煉油工藝綜述課件

煉油工藝綜述——徐承恩2009.11.11煉油工藝綜述目錄 一、前言 二、分離工藝 三、轉(zhuǎn)化工藝 四、精制和改質(zhì)工藝 五、煉廠氣加工工藝 六、潤滑油生產(chǎn)工藝11一、前言煉油工藝一般是指將原油加工成各種燃料（汽油、煤油、柴油）、潤滑油、石蠟、瀝青等石油產(chǎn)品或石油化工原料（如正構(gòu)烷烴、苯、甲苯、二甲苯等）的工藝過程。石油煉制一般的過程是先將原油切割成各種不同沸程的餾分，然后將這些餾分或者按照產(chǎn)品規(guī)格要求，除去其中的非理想組分和有害雜質(zhì)，或者經(jīng)過化學轉(zhuǎn)化形成所需要的組分，進而加工成產(chǎn)品。2一、前言煉油工藝一般是指將原油加工成各種燃料（汽油、煤油、柴一、前言石油煉制的主要工藝過程大致可分為五類：分離過程——電脫鹽、常減壓蒸餾轉(zhuǎn)化過程——催化裂化、加氫裂化、渣油加氫處理、延遲焦化、減粘裂化等精制和改質(zhì)過程——加氫精制、催化重整、中壓加氫改質(zhì)、S-Zorb等煉廠氣加工過程——烷基化、醚化、苯與乙烯烴化等潤滑油生產(chǎn)過程各種煉油工藝過程的組合，舉例如下3一、前言石油煉制的主要工藝過程大致可分為五類：3煉油－化工型煉廠流程4煉油－化工型煉廠流程4二、分離工藝原油分離工藝一般包括原油脫鹽脫水和原油蒸餾兩個過程原油脫鹽脫水從油藏中采出的原油都含有水和鹽，原油中的鹽一般為Na、Ca、Mg的氯化物或鹽酸鹽。原油雖然在油田經(jīng)過脫鹽脫水，但不能滿足煉廠加工的要求，需要在煉廠進一步脫除。水和鹽的存在對煉油帶來的危害主要表現(xiàn)在：使原油蒸餾操作不穩(wěn)定，對設備和管線的腐蝕；對換熱器等設備造成結(jié)垢使換熱效率下降，使催化劑污染或中毒。因此煉廠一般要求將原油的鹽脫至＜3mg/L5二、分離工藝原油分離工藝一般包括原油脫鹽脫水和原油蒸餾兩個過二、分離工藝目前煉廠原油脫鹽脫水幾乎多采用二級電脫鹽法6二、分離工藝目前煉廠原油脫鹽脫水幾乎多采用二級電脫鹽法6二、分離工藝在原油中加入一定量的水和破乳劑并經(jīng)混合設施充分混合后進入脫鹽罐，在高壓電場作用下，使小水滴聚合成大水滴，然后借助重力作用沉降分離，破乳劑的選用對脫鹽效果影響很大，不同原油所用的破乳劑類型和使用量須經(jīng)過試驗來確定。進入脫鹽罐的原油需先加熱至90~130℃，以降低原油黏度，脫鹽罐要保持一定壓力以防止原油汽化。電脫鹽罐一般為臥式，內(nèi)設2~3層電極板，極板間距200~300mm，電場強度一般為800~900V/cm。為了合理利用蒸餾裝置的余熱，電脫鹽過程常與蒸餾過程組合在一起。7二、分離工藝在原油中加入一定量的水和破乳劑并經(jīng)混合設施充分混二、分離工藝原油蒸餾

蒸餾是石油煉制必須的第一道工序。借助于蒸餾過程將原油按煉廠所要求的產(chǎn)品方案切割成各種餾分，然后再去加工成各種石油產(chǎn)品。蒸餾裝置設計和操作的好壞，對整個煉廠有著十分重要的影響。三段汽化常減壓蒸餾工藝流程8二、分離工藝原油蒸餾三段汽化常減壓蒸餾工藝流程8二、分離工藝原油蒸餾一般采用三級蒸餾（初餾塔或蒸發(fā)塔、常壓塔、減壓塔），輕餾分少的原油也可只用二級蒸餾（常壓塔、減壓塔）。初餾塔一般分出原油的汽油組分，以減少換熱系統(tǒng)和加熱爐壓降，常壓塔一般將原油中沸點＜360℃餾分切割成汽油（或石腦油）、煤油（噴氣燃料或燈用煤油）、柴油餾分。各側(cè)線抽出餾分一般都經(jīng)過汽提塔以脫除輕質(zhì)組分，保證產(chǎn)品合格。減壓塔則將沸點＞360℃的常壓重油切割成制取各種潤滑油和石蠟的原料，或作為催化裂化、加氫裂化原料的減壓餾分油和減壓渣油。9二、分離工藝原油蒸餾一般采用三級蒸餾（初餾塔或蒸發(fā)塔、常壓塔二、分離工藝蒸餾塔內(nèi)件——常壓塔一般用板式塔盤。如各種浮閥塔盤、網(wǎng)孔塔盤；減壓塔則常用壓降小的各種填料，或填料與塔盤混用。減壓塔的操作可分為“干”式和“濕”式兩種：“干”式減壓在減壓爐爐管和減壓塔底均不吹蒸汽，全塔壓降和減壓抽空負荷小，有助于提高減壓塔拔出率，適用于燃料型減壓塔。對于生產(chǎn)潤滑油原料的減壓塔一般采用“濕”式操作。10二、分離工藝蒸餾塔內(nèi)件——常壓塔一般用板式塔盤。如各種浮閥塔二、分離工藝由于蒸餾裝置的大型化，進口原油中含輕烴較多，新建的大型蒸餾裝置中都增設輕烴回收設施。蒸餾裝置是煉廠中能耗最大的裝置，提高熱回收率，降低能耗對蒸餾裝置十分重要。應用窄點技術優(yōu)化換熱網(wǎng)絡，已可使原油換熱終溫＞300℃。為了提高換熱效率，我國也開發(fā)了多種高效換熱器，如折流桿換熱器、螺紋管換熱器、內(nèi)波紋外螺紋換熱器、雙殼層換熱器等。11二、分離工藝由于蒸餾裝置的大型化，進口原油中含輕烴較多，新建三、轉(zhuǎn)化工藝從原油蒸餾得到的直餾輕餾分，由于數(shù)量有限遠不能滿足對輕質(zhì)燃料的要求，轉(zhuǎn)化工藝的作用就是將重質(zhì)餾分或渣油轉(zhuǎn)化成輕質(zhì)產(chǎn)品。煉廠的轉(zhuǎn)化工藝分熱轉(zhuǎn)化和催化轉(zhuǎn)化兩類：重質(zhì)餾分油的熱轉(zhuǎn)化（熱裂化）已基本不用，全部被催化轉(zhuǎn)化（催化裂化、加氫裂化）所取代渣油的轉(zhuǎn)化則熱轉(zhuǎn)化（焦化、減粘裂化）與催化轉(zhuǎn)化（渣油加氫）并存。處理金屬含量和殘?zhí)几叩脑停壳斑€是以熱轉(zhuǎn)化為主12三、轉(zhuǎn)化工藝從原油蒸餾得到的直餾輕餾分，由于數(shù)量有限遠不能滿三、轉(zhuǎn)化工藝催化裂化 催化裂化是當前煉廠中最重要的轉(zhuǎn)化工藝。自1942年第一套流化催化裂化開發(fā)以來，由于其獨特優(yōu)越性得到了飛快地發(fā)展。到2008年，全世界流化催化裂化加工能力已超過7億噸/年。 與熱裂化相比，催化裂化具有下列明顯優(yōu)點：汽油產(chǎn)品的辛烷值高（RON88~92），氧化安定性好反應速度快氣體產(chǎn)品中C1、C2烴類少，C3、C4產(chǎn)率高，可作為烷基化、醚化和化工產(chǎn)品的原料多，全球約有1/3的丙烯來自催化裂化裝置。13三、轉(zhuǎn)化工藝催化裂化13三、轉(zhuǎn)化工藝催化裂化催化劑使催化裂化工藝過程的核心。催化劑的發(fā)展促進了催化裂化技術的發(fā)展。我國在上世紀60年代研制成功無定型硅鋁催化劑；70年代開發(fā)了稀土-Y型沸石催化劑；80年代開發(fā)了超穩(wěn)Y型沸石催化劑；90年代又研制了一系列多種改性的沸石復合催化劑?，F(xiàn)在基本上可以做到根據(jù)不同原料和不同產(chǎn)品方案，配制出合適的催化劑。沸石催化劑的活性高，反應速度快，因此從沸石催化劑問世后，催化裂化從床層反應轉(zhuǎn)變?yōu)樘嵘芊磻?，原有的床層反應器變?yōu)榇呋瘎┏两灯鳌?4三、轉(zhuǎn)化工藝催化裂化14三、轉(zhuǎn)化工藝反應器和再生器的布置，國外許多專利公司都有自己可形成專利的特點。

美孚石油開發(fā)公司IV型凱洛格正流F型15三、轉(zhuǎn)化工藝反應器和再生器的布置，國外許多專利公司都有自己可三、轉(zhuǎn)化工藝我國早期所建成的為同高并列式，催化劑用U型管相輸送。在采用提升管反應器后，則采用高低并列式和同軸式兩種。在發(fā)展二段燒焦采用兩個再生器后，則有三器并列、反再同軸與另一再生器并立和二再同軸與反應器并立等形式。這些不同類型的布置對反應條件并無明顯區(qū)別。

16三、轉(zhuǎn)化工藝16高低并列式催化裂化反應再生系統(tǒng)17高低并列式催化裂化反應再生系統(tǒng)17催化裂化主要操作參數(shù)有：反應溫度——反應溫度是調(diào)節(jié)催化裂化轉(zhuǎn)化率的主要變量，常用的反應溫度為480~510℃。反應壓力——提高反應壓力，增加了反應時間，從而可提高轉(zhuǎn)化率，但壓力過高，會導致焦炭產(chǎn)率增加，汽油和烯烴產(chǎn)率下降。對于反應壓力要結(jié)合原料的生焦趨勢和煙氣能量回收的經(jīng)濟效益綜合考慮，有煙氣能量回收設施的反應壓力一般為0.25～0.3MPa，無煙氣能量回收的則為0.09～0.27MPa。反應時間——反應時間過長，會增加二次裂化反應，使汽、柴油收率下降。在按汽油方案操作時，一般采用高反應溫度和短反應時間（2～3秒）；在按柴油方案操作時，則采用較低反應溫度和較長反應時間，（3～4秒）；渣油催化裂化一般控制在2秒左右。三、轉(zhuǎn)化工藝18催化裂化主要操作參數(shù)有：三、轉(zhuǎn)化工藝18三、轉(zhuǎn)化工藝劑油比——為單位時間內(nèi)催化劑循環(huán)量與反應器總進料量的比值，它與反應時間對催化裂化反應在一定范圍內(nèi)有相似影響。劑油比受裝置總熱平衡所控制，一般當反應溫度和再生溫度不變時，劑油比也基本不變。再生溫度——無論是增加燒焦強度還是降低再生催化劑的含炭量，都必須提高再生溫度。但再生溫度也不能過高，除了受再生器的材料限制外，還會引起催化劑水熱失活，一般再生溫度不超過730℃，也不宜低于650℃。再生催化劑炭含量——對沸石催化劑來說，催化焦炭主要沉積在沸石的活性中心上。因此再生催化劑炭含量對催化劑的活性影響很大，一般沸石催化劑的炭含量應保持在0.2％以下，最好在0.1％以下。19三、轉(zhuǎn)化工藝劑油比——為單位時間內(nèi)催化劑循環(huán)量與反應器總進料三、轉(zhuǎn)化工藝我國已開發(fā)了多種再生器型式，主要有單器再生、雙器再生、逆流兩段再生、外循環(huán)前置燒焦罐再生、煙氣串聯(lián)高速床再生等。為了滿足生產(chǎn)低碳烯烴的需要，我國開發(fā)了催化裂化家族技術，主要有DCCⅠ型 最大量生產(chǎn)丙烯技術、丙烯收率可達20%左右DCCⅡ型 即生產(chǎn)低碳烯烴又兼顧汽油質(zhì)量MGG 最大量生產(chǎn)液化氣和汽油MIO 最大量生產(chǎn)異構(gòu)C4、C5烯烴CPP 用石蠟基常壓渣油生產(chǎn)低炭烯烴為了降低催化裂化汽油中的烯烴含量，我國還開發(fā)了MIP，雙提升管催化裂化等技術。20三、轉(zhuǎn)化工藝我國已開發(fā)了多種再生器型式，主要有單器再生、雙器三、轉(zhuǎn)化工藝值得一提的是我國的渣油催化裂化技術。渣油中的殘?zhí)?、金屬、硫、氮等雜質(zhì)含量高，作為催化裂化原料，需要解決一系列技術問題。例如：要開發(fā)抗金屬污染、低焦炭產(chǎn)率的催化劑再生器必須有取熱設施要有霧化良好的進料噴嘴要有油、劑快分設施要開發(fā)降低污染金屬活性的鈍化劑等在這些問題解決后，我國已成為催化裂化原料中摻渣油最多的國家，取得了良好的經(jīng)濟效益。催化裂化除反——再系統(tǒng)外，還有產(chǎn)品分餾和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，氣體和液態(tài)烴脫硫系統(tǒng)以及能量回收系統(tǒng)。21三、轉(zhuǎn)化工藝值得一提的是我國的渣油催化裂化技術。渣油中的殘?zhí)既?、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化 加氫裂化實質(zhì)上是催化加氫和催化裂化兩種反應的綜合，這種工藝可以用不同原料，有選擇性的生產(chǎn)液化石油氣、石腦油、柴油、噴氣燃料等多種優(yōu)質(zhì)產(chǎn)品。 加氫裂化尾油又是生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)潤滑油和乙烯的原料，是煉廠中提高輕質(zhì)油收率和提高產(chǎn)品質(zhì)量的重要手段。 加氫裂化的主要反應有：烷烴和烯烴的裂化，異構(gòu)化和環(huán)化反應烯烴的飽和反應單環(huán)化合物的側(cè)鏈斷裂化或生成異構(gòu)體雙環(huán)以上環(huán)烷烴發(fā)生異構(gòu)裂環(huán)反應稠環(huán)芳烴通過逐環(huán)加氫，裂化生成較小分子的芳烴及芳香環(huán)烷烴22三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化22三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化催化劑是具有加（脫）氫功能和裂化功能的雙功能催化劑。加（脫）氫功能由金屬組分提供，常用的金屬組分為Mo、W、Ni、Co，這些金屬組分常組合使用。酸性功能由載體提供，常用的載體有無定型硅鋁和沸石，二者可以單獨使用，也可組合使用。加氫裂化可以使用各種不同原料，但對原料中的雜質(zhì)含量有要求。原料中的有機氮化合物對沸石載體有明顯的中毒作用。一般要求進加氫裂化反應器的進料氮含量＜10ppm，為了保證達到這一要求，一般在加氫裂化反應器前設精制反應器，或者在裂化反應器中設精制段；砷、鉛等雜質(zhì)也會使催化劑中毒，一般要求裂化反應器的進料中砷＋鉛含量不超過500ppm；鐵雖然對催化劑的活性影響不大，但鐵鹽沉積在催化劑上會使床層壓降增大，所以要控制原料油鐵含量＜2ppm。23三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化催化劑是具有加（脫）氫功能和裂化功能的雙三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化的工藝類型，根據(jù)反應特點可分為單段和兩段二種工藝過程：單段工藝過程中又分為在一個反應器中裝一個或組合催化劑的工藝和使用二個反應器的單段串聯(lián)餾程，其中第一個反應器為精制反應器，第二個為裂化反應器。兩段工藝過程則在一組反應器之間，反應產(chǎn)物要經(jīng)氣液分離和分餾，將氣體及輕質(zhì)產(chǎn)品進行分離，重質(zhì)反應產(chǎn)物和未轉(zhuǎn)化油再進入另一個裂化反應器。如果按轉(zhuǎn)化深度分，又可分為尾油循環(huán)和單程一次通過流程。如果按反應壓力分，可分為高壓加氫裂化（反應壓力在15MPa左右）和中壓加氫裂化（反應壓力在10MPa左右）。反應壓力的選擇主要決定于原料質(zhì)量、轉(zhuǎn)化深度及目的產(chǎn)品質(zhì)量要求等。根據(jù)目的產(chǎn)品不同又可分為中餾分油（噴氣燃料、柴油）型和輕油型（重石腦油）。24三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化的工藝類型，根據(jù)反應特點可分為單段和兩段一段加氫裂化工藝流程示意圖25一段加氫裂化工藝流程示意圖25二段加氫裂化工藝流程示意圖26二段加氫裂化工藝流程示意圖26三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化的主要操作參數(shù)有：反應壓力——原料越重所需反應壓力越高，提高反應壓力，有利于轉(zhuǎn)化率的提高，也有利于減緩催化劑表面積炭速度，延長催化劑壽命，但投資增加，常用的反應壓力為10～20MPa。反應溫度——反應溫度是加氫裂化工藝需要嚴格控制的操作參數(shù)。因為加氫裂化過程是強放熱反應，反應溫度增加，則反應速度加快，放出的熱量也相應增加。如不及時從系統(tǒng)是將熱量取出，勢必引起床層溫度驟升，導致催化劑超溫升活，因此在各床層間要注入冷氫進行控制，常用的反應溫度為370～440℃。氫油比——提高氫油比，可以增加氫分壓，有利于提高原料氣化率，降低催化劑積炭速度，還可以有效地取出反應熱，對重油加氫裂化氫油比一般為1000～1500（體積比）?？账佟{(diào)節(jié)空速可以控制加氫裂化反應深度，空速低，反應時間增加，反應深度提高，常用的空速范圍為1.0～2.0h-1。27三、轉(zhuǎn)化工藝加氫裂化的主要操作參數(shù)有：27三、轉(zhuǎn)化工藝渣油加氫 早期的渣油加氫是為了生產(chǎn)低硫燃料油，自上世紀90年代以來，燃料油需求減少，需要將渣油進一步輕質(zhì)化。為此渣油加氫主要用來為重油催化裂化提供原料，同時發(fā)生一定的裂化反應以獲取部分柴油和石腦油。渣油加氫按反應器的型式不同，可分為四類：固定床渣油加氫例如謝弗龍公司的RDS、VRDS工藝、UOP公司的RCDUnibon工藝。沸騰床渣油加氫例如魯姆斯公司的LC-fining工藝、IFP的H-oil工藝移動床渣油加氫例如殼牌公司的Hycon工藝漿態(tài)床工藝28三、轉(zhuǎn)化工藝渣油加氫28三、轉(zhuǎn)化工藝我國自行設計和引進的渣油加氫都是固定床加氫工藝，這種工藝操作比較簡單，其缺點是生產(chǎn)周期比較短，一般不超過1年。為維持適當?shù)倪\轉(zhuǎn)周期，將渣油原料的Ni+V含量控制在＜100ppm為宜。固定床渣油加氫的工藝流程與一般加氫工藝相似，由于催化劑品種多，裝填量大，一般都采用多個反應器，同時為了彌補操作周期短的缺點，一般采用二系列并聯(lián)操作。由于渣油中的雜質(zhì)較多，所以須有多種催化劑復合使用，反應器一般裝有支撐保護劑，脫金屬劑，脫硫劑，脫氮劑四大類多種牌號的催化劑。為了提高轉(zhuǎn)化率，有時還裝有裂化催化劑；為了降低床層壓降，催化劑采用級配裝填。29三、轉(zhuǎn)化工藝我國自行設計和引進的渣油加氫都是固定床加氫工藝，三、轉(zhuǎn)化工藝謝弗龍公司為了改進脫金屬催化劑壽命短，影響整個操作周期短的缺點，開發(fā)了OCR工藝，即將脫金屬反應器采用上流式反應器，催化劑由頂部加入，反應物料下進上出，與催化劑呈逆流移動，催化劑可連續(xù)或間斷加入和排出。這種工藝投資很大，我國目前只引進了上流式反應器，還沒有引進催化劑卸出設施。根據(jù)我國實際運轉(zhuǎn)經(jīng)驗，固定床渣油加氫工藝的脫硫率＞85％，脫氮率＞55％，脫金屬（Ni+V）率＞75％，脫殘?zhí)柯剩?5％。30三、轉(zhuǎn)化工藝謝弗龍公司為了改進脫金屬催化劑壽命短，影響整個操三、轉(zhuǎn)化工藝延遲焦化 焦化是以貧氫的渣油為原料，在高溫下進行深度熱裂化和縮合反應的熱轉(zhuǎn)化過程，其目的是為了提高輕質(zhì)油收率和生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)石油焦。 在煉油廠中采用的焦化工藝目前有延遲焦化，流化焦化和靈活焦化三種，但占主要地位的是延遲焦化，到2008年，我國煉廠只有延遲焦化工藝，其產(chǎn)能已達4800萬噸／年，最大的裝置規(guī)模已達420萬噸／年。延遲焦化操作的關鍵是要控制原料油在加熱爐管中基本上不發(fā)生結(jié)焦反應，而延緩至專設的焦炭塔中進行裂化、縮合反應。為了做到這一點，加熱爐的設計是關鍵，加熱爐的設計需要考慮：要使原料油快速升溫到500℃左右，必須提高爐管熱強度，一般采用雙面輻射爐。為了盡量縮短油料在爐管內(nèi)的停留時間，常采用較高的冷油流速（1.4~2.0m/s），并在適當位置向爐管內(nèi)注水蒸汽。加熱爐管的在線清焦措施31三、轉(zhuǎn)化工藝延遲焦化31常規(guī)延遲焦化流程示意圖32常規(guī)延遲焦化流程示意圖32三、轉(zhuǎn)化工藝延遲焦化的化學反應，主要在焦炭塔內(nèi)進行，隨著油料的不斷進入，塔內(nèi)焦層逐漸升高。為了防止泡沫層沖出焦炭塔頂引起塔頂油氣管線和分餾塔結(jié)焦，焦炭塔層上面應留有一定的空高，在有中子料位計監(jiān)測時，空高可留3m左右，無料位計時則需5～6米。為了降低泡沫層高度，也可采取焦炭塔頂注入消泡劑的方法，但消泡劑大多為含硅化合物。硅對焦化餾出油后續(xù)加工裝置的催化劑有不良影響。焦炭塔為兩個塔輪換操作當一個塔在進行反應充焦時，另一個塔在進行冷焦、除焦、預熱等操作。切換周期，已從過去的24小時，縮短至16～18小時。焦炭塔的除焦，采用10～12MPa的高壓水切割。冷焦水、除焦水現(xiàn)在可做到全部回用。焦化輕質(zhì)產(chǎn)品的質(zhì)量比較差。焦化石腦油的辛烷值低，僅60左右，溴值高，安定性差；焦化柴油十六烷值較高，在50～60之間，氮含量高，因此都必須經(jīng)過加氫精制。焦化氣體中，烯烴含量較少，經(jīng)脫硫后可作制氫原料。33三、轉(zhuǎn)化工藝延遲焦化的化學反應，主要在焦炭塔內(nèi)進行，隨著油料三、轉(zhuǎn)化工藝影響延遲焦化操作的主要工藝參數(shù)有：反應溫度——一般是指加熱爐出口溫度，反應溫度太低，則焦化反應不足，易生成軟焦、焦炭揮發(fā)分高，除焦困難。反應溫度過高，焦化反應過深，會使汽柴油收率下降，焦炭變硬也會造成除焦困難，而且還使加熱爐管易于結(jié)焦。因此反應溫度常限制在495～505℃，在生產(chǎn)針狀焦時，要采用變溫操作，變化范圍為460～510℃。反應壓力——一般指焦炭塔頂壓力，反應壓力對焦化的產(chǎn)品分布有一定影響，壓力高，氣體和焦炭產(chǎn)率增加，液收下降,焦炭的揮發(fā)分也會增加，因此在壓力足以克服后部系統(tǒng)壓力的前提下，盡量采用低的壓力，通常為0.16～0.17MPa（表），但在生產(chǎn)針狀焦時，反應壓力要適當提高一些。循環(huán)比——循環(huán)比對焦化產(chǎn)品的分布和裝置處理量有影響，循環(huán)比大，焦化汽、柴油的收率增加，焦化餾出油收率減少。氣體、焦炭產(chǎn)率上升，裝置處理量減少，對一般焦化原料，循環(huán)比通常為0.05～0.5，為了提高焦化餾出油的產(chǎn)量以增加催化裂化或加氫裂化的原料，有采用小循環(huán)比的趨向。34三、轉(zhuǎn)化工藝影響延遲焦化操作的主要工藝參數(shù)有：34三、轉(zhuǎn)化工藝減粘裂化減粘裂化的目的是最大限度地降低渣油粘度，以節(jié)省燃料油調(diào)合時所需摻入的輕質(zhì)油品，從而增加煉廠的輕質(zhì)油收率。減粘裂化是一種輕度熱裂化的熱轉(zhuǎn)化工藝，早期的減粘裂化工藝流程與熱裂化相似，反應物料在反應器內(nèi)由上向下流動，反應溫度高，停留時間長，開工周期短。上世紀70年代，開發(fā)成功上流式反應器，反應物料在反應器內(nèi)由下向上移動，是一種低溫（420～450℃），長停留時間的液相反應，反應器內(nèi)設有篩板以減少返混。減粘裂化汽、柴油的產(chǎn)率很低，而且質(zhì)量較差，都必需經(jīng)過加氫精制。由于燃料油的需求減少，新建的減粘裂化裝置很少，只有歐洲的煉廠，減粘裂化裝置的加工量較大。35三、轉(zhuǎn)化工藝減粘裂化35減粘裂化工藝流程示意圖36減粘裂化工藝流程示意圖36加氫精制（加氫處理）加氫精制能有效地使原料中的硫、氮、氧等非烴化合物氫解，使烯烴、芳烴選擇性加氫飽和，并能脫除金屬和瀝青等雜質(zhì)，具有處理原料范圍廣、液體收率高、產(chǎn)品質(zhì)量好等優(yōu)點，是煉廠中最普遍使用的精制工藝。由于含硫原油加工量愈來愈大，環(huán)境保護法規(guī)對油品質(zhì)量要求和環(huán)境污染控制越來越嚴，加氫精制過程得到飛速發(fā)展，不僅汽、煤、柴等輕質(zhì)油品需要進行加氫精制，對從含硫原油得到的催化裂化原料，也要經(jīng)過加氫處理，以改善裂化產(chǎn)品的分布和減少SO2向大氣排放。四、精制和改質(zhì)工藝37加氫精制（加氫處理）四、精制和改質(zhì)工藝37加氫精制的主要反應如下：加氫脫硫 如RSH＋H2→RH＋H2S加氫脫氮 如R－CH2－NH2＋H2→R－CH3＋NH3加氫脫氧 如－OH→＋H2O烯烴加氫飽和 如R―CH＝CH2＋H2→R－CH2－CH3芳烴加氫飽和 如＋4H2→

在上述反應中，脫硫反應比脫氮、脫氧反應比較容易進行，烯烴飽和容易進行，而芳烴飽和相對較難。由于原料來源不同，雜質(zhì)含量有很大判別，要達到相同精制深度，在操作條件和催化劑的選擇上，會有顯著不同。四、精制和改質(zhì)工藝38加氫精制的主要反應如下：四、精制和改質(zhì)工藝38四、精制和改質(zhì)工藝加氫精制的操作參數(shù)主要有：反應壓力——提高反應壓力，對輕質(zhì)油加氫精制來說，有利于提高反應速度，但對重質(zhì)油加氫精制來說，一方面有利于提高反應速度，另一方面又增加了混合組分中的液相比例，相應增加催化劑表面液膜對反應物的擴散阻力，從而降低了反應速度，因此最終影響須根據(jù)表面反應與擴散的相對速度而定。 提高反應壓力，能有效地抑止催化劑表面積炭，有利于延長催化劑壽命，所以對壓力的選擇，既要考慮反應速度的需要，更要考慮催化劑的使用壽命。 對目前常用的Ni－W，Mo－Ni系催化劑，就脫硫而言，加氫精制壓力（氫分壓）一般為：直餾石腦油 1.5～2.5MPa直餾柴油 2.5～3.5MPa二次加工汽油 2.5～3.5MPa二次加工柴油 3.5～6.5MPa減壓餾分油 6.5～8.0MPa39四、精制和改質(zhì)工藝加氫精制的操作參數(shù)主要有：39四、精制和改質(zhì)工藝反應溫度——硫、氮化合物的氫解反應，反應速度隨溫度增加而增加，不受熱力學平衡控制。而對硫、氮的雜環(huán)化合物以及芳烴的加氫飽和，為可逆反應，反應受平衡控制，因此有一極限溫度，常用的加氫精制溫度范圍為250～420℃。空速——空速低，精制深度增加，但反應器容量和催化劑用量增加。在一定精制深度下，提高空速，必須相應提高反應溫度，這會影響催化劑的使用壽命。合理空速的選擇必須根據(jù)原料性質(zhì)，精制深度要求，全面衡量。 對輕質(zhì)油品的加氫脫硫、脫氮、烯烴飽和可用較高空速，石腦油可達2－8h-1，柴油可用1－3h-1，而對重質(zhì)高含氮餾分油，即使提高壓力、空速也只能在1.0h-1左右。氫油比——提高氫油比可以增加氫分壓提高反應速度，但超過一定值后，反應時間減少，反而會適得其反。提高氫油比有利于減緩催化劑結(jié)炭，延長催化劑壽命。但增加氫油比使能耗、氫耗增加，因此需要綜合分析，才能選擇合適氫油比，加氫精制一般采用的氫油體積比范圍為：石腦油 60～250柴油餾分 150～500減壓餾分油 200～80040四、精制和改質(zhì)工藝反應溫度——硫、氮化合物的氫解反應，反應速加氫精制工藝流程示意圖41加氫精制工藝流程示意圖41四、精制和改質(zhì)工藝各種餾分的加氫精制流程大同小異，需要注意的有：對反應熱不大的加氫精制，循環(huán)氫就可帶走反應熱，但對芳烴、烯烴含量較高的原料而又需要深度精制，循環(huán)氫不足以帶走反應熱時，需要在催化劑床層間注入冷氫。對硫氮含量較低的原料，一般在高分前注水即可將循環(huán)氫中的硫化氫和氨除去。但在處理高含硫原料，循環(huán)氫中硫化氫含量＞1％時，應設置循環(huán)氫脫硫設施，一般都用MDEA溶劑脫硫。反應器前的原料油與氫氣混合有爐前混氫與爐后混氫兩種流程，各有優(yōu)缺點，都有采用。汽油柴油可以一起加氫，也可以分開單獨加氫。42四、精制和改質(zhì)工藝各種餾分的加氫精制流程大同小異，需要注意的四、精制和改質(zhì)工藝加氫精制反應主要是C-S、C-N、C-O鍵的斷裂，基本不起C-C鍵斷裂的裂化作用。因此加氫精制催化劑主要起加氫作用，載體的酸性極弱。加氫精制常用的金屬組分有Co-Mo，Ni-Co-Mo和Ni-W等，常用的載體是γ-活性氧化鋁，它具有高的表面積和理想的孔結(jié)構(gòu)（孔體和孔徑分布），可以提高金屬組分的分散度。在γ－氧化鋁載體中，還經(jīng)常加入少量（約5％）SiO2，以提高其熱穩(wěn)定性。加氫催化劑的金屬組分，在使用前都是以氧化態(tài)分散在載體表面，因此開工時首先要進行預硫化使其轉(zhuǎn)化為硫化態(tài)，才能具有活性。失活加氫精制催化劑的再生，現(xiàn)在大多采用器外再生。43四、精制和改質(zhì)工藝加氫精制反應主要是C-S、C-N、C-O鍵四、精制和改質(zhì)工藝催化重整催化重整是以C6~C11石腦油餾分為原料，在一定操作條件和催化劑的作用下，使烴分子發(fā)生重新排列，使環(huán)烷和烷烴轉(zhuǎn)化成芳烴和異構(gòu)烷烴并副產(chǎn)氫氣的工藝過程，也可以說是一個石腦油改質(zhì)的過程。催化重整是煉油廠生產(chǎn)高辛烷值汽油，芳烴和氫氣的主要工藝過程，在煉廠中占有十分重要的地位，對清潔汽油的生產(chǎn)，具有無法替代的作用。進入重整反應器的原料，必須有合適的餾分并去除對催化劑有害的雜質(zhì)。因此石腦油餾分必須進行預處理。44四、精制和改質(zhì)工藝催化重整44四、精制和改質(zhì)工藝預處理一般包括預分餾和預加氫兩部分，對含砷高的原料油，還包括預脫砷。在預分餾部分，要切去原料中的輕、重組分，使進入重整反應器的原料按目的產(chǎn)品的不同符合下列餾程：生產(chǎn)芳烴 65℃～160℃（170℃）生產(chǎn)高辛值汽油 80℃～180℃預加氫的作用是除去原料中的硫、氮、氧等雜質(zhì)，經(jīng)過預加氫后，進入重整反應器原料的雜質(zhì)含量應小于下列指標：氮 0.5ppm硫 0.5ppm砷 1ppb鉛、銅 20ppb水 5ppm氯 1ppm45四、精制和改質(zhì)工藝預處理一般包括預分餾和預加氫兩部分，對含砷四、精制和改質(zhì)工藝催化重整的基本反應有：六員環(huán)烷烴脫氫 +3H2

異構(gòu)化反應 五員環(huán)烷烴的異構(gòu)化直鏈烷烴異構(gòu)化

R－C－C－C－CR－C－C－C烷烴的脫氫環(huán)化 R－C－C－C－C＋H2加氫裂化反應 R－C－C－C＋H2RH＋C－C－C脫甲基反應 ＋H2＋CH4芳烴脫烷基反應 ＋H2+R″H積炭反應46四、精制和改質(zhì)工藝催化重整的基本反應有：46四、精制和改質(zhì)工藝這些反應的反應速度不一，最容易進行的是環(huán)烷脫氫和烷烴異構(gòu)，烷烴脫氫環(huán)化的反應速率則較慢，一般在后面的反應器中進行。催化重整催化劑也是雙功能催化劑，其金屬組元最早使用鉑，隨著重整反應苛刻度不斷提高，單鉑催化劑已不能滿足要求，又陸續(xù)開發(fā)了鉑錸、鉑銥、鉑錫等雙金屬和多金屬催化劑。鉑錸催化劑用于固定床催化重整鉑錫催化劑則用于連續(xù)重整裝置初期重整催化劑采用η-Al2O3作載體，后來使用熱穩(wěn)定性最好的γ-Al2O3作載體。催化劑的酸性功能由含鹵素（一般為Cl）的γ-Al2O3提供。47四、精制和改質(zhì)工藝這些反應的反應速度不一，最容易進行的是環(huán)烷四、精制和改質(zhì)工藝催化重整的工藝方法很多，按催化劑再生方法的不同，大致可分為三類：半再生式重整——工藝流程如下圖。反應器為固定床，一般設置3～4個反應器，每個反應器前有加熱爐以保證反應溫度，催化劑失活后，必須停工再生。 多年來半再生式重整已有了很多改進，如采用雙金屬催化劑，徑向反應器，大型板式換熱器，采用分段混氫技術等。 屬于此種類型的有UOP的鉑重整、謝弗龍的鉑錸重整、恩格哈德的麥格納重整、IFP的重整等。48四、精制和改質(zhì)工藝催化重整的工藝方法很多，按催化劑再生方法的半再生式催化重整典型工藝流程示意圖49半再生式催化重整典型工藝流程示意圖49四、精制和改質(zhì)工藝循環(huán)再生式重整——這類重整的特點是較一般半再生重整多設一臺反應器和必要的再生系統(tǒng)，可將催化劑已失活的反應器與反應系統(tǒng)用閥門隔絕后進行再生。再生完后再切入反應系統(tǒng)，其優(yōu)點是可提高反應苛刻度，缺點是設備多，操作復雜。 ?？松镜膹娀卣?，印地安那美孚公司的超重整均屬于此種類型。連續(xù)再生式重整——此類重整可在不停工情況下對催化劑進行連續(xù)再生。因此使催化劑經(jīng)常保持高的活性，使重整操作達到最佳操作狀況。 UOP公司與IFP均發(fā)展了此種工藝。除反應器的布置前者為重疊式，后者為并列式外，其它均相類似，二者均已發(fā)展到第三代技術，主要的改進在降低操作壓力，改進再生工藝和催化劑輸送系統(tǒng)。50四、精制和改質(zhì)工藝循環(huán)再生式重整——這類重整的特點是較一般半UOP連續(xù)重整催化劑再生流程示意圖51UOP連續(xù)重整催化劑再生流程示意圖51四、精制和改質(zhì)工藝催化重整的主要操作參數(shù)有：反應壓力——反應壓力低，液收，芳烴和氫產(chǎn)率都增加。自出現(xiàn)連續(xù)重整后，操作壓力已降至3.5kg/cm2，但壓力降低，會使催化劑失活加快。因此，半再生式重整的操作壓力不能過低。反應溫度——重整反應總的熱效應是吸熱反應，因此高溫有利于提高反應速率，但高溫也會使催化劑積炭速率加快，因此對反應溫度的選擇要全面衡量，一般反應溫度控制在480～520℃?？账佟账俚恼{(diào)節(jié)與催化劑性能和重整反應的動力特性有關，為了區(qū)別對待不同類型反應的特點，各個重整反應器的催化劑裝入量不同，一般從一反到四反采用遞增式裝填。52四、精制和改質(zhì)工藝催化重整的主要操作參數(shù)有：52四、精制和改質(zhì)工藝氫油比——氫油比大有利于降低催化劑失活速率，降低氫油比有利于環(huán)烷脫氫和烷烴脫氫環(huán)化反應的進行，并使能耗降低，因此一般是在可接受的催化劑失活速率下，將氫油比控制在較低范圍內(nèi)，常用的氫油比為5－8（摩爾比）水氯平衡——氯可提供酸性功能，并有助于金屬粒子的分散，如催化劑在操作過程中氯損失過多，會使活性下降，因此調(diào)整好水氯平衡，控制催化劑氯含量，十分重要。對產(chǎn)芳烴的催化重整裝置，應配有芳烴抽提和芳烴分餾設施。芳烴抽提過去多用甘醇類溶劑，新建設的則多用環(huán)丁砜作溶劑，因為環(huán)丁砜具有比重大，溶解性好，蒸發(fā)潛熱小等優(yōu)點，從而可降低能耗。53四、精制和改質(zhì)工藝氫油比——氫油比大有利于降低催化劑失活速四、精制和改質(zhì)工藝中壓加氫改質(zhì)（MHUG）工藝 催化裂化柴油中硫、氮、芳烴的含量高，十六烷值低，安定性差。特別是摻渣油的催化裂化，這些缺點更為突出，為此我國開發(fā)了以催化裂化柴油及其與直餾重柴油混合油為原料的中壓加氫改質(zhì)工藝。這種工藝使用加氫精制與加氫裂化組合催化劑，反應壓力為6.5～10.0MPa。工藝流程與單段一次通過加氫裂化工藝基本一樣。主要的產(chǎn)品有高十六烷值、低硫、低芳柴油，可作重整原料的重石腦油，可作乙烯裂解原料的加氫尾油，總的柴油產(chǎn)率可達55％，十六烷值＞50。54四、精制和改質(zhì)工藝中壓加氫改質(zhì)（MHUG）工藝54四、精制和改質(zhì)工藝吸附脫硫（S～Zorb）工藝S－Zorb是美國康菲公司開發(fā)，主要用于催化汽油脫硫的工藝，該工藝采用吸附反應原理，可在辛烷值損失較小的情況下使催化汽油的含硫量降到小于10ppm。燕山石化公司引進了我國第一套S－Zorb裝置。已于2007年6月開工，規(guī)模為120萬噸／年，處理硫含量為～300ppm的催化汽油，產(chǎn)品硫含量降至5～10ppm。2007年中國石化公司整體收購這一工藝技術，對其專利有完全擁有權(quán)，可向全球進行技術轉(zhuǎn)讓。55四、精制和改質(zhì)工藝吸附脫硫（S～Zorb）工藝55四、精制和改質(zhì)工藝S－Zorb工藝的脫硫反應機理如下：硫的吸附和脫硫反應：吸附劑上有Ni及ZnO兩種成分，硫吸附后發(fā)生如下反應： RS＋Ni+H2→R－2H＋NiS+H2O NiS+ZnO+H2→Ni+ZnS+H2O 該反應需在臨氫條件下進行烯烴加氫反應 C－C－C－C＝C＋H2→C－C－C－C－C 烯烴加氫會降低汽油辛烷值，是不希望發(fā)生的反應烯烴加氫異構(gòu)反應 C＝C－C－C－C－C＋H2→C－C＝C－C－C－C C＝C－C－C－C－C＋H2→C－C－C＝C－C－C 雙鍵在內(nèi)部烯烴的辛烷值高于雙鍵在端部的烯烴（例如1－已烯RoN為76.4，2－已烯為92.7，3－已烯為94.0），因此這類反應可彌補烯烴加氫造成的辛烷值損失。56四、精制和改質(zhì)工藝S－Zorb工藝的脫硫反應機理如下：56吸附劑的氧化反應（燃燒），氧化反應可以脫去吸附劑上的硫和炭 ZnS+O2→ZnO+SO2 C+O2→CO2 C+1/2O2→CO吸附劑的還原反應 NiO+H2→Ni+H2O Zn3O(SO4)2+8H2→2Zns+ZnO+8H2O S-Zorb的吸附劑，載體為氧化鋅，硅石和氧化鋁混合物，金屬組分為Co，Ni/Ni,Cu四、精制和改質(zhì)工藝57吸附劑的氧化反應（燃燒），氧化反應可以脫去吸附劑上的硫和炭四S－Zorb的工藝流程如圖所示，反應－再生部分用流化床，類似催化裂化，催化劑的循環(huán)輸送用閉鎖料斗批量輸送，類似連續(xù)重整。再生煙氣中含有SO2，可自設堿洗塔中和，也可送強制硫裝置。反應器再生器吸附劑接收器閉鎖料斗再生器接收器吸附劑儲罐吸附劑還原器第一代閉鎖料斗工藝流程示意圖58S－Zorb的工藝流程如圖所示，反應－再生部分用流化床，類似四、精制和改質(zhì)工藝S－Zorb工藝的操作條件約為：反應溫度 400～430℃反應器總溫升 20～35℃反應壓力 ～30MPa反應空速Whsvh-1 3-5氫油比（mol比） ～0.3再生溫度 500～510℃再生壓力 0.1～0.15MPa59四、精制和改質(zhì)工藝S－Zorb工藝的操作條件約為：59五、煉廠氣體加工工藝 在原油煉制過程中副產(chǎn)大量氣體，這些氣體中含有不少低炭烯烴，可用以生產(chǎn)種類繁多，用途廣泛的各種石油化工產(chǎn)品，既可提高煉廠經(jīng)濟效益，又為提高資源利用率起到重要作用。 氣體加工的工藝非常多，以下選擇幾個主要的工藝進行介紹。60五、煉廠氣體加工工藝60五、煉廠氣體加工工藝烷基化工藝異丁烷和烯烴（C3=、C4=、C5=）在酸催化劑作用下生成的烷基化油。辛烷值高（RON93－95，MON92－93）辛烷值的敏感性小，具有理想的揮發(fā)性和清潔的燃燒性，是汽油的理想調(diào)合組分。在國外煉油廠中烷基化是應用最廣、最受重視的氣體加工工藝。幾乎所有國外大型煉廠中都有烷基化裝置。烷基化工藝采用酸強度高，酸中心多的硫酸或氫氟酸作催化劑。硫酸法烷基化與氫氟酸法烷基化在裝置投資，操作費用，產(chǎn)品質(zhì)量和產(chǎn)品收率等方面都十分接近，因此兩種方法能長期共存，都被廣泛采用。但這兩種方法都有其獨特的缺點，硫酸法烷基化存在稀硫酸難以處理，而氫氟酸則有劇毒的危險。酸耗在烷基化的操作成本中占的很大比重。原料中的水和二烯烴都會使酸耗增加。因此原須經(jīng)過脫水和選擇加氫性。61五、煉廠氣體加工工藝烷基化工藝61飛利浦斯氫氟酸烷基化工藝流程示意圖62飛利浦斯氫氟酸烷基化工藝流程示意圖62斯特拉科式硫酸烷基化工藝流程示意圖63斯特拉科式硫酸烷基化工藝流程示意圖63五、煉廠氣體加工工藝烷基化的主要工藝參數(shù)有：反應溫度——烷其化反應是放熱反應低溫有利于反應的進行，但溫度過低則會使異丁烷在酸中的溶解度降低，酸的粘度上升，從而影響烷基化油質(zhì)量。 反應溫度對硫酸法的影響比對氫氟酸法更大，通常硫酸法烷基化的反應溫度為4～10℃，氫氟酸法為21～40℃，因此硫酸法烷基化需要致冷措施，現(xiàn)在采用的致冷有兩種方式即氨閉路循環(huán)致冷和反應流出物自蒸發(fā)致冷。反應壓力——壓力在烷基化反應過程中的唯一作用就是保證反應物料處于液相，一般為0.3～0.8MPa。酸濃度——在反應過程中，酸會被反應過程中生成的水稀釋和被烴類副產(chǎn)物污染使酸的活性下降。硫酸法烷基化所用的新酸濃度一般為98％，排出廢酸的濃度為88～90％。當酸濃度為95～96％時，烷基化油的辛烷最高。氫氟酸烷基化酸濃度一般控制在85～90％；濃度過高，對反應反而不利。64五、煉廠氣體加工工藝烷基化的主要工藝參數(shù)有：64五、煉廠氣體加工工藝異丁烷與烯烴比——在烷基化反應中，異丁烷與烯烴是等分子反應。只是由于異丁烷不可避免的會被正丁烷或烷基化油帶出，因此要求進裝置原料中異丁烷分子略多于烯烴分子。一般要求原料中烷烯比不小于1.05（體積比）。 烷烯比高有利于生成理想的C8烷基化油，反應器進料中的烷烯比，硫酸法為7～9；氫氟酸法一般為12～16。反應時間——氫氟酸烷基化相間傳質(zhì)速度快，反應時間只需幾十秒，工業(yè)裝置反應物料在反應管內(nèi)停留時間按20秒考慮。而硫酸法則一般為20～30分鐘。酸烴比——為維持酸為連續(xù)相，硫酸法烷基化的酸烴比為1.0～1.5，氫氟酸法則為4～5（體積比）。 由于氫氟酸有劇毒，而且泄漏后擴散速度很快，所以對氫氟酸烷基化的安全和環(huán)保要特別重視。65五、煉廠氣體加工工藝異丁烷與烯烴比——在烷基化反應中，異丁烷五、煉廠氣體加工工藝MTBE（甲基叔丁基醚）生產(chǎn)工藝異丁烯和甲醇在強酸性陽離子交換樹脂作用下生成的MTBE，是良好的高辛烷汽油調(diào)合組分，其MON為101，RON為117，而且有良好的調(diào)合效應，其調(diào)合辛烷值均高于其凈辛烷值。MTBE還可提高汽油的安定性及減少汽車尾氣排放污染物。盡管美國由于發(fā)現(xiàn)MTBE污染了地下水而禁止在汽油中添加，世界上其它國家都沒有禁止。66五、煉廠氣體加工工藝MTBE（甲基叔丁基醚）生產(chǎn)工藝66常規(guī)法合成MTBE流程示意圖 MTBE的生產(chǎn)流程比較簡單，NTBE工藝所用的反應器，曾有列管式、筒式、膨脹床室、混相床式等多種，新建設的裝置則多采用催化蒸餾新技術67常規(guī)法合成MTBE流程示意圖 MTBE的生產(chǎn)流程比較簡單，N五、煉廠氣體加工工藝催化蒸餾新技術具有以下特點：催化劑裝在分餾塔內(nèi)，催化反應與蒸餾同時進行，使反應物中的MTBE濃度自下而上逐漸降低，有利于異丁烯轉(zhuǎn)化率的提高。反應熱在蒸餾中得到利用，節(jié)約了能量。節(jié)省投資。68五、煉廠氣體加工工藝催化蒸餾新技術具有以下特點：68五、煉廠氣體加工工藝MTBE工藝的反應操作條件如下：醚化反應器入口溫度 40℃醚化反應器出口溫度 58～60℃反應器壓力一般為1～1.5MPa混相床為0.7MPa醇烯比（mol比） 1～1.2空速 1～2h-169五、煉廠氣體加工工藝MTBE工藝的反應操作條件如下：69五、煉廠氣體加工工藝催化裂化干氣中乙烯與苯烴化制乙苯工藝 催化裂化干氣中含有一定量的乙烯，其利用有二種途徑：一是用變壓吸附法將乙烯提濃后送到乙烯裂解的分離部分，變成聚合級乙烯再加以利用；另一是將干氣中的稀乙烯直接與苯烴化生產(chǎn)乙苯。我國利用自行開發(fā)的技術，已建成了多套工藝裝置。70五、煉廠氣體加工工藝催化裂化干氣中乙烯與苯烴化制乙苯工藝70五、煉廠氣體加工工藝這一工藝過程的化學反應主要有二種：烴化反應乙烯與苯反應生成乙苯和二乙苯

CH2＝CH2＋ 2CH2＝CH2＋ 烷基轉(zhuǎn)移反應+271五、煉廠氣體加工工藝這一工藝過程的化學反應主要有二種：71五、煉廠氣體加工工藝工業(yè)應用的催化劑以含稀土元素的Zsm-5/Zsm-11共結(jié)晶型高硅沸石為活性組分，具有酸性強、水熱穩(wěn)定性好和有較高的抗有害雜質(zhì)能力的特點。催化劑在運轉(zhuǎn)過程中會因積炭失活，當積炭達15％左右時，就需要燒焦再生。最早的工藝流程是將氣相烴化與氣相烷基轉(zhuǎn)移組合在一個反應器內(nèi)進行，后來又開發(fā)成功將兩種反應分別在二個反應器中進行的流程，現(xiàn)在又改進為氣相烴化，液相烷基轉(zhuǎn)移的新流程。72五、煉廠氣體加工工藝工業(yè)應用的催化劑以含稀土元素的Zsm-5五、煉廠氣體加工工藝反應部分的典型操作條件如下：主要產(chǎn)品乙苯的純度＞99.6％。73五、煉廠氣體加工工藝反應部分的典型操作條件如下：73六、潤滑油生產(chǎn)工藝潤滑油是重要的石油產(chǎn)品，其用量遠較運輸燃料為少，而且制造工藝比較復雜，因此在國內(nèi)外潤滑油集中在少數(shù)煉廠生產(chǎn)。不是所有原油都可以生產(chǎn)好潤滑油的，長期以來，人們都把石蠟基原油作為生產(chǎn)潤滑油的首選原油，因為石蠟基原油中烷烴和長側(cè)鏈環(huán)烷烴含量較多，芳烴和非烴類（雜原子有機化合物，膠質(zhì)、瀝青質(zhì)）物質(zhì)含量較少，可制得粘－溫性能較好的潤滑油基礎油，其次是環(huán)烷基原油，可利用其凝固點低的特點，制取某些要求傾點很低而不要求粘溫性能的專用潤滑油如寒區(qū)變壓器油，冷凍機油，金屬加工用油等。潤滑油生產(chǎn)的工藝結(jié)構(gòu)基本可分為三類74六、潤滑油生產(chǎn)工藝潤滑油是重要的石油產(chǎn)品，其用量遠較運輸燃料六、潤滑油生產(chǎn)工藝物理加工工藝減壓餾分油減壓渣油溶劑精制溶劑脫蠟補充精制調(diào)合含蠟油添加劑瀝青溶劑脫瀝青各類潤滑油75六、潤滑油生產(chǎn)工藝物理加工工藝減壓餾分油減壓渣油溶劑精制溶劑六、潤滑油生產(chǎn)工藝全氫法生產(chǎn)工藝減壓餾分油減壓渣油加氫處理蒸餾加氫脫蠟調(diào)合輕質(zhì)餾分添加劑瀝青溶劑脫瀝青各類潤滑油加氫精制重質(zhì)蠟油用全氫法生產(chǎn)的潤滑油質(zhì)量最好，但投資和操作費用較高。76六、潤滑油生產(chǎn)工藝全氫法生產(chǎn)工藝減壓餾分油減壓渣油加氫處理蒸六、潤滑油生產(chǎn)工藝混合加工工藝減壓餾分油減壓渣油加氫處理蒸餾溶劑脫蠟調(diào)合輕質(zhì)餾分添加劑瀝青溶劑脫瀝青各類潤滑油加氫精制加氫蠟油溶劑預精制含蠟油77六、潤滑油生產(chǎn)工藝混合加工工藝減壓餾分油減壓渣油加氫處理蒸餾六、潤滑油生產(chǎn)工藝溶劑精制工藝 溶劑精制是一個物理萃取分離過程。利用溶劑的溶解性和選擇性，將油料中的非理想組分溶于大量溶劑中，然后與理想組分和少量溶劑進行二相分離，再分別進行溶劑回收后得精制油和抽出油。對溶劑精制溶劑的要求是：溶解性和選擇性好；不與油料發(fā)生化學作用；粘度小，與油料的密度差大；熱穩(wěn)定性好；無毒和不腐蝕設備；價廉易得。78六、潤滑油生產(chǎn)工藝溶劑精制工藝78六、潤滑油生產(chǎn)工藝常用的溶劑有糠醛、酚和甲基吡咯烷酮，糠醛與酚相比，糠醛的選擇性高，溶解性差，毒性較小，因此在我國雖然兩者均有使用，但用糠醛的裝置居多。甲基吡咯烷酮的性能雖然很好，但價高、量少。因此在我國使用的不多。無論采用何種溶劑，其流程基本相同，均包括萃取和溶劑回收兩個系統(tǒng)，萃取設備一般用填料塔或轉(zhuǎn)盤塔，溶劑回收系統(tǒng)一般采用多級蒸發(fā)。萃取溫度、萃取塔溫度梯度，溶劑比等都是重要操作系數(shù)，但因溶劑和原料性質(zhì)不同，差別很大，應通過實驗確定。79六、潤滑油生產(chǎn)工藝常用的溶劑有糠醛、酚和甲基吡咯烷酮，糠醛與六、潤滑油生產(chǎn)工藝溶劑脫蠟工藝 油料中的蠟在低溫時會從油中結(jié)晶析出，因而可用過濾方法將其分離。但低溫下油的粘度增加，也不利于蠟晶粒的長大，使蠟與油的分離困難，因此加入溶劑加以稀釋，所以稱為溶劑脫蠟。脫蠟溶劑一般用極性溶劑和非極性溶劑的混合溶劑，極性溶劑（如各種酮類）有較好的選擇性，但溶解能力差；非極性溶劑（如苯、甲苯），則有較好的溶解能力。我國煉廠中過去用丙酮－苯－甲苯三元溶劑，現(xiàn)在則多使用甲乙基酮－甲苯二元溶劑，酮與甲苯的比例，則因原料而異，一般處理輕質(zhì)油料時甲乙酮比例較大。80六、潤滑油生產(chǎn)工藝溶劑脫蠟工藝8