定性差，长期储存颜色变红，有臭味加氢精制后可作车用轻柴油蜡油

比重0.91左右，残炭含量高，含硫高，不饱和烃含量高可调合燃料油，经处理后可作催化原料石油焦挥发份≯17％黑色固体，海绵状，灰分含量少，易于石墨化冶金工业燃料，电极焦及其它化工原料加氢裂化工艺简介加氢裂化工艺以常减压切出的减压瓦斯油和焦化蜡油为原料，在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、裂解、烯烃和芳烃饱和、脱除氧化物和金属等反响。原料油经加氢反响后有60%〔w〕转化为轻质油品。加氢生成油经常压分馏生产石脑油、航煤、柴油和未转化油〔尾油〕。石脑油稳定后作为重整原料，航煤和柴油产品送出装置，尾油作为乙烯装置的原料。加氢裂化工艺简介加氢裂化工艺简介原料油自罐区或蒸馏装置进入本装置原料油缓冲罐。原料油经自动反冲洗过滤器滤掉杂质后，经高压泵与循环氢混合，然后经过换热升温，最后经反响进料加热炉加热至反响入口所需温度后进入反响器系统。由PSA局部来的提纯氢气与制氢氢气混合，经新氢压缩机升压后，与来自循环氢压缩机的循环氢混合进入高压反响系统。加氢裂化工艺简介在反响器中，混合原料在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、脱金属等精制反响和裂化反响。反响混合物的温度随着向下流过催化剂床层而提高。为了限制温升和控制反响速率，在催化剂床层间设有控制反响温度的冷氢线和温控阀，将来自循环氢压缩机的急冷氢引入催化剂床层之间，通过调节急冷氢的流量来控制反响温度。加氢裂化工艺简介从精制反响器〔R-401〕出来的精制产物经E-401与反响进料混氢油换热降温，并用冷氢将其温度调整至所需要的裂化温度后，进入加氢裂化反响器〔R-402〕。在反响器中，精制反响产物在催化剂的作用下进行加氢裂化反响。在催化剂床层间同样设有控制反响温度的冷氢点。精制反响器〔R-401〕和裂化反响器〔R-402〕均被分为四个催化剂床层。催化剂床层之间的间隔能确保反响物和急冷氢的充分混合，并使气体和液体之间的分布良好，以防止热点的产生，并使催化剂性能和寿命到达最大限度。加氢裂化工艺简介裂化反响产物与混氢油经E-402A/B换热降温至260℃后进入热高压别离器进行气油两相别离。热高分气依次经热高分气蒸汽发生器、热高分气与混合氢换热器换热降温后，进入热高分气空冷器。在空冷器入口注入脱盐水〔净化水〕，以溶解掉反响过程中所产生的铵盐，防止堵塞管道和空冷器。热高分气经空冷器冷却至49℃后进入冷高压别离器，进行气、油、水三相别离。加氢裂化工艺简介别离出来的气体经循环氢压缩机返回反响系统。别离出的油进入冷低压别离器。别离出来的含硫含氨污水降压后与冷低压别离器别离出来的水一起送至污水汽提局部进行处理。热高分油降压后进入热低压别离器再次别离。热低分油去硫化氢汽提塔。热低分气冷却后，进入冷低压闪蒸罐。闪蒸出来的气体及冷低分气体送往气体脱硫局部的低分气脱硫塔处理。冷低压闪蒸罐的液相及冷低分油经E-408换热后与热低分油一起去分馏局部的硫化氢汽提塔〔C-501〕。加氢裂化工艺简介反响生成油进入硫化氢汽提塔汽提硫化氢后，经换热器及加热炉加热后进入分馏塔。分馏塔顶产品为不稳定石脑油，送至吸收解吸塔。分馏塔两个侧线分别抽出航煤和柴油。分馏塔底产品为尾油，作为乙烯装置的原料。硫化氢汽提塔顶气进入吸收解吸塔中部，塔顶吸收剂为不稳定石脑油，补充吸收剂为稳定石脑油。塔顶酸性气送至干气脱硫塔，塔底油那么进入石脑油稳定塔，稳定塔塔顶产品为液化气送至液化气脱硫塔，塔底油作为产品直接送至连续重整装置或出装置去贮罐。加氢裂化工艺简介反响生成油进入硫化氢汽提塔汽提硫化氢后，经换热器及加热炉加热后进入分馏塔。分馏塔顶产品为不稳定石脑油，送至吸收解吸塔。分馏塔两个侧线分别抽出航煤和柴油。分馏塔底产品为尾油，作为乙烯装置的原料。硫化氢汽提塔顶气进入吸收解吸塔中部，塔顶吸收剂为不稳定石脑油，补充吸收剂为稳定石脑油。塔顶酸性气送至干气脱硫塔，塔底油那么进入石脑油稳定塔，稳定塔塔顶产品为液化气送至液化气脱硫塔，塔底油作为产品直接送至连续重整装置或出装置去贮罐。临氢降凝工艺简介该工艺通过对长链正构烷烃与少支链烷烃的选择性加氢裂解使油品的倾点降低，而芳烃、环烷烃和多支链烷烃的结构保持不变。尽管正构烷烃在该过程中转换成小分子，该工艺在降低倾点方面的效果还不仅仅由于正构烷烃的转化，少支链的长链烷烃和长支链的环烷烃在该过程中也被局部裂解，这对倾点的降低也有奉献。该工艺的另一个特点是副产高辛烷值汽油。临氢降凝工艺简介-主要反响机理〔1〕择形催化裂化反响：由于分子筛催化剂结构的特殊性，其孔道尺寸的大小对C12以上直链正构烷烃、少支链的烷烃分子具有明显的选择性，使具有这些结构的分子发生催化裂化反响；而对其它的烃类没有明显的选择性。反响的结果使具有长链结构的大分子被裂解为较小的分子，使产品的倾点降低。〔2〕加氢饱和反响：由催化裂化反响得到了大量的不饱和烃，而分子筛催化剂具有一定的加氢活性，在临氢状态下，这些不饱和烃在催化剂活性中心发生加氢饱和反响。临氢降凝工艺简介-原那么流程D-207图1加氢精制车间0.2Mt/a临氢降凝装置原则流程图原料LCV-214G-201FCV-201TCV-203LCV-201D-201G-203E-208E-209J-201J-202污水污油产品柴油D-204K-201M/UPCV-110E-210F-201R-201E-201E-202E-203E-204E-205D-202LCV-203LCV-202FCV-2151.0MPa蒸汽循环氢压缩机K-201D-203C-202洗涤水排凝LCV-211汽油G-204C-201G-202FCV-216缓蚀E-206E-207D-205PCV-209尾气去脱硫去瓦斯管网LCV-212酸性水酸性水去加氢空冷前去加氢装置PCV-208去火炬去脱硫去二化/连续重整排凝新氢LCV-210二加氢来高压氢去返氢/公司氢去连续重整去一制氢天然气线去连续重整临氢降凝工艺简介-主要反响机理由装置外来的原料油〔VGO〕送入脱蜡原料缓冲罐〔D-207〕经原料泵〔G201A.B〕送入E-203和E-208使原料油得到预热。氢气由制氢装置或氢气管网提供，经新氢压缩机〔K-201A.B.C〕压缩,与循环氢在出口集合或由二加氢提供的高压氢与循环氢混合后再与预热后的原料油混合，然后进入〔E-201A.B.C〕换热，再通过进料加热炉〔F-201〕加热后进入反响器〔R-201〕自上而下穿过床层。临氢降凝工艺简介-主要反响机理反响器的流出物与反响器的进料换热得到局部冷却。然后进入热高分〔D-201〕，将H2、H2S轻质烃类和局部石脑油及柴油闪蒸出去。从〔D-201〕流出的气体在〔E-202A.B.C〕与冷高别离器的液体换热，再经〔E-203〕与原料油进行换热，随后又在空气冷却器〔E-204〕和后冷器〔E-205〕中被进一步冷却，如有必要可在〔E-204〕前或〔E-202A〕前间断注水，以除去象氯化铵和硫氢化铵之类的固体沉积物。冷却后的物料进入脱蜡冷高压别离器〔D-202〕中。从热高分底部出来的液体烃类直接进入产品汽提塔〔C-201〕为热进料。临氢降凝工艺简介-主要反响机理从D-202顶出来含有H2、H2S、NH3和轻质烃类的冷别离器气体通过NH3洗涤塔〔C-202〕在此塔内的气体与水接触，NH3从气体中被除去。洗涤后的氢气一局部经循环氢压缩机〔K-201A.B.C〕循环到R-201，一局部被送往一加氢精制，假设排废氢时也可直接排至连续重整的PSA或脱硫塔C-601再进PSA提纯。临氢降凝工艺简介-主要反响机理C-201内的油气经汽提分馏别离成酸性尾气、汽油和柴油。其顶部介质经空冷〔E-206〕、水冷〔E-207〕冷却后进入回流罐D-205，回流罐顶部酸性尾气送去气体脱硫装置除去H2S，由于目前只加工加氢裂化尾油，所产气体几乎没有H2S，故此局部瓦斯气体直接并入瓦斯管网或送往连续重整K-801回收作制氢原料，而回流罐液体烃类粗汽油由泵G-203A.B加压打回流，剩余的送出装置，回流罐底部酸性水排至污水处理装置。产品柴油从C-201底抽出经E-208换热，再经E-209冷却后，通过过滤器〔J-201/A.B〕、凝聚器〔J-202/A.B〕除去所含的游离水出装置贮存。柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介二次加工的柴油，比方催化裂化柴油，含有相当多的硫、氮及烯烃类物质，油品质量差，安定性不好，储存过程容易变质，掺炼重油的催化裂化柴油尤其明显。对直馏柴油而言，由于原油中硫含量升高、环保法规日趋严格，已经不能直接作为产品出厂，也需要经过加氢精制处理。柴油中含有的硫化物使油品燃烧性能变坏、气缸积碳增加、机械磨损加剧、腐蚀设备和污染大气，在与二烯烃同时存在时，还会生成胶质。硫醇是氧化引发剂，生成磺酸与金属作用而腐蚀储罐，硫醇也能直接与金属反响生成硫酸盐，进一步促进油品氧化变质。柴油中的氮化物，会使油品颜色和安定性变坏，当与硫醇共存时，会促进硫醇氧化和酸性过氧化物的分解，从而使油品颜色和安定性变差。柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介加氢精制采用固定床催化工艺，在适当的温度、压力、氢油比和空速条件下，原料油和氢气在催化剂的作用下进行反响，使油品中的杂质，即硫、氮、氧化物以及重金属杂质转化成为相应的烃类及易于除去的H2S、NH3和H2O而脱除，金属那么被截留在催化剂中，同时，一局部不饱和烃(包括芳烃)得到加氢饱和，从而改进了油品的质量，生产出安定性、燃烧性都较好的产品。柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介G-101图1加氢精制车间0.5Mt/a石脑油加氢精制装置原则流程图FCV-104TCV-106E-107/ABF-101R-101TCV-102K-101D-104G-102去E-101/B前洗涤水D-102排凝E-101/ABE-102/ABE-103LCV-102E-104D-101来自脱蜡或压机出口缓蚀剂E-105E-106PCV-112D-103尾气去脱硫LCV-108酸性水FCV-117G-103LCV-107汽油FCV-1161.0MPa蒸汽E-108J-101J-102LCV-106产品汽油污油污水C-101二加氢来高压新氢污水去双塔K-101-T去乙供罐区去二加氢循环氢HCV-115D-106FCV-122火炬去C-601或PSA原料LCV-110LV-121E-100LCV-124PV-126除氧水1.0MPa蒸汽去E-102/A前LV-122LCV-103G-104D-111D-104洗涤水硫磺D-110D-109G-106硫磺贫胺液闪蒸汽去去硫磺集中再生C-102D-108LV-115FV-123LV-116LV-114PV-122LV-123E-110柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介由界区来的原料油进入加氢原料缓冲罐D-106脱水,脱出的水改去污水处理装置，经脱水后的焦化汽油由进料泵G-101/A或B抽出，经反响进料控制阀FCV-104、换热器E-107/AB管程与塔底石脑油产品换热，然后与氢气混合进E-101/AB壳程与蒸汽发生器E-100管程来的加氢反响产物进行换热，最后经加热炉F-101加热至要求温度，自上而下流经加氢精制反响器R-101。在反响器中，原料油和氢气在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反响。柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介从加氢精制反响器出来的反响产物先产生1.1MPa饱和蒸汽，再换热后冷却至40℃左右进入冷高压别离器D-101进行油、气、水三相别离。为了防止加氢反响生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞冷换设备，在高压冷换设备适当位置注入洗涤水。冷高压别离器顶循环氢气体经局部脱硫后与来自脱蜡装置的废氢〔循环氢〕或新氢气体混合，经循环压缩机K-101加压循环使用，包括局部气体作为急冷氢进入R-101。从高压别离器中部出来的液体生成油，经减压后与反响产物换热后进入分馏塔进行分馏。从高压别离器底部出来的酸性水经减压后送至污水汽提装置处理。柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介冷高分油相与反响产物换热后进入分馏塔C-101，塔底以1.0MPa过热蒸汽提供汽提蒸汽。塔顶油汽经空冷器E-105、水冷器E-106冷却到40℃后进入塔顶回流罐D-103别离，油相液体作为塔顶全回流，其底部酸性污水送至污水汽提装置处理。顶部含硫气体送入低压脱硫〔GT〕系统进行脱硫。从汽提塔底出来的脱硫化氢石脑油经E-107/A、B，与原料换热后进产品脱水罐D-111脱水，再通过产品泵G-104加压进入空冷E-108、水冷E-110冷却至40℃出界区。D-111脱除的水改入D-104，作为反响系统洗涤水使用。。柴油加氢〔石脑油加氢)工艺简介循环氢脱硫系统是可以单独别离的装置，由工艺简图可以看出。从石脑油加氢的冷高压别离器D-101顶出来的循环氢气体，经一隔断阀进入分液罐D-108，其顶部气体从高压吸收塔底部进入，吸收塔顶部为脱除硫化氢以后的气体，经一隔断阀返回至循环氢压缩机入口分液罐D-102；此系统贫胺液由硫磺胺液集中再生装置提供，进本装置后先进缓冲罐D-109，经高速泵G-106抽出送至吸收塔C-102的上部，从吸收塔底部出来的富胺液减压至闪蒸罐D-110，罐顶闪蒸出的酸性气体送往低压气体脱硫装置，罐底富胺液送往硫磺胺液集中再生装置处理。重油加氢工艺简介渣油加氢作为重油加工的重要手段，在整个炼厂的加工工艺中有着十分重要的地位。VRDS工艺作为现代炼油厂重油加工的重要工艺，在优化原油加工流程，提高整个企业的效益，推动炼油行业的技术进步方面，有着十分重要的意义。

重油加氢工艺简介加氢处理反响是在高温、高压条件下进行。在减压渣油加氢脱硫装置中，冷高分(CHPS)的操作压力为15.11～15.44MPa，从开工初期(SOR)到开工末期(EOR)，催化剂的平均温度将从390℃升到406℃。加氢处理最根本的反响，按转化率从大到小的顺序为加氢脱硫(HDS)，加氢脱金属(HDM)，加氢脱氮(HDN)，加氢裂化和芳烃饱和。对于VRDS装置来说，脱硫、脱氮、脱残碳和芳烃重油加氢工艺简介-反响机理加氢脱硫反响脱硫是把原料油中的含硫化合物经加氢后形成烃类和硫化氢(H2S)，随后硫化氢经过一系列的高、低压别离器从反响产物中别离出来，仅剩下烃类产品。硫化氢在高压硫化氢吸收塔内根本脱除。典型的脱硫反响是将硫醇或噻吩转化为直链或带侧链烷烃和硫化氢。加氢脱氮反响原料中的含氮化合物经加氢后生成氨和烃类，但氮仅局部脱除。随后氨从反响产物中脱除，仅留下烃类在产品中重油加氢工艺简介-反响机理烯烃饱和烯烃饱和是加氢反响中进行得非常快的反响，而且几乎所有的烯烃都被饱和。芳烃饱和原料油中的某些芳烃被加氢后生成环烷烃。加氢裂化反响加氢裂化是在过量氢气存在的情况下，把大的烃类分子变成小分子的反响。它几乎发生在反响的整个过程中。重油加氢工艺简介-反响机理脱金属(HDM)UFR/VRDS催化剂也能脱除在渣油的环状结构化合物中的金属。含金属的烃分子与硫化氢反响生成金属硫化物，沉积在催化剂外表上。催化剂的活性随着这些金属硫化物覆盖在催化剂(钴、镍、铂)的活性中心而不断下降。重油加氢工艺简介-反响机理脱残碳在加氢反响器内，原料油中沥青质和胶质的侧链断裂生成了小分子并被加氢。脱残碳的步骤如下：饱和多环芳烃环；裂解已饱和的芳烃环，使大分子转化为小分子。氢气的存在抑制了生成焦炭的聚合反响，由此得到的产品几乎不含能够形成焦炭的大分子，因此产品中的残碳浓度较低。重油加氢工艺简介-原那么流程重油加氢工艺简介直接热进料和罐区来减压渣油集合进入原料缓冲罐〔V-1300〕，V-1300内的原料被原料增压泵〔P-1300/A〕抽出与来自V-1318的稀释油混合。VR/稀释油的混合进料经然后经换热后分为两路分别进入反响加热炉(F-1310、F-1311)的对流室继续预热至263～302℃。预热后的混合进料，经过反响原料过滤器(KF-1305)过滤，脱除掉25µm的固体颗粒，以防止这些颗粒沉积或堵塞催化剂床层。过滤后的原料去原料缓冲罐(V-1310)。反响高压进料泵(P-1310/A/B)将V-1310中的原料抽出，并升压至反响系统所需压力后送至反响高压系统中。重油加氢工艺简介反响器混合油气进入反响进料加热炉(F-1310/1311)加热至380℃从底部进入上流式反响器(R-1305/1306)。上流式反响器设置了三个催化剂床层，物流自下而上流经催化剂床层进行加氢脱金属反响，反响产物出R-1305/1306顶部后，依次自上而下流经三台固定床反响器(R-1310/1311、R-1320/1321、R-1330/1331)。在平均氢分压14.43MPa下进行进一步的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和裂解等反响。反响产物出反响器后进入热高压别离器(V-1320/1321)进行气、液相别离。别离出的高温液体降压后去热低压别离器(V-1360/1361)闪蒸，沉降的液体生成油再压送入常压分馏塔(C-1500)进料段。重油加氢工艺简介热高分罐(V-1320/1321)别离出的高温气体经冷却至49℃后，进入冷高压别离器(V-1330/1331)进行汽、液、水三相别离。顶部出来的富氢气体进入Porta-Test别离器(V-1340/1342)，在这台小别离器中，夹带的液态烃被脱除，别离器收集的液体应定期排往冷低分(LLPS，V-1380)中。经过除雾的富氢气体再进入循环氢脱硫塔(C-1340/1341)用MDEA把在反响局部生成的硫化氢吸收并脱至要求的浓度后再进入循环氢压缩机重油加氢工艺简介从两列的冷高分罐(V-1330/1331)中部出来的加氢生成油混合后，经降压进入冷低压别离罐(V-1380)，V-1380别离出的液体与冷低压闪蒸罐(简称CLPFD，V-1370)罐底液体混合后，换热至321℃后直接去常压分馏塔(C-1500)进料段。重油加氢工艺简介从两列的冷高分罐(V-1330/1331)中部出来的加氢生成油混合后，经降压进入冷低压别离罐(V-1380)，V-1380别离出的液体与冷低压闪蒸罐(简称CLPFD，V-1370)罐底液体混合后，换热至321℃后直接去常压分馏塔(C-1500)进料段。由两列热低分罐闪蒸出的气体集合在一起，经冷却后进入冷低压闪蒸罐，罐顶气体可以送至后部低压气体脱硫局部，也进PSA工段回收氢气。重油加氢工艺简介从两列的冷高分罐(V-1330/1331)中部出来的加氢生成油混合后，经降压进入冷低压别离罐(V-1380)，V-1380别离出的液体与冷低压闪蒸罐(简称CLPFD，V-1370)罐底液体混合后，换热至321℃后直接去常压分馏塔(C-1500)进料段。由两列热低分罐闪蒸出的气体集合在一起，经冷却后进入冷低压闪蒸罐，罐顶气体可以送至后部低压气体脱硫局部，也可与自SSOT装置普里森(PRISM)来的低分气集合一块进大加氢裂化PSA工段回收氢气。连续重整工艺简介连续重整装置主要是生产高辛烷值汽油，同时为烯烃厂提供芳烃原料和为加氢裂化装置提供氢气。本装置由原料预处理、重整反响、催化剂连续再生三个局部及其它公用工程组成。装置以常压石脑油〔占60%〕及加氢裂化石脑油〔占40%〕为原料，经预处理精制、拔头〔生成拔头油〕后，精制油在480～540℃、0.35MPa下，经过环烷烃脱氢、烷烃环化脱氢等，转化生成芳烃含量达80%的高辛烷值汽油、氢气、液化气、戊烷油、干气等产品。连续重整工艺简介全馏份石脑油进入装置后先进行预处理，通过加氢精制、汽提的方法脱除硫、氮、砷、铅、铜和水等杂质,然后经过分馏切除其中的轻组分〔轻石脑油〕.经过预处理的精制油进行重整反响，生成富含芳烃的重整生成油，并富产含氢气体。重整产物气液别离后，含氢气体经再接触提浓后送进加氢裂化装置PSA系统；液体经再接触后进脱戊烷塔，脱戊烷塔顶油去C4／C5别离塔，将液化气和戊烷油别离。脱戊烷塔底油一局部去小重整装置别离为轻、重重整液，其余作为重整高辛烷值汽油组分出装置。液化气作为产品出装置，戊烷油可作产品出装置，也可作为制氢原料或作汽油组分。催化剂采用连续再生方式，经过烧焦并进行氯化、氢复原后重新循环回到反响器，再生能力为520kg/h。连续重整工艺简介-预处理局部连续重整工艺简介-预处理局部石脑油自罐区由泵送来，与预分馏塔顶产物换热后进入原料缓冲罐，经预加氢进料泵与循环氢气混合后与预加氢产物换热，再经预加氢进料加热炉加热后进入预加氢反响器、脱氯反响器。反响产物经换热、空冷、水冷冷凝冷却后进预加氢产物别离罐，该罐压力为分程控制，一路由重整氢气补入以提供预加氢系统所用氢气，一路放入裂化脱硫后去燃料气，大局部气体经过预加氢循环压缩机人口分液罐后进入预加氢循环压缩机。别离罐底液体经与汽提塔底产物换热后进汽提塔。汽提塔顶产物经空冷器、水冷器冷却后进入汽提塔回流罐。罐顶气体经加氢裂化脱硫塔脱硫后进燃料气管网。酸性水从罐底水包排出。罐底液体用回流泵打回汽提塔顶。汽提塔底重沸器用3.5MPa蒸汽加热。连续重整工艺简介-预处理局部汽提塔底产物与汽提塔进料换热后再与预分馏塔底产物换热后进入预分馏塔。预分馏塔顶产物与原料换热后，经空冷器和水冷器冷却后进入预分馏塔回流罐。回流罐的液体一局部经泵送至塔顶作回流，其余局部〔即轻石脑油产品〕用泵送出装置。预分馏塔底用重沸炉加热。预分馏塔底油与预分馏塔进料换热后，即预加氢精制石脑油去重整局部作为重整进料。预加氢采用循环氢流程。因预加氢反响过程耗氢很少，补氢为重整产氢，经再接触提纯后补到预加氢循环压缩机人口。必要时，少量废氢可由高分罐顶排至加氢裂化脱硫。通过控制预加氢产物别离罐顶压力来控制预加氢反响压力。连续重整工艺简介-连续重整局部连续重整工艺简介-连续重整局部重整进料和重整循环氢分别进入重整进料换热器〔立式换热器〕与重整反响产物换热。油、氢在换热器内混合换热后进入重整进料加热炉，加热后进入重整第一反响器。由于重整反响是吸热反响，所以经反响器反响后温度会降低。为了保持必要的反响温度，设有四台反响器，每台反响器前均设有加热炉。从最后一个反响器出来的反响产物进入重整进料换热器，与反响进料换热并经外表蒸发空冷冷却后进入重整产物别离罐进行气液相别离。连续重整工艺简介-连续重整局部罐顶气体的一局部作为循环氢，用背压透平离心压缩机打回重整反响局部，其余气体即重整产氢经过增压机人口分液罐分液后进入两级增压压缩机。压缩后的含氢气体与重整产物别离罐底来的并经泵升压后的液相重整产物相混合。混合物经水冷冷却后进入再接触罐。此流程可较大限度地回收C5+并能生产纯度大子90％〔mol〕的含氢气体。从再接触罐分出的气体即为重整富氢气体产品。其中一局部作为再生提升氢外，其余大局部经脱氯处理后，一局部作为预加氢补氢，另一局部作为产氢去加氢裂化PSA装置。再接触罐底液体与脱戊烷塔顶回流罐顶来的气体相混合进入液化气吸收罐，用以吸收气体中的液化气。液化气吸收罐顶气体为燃料气，排入装置内燃料气管网。液化气吸收罐底液体用泵进入脱戊烷塔别离成戊烷油馏份和脱戊烷油。连续重整工艺简介-连续重整局部自液化气吸收罐底来的液体，与脱戊烷塔底产物换热后进入脱戊烷塔。脱戊烷塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入脱戊烷塔顶回流罐。罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气吸收罐。回流罐底液体一局部泵送至脱戊烷塔顶作回流，另一局部作为戊烷油馏份送至C4／C5别离塔。脱戊烷塔底油一局部送出装置作产品，一局部经脱戊烷塔底重沸炉加热后返回脱戊烷塔底。重沸炉燃料为燃料气，也可用燃料油。连续重整工艺简介-连续重整局部戊烷油馏份与C4／C5别离塔底产物〔即戊烷油〕换热后进C4／C5别离塔，塔顶产物经水冷器冷凝冷却后进C4／C5分高塔回流罐。罐顶不凝气〔即燃料气〕进入装置内燃料气管网。罐底液体一局部泵送至塔顶作回流，其余局部〔即液化气〕作产品送出装置；C4／C5别离塔底油〔即戊烷〕与C4／C5别离塔进料换热后，再经水冷冷却后送出装置，也可打入重整汽油馏份中。C4／C5别离塔底重沸器使用1.0MPa〔g〕蒸汽加热。连续重整工艺简介-再生局部连续重整工艺简介-再生局部在催化剂再生回路中，使用再生气循环压缩机进行气体循环。再生气体主要是氮气，含有少量氧气。在再生气循环压缩机出口，再生气体分两局部，第一股气体用于两段烧焦，气体经过与烧焦产物气体换热及电加热器加热后进入再生器。再生气体首先预加热进入再生器顶部的催化剂，然后流经烧焦区的两段径向床层进行催化剂烧焦。烧焦后的气体经过与烧焦进料气体换热后，经水冷冷却进入再生气洗涤塔。连续重整工艺简介-再生局部第二股气体用于催化剂的焙烧和氧氯化，将空气补人气体中以保证焙烧和氧氯化气体中的氧含量在4%～6％〔mol〕。气体经过与焙烧产物换热，电加热器加热后进入再生器下部轴向床层的焙烧段，气体在再生器内与注入的氯化物混合，向上流动通过再生器的氧氯化轴向床层。氧氯化气体经过换热后与第一股气体混合并经水冷冷却后进再生气洗涤塔。再生气洗涤塔的作用是洗去再生气中的HCl、CO2以防止对设备的腐蚀。再生气洗涤塔分成碱洗和水洗两局部：首先再生气与10％〔m〕碱溶液混合，以洗去HCl、CO2然后在塔内，水与气体再次混合以洗去气体中残留的碱。洗涤后的气体通过枯燥器除去气体中的饱和水。枯燥后的气体再回到再生气循环压缩机循环使用。连续重整工艺简介-再生局部各反响器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。在各反响器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。待生催化剂从四反底部经N2提升进入上部缓冲罐，通过重力自上部缓冲罐进人闭锁料斗，然后进入再生器进行再生.再生后的新鲜催化剂从再生器底部用N2提升至一反上部料斗，催化剂通过重力流经一反顶部的复原罐用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进行复原。复原后的催化剂通过重力流至一反，从而完成催化剂待生、再生、复原的全过程。催化剂的输送流率是由一次气体和二次气体共同控制的。在保证总提升气体量恒定的前提下，一次气体起提升作用，而二次气体起控制催化剂提升量的作用。连续重整工艺简介-再生局部各反响器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。在各反响器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。

氧化沥青装置工艺简介氧化沥青的生产是利用减压渣油为原料，在一定的温度下，参加空气使之氧化，使空气中的氧与渣油进行一系列的氧化、裂解、缩合、重合、脱氢等反响，同时通过对氧化过程中反响温度、通风量、氧化时间的控制而生产出不同标号的沥青。氧化沥青装置工艺简介氧化沥青装置工艺简介减压渣油从减压塔底经冷换设备冷却到150～180℃后，连续送至原料罐201/1～12，再由原料泵601或201/2输送到氧化装置炉101对流段加热。炉出口温度加热到180～210后，分两路进入氧化塔，一局部送至塔101/1～2，通风氧化成半成品沥青，再经塔101/1～2与塔102间的溢流管压入塔102，继续通风氧化成合格的10号沥青产品。合格的成品沥青从塔102底抽出经换热器降温至240～250℃，进入容101/1～2，然后去成型机冷却成型后进入固体沥青池，最后由吊车装车出厂。氧化沥青装置工艺简介重交沥青〔AH-70号、AH-90号〕的生产利用单塔106或101/1在低温大风量下直接氧化生产，或利用添加剂按3‰～5‰的比例直接调合生产。生产出的沥青经化验合格后，由管输、铁运或汽运出厂。氧化过程中产生的尾气经冷凝器局部冷凝后，含油污水自流入容102进行油水别离。尾气干气会合后经容110脱液后进入氧化沥青尾气燃烧炉装置燃烧处理。制氢装置工艺简介制氢工艺采用轻油水蒸气转化工艺。脱硫合格的原料油跟一定量的水蒸气混合，在转化炉对流室加热到500℃左右，再在辐射室转化炉管里的催化剂上转化成H2、CO、CO2、少量剩余甲烷和过量的水蒸气；一路通过中变和低变催化剂后绝大局部CO变换成CO2和H2，生成气再经过甲烷化反响器除去CO和CO2，最终制成合格的工业氢气；另一路转化尾气经过PSA产出高纯度工业氢气。制氢装置工艺简介制氢装置工艺简介制氢原料中的有机硫化物、有机氯化物在钴钼催化剂存在下与氢气反响，转化为硫化氢、氯化氢和烃。加氢反响是放热反响，平衡常数很大，因此，只要反响速度足够快，有机硫、氯的转化是很完全的。有机氯化物经加氢后生成氯化氢，它能与脱氯剂中碱性或与所有较强亲和力金属元素的氧化物反响生成稳定的金属氯化物而被固定下来，从而到达制氢原料中氯的脱除。原料经钴钼加氢后生成的硫化氢以及少量未反响的有机硫化物与氧化锌脱硫剂反响，生成硫化锌，使原料中的硫得以脱除。制氢装置工艺简介转化反响经脱硫后的原料气与蒸汽混合，在转化炉管内发生转化反响，此反响是一种包含多种平行反响和串联反响的复杂反响体系，包括高级烃的热裂解、脱氢、加氢、积碳、氧