石油煉制工程全套課件

石油煉制工程石油煉制工程1第一章緒論

一、中國煉油工業(yè)發(fā)展現(xiàn)狀1、中國煉油工業(yè)發(fā)展簡史中國煉油工業(yè)是從建國以后開始建立的；在此之前僅有幾個很小的煉油廠，而且工藝技術(shù)落后，設(shè)備簡陋，大部分石油產(chǎn)品依靠進(jìn)口。1958年，在蘭州建成了中國第一座現(xiàn)代化煉油廠；1960年，大慶油田的開發(fā)，為我國煉油工業(yè)的發(fā)展奠定了基礎(chǔ)；1963年，實現(xiàn)了石油產(chǎn)品基本自給；1960年代初，開始我國能自行設(shè)計，先后建成常減壓蒸餾、催化裂化、催化重整等煉油生產(chǎn)裝置，基本掌握了當(dāng)時世界上的一些主要的煉油工藝技術(shù)。1978年后，由于先進(jìn)技術(shù)的引進(jìn)，使我國的煉油工藝技術(shù)基本或接近世界煉油技術(shù)水平。第一章緒論

一、中國煉油工業(yè)發(fā)展現(xiàn)狀1、中國煉油工業(yè)發(fā)22、中國煉油工業(yè)現(xiàn)狀1）原油產(chǎn)量

1959年建成第一個石油基地大慶油田，年產(chǎn)量140萬噸，占當(dāng)時產(chǎn)量50%；1963年生產(chǎn)原油439萬噸，占當(dāng)時石油產(chǎn)量68%；1974年大慶生產(chǎn)原油5000萬噸；1978年我國原油產(chǎn)量突破1億噸，成為世界產(chǎn)油大國；現(xiàn)在，全國共在陸地、海上建油氣田25個；1998年生產(chǎn)原油1.6億噸，天然氣217億立方米；近年來，減小開采量，逐步增加進(jìn)口量。發(fā)現(xiàn)全國第二大油田，大北油氣田。50年來，累計產(chǎn)原油35億噸，4000億立方米天然氣；按當(dāng)前價則算約合人民幣40000億元；累計出口原油4.61億噸，成品油1.22億噸，創(chuàng)匯851億美元；目前已探明原油儲量197億噸，天然氣2萬億立方米；

2、中國煉油工業(yè)現(xiàn)狀32）原油加工能力我國第一座煉油廠在蘭州；到1998年全國有大小煉油廠194座，年原油加工能力2.7億噸，生產(chǎn)成品油1億多萬噸，主要油品基本滿足需要。其中，處理能力大于250萬噸/年，占近90%；2001年，原油加工量近2.1億噸，汽油產(chǎn)量4124萬噸，柴油產(chǎn)量7404萬噸，煤油產(chǎn)量789萬噸，液化氣產(chǎn)量1065萬噸，天然氣產(chǎn)量303億立方米。煉油規(guī)模逐漸加大，節(jié)省能源、人力、設(shè)備資金和占地面積。國外最大的煉油廠規(guī)模高達(dá)4085萬噸/年，平均規(guī)模540萬噸/年，我國最大的煉油廠規(guī)模高達(dá)1600萬噸/年，平均規(guī)模378萬噸/年。2）原油加工能力4國內(nèi)外主要原油的性質(zhì)

特點和加工方案1、我國主要原油的性質(zhì)和特點2、主要進(jìn)口原油的性質(zhì)和特點3、幾種類型原油加工特點4、原油加工方案國內(nèi)外主要原油的性質(zhì)

特點和加工方案1、我國主要原油的性51、我國主要原油的性質(zhì)和特點我國產(chǎn)量較大的原油可分為三種類型：1）石蠟基原油2)中間基與石蠟—中間基原油3)環(huán)烷和環(huán)烷—中間基原油1、我國主要原油的性質(zhì)和特點我國產(chǎn)量較大的原油可分為三種類型61）石蠟基原油油田：大慶、吉林、中原、青海等。特點：含硫低，鎳和釩含量不高，殘?zhí)康?，瀝青質(zhì)低，含蠟高，凝固點高。1）石蠟基原油油田：72)中間基與石蠟—中間基原油油田：勝利、遼河、大港等。特點：蠟含量低，鎳含量高2)中間基與石蠟—中間基原油油田：勝利、遼河、大港等。特點83)環(huán)烷和環(huán)烷—中間基原油油田：孤島、單家寺、羊三木、高升等。特點：密度大，含蠟低，凝點低，膠質(zhì)、殘?zhí)俊⑺嶂?、鎳含量高?)環(huán)烷和環(huán)烷—中間基原油油田：孤島、單家寺、羊三木、92、主要進(jìn)口原油的性質(zhì)和特點1）

中東原油：輕質(zhì)油收率高，氮含量低，硫含量高，蠟含量低，凝點低，金屬含量高，釩高鎳低，膠質(zhì)含量低，殘?zhí)亢蜑r青質(zhì)高?；緦儆冢汉蚝透吡蛑虚g基原油。適于多產(chǎn)柴油和瀝青。2）

亞太地區(qū)原油：輕質(zhì)油收率高，硫含量低。3）

西非原油：一般屬于低硫石蠟基原油，輕質(zhì)油收率高，硫含量低。4）

獨聯(lián)體原油：輕質(zhì)油收率高，凝點低。2、主要進(jìn)口原油的性質(zhì)和特點1）

中東原油：103、幾種類型原油加工特點1）

低硫石蠟基原油

以大慶原油為代表，其加工特點：（1）由于原油含硫少，氮含量不高，輕質(zhì)直餾產(chǎn)品基本不需要精制。（2）減壓餾分油是催化裂化的好原料，是生產(chǎn)潤滑油好原料。（3）由于含蠟高，是生產(chǎn)石蠟的好原料。（4）由于輕餾分油飽和烴含量高，作為裂解原料，乙烯收率高。（5）由于減壓渣油的殘?zhí)康?，雜質(zhì)少，可以作為催化裂化原料。

3、幾種類型原油加工特點1）

低硫石蠟基原油112）

中間基原油以勝利、遼河等原油代表，其加工特點：（1）直餾汽油芳烴潛含量較高，適于作為催化重整原料。其直餾產(chǎn)品酸度高，一般需要精制。（2）減壓餾分油中，烷烴含量低，作為催化裂化原料，生焦量大，柴油十六烷值低，需要改質(zhì)，各餾分的芳烴含量都較高，不適合作裂解原料。（3）

渣油可以生產(chǎn)瀝青。2）

中間基原油以勝利、遼河等原油代表，其加工特點：123）

含硫和高硫原油

以中東原油為代表，其加工特點：（1）產(chǎn)品含硫高，需要精制脫硫。（2）柴油收率高，凝點低，十六烷指數(shù)高，適合于生產(chǎn)低凝優(yōu)質(zhì)柴油。（3）減壓渣油蠟含量低，飽和烴含量少，是生產(chǎn)高等級瀝青的優(yōu)質(zhì)原料。

3）

含硫和高硫原油13煉油廠的構(gòu)成和工藝流程一、煉油生產(chǎn)裝置原油分離裝置重質(zhì)油輕質(zhì)化裝置油品改質(zhì)及油品精致裝置油品調(diào)和裝置氣體加工裝置制氫裝置化工產(chǎn)品生產(chǎn)裝置煉油廠的構(gòu)成和工藝流程一、煉油生產(chǎn)裝置14二、輔助設(shè)施供電系統(tǒng)供水系統(tǒng)供水蒸氣系統(tǒng)供氣系統(tǒng)原油和產(chǎn)品儲運系統(tǒng)三廢處理系統(tǒng)二、輔助設(shè)施15催化裂化：以較重原油為原料，用硅酸鋁或在硅酸鋁上加入分子篩為催化劑來生產(chǎn)汽油、柴油和液化氣等輕質(zhì)產(chǎn)品。一般用減壓餾分油、脫瀝青油、焦化蠟油為原料。催化重整：以石腦油為原料，在催化劑和氫氣作用下進(jìn)行的重整過程，用于生產(chǎn)芳烴或高辛烷值的汽油。催化裂化：以較重原油為原料，用硅酸鋁或在硅酸鋁上加入分子篩為16加氫精制：各種直餾的或二次加工的油，靠加氫方法來脫除硫、氮、氧、金屬等雜質(zhì)，統(tǒng)稱為加氫精制。加氫裂化：在一定溫度和氫壓下，靠催化劑的作用，使重質(zhì)原料油發(fā)生裂化、加氫、異構(gòu)化等反應(yīng)，生產(chǎn)各種輕質(zhì)油品或潤滑油料的二次加工方法。加氫精制：各種直餾的或二次加工的油，靠加氫方法來脫除硫、氮、17加工能力原油加工能力：常壓蒸餾重質(zhì)油輕質(zhì)化能力：催化裂化加氫裂化焦化過程的處理能力與原油加工能力之比生產(chǎn)汽油的能力：催化裂化（數(shù)量）催化重整烷基化異構(gòu)（質(zhì)量）加工含硫原油的能力：加氫能力加工能力原油加工能力：常壓蒸餾18第七章石油蒸餾過程蒸餾是將液體混合物按其所含組分的沸點或蒸汽壓的不同而分離為輕重不同的各種餾分，或者是分離為近似純的產(chǎn)物。在煉廠中，可以遇到多種形式的蒸餾操作，但可以把它們歸納為三種基本類型。第七章石油蒸餾過程191、閃蒸——平衡汽化進(jìn)料以某種方式被加熱至部分汽化，經(jīng)過減壓設(shè)施，在一個容器（如：閃蒸罐、蒸發(fā)塔、蒸餾塔的汽化段等）的空間內(nèi)，在一定的溫度、壓力下，氣液兩相迅即分離，得到相應(yīng)的氣相和液相產(chǎn)物，此過程即為閃蒸。上述過程中，如果氣、液兩相有足夠的時間密切接觸，達(dá)到平衡狀態(tài)，則這種汽化方式稱為平衡汽化。平衡汽化的逆過程稱為平衡冷凝。1、閃蒸——平衡汽化202.簡單蒸餾——漸次汽化簡單蒸餾是實驗室或小型裝置上常用于濃縮物料或粗略分割油料的一種蒸餾方法。液體混合物在蒸餾釜中被加熱，在一定壓力下，當(dāng)溫度達(dá)到混合物的泡點溫度時，液體即開始汽化，生成微量蒸氣。生成的蒸氣當(dāng)即被引出并經(jīng)冷凝冷卻后收集起來，同時液體繼續(xù)加熱，繼續(xù)生成蒸氣并被引出。這種蒸餾方式稱為簡單蒸餾或微分蒸餾。在簡單蒸餾中，每個瞬間形成的蒸氣都與殘存液相處于平衡狀態(tài)，在整個蒸餾過程中，所產(chǎn)生的一系列微量蒸氣的組成是不斷變化的。2.簡單蒸餾——漸次汽化213.精餾精餾有連續(xù)式和間歇式兩種，現(xiàn)代石油加工裝置中都采用連續(xù)式精餾；沿著精餾塔高度建立了兩個梯度：①溫度梯度，即自塔底至塔頂溫度逐級下降。②濃度梯度，即氣、液相物流的輕組分濃度自塔底至塔頂逐級增大。借助于精餾過程，可以得到一定沸程的餾分，也可以得到純度很高的產(chǎn)品。對于石油精餾，一般只要求其產(chǎn)品是有規(guī)定沸程的餾分，在煉油廠中，常常有些精餾塔在精餾段抽出一個或幾個側(cè)線產(chǎn)品，也有一些精餾塔只有精餾段或提餾段。3.精餾22第一節(jié)石油及其餾分的氣一液平衡一、氣一液相平衡及相平衡常數(shù)當(dāng)體系中氣、液兩相呈平衡時，整個相平衡體系的溫度和壓力都是均勻的。按熱力學(xué)第二定律有：式中

——氣相和液相中組分i的化學(xué)位。

對于非理想溶液，則組分的逸度應(yīng)當(dāng)代以活度來處理相平衡關(guān)系，在氣液傳質(zhì)過程中，氣液平衡時某組分在氣相中的濃度與其在液相中濃度的比值稱為相平衡常數(shù)。

第一節(jié)石油及其餾分的氣一液平衡式中——氣相和液相231．P—T—K列線圖法圖7—5是輕質(zhì)烴的P—T—K列線圖，反映了相平衡常數(shù)與壓力和溫度的關(guān)系。此法求得的相平衡常數(shù)值只是溫度和壓力的函數(shù)，而與混合物的組成無關(guān)。顯然，此法只適用于氣相和液相都是理想溶液的體系。此法的精確度雖然不是很高，但是對一般工程計算是適用的，而且方法簡捷。1．P—T—K列線圖法242．會聚壓法

對于非理想溶液，混合物的組成對相平衡常數(shù)有影響。對于這個影響，在用熱力學(xué)參數(shù)計算的方法中是借助于活度系數(shù)來進(jìn)行“校正”的。此外，還有另一種解決辦法，就是引進(jìn)一個新的參數(shù)——會聚壓。2．會聚壓法25

為便于說明什么是體系的會聚壓，以一個由組分A(低沸組分)和B(高沸組分)組成的二元混合物為例。將A和B在恒溫下的相平衡常數(shù)K隨壓力P的變化予以標(biāo)繪，得到如圖7—6所示的logK—logP關(guān)系曲線。如果是理想溶液，則A和B是兩條互不相關(guān)的直線(如虛線所示)，它們不會交匯。然而在高壓條件下，實際混合物必然是非理想溶液，表現(xiàn)出與理想溶液有明顯的差別：A、B兩條曲線互相趨近，最后于K=1.0處會聚于一點。對應(yīng)于這個會聚點的壓力就稱為混合物的會聚壓或收斂壓Pcv，如果所選的溫度條件正好是混合物的臨界溫度Tc，則此時的會聚壓就等于體系的臨界壓力PC。只要溫度不高于混合物中最重組分的臨界溫度，就會出現(xiàn)會聚現(xiàn)象，只是溫度不同時，體系的會聚壓數(shù)值也不相同。

為便于說明什么是體系的會聚壓，以一個由組分263.K值的內(nèi)插和外延在缺乏所需相平衡常數(shù)資料的情況下，可以考慮根據(jù)已有的數(shù)據(jù)進(jìn)行內(nèi)插和外延，但應(yīng)注意限度。同樣分子特征的化合物，如同系物，在溫度和壓力一定時，它們的logK與相對分子質(zhì)量M的關(guān)系是一條直線。因此，已知幾個同系物的K值，可以用內(nèi)插法或在不大的范圍內(nèi)外延的辦法來求取其他同類化合物的K值。在恒溫下，將logK對總壓作圖，也可得一直線，在對比壓力Pr<0.4的范圍內(nèi)，可以延長直線以估定其他壓力下的K值。在恒壓下，將logK對溫度作圖所得的曲線，可外延到對比溫度Tr=0.5處，從而得到其他溫度下的K值。3.K值的內(nèi)插和外延27二、石油及石油餾分的蒸餾曲線1.恩氏蒸餾曲線恩氏蒸餾是一種簡單蒸餾，它是以規(guī)格化的儀器和在規(guī)定的實驗條件下進(jìn)行的，故是一種提條件性的試驗方法。將餾出溫度（氣相溫度）對餾出量（體積百分率）作圖，得到恩氏蒸餾曲線。恩氏蒸餾的本質(zhì)是漸次汽化，基本上沒有精餾作用，因而不能顯示油品中各組分的實際沸點，但能反映油品在一定條件下的汽化性能，簡單易行，所以，廣泛用作反映油品汽化性能的一種規(guī)格試驗。二、石油及石油餾分的蒸餾曲線282.實沸點蒸餾曲線實沸點蒸餾是一種實驗室間歇蒸餾。油品的實沸點蒸餾曲線大體上反映各組分沸點變遷情況的連續(xù)曲線。2.實沸點蒸餾曲線293.平衡汽化曲線在實驗室平衡汽化設(shè)備中，將油品加熱汽化，使氣液兩相在恒定的壓力和溫度下密切接觸一段足夠長的時間迅即分離，即可得到油品在該條件下的平衡汽化率。在恒壓下選擇幾個合適的溫度（至少五個）進(jìn)行試驗，就可得到恒壓下平衡汽化率與溫度的關(guān)系。以汽化溫度對汽化率作圖，即可得油品的平衡汽化曲線。根據(jù)平衡汽化曲線，可以確定油品在不同汽化率時的溫度（如精餾塔進(jìn)料段的溫度），泡點溫度（如精餾塔側(cè)線溫度和塔底溫度），露點溫度（精餾塔頂溫度）等。3.平衡汽化曲線304.三種蒸餾曲線的比較同一種油品的三種蒸餾曲線，就曲線的斜率而言，平衡汽化曲線最平緩，恩氏蒸餾曲線比較陡，而實沸點蒸餾曲線的斜率最大。這種差別正是這三種蒸餾方式分離效率的差別的反映，即實沸點蒸餾的分離精確度最高，恩氏蒸餾次之，而平衡汽化最差。這是由三種蒸餾的本質(zhì)所決定。4.三種蒸餾曲線的比較315.蒸餾曲線的相互換算1）常壓蒸餾曲線的互相換算a）常壓恩氏蒸餾曲線和實沸點蒸餾曲線的互換互換時，可利用實沸點蒸餾50%餾出溫度與恩氏蒸餾50%餾出溫度的關(guān)系圖Ⅰ和實沸點蒸餾曲線各段溫差與恩氏蒸餾曲線各段溫差的關(guān)系圖Ⅱ。這兩張圖適用于特性因素=11.8，沸點低于427℃的油品。計算餾出溫度與實驗相差約5.5℃，偏離規(guī)定條件時可能產(chǎn)生重大誤差。b）常壓恩氏蒸餾曲線和平衡汽化曲線的互換互換時，可利用常壓恩氏蒸餾50%點與平衡汽化50%點的換算圖Ⅰ和平衡汽化曲線各段溫差與恩氏蒸餾曲線各段溫差的關(guān)系圖Ⅱ。這兩張圖適用于特性因素=11.8，沸點低于427℃的油品，計算餾出溫度與實驗偏差在8.3℃以內(nèi)。5.蒸餾曲線的相互換算32c）常壓實沸點蒸餾曲線和平衡汽化曲線的互換互換時，可利用經(jīng)驗圖表—常壓實沸點蒸餾曲線與平衡汽化曲線的換算Ⅰ。該圖引進(jìn)了參考線的概念，所謂參考線是指通過實沸點蒸餾或平衡汽化曲線的10%點與70%點的直線。c）常壓實沸點蒸餾曲線和平衡汽化曲線的互換332）減壓1.33kPa（殘壓10mmHg）蒸餾曲線的互換殘壓1.33kPa（10mmHg）的各種蒸餾曲線的互相換算可以采用經(jīng)驗圖表：3）減壓1.33kPa（殘壓10mmHg）蒸餾曲線換算為常壓蒸餾曲線4）常壓平衡汽化曲線換算為壓力下平衡汽化曲線5）常壓與減壓平衡汽化曲線的換算2）減壓1.33kPa（殘壓10mmHg）蒸餾曲線的互換34三、復(fù)雜體系汽—液平衡的“假多元組分”處理方法假多元系法：把石油或石油餾分按沸程分為一系列窄餾分，每個窄餾分都被看作一個組分，稱為假組分或虛擬組分，同時以窄組分的平均沸點、密度、平均相對分子質(zhì)量等表征各假組分的性質(zhì)。這樣，石油餾分這一復(fù)雜混合物就可以看成是由一定數(shù)量假組分構(gòu)成的假多元系混合物，然后按多元系氣液平衡的處理方法進(jìn)行計算。這種處理方法稱為假組分法或假多元系法。三、復(fù)雜體系汽—液平衡的“假多元組分”處理方法35四、油一水不互溶體系的氣一液平衡水在油中的溶解度很微小，一般情況下都把水和油的混合物看作是不互溶體系。至于氣相，則任何氣體都能均勻混合。因此，所謂不互溶只是指液相而言。在石油蒸餾塔中，常常吹入一定量的過熱水蒸氣以降低油氣分壓而幫助它汽化；塔頂?shù)臍庀囵s出物往往在水蒸氣的存在下冷凝冷卻等等。這些情況司以歸納成三種類型，即：過熱水蒸氣存在下油的汽化；飽和水蒸氣存在下油的汽化；油氣—水蒸氣混合物的冷凝。四、油一水不互溶體系的氣一液平衡361.過熱水蒸氣存在下油的汽化在這種情況下，水蒸氣始終處于過熱狀態(tài)，即沒有液相水的存在。在氣相中(7-50)式中P——體系總壓；PA——A蒸氣的分壓；PS——水蒸氣的分壓。由于只有A一個液相，而且與汽相呈平衡，故式中為純A的飽和蒸氣壓。1.過熱水蒸氣存在下油的汽化37當(dāng)體系總壓一定時，而且沒有水蒸氣存在，則液體A要在時才能沸騰?？墒窃谒魵獯嬖跁r，只要，A就能沸騰?；蛘哒f，過熱水蒸氣的存在使A的沸點下降了。下面再分析一下過熱水蒸氣的數(shù)量的影響。根據(jù)分壓定律，在氣相中，式中，NS和NA分別為水蒸氣和A蒸氣的摩爾數(shù)。當(dāng)體系總壓一定時，而且沒有水蒸氣存在，則液體A要在時才能沸騰38①當(dāng)P一定、要求A的汽化量NA一定，則NS增大時，PA0可降低，換言之，增加NS可以在更低的溫度下得到相同數(shù)量的NA。②當(dāng)P和T都一定時，方程式的右方為一常數(shù)，則增大NS時，NA會按比例增大。如果體系中的物料不是純物質(zhì)A而是石油餾分O，上述的基本原理仍然適用，但是由于石油餾分不是純物質(zhì)而是一種混合物，在具體計算中會帶來一些重要的差別。①當(dāng)P一定、要求A的汽化量NA一定，則NS增大時，PA0可降392.飽和水蒸氣存在下油的汽化對于這種情況，在氣相中是水蒸氣和油氣組成的均勻相，在液相中則有不互溶的兩相——水相和油相。在平衡時，2.飽和水蒸氣存在下油的汽化40

3．油氣一水蒸氣混合物的冷凝油氣一水蒸氣混合物的冷凝實際上就是前邊兩種情況的逆過程。在實際過程中，油氣一水汽混合物是在流動中被冷凝冷卻，在流動中會有流動壓降，因此，混合物的冷凝過程也不是一個恒壓過程。但是，此過程的基本原理仍然是一樣的，只是問題變得稍為復(fù)雜一些罷了。在系統(tǒng)壓降不太大時，為方便起見，?？砂阉?dāng)作恒壓過程來對待。3．油氣一水蒸氣混合物的冷凝41第二節(jié)原油精餾塔一、常減壓蒸餾流程一個生產(chǎn)裝置的設(shè)備、機(jī)泵、工藝管線和控制儀表按生產(chǎn)的內(nèi)在聯(lián)系而形成的有機(jī)組合稱為工藝流程。在圖中只列出主要設(shè)備、機(jī)泵和主要的工藝管線，稱為原理流程圖。圖7—33是典型的原油常減壓蒸餾原理流程圖。它是以精餾塔和加熱爐為主體而組成蒸餾裝置。第二節(jié)原油精餾塔42原油在蒸餾前必須進(jìn)行嚴(yán)格的脫鹽、脫水，脫鹽后原油換熱到230～240℃進(jìn)初餾塔（又稱預(yù)汽化塔），塔頂出輕汽油餾分或重整原料。塔底為拔頭原油經(jīng)常壓爐加熱至360～370℃進(jìn)入常壓分餾塔，塔項出汽油。側(cè)線自上而下分別采出煤油、柴油以及其它油料，常壓塔底油經(jīng)減壓爐加熱到405－410℃送入減壓塔，為了減少管路壓力降和提高減壓塔頂真空度，減壓塔項一般不出產(chǎn)品而直接與抽空設(shè)備聯(lián)接，并采用塔頂循環(huán)回流方武。減壓塔開有3～4個側(cè)線，根據(jù)煉油廠的加工類型（燃料型或潤滑油型）不同可生產(chǎn)催化裂化原料或潤滑油料。從原油的處理過程來看，上述常減壓蒸餾裝置分為原油初餾（預(yù)汽化）、常壓蒸餾和減壓蒸餾三部分，油料在每一部分都經(jīng)歷了一次加熱－汽化－冷凝過程，故稱之為“三段汽化”原油在蒸餾前必須進(jìn)行嚴(yán)格的脫鹽、脫水，脫鹽后原油換熱到23043采用初餾塔的好處是：（l）可顯著減小換熱系統(tǒng)壓力降，避免原油泵出口壓力過高，減少動力消耗和設(shè)備泄漏的可能性。（2）可避兔或減小當(dāng)原油脫鹽脫水不好時引起的流動阻力增大及系統(tǒng)操作不穩(wěn)。（3）減輕主塔（常壓塔）塔項系統(tǒng)腐蝕，初餾塔可得到含砷量低的重整原料。此外，設(shè)置初餾塔有利于裝置處理能力的提高?！欢纹褐傅氖窃徒?jīng)過一次的加熱一汽化一冷凝完成了將原油分割為符合一定要求餾出物的加工過程。二段汽化：常壓蒸餾－減壓蒸餾三段汽化：預(yù)汽化－常壓蒸餾－減壓蒸餾采用初餾塔的好處是：44一脫四注一、一脫原油中含有鹽類，與水發(fā)生水解反應(yīng)生成鹽酸，有腐蝕性。煉油廠采用電脫鹽的方法，鹽類溶解在水中，脫鹽和脫水是同時進(jìn)行的。一脫四注一、一脫45二、四注注氨：中和鹽酸和硫化氫，增強(qiáng)緩蝕劑的作用。注緩蝕劑：使金屬不被腐蝕。注水：增加水滴的密度使使水滴更易聚結(jié)，溶解溶解懸浮在油中的鹽。注堿：把油中的鹽轉(zhuǎn)化為不易水解的氯化鈉。二、四注46二、原油常壓精餾塔的工藝特征1.復(fù)合塔原油通過常壓蒸餾要切割成汽油、煤油、輕柴油、重柴油和重油等四五種產(chǎn)品。在石油精餾中，各產(chǎn)品本身是一種復(fù)雜混合物，產(chǎn)品的分離精度并不要求很高，若采用多塔串聯(lián)，太不經(jīng)濟(jì)。實際上把幾個簡單精餾塔重疊起來，它的精餾段相當(dāng)于原來四個簡單塔的四個精餾段的組合，而其下段則相當(dāng)于第一個塔的提餾段，這樣的塔稱為復(fù)合塔或復(fù)雜塔。二、原油常壓精餾塔的工藝特征472.汽提塔和汽提段在復(fù)合塔內(nèi)，在汽油、煤油、柴油等產(chǎn)品之間只有精餾段而沒有提餾段，側(cè)線產(chǎn)品中必然含有相當(dāng)數(shù)量的輕餾分，這樣不僅影響側(cè)線產(chǎn)品的質(zhì)量（如輕柴油的閃點等），而且降低了較輕餾分的產(chǎn)率。為此，在常壓塔的外側(cè)，為側(cè)線產(chǎn)品設(shè)汽提塔，在汽提塔低部吹入少量過熱水蒸氣以降低側(cè)線產(chǎn)品的油氣分壓，使混入產(chǎn)品中的較輕餾分汽化而返回常壓塔。這種汽提塔和精餾塔的提餾段在本質(zhì)上是不同的。2.汽提塔和汽提段48有些情況側(cè)線的汽提塔不采用水蒸氣，而使用再沸器，原因是：產(chǎn)品中會溶解微量水分，對有些要求低凝點或低冰點的產(chǎn)品，有影響。水的用量增加了塔內(nèi)的氣相負(fù)荷。水蒸氣的冷凝潛熱很大，采用再沸器的能降低塔頂冷凝器的負(fù)荷。有助于減少裝置的含油污水量。有些情況側(cè)線的汽提塔不采用水蒸氣，而使用再沸器，原因是：493.全塔熱平衡常壓塔塔底不設(shè)再沸器，熱量來源幾乎完全靠原油本身帶入，全塔熱平衡引出的結(jié)果如下：（1）常壓塔進(jìn)料應(yīng)有適當(dāng)?shù)倪^汽化率（2）常壓塔的回流比是由全塔熱平衡決定的，變化的余地不大。多元系精餾與原油精餾不同：多元系精餾的回流比是由分離精確度要求決定，全塔熱平衡是通過調(diào)節(jié)再沸器負(fù)荷來達(dá)到。常壓塔產(chǎn)品要求的分離精確度不高，只要塔板數(shù)選擇適當(dāng)，在一般情況下，由全塔熱平衡所確定的回流比已完全能滿足精餾的要求；操作中，如回流比過大，則必然會引起塔的各點溫度下降，餾出產(chǎn)品變輕，拔出率降低。3.全塔熱平衡504.恒分子流的假定完全不適用石油是復(fù)雜的混合物，各組分之間的性質(zhì)有很大差別，它們的摩爾汽化潛熱相差很遠(yuǎn)，沸點之間的差別甚至可相差幾百度，如常壓塔塔頂和塔底之間溫差可達(dá)250℃左右。顯然，以精餾塔上下溫差不大、塔內(nèi)各組分的摩爾汽化潛熱相近為基礎(chǔ)所作出的恒摩爾流假設(shè)對常壓塔完全不適用。4.恒分子流的假定完全不適用51三、分餾精確度1.分餾精確度的表示方法對于石油精餾塔中相鄰兩個餾分之間的分餾精確度，則通常用該兩個餾分的餾分組成或蒸餾曲線(一般是恩氏蒸餾曲線)的相互關(guān)系來表示

恩氏蒸餾（0～100）間隙=t0H－t100L在實際應(yīng)用中，恩氏蒸餾的t0%和t100%不易得到準(zhǔn)確數(shù)值，通常是用較重餾分的5％點t5H與較輕餾分的95％點t95L之間的差值來表示分餾精確度，即，

恩氏蒸餾（5～95）間隙=t5H－t95L上式結(jié)果為負(fù)值時表示重疊。三、分餾精確度522.分餾精確度與回流比、塔板數(shù)的關(guān)系影響分餾精確度的主要因素是物系中組分之間分離的難易程度、回流比和塔板數(shù)。對二元和多元物系，分離的難易程度可以組分之間的相對揮發(fā)度來表示；對于石油餾分則可以用兩餾分的恩氏蒸餾50％點溫度之差△t50來表示。石油精餾塔的塔板數(shù)主要靠經(jīng)驗選用，表7—7、表7—8是常壓塔板數(shù)的參考值。2.分餾精確度與回流比、塔板數(shù)的關(guān)系533．實沸點切割點和產(chǎn)品收率在實際工作中，已知各產(chǎn)品所要求的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)，要求確定實沸點切割點和產(chǎn)品收率。此時可以用下述的方法。將產(chǎn)品的恩氏蒸餾初餾點和終餾點換算為實沸點蒸餾初餾點和終餾點。這個換算可以采用本章第一節(jié)介紹的方法，也可以用圖7—41作近似換算。取為實沸點切割溫度3．實沸點切割點和產(chǎn)品收率54四、石油精餾塔的氣、液相負(fù)荷分布規(guī)律精餾塔中的氣、液相負(fù)荷是設(shè)計塔徑和塔板水力學(xué)計算的依據(jù)。我們所用的分析工具就是熱平衡。為了分析石油精餾塔內(nèi)氣、液相負(fù)荷沿塔高的分布規(guī)律，可以選擇幾個有代表性的截面，作適當(dāng)?shù)母綦x體系，然后分別作熱平衡計算，求出它們的氣、液負(fù)荷，從而了解它們的沿塔高的分布規(guī)律。下面我們以常壓精餾塔為例進(jìn)行分析。四、石油精餾塔的氣、液相負(fù)荷分布規(guī)律551．塔頂氣、液相負(fù)荷對常壓精餾塔作熱平衡。為簡化計，側(cè)線汽提蒸汽量暫不計入。先不考慮塔頂回流，則進(jìn)入該隔離體系的熱量，離開隔離體系的熱量，

=1．塔頂氣、液相負(fù)荷離開隔離體系的熱量，=56Q是為了達(dá)到全塔熱平衡必須由塔頂回流取走的熱量，亦即全塔回流熱。所以，

塔頂回流量，塔頂氣相負(fù)荷(kmol／h)=Lo+D+SQ是為了達(dá)到全塔熱平衡必須由塔頂回流取走的熱量，亦即全塔回流572．汽化段氣、液相負(fù)荷如果將過汽化度忽略，則汽化段液相負(fù)荷(亦即從精餾段最低一層塔板n流下的液相回流量)為

實際計算中應(yīng)將過汽化量計入，此時不等于零。氣相負(fù)荷(亦即從汽化段進(jìn)入精餾段的氣相流量)為，2．汽化段氣、液相負(fù)荷實際計算中應(yīng)將過汽化量計入，此時不等583．最低側(cè)線抽出板下方的氣、液相負(fù)荷

作隔離體系I，并對隔離體系I作熱平衡。暫不計液相回流在n板上汽化時焓的變化，則進(jìn)出隔離體系I的熱量，

在精餾過程中，沿塔高自下而上有一個溫度梯度，故，因此，3．最低側(cè)線抽出板下方的氣、液相負(fù)荷在精餾過程中，59可見，即使在汽化段處沒有液相回流的情況下，汽化段上方的塔板上已有回流出現(xiàn)，

就是第n-1板下的液相負(fù)荷。第n板上的氣相負(fù)荷，Vn(kmol／h)=D+M+G+S+

可見，即使在汽化段處沒有就是第n-1板下的液相負(fù)荷。第60

現(xiàn)在考察柴油抽出板(第m—1板)下的，在圖7—44作隔離體系Ⅱ，并作體系Ⅱ的熱平衡。進(jìn)出隔離體系Ⅱ的熱量如下令m板上的回流熱為

從第m－1板流至第m板的液相回流量為現(xiàn)在考察柴油抽出板(第m—1板)下的，在圖7—461前面提到：

即自汽化段以上，沿塔高上行，須由塔板上取走的回流熱逐板增大。由此可得出結(jié)論：沿著石油精餾塔自下而上，各層塔板上的油料愈來愈輕，平均相對分子質(zhì)量愈來愈小，其摩爾汽化潛熱也不斷減小，但是每層板上的回流熱卻愈來愈大。由此可以判斷：以摩爾表示的液相回流量沿塔高自下而上是逐漸增大的．即．前面提到：即自汽化段以上，沿塔高上行，須由塔板上取走62現(xiàn)再分析氣相負(fù)荷，自第n板上升的氣相負(fù)荷應(yīng)為，(kmol／h)=D+M+G+S+自第m板上升的汽相負(fù)荷應(yīng)為，(kmol／h)=D+M+G+S+既然<和液相回流的變化規(guī)律相同，以摩爾流量表示的氣相負(fù)荷也是沿塔的高度自下而上地增加的。顯然Vm>Vn現(xiàn)再分析氣相負(fù)荷，自第n板上升的氣相負(fù)荷應(yīng)為，<和液相回流634．經(jīng)過側(cè)線抽出板時氣、液相負(fù)荷的變化

以柴油側(cè)線抽出板m—1板為例。仍用圖7—44對隔離體系Ⅲ作熱平衡。先不計回流則：第m—1板上的回流熱，故由第m—2板流至第m—1板的液相回流量為，4．經(jīng)過側(cè)線抽出板時氣、液相負(fù)荷的變化第m—1板上的回流熱，64由此又可得一結(jié)論：沿塔高自下而上，每經(jīng)過一個側(cè)線抽出塔板，液相回流量除由于塔板溫降所造成的少量增加外，另有一個突然的增加。這個突增量可以認(rèn)為等于側(cè)線抽出量。至于側(cè)線抽出板上的氣相負(fù)荷，則情況與液相負(fù)荷有所不同。柴油抽出板上的氣相負(fù)荷為相比較，中減少了G，但是比卻除了因塔板溫降而引的少量增加外，還增加了一個突增量，這個突增量正好相當(dāng)于式(7—66)中的G。因此，在經(jīng)過側(cè)線抽出板時，雖然液相負(fù)荷有一個突然的增量，而氣相負(fù)荷卻仍然只是平緩地增大。由此又可得一結(jié)論：沿塔高自下而上，每經(jīng)過一個側(cè)線抽出塔板，液65

5．塔頂?shù)谝?、二層塔板之間的汽、液相負(fù)荷前面討論的從汽化段往上的液相回流分布情況所涉及的回流都是熱回流。到了塔頂?shù)谝话迳希闆r發(fā)生了變化，進(jìn)入塔頂?shù)谝话迳系囊合嗷亓鞑皇菬峄亓鞫抢浠亓?，即是溫度低于泡點的液體。因此，在第一板上的回流量的變化不同于其下面各板上回流變化的規(guī)律。下面我們分析一下回流量在一、二層板之間的變化情況。令為第2板上的回流熱，為第1板上的回流熱。在不設(shè)循環(huán)回流時，也就是全塔回流熱。從第一板流至第二板的回流量為，5．塔頂?shù)谝?、二層塔板之間的汽、液相負(fù)荷66塔頂冷回流量為由于相鄰兩板的溫差不大，為方便比較，可近似地認(rèn)為，又因相鄰兩板上液體的組成和性質(zhì)，相近，因而又可以簡化地認(rèn)為即，沿塔高自下而上，液相回流逐板增大，至第二板上達(dá)到最大，而到第一板上則有一明顯的突降。

塔頂冷回流量為由于相鄰兩板的溫差不大，為方便比較，可近似，又67精餾塔內(nèi)的氣、液相負(fù)荷分布規(guī)律可歸納如下(不考慮汽提水蒸氣)：原油進(jìn)入汽化段后，其氣相部分進(jìn)入精餾段。自下而上，由于溫度逐板下降引起液相回流量(kmol／h)逐漸增大，因而氣相負(fù)荷(kmol／h)也不斷增大。到塔頂?shù)谝?、二層塔板之間，氣相負(fù)荷達(dá)到最大值。經(jīng)過第一板后，氣相負(fù)荷顯著減小。從塔頂送入的冷回流，經(jīng)第一板后變成了熱回流(即處于飽和狀態(tài))，液相回流量有較大幅度的增加，達(dá)到最大值。在這以后自上而下，液相回流量逐板減小。每經(jīng)過一層側(cè)線抽出板，液相負(fù)荷均有突然的下降，其減少的量相當(dāng)于側(cè)線抽出量。到了汽化段，如果進(jìn)料沒有過汽化量，則從精餾段末—層塔板流向汽化段的液相回流量等于零。通常原油入精餾塔時都有一定的過汽化度，則在汽化段會有少量液相回流，其數(shù)量與過汽化量相等。進(jìn)料的液相部分向下流入汽提段。如果進(jìn)料有過汽化度，則相當(dāng)于過汽化量的液相回流也一齊流入汽提段。由塔底吹入水蒸氣，自下而上地與下流的液相接觸，通過降低油汽分壓的作用，使液相中所攜帶的輕質(zhì)油料汽化。因此，在汽提段，由上而下，液相和氣相負(fù)荷愈來愈小，其變化大小視流入的液相攜帶的輕組分的多寡而定。輕質(zhì)油料汽化所需的潛熱主要靠液相本身來提供，因此液體向下流動時溫度逐板有所下降。精餾塔內(nèi)的氣、液相負(fù)荷分布規(guī)律可歸納如下(不考慮汽提水蒸氣)682．塔頂循環(huán)回流塔頂循環(huán)回流從塔內(nèi)抽出經(jīng)冷卻至某個溫度再送回塔中，物流在整個過程中都是處于液相，而且在塔內(nèi)流動時一般也不發(fā)生相變化，它只是在塔里塔外循環(huán)流動，借助于換熱器取走回流熱。循環(huán)回流的量可由下式計算：為了保證塔內(nèi)精餾過程的正常進(jìn)行，在采用循環(huán)回流時必須在循環(huán)回流的出入口之間增設(shè)2～3塊換熱塔板，以保證其在流入下一層塔板時能達(dá)到要求的相應(yīng)的溫度。2．塔頂循環(huán)回流為了保證塔內(nèi)精餾過程的正常進(jìn)行，在采用69塔頂循環(huán)回流主要是用在以下幾種情況：①塔頂回流熱較大，考慮回收這部分熱量以降低裝置能耗。②塔頂餾出物中含有較多的不凝氣(例如催化裂化主分餾塔)③要求盡量降低塔頂餾出線及冷凝冷卻系統(tǒng)的流動壓降，以保證塔頂壓力不致過高(如催化裂化主分餾塔)，或保證塔內(nèi)有盡可能高的真空度(例如減壓精餾塔)。塔頂循環(huán)回流主要是用在以下幾種情況：70

3．中段循環(huán)回流循環(huán)回流如果設(shè)在精餾塔的中部，就稱為中段循環(huán)回流。石油精餾塔采用中段循環(huán)回流主要是出于以下兩點考慮：①在塔的中部取走一部分回流熱，從而使全塔沿塔高的氣、液相負(fù)荷分布比較均勻。②石油精餾塔的回流熱數(shù)量很大，合理回收利用.對常壓塔，中段回流取熱量一般以占全塔回流熱的40％～60％為宜。3．中段循環(huán)回流71設(shè)置中段循環(huán)回流時，還須考慮以下幾個具體問題：①中段循環(huán)回流的數(shù)目：對有三、四個側(cè)線的精餾塔，用兩個中段回流；對只有一、二個側(cè)線的塔，以采用一個中段回流為宜。塔頂和一線之間，一般不設(shè)中段回流。②中段循環(huán)回流進(jìn)出口的溫差：國外采用的溫差常在60～80℃上下，國內(nèi)則多用80—120℃。③中段循環(huán)回流的進(jìn)出口位置。中段回流的進(jìn)塔口一般設(shè)在抽出口的上部。在兩個側(cè)線之間。設(shè)置中段循環(huán)回流時，還須考慮以下幾個具體問題：72六、操作條件的確定⒈操作壓力原油常壓精餾塔的最低操作壓力最終是受制于塔頂產(chǎn)品接受罐的溫度下的塔頂產(chǎn)品的泡點壓力。為了克服塔頂流出物流經(jīng)管線和設(shè)備的流動阻力，常壓塔頂?shù)膲毫?yīng)稍高于產(chǎn)品接受罐的壓力。在確定塔頂產(chǎn)品接受罐或回流罐的操作壓力后，加上塔頂流出物流經(jīng)管線、管件和冷凝冷卻設(shè)備的壓降即可計算得塔頂?shù)牟僮鲏毫Α８鶕?jù)經(jīng)驗，通過冷凝器或換熱器殼程包括連接管線在內(nèi)的壓降一般約為0.02MPa，使用空冷器時的壓降可能稍低些國內(nèi)多數(shù)常壓塔得塔頂操作壓力大約在0.13～0.16MPa之間。塔頂操作壓力確定后，塔的各部位的操作壓力也隨之可以計算的。塔的各部位的操作壓力與油氣流經(jīng)塔板時所造成的壓降有關(guān)。油氣由上而下流動，故塔內(nèi)壓力又下而上逐漸降低。由加熱爐出口經(jīng)轉(zhuǎn)油線到精餾塔汽化段的壓力降通常為0.034MPa，因此，由汽化段的壓力即可推算出爐出口壓力。六、操作條件的確定73⒉操作溫度先假設(shè)某處溫度為t，做熱平衡以求得該處的回流量和油氣分壓，再利用相平衡關(guān)系——平衡汽化曲線，求得相應(yīng)的溫度(泡點、露點或一定氣化率的溫度)。與t的誤差應(yīng)小于1%，否則須另設(shè)溫度t，重新計算直至達(dá)到要求的精度為止。假設(shè)溫度的初值：①在塔內(nèi)有水蒸氣存在的情況下，常壓塔頂汽油蒸氣的溫度可以大致定為該油品的恩氏蒸餾60%點溫度。②當(dāng)全塔汽提水蒸氣用量不超過進(jìn)料量的12%時，側(cè)線抽出板溫度大致相當(dāng)于該油品的恩氏蒸餾5%點溫度。⒉操作溫度74各部位操作溫度⑴汽化段溫度汽化段溫度就是進(jìn)料的絕熱閃蒸溫度。已知汽化段和爐出口的操作壓力，而且產(chǎn)品總收率或常壓塔拔出率和過汽化度、汽提蒸氣量等也已確定，就可以算出汽化段的油氣分壓。進(jìn)而可以作出進(jìn)料（在常壓塔的情況下即為原油）在常壓下的、在汽化段油氣分壓下的以及爐出口壓力下的三條平衡汽化曲線，如圖7—15。根據(jù)預(yù)定的汽化段中的總汽化率，由該圖查得汽化段溫度，由和可算出汽化段內(nèi)進(jìn)料的焓值。在汽化段內(nèi)發(fā)生的是絕熱閃蒸過程。如果忽略轉(zhuǎn)油線的熱損失，則加熱爐出口處進(jìn)料的焓應(yīng)等于汽化段內(nèi)進(jìn)料的焓。加熱爐出口溫度必定高于汽化段溫度，而爐出口處汽化率則必然低于汽化段的汽化率。各部位操作溫度75⑵塔底溫度一般均采用經(jīng)驗數(shù)據(jù)。原油蒸餾裝置的初餾塔、常壓塔及減壓塔的塔底溫度一般比汽化段溫度低5～10℃℃⑶側(cè)線溫度側(cè)線抽出溫度應(yīng)該是未經(jīng)汽提的側(cè)線產(chǎn)品在該處的油氣分壓下的泡點溫度。側(cè)線溫度的計算要用猜算法。先假設(shè)側(cè)線溫度，作適當(dāng)?shù)母綦x體和熱平衡，求出回流量，算得油氣分壓，再求得該油氣分壓下的泡點溫度。應(yīng)與假設(shè)的相符，否則重新假設(shè)，直至達(dá)到要求的精度為止。這里要說明兩點：①計算側(cè)線溫度時，最好從最低的側(cè)線開始，這樣計算比較方便。②為了計算油氣分壓，所謂的側(cè)線產(chǎn)品的油氣分壓即是指該處內(nèi)回流蒸氣的分壓。⑵塔底溫度76⑷塔頂溫度塔頂溫度是塔頂產(chǎn)品在其本身油氣分壓下的露點溫度。算出油氣分壓后，求出塔頂產(chǎn)品在此油氣分壓下的露點溫度，以此校核所假設(shè)的塔頂溫度。原油初餾塔、常壓塔的塔頂不凝氣量很少，可忽略不計。忽略不凝氣以后求得的塔頂溫度較實際塔頂溫度約高出3％，可將計算所得的塔頂溫度乘以系數(shù)0.97作為采用的塔頂溫度。在確定塔頂溫度時，應(yīng)同時校核水蒸氣在塔頂是否會冷凝。若水蒸氣的分壓高于塔頂溫度下水的飽和蒸氣壓，則水蒸氣就會冷凝。⑷塔頂溫度77⑸側(cè)線汽提塔塔底溫度當(dāng)用水蒸氣汽提時，汽提塔塔底溫度比側(cè)線抽出溫度約低8～10C，有的也可能低得更多些。當(dāng)需要嚴(yán)格計算時，可以根據(jù)汽提出的輕組分的量通過熱平衡計算求取。當(dāng)用再沸提餾時，其溫度為該處壓力下側(cè)線產(chǎn)品的泡點溫度，此溫度有時可高出該側(cè)線抽出板溫度十幾度。⑸側(cè)線汽提塔塔底溫度783．汽提水蒸氣用量石油精餾塔的汽提蒸汽一般都是用溫度為400～450℃的過熱水蒸氣(壓力約為0．3MPa)，用過熱蒸氣的主要原因是防止冷凝水帶入塔內(nèi)。側(cè)線產(chǎn)品汽提的目的主要是驅(qū)除其中的低沸組分，從而提高產(chǎn)品的閃點和改善分餾精確度；常壓塔底汽提主要是為了降低塔底重油中350℃以前餾分的含量以提高直餾輕質(zhì)油品的收率，同時也減輕了減壓塔的負(fù)荷，減壓塔底汽提的目的則主要是降低汽化段的油氣分壓，從而在所能達(dá)到的最高溫度和真空度之下盡量提高減壓塔的拔出率。3．汽提水蒸氣用量79

第四章減壓蒸餾塔根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)的不同，減壓塔可分為潤滑油性和燃料型兩種。在一般情況下，無論是哪種類型的減壓塔，都要求有盡可能高的拔出率。減壓蒸餾的核心設(shè)備是減壓精餾塔和它的抽真空系統(tǒng)。第四章減壓蒸餾塔80一、減壓精餾塔的工藝特征減壓精餾塔的一般工藝特征對減壓塔的基本要求是在盡量避免油料發(fā)生分解反應(yīng)的條件下盡可能多地拔出減壓餾分油。做到這一點的關(guān)鍵在于提高汽化段的真空度，為了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔頂抽真空系統(tǒng)外，一般還采取以下幾種措施：一、減壓精餾塔的工藝特征81①降低從汽化段到塔頂?shù)牧鲃訅航怠＿@一點主要依靠減少塔板數(shù)和降低氣相通過每層塔板的壓降。②降低塔頂油氣流出管線的流動壓降?，F(xiàn)代減壓塔塔頂都不出產(chǎn)品，塔頂管線只供抽真空設(shè)備抽出不凝氣之用，采用塔頂循環(huán)回流而不采用塔頂冷回流。③一般的減壓塔塔底汽提蒸汽用量比常壓塔大，其主要目的是降低汽化段中的油氣分壓。當(dāng)汽化段的真空度比較低時，要求塔底汽提蒸汽量較大。近年來，少用或不用汽提蒸汽的干式減壓蒸餾技術(shù)有較大的發(fā)展。①降低從汽化段到塔頂?shù)牧鲃訅航?。這一點主要依靠減少塔板數(shù)和降82④減壓塔汽化段溫度并不是常壓重油在減壓蒸餾系統(tǒng)中所經(jīng)受的最高溫度，此最高溫度的部位是在減壓爐出口。為了避免油品分解，對減壓爐出口溫度要加以限制，在生產(chǎn)潤滑油是不得超過395℃，在生產(chǎn)裂化原料是不超過400～420℃，同時在高溫爐管內(nèi)采用較高的油氣流速以減少停留時間。⑤縮短渣油在減壓塔內(nèi)的停留時間。塔底減壓渣油是最重的物料，如果在高溫下停留時間過長，則其分解、縮合等反應(yīng)會進(jìn)行的比較顯著。其結(jié)果，一方面生成較多的不凝氣使減壓塔的真空度下降；另一方面會造成塔內(nèi)結(jié)焦。因此，減壓塔底部的直徑常?？s小以縮短渣油在塔內(nèi)的停留時間。④減壓塔汽化段溫度并不是常壓重油在減壓蒸餾系統(tǒng)中所經(jīng)受的最高83除了上述為滿足“避免分解、提高拔出率”這一基本要求而引出的工藝特征外，減壓塔還由于其中的油、氣的物性特點而反映出另一些特征。①在減壓下，油氣、水蒸氣、不凝氣的比容大，比常壓塔中油氣的比容要高出十余倍。盡管減壓蒸餾時允許采用比常壓塔高的多（通常約兩倍）的空塔線速，減壓塔的直徑還是很大。為此，減壓塔一般采用多個中段循環(huán)回流，常常是在每兩個側(cè)線之間都設(shè)中段循環(huán)回流。這樣做也有利于回收利用回流熱。除了上述為滿足“避免分解、提高拔出率”這一基本要求而引出的工84②減壓塔處理的油料比較重、粘度比較高，而且還可能含有一些表面活性物質(zhì)。加之塔內(nèi)的蒸氣速度又相當(dāng)高，因此蒸氣穿過塔板上的液層時形成泡沫的傾向比較嚴(yán)重。為了減少攜帶泡沫，減壓塔內(nèi)的板間距比常壓塔大。加大板間距同時也是為了減少塔板數(shù)。此外，在塔的進(jìn)料段和塔頂都涉及了很大的氣相破沫空間，并設(shè)有破沫網(wǎng)等設(shè)施。由于上述各項工藝特征，從外形來看，減壓塔比常壓塔顯得粗而短。此外，減壓塔的底座較高，塔底液面與塔底油抽出泵入口之間的高差在10m左右，這主要是為了給熱油泵提供足夠的灌注頭。②減壓塔處理的油料比較重、粘度比較高，而且還可能含有一些表面85

潤滑油型減壓塔的工藝特征潤滑油型減壓塔為后續(xù)的加工過程提供潤滑油料，對潤滑油型減壓塔的分餾精確度的要求與原油常壓分餾塔差不多，故它的設(shè)計計算也與常壓塔大致相同。由于減壓下餾分之間的相對揮發(fā)度較大，而且減壓塔內(nèi)采用較大的板間距，故兩個側(cè)線餾分之間的塔板數(shù)比常壓塔少，一般3～5塊塔板即能滿足要求。有的減壓塔的側(cè)線抽出板采用升氣管式（或稱煙囪形）抽出板。這種抽出板形式對于集油和抽油操作比較好，但是它沒有精餾作用，其壓降約為0.13～0.26kPa。潤滑油型減壓塔的工藝特征86中段回流可以采用圖7—58的形式，也可以采用圖7—59的形式，后者是把中段回流抽出與側(cè)線抽出結(jié)合在一起，這樣可使塔板效率受循環(huán)回流的影響小些，以減少由于中段回流而加設(shè)的塔板的數(shù)目，有利于降低精餾段的總壓降。對減壓塔的溫度條件常按如下經(jīng)驗來求定：側(cè)線溫度：取抽出板上總壓的30～50%作為油氣分壓計算側(cè)線油品的泡點：塔頂溫度：一般比塔頂循環(huán)回流進(jìn)塔溫度高出28～40℃；塔底溫度—通常比汽化段溫度低5～10℃，也有多達(dá)攝氏十幾度者。中段回流可以采用圖7—58的形式，也可以采用圖7—59的形式87

燃料型減壓塔的工藝特征燃料型減壓塔的主要任務(wù)是為催化裂化和加氫裂化提供原料。對燃料型減壓塔的基本要求是在控制餾出油中的膠質(zhì)、瀝青質(zhì)和重金屬含量的前提下盡可能提高餾出油的拔出率。為達(dá)到這個基本要求，燃料型減壓塔具有以下的特點。燃料型減壓塔的工藝特征88①可以大幅度地減少塔板數(shù)以降低從汽化段至塔頂?shù)膲航?。②可以大大減少內(nèi)回流量，在某些塔段，甚至可使內(nèi)回流量減少到零。這可以通過塔頂循環(huán)回流和中段循環(huán)回流做到。③為了降低餾出油的殘?zhí)贾岛椭亟饘俸浚谄紊厦嬖O(shè)有洗滌段。洗滌段中設(shè)有塔板和破沫網(wǎng)。所用的回流油可以是最下一個側(cè)線餾出油，也可以設(shè)循環(huán)回流。為了保證最低側(cè)線抽出板下有一定的回流量，通常應(yīng)用1%～2%的過汽化度。對裂化原料要求嚴(yán)格時，過汽化度可高達(dá)4%。一般來說，過汽化度不要過高。④燃料型減壓塔的氣、液相負(fù)荷分布與常壓塔或潤滑油型減壓塔有很大的不同。在燃料型減壓塔內(nèi)，除了汽化段上面的幾層板上有內(nèi)回流以外，其余塔段里基本上沒有內(nèi)回流。因此，它的氣、液相負(fù)荷分布無須借助于熱平衡和猜算而可以通過分析直接算出。①可以大幅度地減少塔板數(shù)以降低從汽化段至塔頂?shù)膲航怠?9除了上述特點外，燃料型減壓塔的側(cè)線產(chǎn)品對閃點沒有要求，可以不設(shè)側(cè)線氣提。燃料型減壓塔的溫度條件的確定方法如下：因為對油品的分解反應(yīng)的限制不如對潤滑油料那樣嚴(yán)格，故進(jìn)料的加熱最高允許溫度可提高至410～420℃。塔底溫度比汽化段溫度一般低5～10℃。側(cè)線溫度是該處油氣分壓下側(cè)線產(chǎn)品的泡點溫度。由于在洗滌段以上的塔段中沒有內(nèi)回流，因此，側(cè)線抽出板上的油氣分壓的計算時將所有油料蒸氣計算在內(nèi)，只將水蒸氣和不凝氣看作是惰性氣。在計算油氣分壓時，有時也可以根據(jù)經(jīng)驗，取抽出板上總壓的30%～50%近似地作為該處的油氣分壓。近年來，對燃料型減壓塔傾向于用填料取代塔板并采用干式減壓蒸餾技術(shù)。除了上述特點外，燃料型減壓塔的側(cè)線產(chǎn)品對閃點沒有要求，可以不90

二、減壓蒸餾的抽真空系統(tǒng)減壓精餾塔的抽真空設(shè)備可以用蒸汽噴射器（也稱蒸汽噴射泵或抽空器）或機(jī)械真空泵。蒸汽噴射器的結(jié)構(gòu)簡單，沒有運轉(zhuǎn)部件，使用可靠而無需動力機(jī)械，而且水蒸氣在煉廠中也是既安全又容易得到的。因此，煉油廠中的減壓塔廣泛地采用蒸汽噴射器來產(chǎn)生真空。二、減壓蒸餾的抽真空系統(tǒng)91

常減壓蒸餾裝置常用的抽真空系統(tǒng)的流程減壓塔頂出來的不凝氣、水蒸氣和由它們帶出的少量油氣首先進(jìn)入一個管殼式冷凝器。水蒸氣和油氣被冷凝后排入水封池，不凝氣則由噴射器抽出從而在冷凝器中形成真空。由一級噴射器抽來的不凝氣再排入一個中間冷凝器，將一級噴射器排出的水蒸氣冷凝。不凝氣再由二級噴射器抽走而排入大氣。為了消除因排放二級噴射的蒸汽所產(chǎn)生的噪音以及避免排出的蒸汽的凝結(jié)水灑落在裝置平臺上，常常再設(shè)一個后冷器將水蒸氣冷凝而排入水阱，而不凝氣則排入大氣。圖7—62中的冷凝器是采用間接冷凝的管殼式冷凝器，故通常稱為間接冷凝式二級抽真空系統(tǒng)。常減壓蒸餾裝置常用的抽真空系統(tǒng)的流程92石油煉制工程全套ppt課件93常減壓蒸餾在煉油工業(yè)中

的重要作用與地位它的加工能力代表煉油廠的加工能力。是原油的第一道加工過程，也叫做一次加工。它是用物理方法—蒸餾，將原油按不同的沸點范圍分離成不同的餾分。煉油其他裝置的原料均由蒸餾提供原料。常減壓蒸餾在煉油工業(yè)中

的重要作用與地位它的加工能力代表煉油94石油精餾的特點石油是烴類和非烴類的復(fù)雜混合物，石油精餾是復(fù)雜系精餾，分餾精度要求不高。煉油工業(yè)是大規(guī)模的工業(yè)，處理量大，對精餾在工藝、設(shè)備、成本、安全等方面有一定要求。石油精餾的特點石油是烴類和非烴類的復(fù)雜混合物，石油精餾是復(fù)雜95常減壓蒸餾工藝流程常減壓蒸餾工藝流程96采用初餾塔的因素原油的含砷量，使鉑重整催化劑中毒。原油的輕餾分含量，減小通過換熱器和管路的阻力。原油脫水效果。原油的含硫量和含鹽量，減少對常壓塔的腐蝕。采用初餾塔的因素原油的含砷量，使鉑重整催化劑中毒。97原油蒸餾塔的工藝特征1、復(fù)合塔2、汽提塔和汽提段（在沸器）3、全塔熱平衡4、恒分子回流的假定完全不適用原油蒸餾塔的工藝特征1、復(fù)合塔98原油蒸餾工藝流程的類型我國原油蒸餾工藝流程按煉油廠類型不同，可大致分為三大類。（一）燃料型（二）燃料--潤滑油型（三）燃料--化工型原油蒸餾工藝流程的類型我國原油蒸餾工藝流程按煉油廠類型不同，99常減壓蒸餾原料及產(chǎn)品特點原油在進(jìn)入常減壓蒸餾裝置前，首先進(jìn)行脫鹽脫水。在常壓塔得到：常壓塔頂：石腦油（汽油餾分）：

因為辛烷值低可以作為溶劑油；催化重整原料；常一線：航空煤油（煤油）：

根據(jù)原油性質(zhì)不同，生產(chǎn)不同的煤油。常二線：柴油一般生產(chǎn)0#柴油常三線：重柴油：20#重柴油常減壓蒸餾原料及產(chǎn)品特點原油在進(jìn)入常減壓蒸餾裝置前，首先進(jìn)行100在減壓塔得到：餾分范圍為（350～500℃）的蠟油1、在不同的側(cè)線得到各個餾分，作為生產(chǎn)潤滑油原料?；?qū)⒏鱾€餾分混合，特點：凝固點高，分子量大，作為：催化裂化原料，加氫裂化原料。2、在減壓塔底得到渣油，根據(jù)原油的性質(zhì)可以作為：燃料油，延遲焦化原料，生產(chǎn)瀝青的原料。在減壓塔得到：101常減壓蒸餾主要操作條件常壓塔溫度：原油經(jīng)換熱后達(dá)到300℃左右，進(jìn)入常壓加熱爐，原油被加熱到360～380℃進(jìn)入常壓塔進(jìn)行蒸餾。塔頂100～130℃，常一線（煤油）200℃左右，常二線（柴油）280℃左右，常三線（重柴油）340℃左右。壓力：塔頂在0.1～0.16Mpa下操作。

常減壓蒸餾主要操作條件常壓塔102減壓塔溫度：常壓塔底油350℃左右進(jìn)入減壓加熱爐，被加熱到380～400℃進(jìn)入減壓塔進(jìn)行蒸餾。壓力：減壓塔頂殘壓一般在20～60mmHg。減壓塔103減壓塔的工藝特點塔頂和塔底縮徑塔底縮徑：縮短渣油在塔內(nèi)的停留時間塔頂縮徑：使塔內(nèi)氣相負(fù)荷均勻一般使用填料燃料型減壓塔有2—3個側(cè)線潤滑油型減壓塔有4—5個側(cè)線減壓塔的工藝特點塔頂和塔底縮徑104減壓精餾塔的一般工藝特征1.降低從汽化段到塔頂?shù)牧鲃訅航?.降低塔頂油氣流出管線的流動壓降3.控制減壓爐出口溫度4.減壓塔的塔底氣提量比常壓塔大5.縮短渣油在減壓塔內(nèi)的停留時間減壓精餾塔的一般工藝特征105“干式”減壓特點塔頂殘壓在10—20mmHg一般在塔底不注水蒸汽塔用填料爐管擴(kuò)徑大直徑低速轉(zhuǎn)油線燃料型減壓塔使用該技術(shù)“干式”減壓特點塔頂殘壓在10—20mmHg106催化裂化分餾塔分餾塔底部設(shè)有脫過熱段，使上升至上部的油氣溫度降低到飽和溫度，以便進(jìn)行精餾，同時避免高沸點的油漿使塔板結(jié)焦。催化裂化分餾塔107焦化分餾塔分餾精確度要求不高。焦化分餾塔分餾精確度要求不高。108第八章熱加工過程焦炭化過程減粘裂化熱裂化臨氫熱轉(zhuǎn)化第八章熱加工過程焦炭化過程109石油烴類的熱反應(yīng)渣油熱加工過程的反應(yīng)溫度一般在400－550℃之間，主要有兩類反應(yīng)：裂解反應(yīng)（吸熱），縮合反應(yīng)（放熱反應(yīng)）。烷烴：C-C鍵斷裂生成較小分子的烷烴和烯烴。C-H鍵斷裂生成碳原子數(shù)保持不變的烯烴和氫。環(huán)烷烴：烷基側(cè)鏈的斷裂和環(huán)烷環(huán)的斷裂。芳香烴：脫氫縮合反應(yīng)，生成環(huán)數(shù)較多的芳烴，直至生成焦炭。石油烴類的熱反應(yīng)110環(huán)烷芳香烴：環(huán)烯烴，芳香烴，高分子的多環(huán)芳香烴。烯烴：與其他烴類交叉反應(yīng)。膠質(zhì)和瀝青質(zhì)：主要發(fā)生縮合反應(yīng)生成焦炭。烴類的熱反應(yīng)是一種復(fù)雜的平行順序反應(yīng)，這些平行的反應(yīng)不會停留在某一階段上，而是繼續(xù)不斷地進(jìn)行下去，隨著反應(yīng)時間的延長，一方面，由于裂解反應(yīng)生成分子越來越小，沸點越來越低的烴類，另一方面，由于縮合反應(yīng)生成分子越來越大的稠環(huán)芳香烴。高度縮合的結(jié)果就產(chǎn)生膠質(zhì)、瀝青質(zhì)，最后生成碳?xì)浔群芨叩慕固?。環(huán)烷芳香烴：環(huán)烯烴，芳香烴，高分子的多環(huán)芳香烴。111渣油熱反應(yīng)的特點：渣油熱反應(yīng)比單體烴更能能反映出平行－順序反應(yīng)的特征。渣油熱反應(yīng)時容易生焦，除了由于渣油自身含有較多的膠質(zhì)和瀝青質(zhì)外，還因為不同族的烴類之間的相互作用促進(jìn)了生焦反應(yīng)。渣油在熱分解過程中的相分離問題。熱反應(yīng)通常表現(xiàn)為吸熱。（分解反應(yīng)占主導(dǎo)）反應(yīng)深度小時，為一級反應(yīng)，反應(yīng)深度較大時，不再符合一級反應(yīng)規(guī)律。渣油熱反應(yīng)的特點：112焦炭化過程焦炭化過程是以渣油為原料，在高溫（500－550℃）下進(jìn)行深度熱裂化反應(yīng)的一種熱加工過程。反應(yīng)產(chǎn)物有，氣體、汽油、柴油、蠟油和焦炭。減壓渣油經(jīng)焦化過程可以得到70％－80％的餾分油，焦化汽油和焦化柴油中不飽和烴含量高，而且含硫、含氮等非烴類化合物的含量也高，因此，安定性差，必須經(jīng)過加氫精制才能作為發(fā)動機(jī)燃料。焦化蠟油主要是作為加氫裂化或催化裂化的原料，有時也用于調(diào)和燃料油，焦炭除作為燃料外，還可用作高爐煉鋼用。焦化氣體作燃料或石油化工原料。焦炭化過程113特點：是渣油輕質(zhì)化過程，可以加工殘?zhí)恐导爸亟饘俸亢芨叩母鞣N劣質(zhì)渣油，過程簡單、投資和操作費用低。但焦炭產(chǎn)率高、液體產(chǎn)物的質(zhì)量差。主要工業(yè)形式有延遲焦化和流化焦化。延遲焦化的工藝流程：特點：是渣油輕質(zhì)化過程，可以加工殘?zhí)恐导爸亟饘俸亢芨叩母鞣N114減粘裂化是一種以渣油為原料的淺度熱裂化過程。把重質(zhì)高粘度渣油通過淺度熱裂化反應(yīng)轉(zhuǎn)化為較低粘度和較低傾點的燃料油。工藝流程：減粘裂化115渣油減粘過程的反應(yīng)深度：液相條件下進(jìn)行反應(yīng)，容易產(chǎn)生縮合產(chǎn)物。渣油是膠質(zhì)分散體系，熱轉(zhuǎn)化過程中會導(dǎo)致分散相和分散介質(zhì)間的相容性變差。是減粘裂化反應(yīng)深度的主要限制因素。采用芳香性強(qiáng)的催化裂化柴油或澄清油作為稀釋劑。在減粘裂化初期，渣油的粘度隨著轉(zhuǎn)化率的增大而逐漸降低，當(dāng)降低至某一最低值時，渣油的粘度反而隨著轉(zhuǎn)化率的進(jìn)一步增大而急劇上升。渣油減粘過程的反應(yīng)深度：116其他渣油熱轉(zhuǎn)化過程：熱裂化：以重餾分油或重油為原料，主要目的產(chǎn)品是汽油。運轉(zhuǎn)周期受爐管內(nèi)結(jié)焦制約，已被催化裂化和焦炭化所代替。臨氫熱轉(zhuǎn)化過程：有氫氣存在下的熱轉(zhuǎn)化過程。氫能抑制縮合反應(yīng)的發(fā)生。其他渣油熱轉(zhuǎn)化過程：117催化裂化工藝第一節(jié)概述第二節(jié)烴類的催化裂化反應(yīng)第三節(jié)催化裂化的原料和產(chǎn)品特點第四節(jié)催化裂化催化劑第五節(jié)流態(tài)化基本原理第六節(jié)催化裂化工藝流程第七節(jié)渣油催化裂化催化裂化工藝第一節(jié)概述118第一節(jié)概述催化裂化在煉油工業(yè)中的地位和作用催化裂化的工業(yè)型式催化裂化技術(shù)發(fā)展的趨勢第一節(jié)概述催化裂化在煉油工業(yè)中的地位和作用119催化裂化在煉油工業(yè)中的地位和作用

一般原油經(jīng)常減壓蒸餾后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等輕質(zhì)油品，其余的是重質(zhì)餾分和殘渣油。如果不經(jīng)過二次加工它們只能作為潤滑油原料或重質(zhì)燃料油。但是國民經(jīng)濟(jì)和國防上需要的輕質(zhì)油量是很大的，由于內(nèi)燃機(jī)的發(fā)展對汽油的質(zhì)量提出更高的要求．而直餾汽油（辛烷值較低40）則一般難以滿足這些要求。原油經(jīng)簡單加工所能提供的輕質(zhì)油品的數(shù)量和質(zhì)量同生產(chǎn)發(fā)展所需要的輕質(zhì)油品的數(shù)量和質(zhì)量之間的矛盾促使了催化裂化過程的產(chǎn)生和發(fā)展。促進(jìn)催化裂化發(fā)展的因素中除了繼續(xù)解決上述的矛盾以外，還有像如何滿足石油化工原料的需要，如何節(jié)約能源以及減少環(huán)烷污染等新的因數(shù)對促進(jìn)催化裂化發(fā)展也起重要作用。催化裂化在煉油工業(yè)中的地位和作用一般原油經(jīng)常120裂化產(chǎn)物：在一般工業(yè)條件下，氣體產(chǎn)率約10－20％，其中主要是C3、C4，汽油產(chǎn)率約20－60％，汽油的辛烷值90左右，柴油產(chǎn)率約10－40％，柴油的十六烷值較直餾柴油的低，焦炭產(chǎn)率約5－10％，焦炭是裂化反應(yīng)的縮合產(chǎn)物，催化裂化氣體含烯烴多，所以可作為化工原料。催化裂化的主要作用是將重質(zhì)油品轉(zhuǎn)化成高質(zhì)量的輕質(zhì)油。催化裂化幾乎在所有的煉油中都是最重要的二次加工手段。裂化產(chǎn)物：在一般工業(yè)條件下，氣體產(chǎn)率約10－20％，其中121催化裂化的工業(yè)型式催化裂化的工業(yè)型式122催化裂化技術(shù)發(fā)展的趨勢自1936年工業(yè)化以來．催化裂化技術(shù)發(fā)展很快。目前，在許多國家催化化裂化已成為最重要的二次加工手段之一。我國商品汽油中70%來自催化，柴油中30%來自催化。加工重質(zhì)原料：目前以加工常壓和減壓渣油為主。降低能耗：催化裂化裝置的能耗較大，降低能耗的潛力也很大。減少環(huán)境污染：過程模擬和計算機(jī)應(yīng)用。催化裂化技術(shù)發(fā)展的趨勢自1936年工業(yè)化以來．催化裂化技術(shù)發(fā)123反應(yīng)—再生系統(tǒng)和分餾系統(tǒng)反應(yīng)—再生系統(tǒng)和分餾系統(tǒng)1241.反應(yīng)一再生系統(tǒng)新鮮原料油經(jīng)換熱后與回?zé)捰突旌希?jīng)加熱爐加熱至200～400℃后至提升管反應(yīng)器下部的噴嘴，原料油由蒸汽霧化并噴入提升管內(nèi)，在其中與來自再生器的高溫催化劑(600～750℃)接觸，隨即汽化并進(jìn)行反應(yīng)。油氣在提升管內(nèi)的停留時間很短，一般只有幾秒鐘。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)旋風(fēng)分離器分離出夾帶的催化劑后離開反應(yīng)器去分餾塔。積有焦炭的催化劑(稱待生催化劑)由沉降器落入下面的氣提段。氣提段內(nèi)裝有多層人字形擋板并在底部通入過熱水蒸氣。待生催化劑上吸附的油氣和顆粒之間的空間的油氣被水蒸氣置換出而返回上部。經(jīng)氣提后的待生劑通過待生斜管進(jìn)入再生器。1.反應(yīng)一再生系統(tǒng)125再生器的主要作用是燒去催化劑上因反應(yīng)而生成的積炭，使催化劑的活性得以恢復(fù)。再生用空氣由主風(fēng)機(jī)供給，空氣通過再生器下面的輔助燃燒室及分布管進(jìn)入流化床層。對于熱平衡式裝置，輔助燃燒室只是在開工升溫時才使用，正常運轉(zhuǎn)時并不燒燃燒油。再生后的催化劑(稱再生催化劑)落入淹流管，再經(jīng)再生斜管送回反應(yīng)器循環(huán)使用。再生煙氣經(jīng)旋風(fēng)分離器分離出夾帶的催化劑后，經(jīng)雙動滑閥排入大氣。再生器的主要作用是燒去催化劑上因反應(yīng)而生成的積炭，使催化劑的1262.分餾系統(tǒng)由反應(yīng)器來的反應(yīng)產(chǎn)物油氣從底部進(jìn)入分餾塔，經(jīng)底部的脫過熱段后在分餾段分割成幾個中間產(chǎn)品：塔頂為汽油及富氣，側(cè)線有輕柴油、重柴油和回?zé)捰?，塔底產(chǎn)品是油漿。輕柴油和重柴油分別經(jīng)氣提后，再經(jīng)換熱、冷卻后出裝置。催化裂化裝置的分餾塔有幾個特點：①進(jìn)料是帶有催化劑粉塵的過熱油氣。②一般設(shè)有多個循環(huán)回流：塔頂循環(huán)回流、一至兩個中段循環(huán)回流、油漿循環(huán)回流。③塔頂回流采用循環(huán)回流而不用冷回流。2.分餾系統(tǒng)1273.吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及穩(wěn)定塔組成。從分餾塔頂油氣分離器出來的富氣中帶有汽油組分，而粗汽油中則溶解有C3、C4組分。吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)的作用就是利用吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣(≤C2)、液化氣(C3、C4)和蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。3.吸收一穩(wěn)定系統(tǒng)128第二節(jié)烴類的催化裂化反應(yīng)烴類正碳離子反應(yīng)機(jī)理單體烴的催化裂化反應(yīng)石油餾分的催化裂化反應(yīng)催化裂化反應(yīng)的熱效應(yīng)影響催化裂化的主要因素第二節(jié)烴類的催化裂化反應(yīng)烴類正碳離子反應(yīng)機(jī)理1291.各類單體烴的反應(yīng)行為

⑴烷烴烷烴主要是發(fā)生分解反應(yīng)，分解成較小分子的烷烴和烯烴。例如：

1.各類單體烴的反應(yīng)行為130

⑵烯烴烯烴的主要反應(yīng)也是分解反應(yīng)。①分解反應(yīng)烯烴的分解反應(yīng)速率比烷烴的高得多。與烷烴分解反應(yīng)的規(guī)律相同。②異構(gòu)化反應(yīng)烯烴的異構(gòu)化反應(yīng)有兩種，一種是分子骨架改變，正構(gòu)烯烴變成異構(gòu)烯烴；另一種是分子中的雙鍵向中間位置轉(zhuǎn)移。例如：⑵烯烴烯烴的主要反應(yīng)也是分解反應(yīng)。131③氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)是造成催化裂化汽油飽和度較高的主要原因。環(huán)烷烴或環(huán)烷一芳烴(如四氫萘、十氫萘等)放出氫使烯烴飽和而自身逐漸變成稠環(huán)芳烴。兩個烯烴分子之間也可以發(fā)生氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)。④芳構(gòu)化反應(yīng)烯烴環(huán)化并脫氫生成芳烴。③氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)是造成催化裂化汽油飽和度較高的主132（3）環(huán)烷烴環(huán)烷烴的環(huán)可斷裂生成烯烴，烯烴再繼續(xù)進(jìn)行上述各項反應(yīng)。（4）芳香烴芳香烴的芳核在催化裂化條件下十分穩(wěn)定，但是連接在芳核上的烷基側(cè)鏈則很容易斷裂生成較小分子的烯烴，而且斷裂的位置主要是發(fā)生在側(cè)鏈和芳核連接的鍵上。多環(huán)芳香烴的裂化反應(yīng)速率很低，它們的主要反應(yīng)是縮合成稠環(huán)芳烴，最后成為焦炭同時放出氫使烯烴飽和。（3）環(huán)烷烴環(huán)烷烴的環(huán)可斷裂生成烯烴，烯烴再繼續(xù)進(jìn)行上述133烴類催化裂化正碳離子反應(yīng)機(jī)理烴類在裂化催化劑上進(jìn)行反應(yīng)的歷程，或稱反應(yīng)機(jī)理。正碳離子：缺少一對價電子的碳所形成的烴離子。正碳離子來源：由烯烴分子獲得一個氫離子而形成。氫離子來源：酸性催化劑。通過正十六烯的催化裂化反應(yīng)來說明正碳離子學(xué)說。叔正碳離子﹥仲正碳離子﹥伯正碳離子烴類催化裂化正碳離子反應(yīng)機(jī)理烴類在裂化催化劑上進(jìn)行反應(yīng)的歷程134通過正十六烯的催化裂化反應(yīng)來說明正碳離子學(xué)說。①正十六烯從催化劑表面或已生成的正碳離子獲得一個氫離子而生成正碳離子：通過正十六烯的催化裂化反應(yīng)來說明正碳離子學(xué)說。135②大的正碳離子不穩(wěn)定，容易在β位置上斷裂：③生成的正碳離子是伯正碳離子，不夠穩(wěn)定，易于變成仲正碳離子，然后又接著在β位置上斷裂：②大的正碳離子不穩(wěn)定，容易在β位置上斷裂：③生成的正碳離子是136④正碳離子的穩(wěn)定程度依次是叔正碳離子＞仲正碳離子＞伯正碳離子，因此生成的正碳離子趨向于異構(gòu)叔正碳離子。⑤正碳離子將氫離子還給催化劑，本身變成烯烴。

④正碳離子的穩(wěn)定程度依次是叔正碳離子＞仲正碳離子＞伯正碳離子137烴類催化裂化是個氣—固非均相反應(yīng)(1)原料分子自主氣流中向催化劑擴(kuò)散；(2)接近催化劑的原料分子向微孔內(nèi)表面擴(kuò)散；(3)靠近催化刑表面的原料分子被催化劑吸附；(4)被吸附的分子在催化劑的作用下進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)；(5)生成的產(chǎn)品分子從催化劑上脫附下來；(6)脫附下來的產(chǎn)品分子從微孔內(nèi)向外擴(kuò)散；(7)產(chǎn)品分子從催化劑外表面再擴(kuò)散到主氣流中。然后離開反應(yīng)器。烴類催化裂化是個氣—固非均相反應(yīng)(1)原料分子自主氣流中向催138各類烴之間的競爭吸附和對反應(yīng)的阻滯作用吸附能力：稠環(huán)芳烴﹥稠環(huán)環(huán)烷烴﹥烯烴﹥單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳烴﹥環(huán)烷烴﹥烷烴化學(xué)反應(yīng)速率：烯烴﹥大分子稠環(huán)芳烴小分子單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳烴和稠環(huán)芳烴吸附能力強(qiáng)而化學(xué)反應(yīng)速率卻最低，首先占據(jù)了催化劑表面，反應(yīng)很慢且不易脫附，阻礙了催化裂化反應(yīng)的進(jìn)行。﹥各類烴之間的競爭吸附和對反應(yīng)的阻滯作用﹥139烴類催化裂化反應(yīng)的熱力學(xué)特征反應(yīng)熱：烴類的分解反應(yīng)、脫氫反應(yīng)等是吸熱反應(yīng)，而氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)、縮合反應(yīng)等是放熱反應(yīng)。在一般條件下，分解反應(yīng)是催化裂化中最重要的反應(yīng)，而且它的熱效應(yīng)比較大，所以催化裂化反應(yīng)總是表現(xiàn)為吸熱反應(yīng)。烴類催化裂化反應(yīng)的熱力學(xué)特征140烴類催化裂化反應(yīng)的動力學(xué)特征轉(zhuǎn)化率總轉(zhuǎn)化率單程轉(zhuǎn)化率烴類催化裂化反應(yīng)的動力學(xué)特征轉(zhuǎn)化率141空速和反應(yīng)時間空速:每小時進(jìn)入反應(yīng)器的原料油量與反應(yīng)器藏量之比。如果進(jìn)料量和藏量都以質(zhì)量單位計，稱為質(zhì)量空速；以體積單位計，則稱為體積空速。質(zhì)量空速＝總進(jìn)料量（t/h）÷藏量（t）體積空速＝總進(jìn)料量（m3/h）÷藏量（m3）在提升管反應(yīng)器內(nèi)，催化劑的密度很小，催化劑本身占有的空間很小，因此在計算反應(yīng)時間時常按油氣通過空的提升管反應(yīng)器的時間來計算。考慮到油氣的體積流量不斷在變化，計算時采用提升管入口和出口兩處的體積流量的對數(shù)平均值。其計算方法如下：

空速和反應(yīng)時間142產(chǎn)品分布原料裂化所得各種產(chǎn)品產(chǎn)率的總和為100％，各產(chǎn)率之間的分配關(guān)系即為產(chǎn)品分布。一般來說是希望盡量提高目的產(chǎn)物“汽油和柴油”的產(chǎn)率而限制副產(chǎn)品“氣體和焦炭”循環(huán)裂化產(chǎn)品分布143影響催化裂化反應(yīng)速度的基本因素（1）催化劑活性對反應(yīng)速度的影響提高催化劑的活性有利于提高反應(yīng)速度，提高催化劑的活性還有利于促進(jìn)氫轉(zhuǎn)移和異構(gòu)化反應(yīng)，所得裂化產(chǎn)品的飽和度較高、含異構(gòu)烴類較多。（2）反應(yīng)溫度對反應(yīng)速度的影響提高反應(yīng)溫度，則反應(yīng)速度增大。當(dāng)反應(yīng)溫度提高時，熱裂化反應(yīng)的速度提高的比較快；但是在500℃這樣的溫度下，主要的反應(yīng)仍是催化裂化反應(yīng)而不是熱裂化反應(yīng)。影響催化裂化反應(yīng)速度的基本因素144（3）原料性質(zhì)對反應(yīng)速度的影響在族組成相似時，沸點范圍越高越容易裂化。但對分子篩催化劑來說，沸程的影響并不重要，而當(dāng)沸點相似時，含芳烴多的原料則較難裂化。（4）反應(yīng)壓力對反應(yīng)速度的影響即反應(yīng)器內(nèi)的油氣分壓對反應(yīng)速度的影響。油氣分壓的提高意味著反應(yīng)物濃度提高，因而反應(yīng)速度加快。但提高反應(yīng)壓力也提高了生焦的反應(yīng)速度。（3）原料性質(zhì)對反應(yīng)速度的影響145第三節(jié)催化裂化的原料和產(chǎn)品特點催化裂化原料催化裂化原料的范圍很廣泛，大體可分為餾分油和渣油兩大類。餾分油（1）直餾重餾分油（蠟油350～500℃）：大多數(shù)直餾重餾分含芳烴較少，容易裂化，輕油收率較高，是理想的催化裂化原料。第三節(jié)催化裂化的原料和產(chǎn)品特點催化裂化原料146（2）熱加工產(chǎn)物：焦化蠟油、減粘裂化餾出油等。由于它們是已經(jīng)裂化過的油料，其中烯烴、芳烴含量較多，裂化時轉(zhuǎn)化率低、生焦率高，一般不單獨使用，而是和直餾餾分油摻合作為混合進(jìn)料。（3）潤滑油溶劑精制的抽出油：此抽出油中含有大量難以裂化的芳烴，尤其是含稠環(huán)化合物較多，極易生焦。（2）熱加工產(chǎn)物：焦化蠟油、減粘裂化餾出油等。由于它們是已經(jīng)147渣油：渣油是原油中最重的部分，它含有大量膠質(zhì)、瀝青質(zhì)和各種稠環(huán)烴類，因此它的元素組成中氫碳比小，殘?zhí)恐蹈撸诜磻?yīng)中易于縮合生成焦炭，這時產(chǎn)品分布和裝置熱平衡都有很大影響。原油中的硫、氮、重金屬以及鹽分等雜質(zhì)也大量集中在渣油中。在催化裂化過程中會使催化劑中毒，進(jìn)而也會影響產(chǎn)品分布，同時將加重對環(huán)境的污染。由于渣油的殘?zhí)?、重金屬、硫、氮等化合物的含量比餾分油高得多，增加了催化裂化的難度。渣油：渣油是原油中最重的部分，它含有大量膠質(zhì)、瀝青質(zhì)和各種稠148衡量原料性質(zhì)的指標(biāo)餾分組成化學(xué)組成殘?zhí)亢蚧衔镏亟饘俸饬吭闲再|(zhì)的指標(biāo)餾分組成149產(chǎn)品特點產(chǎn)品分布：氣體：10～20%；汽油：40～60%；柴油：20～40%；焦炭：5～10%。1．氣體產(chǎn)品：在一般工業(yè)條件下，氣體產(chǎn)率約為10～20％，催化裂化氣體中大量的是C3、C4(稱為液態(tài)烴或液化氣)，約占90％(重)，其中液態(tài)烴中C4含量約為C3含量的1.5—2.5倍，而且烯烴比烷烴多C3中烯烴約為70％左右，C4烯烴約為55％左右。由于上述特點至使催化裂化所產(chǎn)氣體成為石油化工的寶貴原料。產(chǎn)品特點產(chǎn)品分布：1502．液體產(chǎn)品催化裂化汽油產(chǎn)率為40一60％(重)。由于其中有較多烯烴(一般50%以上）、異構(gòu)烷烴和芳烴，所以辛烷值較高，一般為90左右(RON)。柴油產(chǎn)率為20一40％(重)，因其中含有較多的芳烴約為40一50％，所以十六烷值較直餾柴