第一部分 工藝設計手冊第一章、延遲焦化裝置簡介（一）裝置概況延遲焦化技術是渣油熱破壞加工常用的手段，其目的是從重質渣油中獲得較多的輕質油品和石油焦。延遲焦化工藝是當今世界最常見的渣油加工技術之一，與其它渣油加工工藝相比，延遲焦化工藝不僅技術簡單、操作方便、靈活性大、開工率高、運行周期長，而且投資較低、回報較高，是目前煉油行業紛紛采用的渣油加工技術。勝利煉油廠第三延遲焦化裝置于2007年3月開始打樁，2007年12月建成投產。本裝置總體設計由北京設計院承擔，裝置處理量為140萬噸/年，系統配套及配管(一爐兩塔除外)由三維公司設計，由齊魯石化公司建設公司承擔施工任務。北面為北變電站，南面為原油罐區，西側為鐵路編組站，東側為第二常減壓和低壓鍋爐房。裝置南北長240米，東西最寬112米，東西最窄100米，占地面積為2.5692萬平方米。裝置布置分成三個區域，分別用檢修馬路隔開。裝置的儲焦池布置在裝置的西側，南北向布置，沉淀池在南端，焦炭采用管帶運輸，同時考慮了汽車運輸的位置。焦池西側的中間位置依次為焦炭塔構架，焦化加熱爐。焦炭塔構架，焦化加熱爐南側布置了水處理部分及高壓水泵房。焦炭塔、焦化加熱爐構架北側依次布置了放空部分、分餾部分、壓縮機廠房、吸收穩定部分、液化氣脫硫脫硫醇部分。平面中各設備區按條形布置，每個設備區的設備主要按流程順序布置。裝置的管廊為“T”型布置，主管廊南北向布置。管廊下布置機泵，操作溫度高于或等于介質自燃點及操作溫度高于或等于250的可燃介質泵、液態烴泵布置在管廊外。在裝置東側設有兩處管廊與系統管廊相接，原料、產品及公用管道均從此處進出裝置。壓縮機采用背壓式，布置在半敞開的廠房內，廠房內設吊車進行檢修。高壓水泵布置在廠房內，廠房內設手動單梁吊車進行檢修。其它機泵均采用露天布置。換熱器、回流罐等設備布置在地面及框架二、三層，空冷器布置在框架頂層及主管廊頂部。為便于設備的檢修和消防，裝置外設有環形馬路，裝置內設有東西方向兩條檢修和消防通道與裝置外道路相連。為便于吊裝空冷器等設備，在焦池的北側設置了檢修回車場地。裝置的高低壓配電間、控制室及辦公樓布置在裝置外南側。儀表、電工槽架自焦池的南側管架進入裝置內。該裝置采用一臺加熱爐、兩臺焦炭塔的工藝路線，裝置設計循環比為0.25。設計年開工時間為8400小時（連續運轉）。以孤島高硫高酸混合原油的減壓渣油為原料。主要產品有：凈化干氣、凈化液化氣、穩定汽油、柴油、蠟油、焦炭。其中，焦化干氣脫硫后為凈化干氣去瓦斯管網；焦化穩定汽油至石腦油加氫裝置；焦化柴油去新建260 萬噸/年柴油加氫裝置；焦化蠟油作為VRDS 裝置原料；液化氣脫硫脫硫醇后為凈化液化氣去儲罐；焦炭外運至二化CFB爐作燃料或汽運外銷。裝置主要由焦化、穩脫兩部分組成，焦化部分主要包括：原料預熱部分、加熱爐部分、焦碳塔部分、分餾部分、吹汽放空部分、冷切焦水處理部分、水力除焦部分。穩脫部分主要包括：富氣的壓縮和吸收穩定部分、焦化干氣和液化氣脫硫部分、液化氣脫硫醇部分。本裝置共有268臺（座）設備。表1-1 主要設備情況序號內容單位焦化部分穩脫部分1塔類臺472容器臺31253冷換設備臺48264空冷器臺3045機泵臺57306壓縮機套/17電梯臺1/8加熱爐臺1/9蒸汽發生器臺1010有井架水力除焦設備套2/小計17593表1-2 本裝置能耗情況序號名 稱小時消耗量能耗指標能耗104KJ/h單位數量單位數量焦化部分新鮮水t/h2.5KJ/t71201.78循環水t/h203.2KJ/t419085.14除鹽水t/h5.82KJ/t9630056.05污水t/h12.0KJ/t3349040.19電kW2430.5KJ/kW.h118402877.71蒸汽3.5MPa(g)t/h2.4KJ/t3684000884.16蒸汽1.0MPa(g)t/h-1.19KJ/t3182000-378.66蒸汽凝結水t/h-1.0KJ/t320300-32.03燃料氣kg/h3315KJ/kg4186813879.24熱輸出104Kcal/h-1003.2KJ/ Kcal4.1868-4200.2小計13213.38吸收穩定部分3.5MPa蒸汽t/h30KJ/t368400011053.20產生1.0MPa蒸汽t/h-29.4KJ/t3182000-9355.08循環水t/h760KJ/t4190318.44電kw406.2KJ/Kw.h11840480.94熱輸入104Kcal/h536.89KJ/Kcal4.18682247.85熱輸出104Kcal/h-83.55KJ/ Kcal4.1868-349.81小計4395.54脫硫、硫醇部分1.0MPa蒸汽t/h0.2KJ/t318200063.64蒸汽凝結水t/h-0.2KJ/t320300-6.41循環水t/h26KJ/t419010.89電kw163.2KJ/Kw.h11840193.23小計261.36共計小時能耗:17870.28單位能耗:25.26(104Kcal/t原料)（二）工藝技術特點加熱爐加熱爐采用雙面輻射、多點注汽、在線清焦、高流速等新技術，以延長加熱爐開工周期；同時采用空氣預熱器預熱空氣，提高加熱爐的熱效率；設置加熱爐的余熱回收系統及加熱爐進料量和爐膛溫度檢測與燃料氣控制聯鎖控制，保證加熱爐系統的安全操作；火嘴采用偏平焰低NOx火嘴，以減少環境污染。焦炭塔采用“一爐兩塔”的工藝技術, 焦炭塔實現大型化，采用直徑8800mm，焦炭塔頂設計采用橢圓型封頭，在焦炭塔高度不變情況下，可增加塔的有效容積。焦炭塔錐體過渡段采用整體鍛件設計，可以有效降低該部位冷熱變換頻繁及應力集中造成的疲勞損傷，大大地延長焦炭塔使用壽命。焦炭塔采用SEI首先開發的上進下出工藝流程，縮短了焦炭塔油氣預熱時間，避免過去由于焦炭塔中部開口預熱的老方式所造成局部應力集中而造成的焦炭塔開裂。同時配設甩油罐，避免堵焦閥式預熱甩油拿不凈，切換四通閥而引起突沸的問題。焦炭塔頂至分餾塔油氣管線注急冷油，減緩管線結焦、延長開工周期。焦炭塔設注消泡劑設施，能夠從焦炭塔頂或塔底向焦炭塔內注入消泡劑，降低泡沫層高度減少焦粉夾帶，提高焦炭塔有效利用率。分餾塔分餾塔采用高效浮閥塔板，塔板操作彈性大，對液體流動具有導向作用，避免塔板死區，能夠減少霧沫夾帶，優化分餾塔操作工況。蠟油下回流洗滌并與焦炭塔頂油氣直接換熱，以減少焦粉夾帶和靈活調節循環比。分餾塔塔底采用特別設計以減少焦粉沉積。分餾塔底油部分熱循環，通過過濾器過濾除去焦粉，減緩管線結焦、延長開工周期。焦炭塔密閉放空技術采用SEI 開發的塔式油吸收密閉放空技術，減少焦炭塔吹汽對環境的污染，以利于油氣分離，污油回煉。冷焦水旋流分離技術。冷焦水處理采用罐式隔油分離，過濾和水力旋流分離，密閉冷卻工藝技術，減少占地和環境污染，冷焦后熱水采用空冷器冷卻。切焦水采用一級二級沉淀、水力旋流分離、罐式貯存等技術，減少占地和環境污染。全井架水力除焦技術（1） 焦炭塔采用雙塔單井架水力除焦技術，可節省約20%的鋼材。（2） 焦炭塔水力除焦系統采用先進的PLC安全自保系統。該技術可以保障水力除焦工作的順利進行和安全操作。焦化富氣壓縮吸收技術焦化富氣采用壓縮和雙塔吸收的工藝方案，為提高吸收效果，減少干氣中的C3以上的含量，汽油吸收塔設一個中段回流；富氣壓縮機采用背壓蒸汽透平驅動。采用先進的脫硫技術采用MDEA高效脫硫劑，脫除干氣及液化氣中的H2S。焦化液化氣采用技術先進的纖維膜脫硫醇技術。安全本裝置采用分散控制系統（簡稱DCS）和SIS緊急停車系統。焦炭塔設置放射性料位計，可準確測定塔內焦炭及泡沫層高度，水力除焦系統采用先進的PLC安全自保聯鎖控制系統，該技術可以有效地實現水力除焦工作順利進行和安全操作。（三）延遲焦化、吸收穩定、脫硫（醇）工藝原理1.延遲焦化工藝過程延遲焦化工藝是焦炭化過程（簡稱焦化）主要的工業化形式，由于延遲焦化工藝技術簡單，投資及操作費用較低，經濟效益較好，因此，世界上85%以上的焦化處理裝置都采用延遲焦化工藝。也有部分國外煉油廠（如美國）采用流化焦化工藝，這種工藝使焦化過程連續化，解決了除焦問題，而且焦炭產率降低，液體產率提高；另外，由于該工藝加熱爐只起到預熱原料的作用，爐出口溫度較低，從而避免了加熱爐管結焦的問題，所以該工藝在原料的選擇范圍上比延遲焦化有更大的靈活性，但是該工藝由于技術復雜，投資和操作費用較高，且焦炭只能作為一般燃料利用，故流化焦化技術沒有得到太廣泛的應用。近年來還有一種焦化工藝叫靈活焦化，這種工藝不生產石油焦，但是除了生產焦化氣體、液體外，還副產難處理的空氣煤氣，加之其技術復雜、投資費用高，該工藝也未被廣泛采用。而其它比較早的焦化工藝（如釜式焦化等）基本被淘汰。延遲焦化工藝基本原理就是以渣油為原料，經加熱爐加熱到高溫（500左右），迅速轉移到焦炭塔中進行深度熱裂化反應，即把焦化反應延遲到焦炭塔中進行，減輕爐管結焦程度，延長裝置運行周期。焦化過程產生的油氣從焦炭塔頂部到分餾塔中進行分餾，可獲得焦化干氣、汽油、柴油、蠟油、重蠟油產品；留在焦炭塔中的焦炭經除焦系統處理，可獲得焦炭產品（也稱石油焦）。表2-1例舉了兩種減壓渣油進行焦化所得產物的產率分布。表2-2例舉了焦化氣體的組成。表1-3 延遲焦化的產率分布項 目大慶減壓渣油勝利減壓渣油相對密度，20殘碳（質量分數），%產品分布（質量分數），% ：氣體汽油柴油蠟油焦炭液體收率0.92218.88.315.736.325.714.077.70.969813.96.814.735.619.023.969.3表1-4 焦化氣體組成組 分氫甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯丁烷丁烯含量（體積分數），%5.4047.8013.601.828.264.003.443.70組 分戊烷戊烯六碳烴硫化氫二氧化碳一氧化碳氮+氧-含量（體積分數），%2.662.200.584.140.320.810.25-減壓渣油經焦化過程可以得到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，它們的安定性很差，必須經過加氫精制等精制過程加工后才能作為發動機燃料。焦化蠟油主要是作為加氫裂化或催化裂化的原料，有時也用于調和燃料油。焦炭（也稱石油焦）除了可用作燃料外，還可用作高爐煉鐵之用，如果焦化原料及生產方法選擇適當，石油焦經煅燒及石墨化后，可用于制造煉鋁、煉鋼的電極等。焦化氣體含有較多的甲烷、乙烷以及少量的丙烯、丁烯等，它可用作燃料或用作制氫原料等石油化工原料。從焦化過程的原料和產品可以看到焦化過程是一種渣油輕質化過程。作為輕質化過程，焦化過程的主要優點是它可以加工殘碳值及重金屬含量很高的各種劣質渣油，而且過程比較簡單、投資和操作費用較低。它的主要缺點是焦炭產率高及液體產物的質量差。焦炭產率一般為原料殘碳值的1.42倍，數量較大。但焦炭在多數情況下只能作為普通固體燃料出售，售價還很低。盡管焦化過程尚不是一個很理想的渣油輕質化過程，但在現代煉油工業中，通過合理地配置石油資源和優化裝置結構，它仍然是一個十分重要的提高輕質油收率的有效途徑。近年來，對用于制造冶金用電極，特別是超高功率電極的優質石油焦的需求不斷增長，對某些煉油廠，生產優質石油焦已成為焦化過程的重要目的之一。2.延遲焦化反應機理渣油在熱的作用下主要發生兩類反應：一類是熱裂解反應，它是吸熱反應；另一類是縮合反應，它是放熱反應。總體來講，焦化反應在宏觀上表現為吸熱反應。而異構化反應幾乎不發生。渣油的熱反應可以用自由基鏈反應機理來解釋。一般認為烴類熱反應的自由基鏈反應大體有如下三個階段：鏈的引發，鏈的增長和鏈的終止。鏈的引發烴分子分解為自由基是由于鍵CC的均裂，而不是CH鍵，因后者的鍵能較大，并且主要斷裂在碳鏈的中部，如：C16H342CH3(CH2)6CH2鏈的增長這是一種由一個自由基轉化為另一個自由基，使自由價繼續傳遞下去的過程。在此過程中，較小的自由基如H 、CH3 、C2H5能在短時間內獨立存在；而較大的自由基則比較活潑和不穩定，只能在瞬間存在，因此它會繼續分裂，成為烯烴和小的自由基；這些小的自由基會繼續攻擊其它烴分子，產生新的自由基，新的自由基繼續分裂，這樣就形成了一個不斷增長的反應鏈。直到反應產物離開反應系統，鏈的增長才會結束。具體通過如下反應： 自由基的奪氫反應其通式為：H + RHH2 + R R + RH RH + R烴分子中碳原子上的氫被奪取的難易程度由易到難的次序是叔碳仲碳伯碳。它們與自由基反應的相對速度也是按照這個次序進行的，而且溫度越高，它們之間的差別也越小。 自由基的分解反應自由基本身可以分解，生成一個烯烴分子和一個含碳數較少的新自由基，從而使其自由價傳遞下去。自由基的分解主要發生在具有未成對電子碳的-鍵位置上，這也就是所謂的-斷裂規則。如：CH3CH2CHCH3CH2=CHCH3 + CH3 自由基的加成反應 這是上述自由基分解反應的逆反應，含碳數較少的自由基可與烯烴加成而生成含碳數更多的自由基。鏈的終止自由基可相互結合成為穩定的分子而使鏈反應中斷，如：H + H H2H + RRHR + RRR根據上述歷程，即使象乙烷這樣簡單的烴分子，它的熱反應也是相當復雜的。其控制步驟是鏈的引發（此步驟所需活化能最高）。值得注意的是，并不是所有烴類的熱解反應都是自由基鏈反應，有的烴類如環幾烷雖然在反應中也斷環而生成自由基，但隨即分解而為穩定的產物，并不形成鏈反應。因此，環幾烷單獨進行熱解時反應速度較慢，約為正幾烷的八分之一。CH2CH2CH2CH2CH2CH2CH2=CH2 + CH2=CH-CH2-CH33.烴類的熱反應烴類熱轉化反應首先是分子鏈的斷裂。鏈的斷裂是吸熱反應，因而分子鏈較弱的部位，即鍵能小，斷裂時需要的能量較小的部位，比鍵能較強的部位容易發生斷裂。表2-3列出了烴類分子中幾種不同形式化學鍵的鍵能數據。從中可以看出，鏈烷烴的C-C鍵最弱，而芳烴、烯烴、炔烴的C-C鍵最強。因此斷裂反應多半先在鏈烷烴、環烷烴側鏈和芳烴側鏈的C-C鍵發生。表1-5 不同形式化學鍵的鍵能化學鍵鍵能，kJ/molH-HC-HC鏈烷-C鏈烷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、環烷、烯、炔和芳碳原子與氫原子構成的化學鍵。 包括直鏈、側鏈和環烷鏈仲碳原子與碳原子構成的飽和鍵。（1）.烷烴的熱反應烷烴的熱反應主要有兩類： CC鍵斷裂生成較小分子的烷烴和烯烴。 CH鍵斷裂生成碳原子數保持不變的烯烴及氫。上述兩類反應都是強吸熱反應。烷烴的熱反應行為與其分子中的各鍵能大小有密切的關系。從烷烴的鍵能數據可以總結出一些規律： CH鍵的鍵能大于CC鍵的，因此CC鍵更易于斷裂。 長鏈烷烴中，越靠近中間處，其CC鍵能越小，也就越容易斷裂。 隨著分子量的增大，烷烴中的CC鍵及CH鍵的鍵能都呈減小的趨勢，也就是說它們的熱穩定性逐漸下降。 異構烷烴中的CC鍵及CH鍵的鍵能都小于正構烷烴，說明異構烷烴更易于斷鏈和脫氫。 烷烴分子中叔碳上的氫最容易脫除，其次是仲碳上的，而伯碳上的氫最難脫除。從熱力學判斷，在500左右，烷烴脫氫反應進行的可能性不大。當溫度高達700左右時，脫氫反應的可能性明顯增大。從動力學考慮，烴類的熱解反應性是以其反應速度來判斷的，通常： 隨著溫度的升高，烴類的反應速度迅速增大。大體上，溫度每增高10，反應速度增大1.52倍。 隨著烷烴分子量的增大，其反應速度明顯加快。其反應速度常數與分子中的碳原子數幾乎是線性關系。 在分子中碳數相同的情況下，異構烷烴的熱解反應速度比正構烷烴稍快。 烷烴熱解反應的活化能通常在200300kJ.mol-1左右。（2）.環烷烴的熱反應環烷烴的熱反應主要發生下列三類反應： 側鏈斷裂反應在高溫下，環烷烴側鏈上的C-C鍵和烷烴一樣也能發生斷鏈反應，使側鏈變短或脫除，同時生成較小分子的烷烴或烯烴，比如：C10H21C5H11 + C5H10C5H10 + C5H12 環烷環的斷裂反應環烷環的環上的C-C鍵的熱穩定性較側鏈高，但在溫度較高時環烷環也會斷裂生成小分子烯烴。比如：CH2= CH2+ CH3- CH2-CH= CH2CH2=CH2 + CH3-CH=CH2 脫氫反應環烷環在加熱條件下，還會發生脫氫反應生成環烯烴直至芳香烴。單環環烷烴的脫氫反應須在600以上才能進行，但雙環環烷烴在500左右就能進行脫氫反應，生成環烯烴。研究發現，環烷烴的反應速度比碳數相同的烷烴小；五員環烷則比六員環烷更難于熱解。有的研究還表明，帶有烷基側鏈的環烷烴的反應速度比無側鏈的環烷烴快。如在500時，乙基環己烷的熱解反應速度比環己烷要大五倍。（3）.芳香烴的熱反應芳香環極為穩定，一般條件下芳環不會斷裂，但在較高溫度下會進行脫氫縮合反應，生成環數較多的芳烴，直至生成焦炭。烴類熱反應生成的焦炭是H/C原子比很低的稠環芳烴，具有類石墨狀結構。它主要發生下列反應。 烷基芳香烴的斷側鏈及脫烷基反應比如：CH2 CH2 CH2RCH3 + CH2=CHRCH=CH2 + CH3RCHCH3CH3CH=CH2 + CH4CCH3CH3CH3+ CH2=CCH3CH3 側鏈的脫氫反應側鏈的脫氫反應需在更高的溫度（650700）時才能發生，如：C2H5CH=CH2 + H2 縮合反應芳香烴在高溫下能脫氫縮合成環數更多的芳烴，其縮合程度逐漸增大，直至成為H/C比很低的焦炭。比如：2+ H22CH3CH2-CH2+ H22+ 2H2（4）.環烷芳香烴的熱反應環烷芳香烴的反應按照環烷環和芳香環之間的連接方式不同而有區別。例如，在加熱條件下， 類型的烴類的第一步反應為連接兩環的鍵斷裂，生成環烯烴和芳香烴，在更苛刻的條件下，環烯烴能進一步破裂開環。類型的烴類的熱反應主要有二種：環烷環斷裂生成苯的衍生物，以及縮合生成高分子的多環芳香烴。（5) .烯烴的熱反應天然原油一般不含烯烴，但在石油二次加工的產物中大多含有烯烴。烯烴是很活潑的烴類，在受熱的條件下它們進一步裂解，同時與其它烴類交叉地進行反應，于是反應變得極其復雜。在不高的溫度下，烯烴裂解成氣體的反應遠不及縮合成高分子疊合物的反應來得快。但是由于縮合作用所生成的高分子疊合物也會發生部分裂解，縮合反應和裂解反應就交叉地進行，使烯烴的熱反應產物的餾程范圍變得很寬，而且在反應產物中存在飽和烴、環烷烴和芳香烴。烯烴在低溫、高壓下，主要反應是疊合反應。當溫度升高到400以上時，裂解反應開始變得重要，碳鏈斷裂的位置一般在烯烴雙鍵的位置。烯烴分子的斷裂反應也有與烷烴相似的規律。當溫度超過600時，烯烴縮合成芳香烴、環烷烴和環烯烴的反應變的重要起來。它主要的反應可以歸納如下： 斷鏈反應較大分子的烯烴可以斷鏈而成為兩個較小的烯烴分子，斷裂的位置一般是在雙鍵的-位，因為該處的C-C鍵鍵能較小。以1-戊烯為例，其-及-位的鍵能（kJ.mol-1）和-斷裂反應如下式：CH2= CHCH2CH2CH3381289CH2=CH-CH3 + CH2=CH2 脫氫反應烯烴可進一步脫氫生成二烯烴，如1-丁烯脫氫為丁二烯。CH2=CH-CH2-CH3CH2=CH-CH= CH2 +H2 歧化反應這是烯烴特有的反應。兩個相同分子的烯烴可以歧化為兩個不同的烴分子。例如丙烯可發生下列歧化反應：2C3H6C4H8 + C2H42 C3H6CH4 + C5H82 C3H6C6H10 + H22 C3H6C2H6 + C4H6 二烯合成反應二烯烴可與烯烴進行二烯合成反應而生成環烯烴，它還能進一步脫氫成為芳香烴，如：R+R+ 芳構化反應分子中含有六個或更多的成鏈的碳原子的烯烴，可環化脫氫生成芳香烴，如：RR+ 3H2（6）.膠質和瀝青質的熱反應膠質、瀝青質主要是多環、稠環化合物，分子中也多含有雜原子。它們是相對分子質量分布范圍很寬、環數及其綢合程度差別很大的復雜混合物。縮合程度不同的分子中也含有不同長度的側鏈及環間的鏈橋。因此，膠質及瀝青質在熱反應中，除了經縮合反應生成焦炭外，還會發生斷側鏈、斷鏈橋等反應，生成較小的分子。研究表明，輕、中、重膠質及瀝青質的熱反應行為有明顯的差別，隨著縮合程度的增大，餾分油的相對產率下降而焦炭的相對產率增大，對瀝青質而言，在460、45min的條件下，已轉化的原料中約3/4都轉化為焦炭。瀝青質分子的綢合程度很高，帶有的烷基鏈很少，而且是很短的側鏈，因此，反應生成的氣體也很少。總之，烴類在加熱的條件下，反應基本上可以分成裂解與縮合（包括疊合）兩個方向。裂解方向產生較小的分子，而縮合方向則生成較大的分子。烴類的熱反應是一種復雜的平行-順序反應。這些平行的反應不會停留在某一階段上，而是繼續不斷地進行下去。隨著反應時間的延長，一方面由于裂解反應，生成分子越來越小、沸點越來越低的烴類（如氣體烴）；另一方面由于縮合反應生成分子越來越大的稠環芳香烴。高度縮合的結果就產生膠質、瀝青質，最終生成碳氫比很高的焦炭。4.渣油熱反應的特征渣油是多種烴類化合物組成的極為復雜的混合物，其組分的熱反應行為自然遵循各族烴類的熱反應規律。但作為一種復雜的混合物，渣油的熱反應行為不是各族烴類熱反應行為的簡單相加，它具有自己的特點。（1） 平行-順序反應特征渣油熱反應比單體烴更明顯地表現出平行-順序特征。圖2-1和圖2-2表示出了這個特征。渣油中間餾分殘油汽油焦炭裂化氣圖2-1 渣油的平行-順序反應特征圖2-2 渣油熱反應產物分布隨時間的變化1原料；2中間餾分；3汽油；4裂化氣5殘油；6焦炭產率（質量分數），%反應時間234561由圖可見，隨著反應深度的增大，反應產物的分布也在變化。作為中間產物的汽油和中間餾分油的產率，在反應進行到某個深度時會出現最大值，而作為最終產物的氣體和焦炭則在某個反應深度時開始產生，并隨著反應深度的增大而單調地增大。（2） 生焦傾向性高的特征渣油熱反應時容易生焦，除了由于渣油自身含有較多的膠質和瀝青質外，還因為不同族的烴類之間的相互作用促進了生焦反應。芳香烴的熱穩定性高，在單獨進行反應時，不僅裂解反應速度低，而且生焦速度也低。例如在450下進行反應，要生成1%的焦炭，烷烴（C25H52）要144min，十氫萘要1650min，而萘則需670000min。但是如果將萘與烷烴或烯烴混合后進行熱反應，則生成速度顯著提高。根據許多實驗結果，焦炭生成的過程大致可以描述如下：芳香烴烷烴烯烴縮合產物膠質、瀝青質焦炭（碳青質）含膠質甚多的原料油，如將它用不含膠質且對熱很穩定的油品稀釋，可以使生焦量減少。由此可見，當兩種化學組成不同的原料油混合進行熱反應時，所生成的焦炭可能比它們單獨反應時更多，也可能減少。在進行原料油的混合時應予以注意。（3） 相分離特征減壓渣油是一種膠體分散體系，其分散相是以瀝青質為核心并吸附以膠質形成的膠束。由于膠質的膠溶作用，在受熱之前渣油膠體體系是比較穩定的。在熱轉化過程中，由于體系的化學組成發生變化，當反應進行到一定深度后，渣油的膠體性質就會受到破壞。由于縮合反應，渣油中作為分散相的瀝青質的含量逐漸增多，而裂解反應不僅是分散介質的粘度變小，還使其芳香性減弱，同時，作為膠溶組分的膠質含量則逐漸減少。這些變化都會導致分散相和分散介質之間的相容性變差。這種變化趨勢發展到一定程度后，就會導致瀝青質不能全部在體系中穩定地膠溶而發生部分瀝青質聚集，在渣油中出現了第二相（液相）。第二相中的瀝青質濃度很高，促進了縮合生焦反應。渣油受熱過程中的相分離問題在實際生產中也有重要意義。例如，渣油熱加工過程中，渣油要通過加熱爐管，由于受熱及反應，在某段爐管中可能會出現相分離現象而導致生焦。如何避免出現相分離現象或縮短渣油在這段爐管中的停留時間對減少爐管內結焦、延長開工周期是十分重要的。又如在降低燃料油粘度的減粘裂化過程中，若反應深度控制不當，引起分相、分層現象，對生產合格燃料油也是不允許的。5.吸收、解吸、穩定原理及影響因素（1） 吸收、解吸、穩定的基本原理吸收過程是當溶質氣相中的分壓大于該組份在溶液中的蒸汽壓，溶質就從氣相轉移到液相，這個壓力差就是吸收過程的壓力差。解吸過程是當溶質的蒸汽分壓大于該組份在氣相中的分壓，溶質就從溶液中解吸出來。吸收過程利用氣體混合物各組份在液相中具有不同的溶解度來分離氣體混合物。焦化分餾系統來的焦化富氣富氣壓縮機壓縮，進入汽油吸收塔和柴油再吸收塔，利用粗汽油和穩定汽油及柴油作為吸收劑，吸收壓縮富氣中的C3、C4、C5組份。汽油吸收塔中，被吸收的C3、C4組份稱為溶質或吸收質，分離出貧氣，進入柴油吸收塔。富吸收油進入解吸塔和穩定塔經重沸分離，分離出液化氣。穩定過程實質上就是一個多組份的精餾過程，它的原理就是精餾原理。即：不平衡的氣液兩相在塔盤上逆向接觸進行傳質傳熱，氣相中重組份（高沸點物）優先冷凝，液相中輕組份（低沸點物）優先汽化，最后塔頂部得到較純的輕組份，底部得到較純的重組份，從而達到對產品精餾的目的。（2） 影響吸收、解吸、穩定的因素n 操作溫度對吸收過程的影響在一定壓力和氣體的原始組成下，溫度升高使吸收油用量增加，同時也使回收下來的混合物中C1、C2含量增大。這樣降低了吸收效果，增大了解吸負荷。故低溫有利于吸收過程。但溫度太低，會使吸收劑粘度增大，也會降低吸收效果。n 操作壓力對吸收過程的影響壓力升高有利于吸收，但壓力太高會影響各組份的吸收比例，同時受氣壓機出口壓力的限制。當壓力升高時，C1、C2的平衡常數比C3、C4的平衡常數減小得更快，說明吸收劑的選擇性下降。n 吸收劑質量對吸收的影響考慮到裝置胺液再生的情況，如果富胺液中的烴類凝液全部被再生系統脫除，那么胺液就相當于新鮮的胺液，但是隨著裝置的運行，胺液中的烴類殘留量逐漸增大，使胺液的吸收的能力下降。n 液氣比對吸收的影響液氣比指吸收劑量與被吸收氣體量的比值。當液氣比減小時,吸收劑量減小,吸收推動力下降,富吸收油濃度增加,當吸收劑量減小到使富吸收油操作濃度等于平衡濃度時,吸收推動力為零,這時的液氣比稱為最小液氣比。加大液氣比有利于吸收,但液氣比過大會降低富吸收油中溶質濃度,不利于解吸,使解吸塔和穩定塔的液體負荷增加,塔底重沸器熱負荷加大,輸送動力增加,但液氣比也不可過小,會造成吸收失去推動力,吸收無法進行。n 解吸過程與吸收過程正好相反,故凡不利于吸收的因素(如提高溫度,降低壓力,通入蒸汽等)對于解吸過程都會產生有利的影響。但需注意：雖然降低壓力對解吸有利,有時為了冷凝從吸收油解吸出來的烴類而要求有較高的壓力。n 操作溫度對穩定過程的影響其它條件不變的情況下，操作溫度升高，穩定汽油蒸汽壓降低，液化氣中C5組分含量增加。n 操作壓力對穩定過程的影響其它條件不變的情況下，操作壓力升高，穩定汽油蒸汽壓增加，液化氣中C5組分含量降低。n 操作回流比對穩定過程的影響其它條件不變的情況下，操作回流比增加，穩定汽油蒸汽壓增加，液化氣中C5組分含量降低。6.脫硫反應的機理和影響因素（1） 脫硫反應機理干氣和液態烴用堿性的MDEA溶液，在高壓低溫下，在脫硫塔內脫除硫化氫，脫后干氣送出裝置至系統管網作燃料，液化氣至液化氣脫硫醇系統。由于醇胺類溶液與H2S反應是可逆的，吸收了H2S的胺液可以加熱再生循環使用。上述反應式說明平衡溶液的H2S負荷與溫度有關。當MDEA濃度一定時，平衡溶液的H2S負荷隨溫度升高而下降，因此吸收推動力為：P=平衡溶液中H2S負荷實際溶液H2S負荷當溫度低時，平衡溶液的H2S負荷高，P大，容易吸收H2S。在低溫高壓時，MDEA溶液具有堿性，吸收H2S，上述反應的平衡向右移動。相反高溫低壓時，MDEA水溶液呈現酸性，解析（再生）出H2S，脫除H2S后的MDEA溶液循環使用。（2） 脫硫反應的影響因素n MDEA吸收溫度對吸收效果的影響吸收溫度是指貧液入塔溫度和塔的操作溫度。該溫度低，有利于吸收，因為低溫 H2S被吸收的推動力增加，但溫度過低，可能導致氣體中殘留的C5、C6組份的冷凝，造成胺液起泡、使吸收操作破壞，MDEA溶液損失加大。一般要求貧液的入塔溫度比氣體入塔溫度高約3，這樣能避免烴的冷凝。另外，也要注意到吸收是放熱反應，造成胺液溫度上升。n MDEA吸收壓力對吸收效果的影響吸收塔的壓力主要受進料氣的壓力而決定。吸收塔的壓力高，貧液吸收 H2S的吸收效率就高，吸收推動力大。n 循環量對吸收效果的影響MDEA溶液濃度高，吸收推動力大，對吸收有利，同時循環量可減少。但MDEA溶液濃度過高，則會引起溶液發泡，對設備腐蝕加重，MDEA損失加大。一般MDEA溶液濃度控制在1530（wt）。生產過程中要經常檢查MDEA溶液的濃度和變質情況，必要時補充軟化水或更換(補充)新鮮MDEA。MDEA溶液的循環量與MDEA溶液濃度和MDEA的酸氣負荷有關，其循環量的大小可用下式計算：式中：W循環量(kg/h) n吸收的H2S量(kmol/h) Lr富液中酸氣負荷(molH2S/molMDEA) L貧液中酸氣負荷(molH2S/mMDEA) CMDEA溶液的濃度(wt%)由上式可看出，MDEA溶液濃度高、富液酸氣負荷高、貧液酸氣負荷低，循環量就低。貧MDEA溶液的酸氣負荷不僅影響循環量，而且直接影響原料氣中H2S的含量，所以降低原料氣中H2S含量，關鍵是降低貧MDEA的酸氣負荷，通過提高再生塔的溫度或降低再生塔的壓力，達到再生塔解析H2S完全的目的。但是提高再生溫度，蒸汽消耗量增加，MDEA損失加大，設備腐蝕加重，因此只需確保脫后干氣中H2S含量小于50mg/l。7.脫硫醇反應機理和影響因素（1） 脫硫醇反應機理在脫硫醇系統中輕烴物料中的硫醇及H2S與氫氧化鈉溶液(NaOH)起反應生成硫化鈉(Na2S)和硫醇鈉鹽(NaSR)以及水(H2O)。由于這些硫化物的鈉鹽不溶于烴類，所以它們溶入氫氧化鈉水溶液而被有效地從輕烴中除去。反應機理如下：本裝置采用纖維膜脫硫醇技術，技術核心是采用纖維膜接觸器，由于表面張力的作用，使堿液在金屬纖維狀填料表面自動形成液膜。當應用于油-水二相反應體系時，使二相接觸面積劇增，傳質距離縮短，從而大大提高了反應效率。（2） 脫硫醇反應的影響因素為了有效地脫除硫醇，很重要的一點是在循環堿液中維持較高的NaOH含量，或者維持較高的堿液循環量。隨著NaOH含量或循環量的下降，硫醇抽提的效率也會下降，同時精制烴物料中RSH的含量就會增加。如果NaOH濃度或循環量下降到一定程度，脫硫醇反應就無法有效地進行，液化氣中硫醇含量就會不合格。從這些趨勢看來，為了盡可能地降低硫醇的濃度，應該最大限度地提高NaOH的含量和循環量。但是，堿液濃度過高會導致再生堿液含有較高的二硫化物油，再生堿液含有的二硫化物油將被精制液化氣反抽提，從而增加液化氣的總硫含量；高循環量會有較多的二硫化物油從再生循環堿液中被反抽提到液化氣中。8.堿液再生機理和影響因素（1） 堿液再生機理堿液再生系統的作用是氧化脫硫醇系統中形成的硫化鈉和硫醇鈉，并從堿液中脫除該氧化產物。該氧化過程可回收抽提反應中所使用的大部分NaOH,并使所抽提的硫醇轉換為烴相的含二硫化物油（DSO）。由于大部分DSO不溶于水相，所以與堿液得以分離，從而使堿液再生。反應機理如下：（2） 堿液再生反應的影響因素n 操作條件對堿液再生的影響再生溫度高，再生效果就好。但再生溫度高，設備腐蝕嚴重。本裝置再生塔進料溫度控制在52-60。n 催化劑對反應的影響由于這些反應速度很慢，故需要使用催化劑以增加反應速度。催化劑可促進氧化反應并留在堿液相內，隨其在整個系統中循環。（四）延遲焦化、吸收穩定、脫硫（醇）工藝流程1.工藝流程說明（1） 焦化部分焦化原料（160，0.8MPag）直接來自渣油罐區或常減壓蒸餾裝置，進裝置界區后首先經柴油-原料油換熱器（E-103/EH）與焦化柴油換熱后進入裝置界區內的原料油緩沖罐（D101），然后由原料泵（P101A/B）抽出先后經柴油-原料油換熱器（E-103/A-D）、中段-原料油換熱器（E104AD）、蠟油-原料換熱器（E105AF）熱后進入分餾塔（C102）底部，在此與來自分餾塔上部換熱板的熱循環油一起流入塔底，在325下，用加熱爐進料泵（P102A/B）抽出分四路在流控下打入焦化加熱爐（F101）快速升溫到500，然后經四通閥入焦炭塔（C-101A/B）底部。焦化加熱爐每路設3個注汽點，以加速爐管內流速，減緩管內結焦。循環油和原料油一起在焦炭塔內由于高溫長停留時間，產生裂解、縮合等一系列反應，最后生成富氣、汽油、柴油、蠟油等產品和石油焦。焦炭結聚在塔內。高溫油氣與進入分餾塔由蠟油直接換熱后，被冷凝的循環油流入分餾塔換熱板下。分餾塔蠟油集油箱中的蠟油由蠟油回流泵（P-105A/B）抽出，泵出口分兩股，一股返回蠟油集油箱下作熱回流，另一股經蠟油-原料油換熱器（E-105/A-F）后、至吸收穩定部分穩定塔塔底重沸器（E-207）做熱源，換熱后返回焦化部分蠟油蒸汽發生器（ER-101）換熱后分為兩股，一股返回分餾塔作取熱回流，另一股作為產品由蠟油產品,經蠟油產品泵(P-105C/D)升壓，經蠟油-除氧水換熱器（E-108A/B）、蠟油-除鹽水換熱器（E-108C）、蠟油-熱水換熱器冷到90送出裝置。中段回流油由中段回流泵（P-106A/B）從分餾塔抽出，然后經中段回流-原料油換熱器（E-104/A-D），吸收穩定部分脫吸塔塔底重沸器（E-204）做熱源換熱冷卻到220后一股返回分餾塔作回流，另一股至焦炭塔頂油氣線做急冷油。柴油從分餾塔由柴油泵（P-107A/B）抽出，一部分返回柴油集油箱下做熱回流，一部分至柴油-原料油換熱器（E-103/A-H），換熱后一部分與富吸收柴油混合，作為分餾塔取熱回流，另一部分經柴油-富吸收油換熱器（E-107）換熱，柴油-熱水換熱器、柴油空冷器（A-103/A-B）冷卻后一部分返回分餾塔，另一部分經柴油冷卻器（E-112）冷卻到55，分二股，一股作為柴油產品出裝置去加氫精制，另一股經貧吸收柴油冷卻器（E-203）冷至40后由貧吸收柴油泵（P-207A/B）打入柴油吸收塔（C-204）作為柴油吸收劑。自柴油吸收塔（C-204）底返回的富吸收柴油經與柴油換熱后和自柴油-原料油換熱器及柴油空冷器來的柴油一起，作為分餾塔柴油取熱回流。為了保證來自系統的脫硫燃料氣入加熱爐火嘴前不帶凝液，燃料氣與自分餾塔來的頂循回流油經頂循-瓦斯換熱器（E-102）換熱至110供加熱爐使用，頂循回流油與燃料氣換熱后，再由塔頂循環回流泵（P-108A/B）送經頂循-熱水換熱器、分餾塔塔頂循環回流空冷器（A-102/A-F）冷卻到60返回到分餾塔，控制分餾塔頂溫度。分餾塔頂油氣經油氣-熱水換熱器、塔頂空冷器（A-101/A-H）、分餾塔頂后冷器（E-101/A-H）冷卻到40流入分餾塔頂氣液分離罐（D-102），分出的焦化富氣經壓縮機入口分液罐分液后進入富氣壓縮機，汽油由汽油泵（P-109A/B）送去吸收穩定部分汽油吸收塔（C-201）作吸收劑，含硫污水由含硫污水泵（P-112A/B）送出裝置。焦炭塔吹汽、冷焦產生的大量高溫蒸汽及少量油氣進入放空塔（C103），從頂部打入蠟油餾分，洗滌下油氣中的柴油以上餾分。放空塔底重油用泵（P-113A/B）抽出，送經水箱冷卻器（E111A/B）冷卻后，一部分作為放空塔頂回流，控制頂部氣相溫度170左右，另一部分在液面控制下送出裝置至污油罐或回煉。放空塔頂大量蒸汽及油氣直接進入空冷器（A105A-H）、放空塔頂后冷器（E110A-D）冷到40進入塔頂氣液分離罐（D106），分出的輕污油由污油污水泵（P-114A/B）送出裝置，污水至冷切焦水系統隔油處理后作為冷切焦水補充水，不凝氣排入瓦斯放火炬系統或壓縮機入口。（2） 壓縮吸收穩定部分自焦化部分來的富氣經焦化富氣壓縮機（K-201）升壓到1.35Mpa(g)，然后經富氣空冷器（A-201A/B），冷卻到60后，與汽油吸收塔（C-201）底泵（P-201A/B）抽出的富吸收汽油及脫吸塔（C-202）頂氣混合進入飽和吸收油冷卻器（E-201A/B），冷卻到40后進入焦化富氣平衡罐（D-203）分液后的氣體進入汽油吸收塔（C-201）用焦化部分來的汽油吸收，用穩定汽油作為補充吸收劑增加對富氣中C3、C4的吸收率。為提高吸收率，汽油吸收塔設一個中段回流。汽油吸收塔頂流出的貧氣去柴油吸收塔（C-204）經柴油吸收，脫去氣體中的汽油組分后去脫硫部分；柴油吸收塔塔底富吸收柴油在塔底液面控制下自壓經換熱后返回分餾塔作回流。富氣平衡罐（D-203）平衡后的汽油自罐底作為脫吸塔進料經脫吸塔進料泵（P-203A/B）抽送與穩定塔底的穩定汽油經脫吸塔進料-穩定汽油換熱器（E-206）換熱至91后進脫吸塔頂，在塔中脫除富吸收汽油中的C2以上輕組分。脫吸塔底脫乙烷汽油作為穩定塔進料，經穩定塔進料泵（P-204A/B）送入穩定塔（C-203）第20、24、28層。穩定塔頂氣經穩定塔頂冷凝器（E-210/A-D）冷卻至40后進入穩定塔頂回流罐（D-204），罐中的液化氣由穩定塔頂回流泵（P-205A/B）抽出后分為兩股，一部分作為回流返回穩定塔頂控制液化氣中的C5+含量，另一部分液化氣液控去脫硫部分。穩定塔底的穩定汽油依次經脫吸塔中間重沸器（E-205）、脫吸塔進料-穩定汽油換熱器（E-206）、熱水換熱器換熱后經過穩定汽油空冷器（A-202/A-B）、穩定汽油冷卻器（E-209A/B）冷卻至40，一部分穩定汽油由補充吸收劑泵（P-206A/B）打入汽油吸收塔第40層作補充吸收劑，另一部分穩定汽油在穩定塔液控下出裝置。（3） 脫硫、脫硫醇部分自吸收穩定部分來的干氣和液化氣分別進入干氣脫硫塔（C-301）和液化氣脫硫塔（C-302），用MDEA溶劑進行脫硫，干氣脫硫塔頂流出的凈化干氣在壓控下并入燃料氣管網，液化氣脫硫塔頂的凈化液化氣送至液化氣脫硫醇部分。干氣脫硫塔和液化氣脫硫塔底富溶劑混合自壓出裝置去溶劑再生。經胺液吸收脫除硫化氫的液化氣經過濾器過濾后進入液化氣脫硫醇一級纖維膜接觸器（D-305）頂部，在此和堿液接觸，預堿洗后的液化氣進入液化氣脫硫醇二級纖維膜接觸器（D-306）進行堿洗。堿液在開工前已循環，首先濕潤接觸器中的金屬纖維，并沿纖維絲向下流動，液化氣順著纖維束與堿液同方向平行流動，使得液化氣與堿液之間在纖維束上形成一層流動的薄膜，從而增大了傳質面積，提高傳質速率，硫化氫和硫醇被抽提到堿液中，含有硫化鈉和硫醇鈉鹽的堿液脫離纖維，在分離器D-305底部沉降，循環堿液自壓至堿液氧化部分。二次堿洗后的焦化液化氣從D-306頂部出來進入液化氣水洗沉降罐和凈化液化氣聚結器在壓控下送出裝置。從D-305底部沉降的含有硫醇鈉鹽循環堿液通過液位控制進入液化氣脫硫醇堿液加熱器（E-303），用蒸汽加熱堿液至60左右，在堿液氧化混合器（M-301）中注入一定量空氣，與空氣混合后的堿液進入液化氣脫硫醇堿液氧化塔（C-303），在液化氣脫硫醇堿液氧化塔中硫醇鈉鹽與空氣中的氧發生反應，轉化為二硫化物和堿,從堿液氧化塔頂出來的含有二硫化物的堿液進入液化氣脫硫醇汽油堿液分離罐（D-309）、液化氣脫硫醇堿液抽提罐（D-310）用汽油進行抽提，在此堿液與二硫化物進行分離，二硫化物溶于汽油中通過液控送至穩定汽油出裝置。分出二硫化物的堿液通過液化氣脫硫醇堿液循環泵（P-303C/D）升壓至液化氣脫硫醇堿液冷卻器冷卻后打入D-306頂部循環使用，當循環堿液濃度降低至一定濃度而液化氣中硫醇不合格時，用泵將堿渣送出裝置。（4） 熱工系統 概況為了充分利用蠟油的余熱，降低裝置能耗，在裝置內設置了一臺蠟油蒸汽發生器ER101，正常情況下可產生1.01.2MPa（g）的飽和蒸汽5.29t